JP2020147481A - アンモニア分解設備、これを備えるガスタービンプラント、アンモニア分解方法 - Google Patents

アンモニア分解設備、これを備えるガスタービンプラント、アンモニア分解方法 Download PDF

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Abstract

【課題】アンモニアの熱分解で生成された分解ガス中の残留アンモニアを少なくする。【解決手段】アンモニア分解設備５０は、ガスタービン１１で発生した熱で加熱された熱媒体が流れる熱媒体ライン８５と、アンモニアが流れるアンモニア供給ライン８１と、アンモニア分解装置５１と、アンモニア除去装置６１と、を備える。アンモニア分解装置５１は、熱媒体ライン８５からの熱媒体の熱を利用して、アンモニア供給ライン８１からのアンモニアを熱分解して、水素と窒素と残留アンモニアを含む分解ガスＤＧを生成する。アンモニア除去装置６１は、アンモニア分解装置５１からの分解ガスＤＧ中に含まれる残留アンモニアを除去する。【選択図】図１

Description

本発明は、アンモニアを分解するアンモニア分解設備、これを備えるガスタービンプラント、アンモニア分解方法に関する。
地球環境保全のためＣＯ２排出量を削減するため、燃焼してもＣＯ２を排出しない水素を燃料として利用することが有力な選択肢となっている。しかし、例えば、ガスタービンの燃料として広く使われている液化天然ガスなどの燃料と比較して、水素は、その輸送や溜蔵は容易ではない。このため、水素に変換可能なアンモニアを燃料として利用することが検討されている。
以下の特許文献１には、アンモニアを加熱して、このアンモニアを水素と窒素に分解する分解装置を備えたガスタービンプラントが記載されている。このガスタービンプラントの分解装置は、ポンプで昇圧された液体アンモニアとガスタービンから排気された排気ガスとを熱交換させて、アンモニアを加熱して、このアンモニアを熱分解させ、水素と窒素とを含む分解ガスにする。この分解ガスは、そのままガスタービンの燃焼器に導かれる。
また、以下の特許文献２にも、アンモニアを加熱して、このアンモニアを水素と窒素に分解する加熱装置を備えたガスタービンプラントが記載されている。このガスタービンプラントの加熱装置は、液体アンモニアとガスタービンから排気された排気ガスとを熱交換させて、アンモニアを加熱して、このアンモニアを熱分解させ、水素と窒素とを含む分解ガスにする。この分解ガスは、ガスタービンの燃焼器に導入される。アンモニアの熱分解は、熱分解環境の圧力が低い方が促進される。このため、この特許文献２では、アンモニアの熱分解環境の圧力として１ＭＰａを例示している。このガスタービンプラントは、加熱装置からの分解ガスを燃焼器に導入可能な圧力にするため、分解ガスを昇圧する分解ガス圧縮機を備えている。この特許文献２では、分解ガス圧縮機で昇圧された分解ガスの圧力として、つまり、分解ガスを燃焼器に導入可能な圧力として、５ＭＰａを例示している。
特開平０４−３４２８２９号公報 特開２０１８−０７６７９４号公報
アンモニアの熱分解で生成される分解ガス中には、水素と窒素との他に、アンモニアが残っていることが多い。分解ガス中に含まれる残留アンモニアを燃焼させた場合、燃焼用空気と反応し、ＮＯｘが生成される。ＮＯｘは、外部環境に影響を与える。このため、このＮＯｘの排出量は、環境基準等により規制されている。
そこで、本発明は、残留アンモニアを少なくすることができるアンモニア分解設備、これを備えるガスタービンプラント、アンモニア分解方法を提供することを目的とする。
上記目的を達成するための発明に係る一態様としてのアンモニア分解設備は、
ガスタービンで発生した熱で加熱された熱媒体が流れる熱媒体ラインと、アンモニアが流れるアンモニア供給ラインと、前記熱媒体ライン及び前記アンモニア供給ラインに接続され、前記熱媒体ラインからの前記熱媒体の熱を利用して、前記アンモニア供給ラインからの前記アンモニアを熱分解して、水素と窒素と残留アンモニアを含む分解ガスを生成するアンモニア分解装置と、前記アンモニア分解装置からの前記分解ガス中に含まれる前記残留アンモニアを除去するアンモニア除去装置と、前記アンモニア除去装置で前記残留アンモニアが除去された分解ガスである処理済みガスをガス利用対象に導く処理済みガス供給ラインと、を備える。
本態様のアンモニア分解設備は、アンモニアを熱分解するアンモニア分解装置の他に、このアンモニア分解装置で生成された水素と窒素と残留アンモニアとを含む分解ガスから残留アンモニアを除去するアンモニア除去装置を備える。このため、本態様では、ガス利用対象に送るガス中に含まれる残留アンモニアの濃度を抑えることができる。
また、本態様では、アンモニアを熱分解するにあたり、ガスタービンの駆動で発生した熱を利用するので、別途、アンモニアを熱分解するための熱を発生させる専用の機器を設ける場合よりも、アンモニア分解設備を動作させるためのエネルギーコストを抑えることができる。
ここで、前記態様のアンモニア分解設備において、前記アンモニア除去装置に接続され、前記アンモニア除去装置で除去された前記残留アンモニアを前記アンモニア供給ラインに導くアンモニア回収ラインを備えてもよい。
本態様では、アンモニア除去装置で除去された残留アンモニアがアンモニア供給ラインに戻るので、原料としてのアンモニア中で無駄になる量を最小限に抑えることができる。
また、以上のいずれかの前記態様のアンモニア分解設備において、前記アンモニア供給ラインに設けられ、前記アンモニア供給ラインを流れる前記アンモニアを前記ガス利用対象内の圧力より高い圧力に昇圧するアンモニア昇圧機を備えてもよい。
アンモニアの熱分解は、低圧環境下の方が促進される。このため、低圧環境下でアンモニアを熱分解してから、分解後のガスをガス利用対象に送るために昇圧機で昇圧する方法が考えられる。アンモニアの分解反応後のガスの体積は、反応前のアンモニアガスの体積の二倍になる。このため、分解反応後のガスを昇圧する昇圧機の大きさは、反応前のアンモニアガスを昇圧する昇圧機の大きさよりも大きい。また、分解反応後のガスを昇圧する昇圧機の昇圧動力は、反応前のアンモニアガスを昇圧する昇圧機の昇圧動力よりも大きい。すなわち、この方法では、設備コスト及びランニングコストがかさむ。一方、本態様では、アンモニア分解装置に供給する前のアンモニアを、アンモニア昇圧機で、ガス利用対象内の圧力より高い圧力にまで昇圧しているので、アンモニアを分解した後のガスを昇圧してなくても、ガス利用対象内に導くことができる。よって、本態様では、設備コスト及びランニングコストを抑えることができる。
以上のいずれかの前記態様のアンモニア分解設備において、前記アンモニア除去装置は、アンモニア吸収器と、アンモニア分離器と、を有してもよい。この場合、前記アンモニア吸収器は、前記アンモニア分解装置からの前記分解ガスと水とを接触させて、前記分解ガス中の前記残留アンモニアを前記水中に溶解させる一方で、前記処理済み分解ガスを排気する。また、この場合、前記アンモニア分離器は、分離塔と、水加熱器と、を有する。前記分離塔は、前記残留アンモニアが溶解した前記水であるアンモニア水と水蒸気とを接触させ、前記アンモニア水を加熱して、前記アンモニア水からアンモニアを分離する。前記水加熱器は、前記アンモニア水からアンモニアが分離した水を加熱して水蒸気にした後、水蒸気を前記分離塔に戻す。
前記水加熱器を備える前記態様のアンモニア分解設備において、前記熱媒体ラインである第一熱媒体ラインの他に、前記ガスタービンで発生した熱で加熱された熱媒体が流れる第二熱媒体ラインをさらに備える。この場合、前記水加熱器は、前記アンモニア水からアンモニアが分離した水と前記第二熱媒体ラインからの熱媒体とを熱交換させて、前記水を水蒸気にする熱交換器である。
本態様では、水を加熱するにあたり、ガスタービンの駆動で発生した熱を利用するので、別途、水を加熱するための熱を発生させる専用の機器を設ける場合よりも、アンモニア分解設備を動作させるためのエネルギーコストを抑えることができる。
上記目的を達成するための発明に係る一態様としてのガスタービンプラントは、
以上のいずれかの前記態様のアンモニア分解設備と、前記ガスタービンと、を備える。前記ガスタービンは、空気を圧縮して圧縮空気を生成する空気圧縮機と、前記圧縮空気中で燃料を燃焼させて燃焼ガスを生成する燃焼器と、前記燃焼ガスで駆動するタービンと、を有する。この場合、前記処理済みガス供給ラインは、前記燃焼器を前記ガス利用対象として、前記処理済みガスを前記燃焼器に導く。
本態様のアンモニア分解設備は、前述したように、ガス利用対象に送るガス中に含まれる残留アンモニアの濃度を抑えることができる。よって、本態様では、ガス利用対象である燃焼器で燃料の燃焼で生成される排気ガス中のＮＯｘ濃度を抑えることができる。さらに、本態様では、炭素を含まない水素を燃焼させることにより、ガス利用対象である燃焼器で燃料の燃焼で生成される排気ガス中のＣＯ２量を低減することができる。
上記目的を達成するための発明に係る他の態様としてのガスタービンプラントは、
以上のいずれかの前記態様のアンモニア分解設備と、前記ガスタービンと、前記ガスタービンから排気された排気ガスの熱で蒸気を発生させる排熱回収ボイラと、を備える。この場合、前記熱媒体ラインは、前記排熱回収ボイラに接続され、前記排熱回収ボイラで発生した蒸気を前記熱媒体として、前記アンモニア分解装置に導く。
上記目的を達成するための発明に係るさらに他の態様としてのガスタービンプラントは、
前記第二熱媒体ラインを備える前記態様のアンモニア分解設備と、前記ガスタービンと、前記ガスタービンから排気された排気ガスの熱で蒸気を発生させる排熱回収ボイラと、を備える。この場合、前記第二熱媒体ラインは、前記排熱回収ボイラに接続され、前記排熱回収ボイラで発生した蒸気を前記熱媒体として、前記水加熱器に導く。
ここで、前記さらに他の態様としてのガスタービンプラントにおいて、前記第一熱媒体ラインは、前記排熱回収ボイラに接続され、前記排熱回収ボイラで発生した蒸気を前記熱媒体として、前記アンモニア分解装置に導いてもよい。
上記目的を達成するための発明に係る一態様としてのアンモニア分解方法は、
ガスタービンで発生した熱で加熱された熱媒体の熱を利用して、アンモニア分解装置内でアンモニアを熱分解して、水素と窒素と残留アンモニアを含む分解ガスを生成するアンモニア分解工程と、前記分解ガス中に含まれる前記残留アンモニアを除去するアンモニア除去工程と、前記アンモニア除去工程で前記残留アンモニアが除去された分解ガスである処理済みガスをガス利用対象に導く処理済みガス供給工程と、を実行する。
ここで、前記態様のアンモニア分解方法において、前記アンモニア除去工程で除去された前記残留アンモニアを前記アンモニア分解工程で熱分解される前のアンモニアに合流させるアンモニア回収工程を実行してもよい。
また、以上のいずれかの前記態様のアンモニア分解方法において、前記アンモニア分解工程で熱分解される前のアンモニアを前記ガス利用対象内の圧力より高い圧力に昇圧してから、昇圧後のアンモニアを前記アンモニア分解装置に供給するアンモニア供給工程を実行してもよい。
また、以上のいずれかの前記態様のアンモニア分解方法において、前記アンモニア除去工程は、アンモニア吸収工程と、アンモニア分離工程と、を含んでもよい。この場合、前記アンモニア吸収工程では、前記アンモニア分解工程の実行で得られた前記分解ガスと水とを接触させて、前記分解ガス中の前記残留アンモニアを水中に溶解させる一方で、前記処理済み分解ガスを排出する。また、この場合、前記アンモニア分離工程では、分離実行工程と、水加熱工程と、を含む。前記分離実行工程では、前記残留アンモニアが溶解した水であるアンモニア水と水蒸気とを接触させ、前記アンモニア水からアンモニアを蒸発分離する。前記水加熱工程では、前記アンモニア水からアンモニアが分離した水を加熱して、前記分離実行工程で用いる水蒸気にする。
前記水加熱工程を実行する前記態様のアンモニア分解方法において、前記水加熱工程では、前記アンモニア水からアンモニアが分離した水と前記ガスタービンで発生した熱で加熱された熱媒体とを熱交換させて、前記水を加熱してもよい。
また、以上のいずれかの前記態様のアンモニア分解方法において、前記処理済みガス供給工程では、前記ガスタービンの燃焼器を前記ガス利用対象として、前記処理済みガスを前記燃焼器に導いてもよい。
以上のいずれかの前記態様のアンモニア分解方法において、前記処理済みガス中の残留アンモニア濃度を、前記ガスタービンから排気される排気ガス中の窒素酸化物濃度が所望の値になるようにしてもよい。この所望の値とは、排気ガス中の窒素酸化物濃度が本プラントの設置地点での窒素酸化物濃度の環境規制に適合する値、もしくは排ガスの経路に脱硝装置を設ける場合は脱硝後の窒素酸化物濃度が環境規制に適合する値となるように決定することができる。
本発明の一態様によれば、アンモニアの熱分解で生成された分解ガス中の残留アンモニアを少なくすることができる。さらに、本発明の一態様によれば、アンモニア分解設備を動作させるためのエネルギーコストを抑えることができる。
本発明に係る第一実施形態におけるガスタービンプラントの系統図である。 本発明に係る第一実施形態におけるアンモニア分解設備の系統図である。 本発明に係る第一実施形態におけるアンモニア分解装置でのアンモニア分解手順を示すフローチャートである。 アンモニアの熱分解環境での各種温度及び各種圧力と残留アンモニア濃度との関係を示すグラフである。 残留アンモニア濃度と排気ガス中のＮＯｘ濃度の予測値との関係を示すグラフである。 本発明に係る第二実施形態におけるガスタービンプラントの系統図である。
本発明のアンモニア分解設備を備えたガスタービンプラントの各種実施形態及び各種変形例について、図面を参照して以下に説明する。
「第一実施形態」
ガスタービンプラントの第一実施形態について、図１〜図５を参照して説明する。
本実施形態のガスタービンプラントは、図１に示すように、ガスタービン設備１０と、排熱回収ボイラ２０と、蒸気タービン設備３０と、アンモニア分解設備５０と、を備える。
ガスタービン設備１０は、ガスタービン１１と、ガスタービン１１へ燃料を導く燃料ライン１２と、燃料ライン１２を流れる燃料の流量を検知する流量計１３と、燃料ライン１２を流れる燃料を予熱する予熱器１４と、ガスタービン１１に供給する燃料の流量を調節する燃料調節弁１５と、を備える。
ガスタービン１１は、空気を圧縮して圧縮空気を生成する空気圧縮機１１ａと、圧縮空気中で燃料を燃焼させて燃焼ガスを生成する燃焼器１１ｂと、燃焼ガスで駆動するタービン１１ｃと、を有する。燃焼器１１ｂは、水素を主成分とするガス燃料を安定して燃焼可能な構造となっている。空気圧縮機１１ａは、圧縮機ロータと、この圧縮機ロータを覆う圧縮機ケーシングと、を有する。タービン１１ｃは、タービンロータと、このタービンロータを覆うタービンケーシングと、を有する。圧縮機ロータとタービンロータとは、互いに連結されてガスタービンロータ１１ｄを成す。燃料ライン１２は、燃焼器１１ｂに接続されている。この燃料ライン１２に、前述した、流量計１３、予熱器１４、及び燃料調節弁１５が設けられている。
排熱回収ボイラ２０は、ガスタービン１１からの排気ガスＥＧが流れるボイラ枠２１と、低圧蒸気発生系２２と、中圧蒸気発生系２３と、第一高圧蒸気発生系２６と、第二高圧蒸気発生系２７と、中圧ポンプ２４と、高圧ポンプ２８と、を有する。ここで、ボイラ枠２１内の排気ガスＥＧの流れに関する上流側を単に上流側とし、その反対側を下流側とする。ボイラ枠２１で最も下流側の端には、排気ガスＥＧを大気に排気するスタック２９が接続されている。
低圧蒸気発生系２２は、節炭器２２ａと、蒸発器２２ｂと、過熱器２２ｃと、を有する。節炭器２２ａは、水と排気ガスＥＧとを熱交換させて、水を加熱して熱水にする。蒸発器２２ｂは、節炭器２２ａからの熱水の一部と排気ガスＥＧとを熱交換させて、水を加熱して水蒸気にする。過熱器２２ｃは、蒸発器２２ｂからの水蒸気と排気ガスＥＧとを熱交換させて水蒸気を過熱する。節炭器２２ａ、蒸発器２２ｂの少なくとも一部、過熱器２２ｃは、いずれも、ボイラ枠２１内に配置されている。節炭器２２ａ、蒸発器２２ｂの少なくとも一部、過熱器２２ｃは、この順序で、下流側から上流側に向かって並んでいる。
中圧蒸気発生系２３、第一高圧蒸気発生系２６、第二高圧蒸気発生系２７は、図示されていないが、いずれも、低圧蒸気発生系２２と同様、節炭器と、蒸発器と、過熱器と、を有する。中圧ポンプ２４は、低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａからの熱水の一部を昇圧してから、中圧蒸気発生系２３の節炭器に送る。高圧ポンプ２８は、低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａからの熱水の他の一部を昇圧してから、第一高圧蒸気発生系２６の節炭器及び第二高圧蒸気発生系２７の節炭器に送る。
各蒸気発生系２２，２３，２６，２７の過熱器のうち、第一高圧蒸気発生系２６の過熱器は、ボイラ枠２１内で、他の過熱器より上流側に配置されている。第二高圧蒸気発生系２７の過熱器は、ボイラ枠２１内で、第一高圧蒸気発生系２６の過熱器より下流側に配置されている。中圧蒸気発生系２３の過熱器は、ボイラ枠２１内で、第二高圧蒸気発生系２７の過熱器より下流側に配置されている。低圧蒸気発生系２２の過熱器２２ｃは、ボイラ枠２１内で、中圧蒸気発生系２３の過熱器より下流側に配置されている。
蒸気タービン設備３０は、低圧蒸気タービン３１と、中圧蒸気タービン３２と、高圧蒸気タービン３３と、復水器３５と、復水ポンプ３６と、を有する。低圧蒸気タービン３１は、低圧蒸気タービンロータと、低圧蒸気タービンロータを覆うケーシングとを有する。中圧蒸気タービン３２は、中圧蒸気タービンロータと、中圧蒸気タービンロータを覆うケーシングとを有する。高圧蒸気タービン３３は、高圧蒸気タービンロータと、高圧蒸気タービンロータを覆うケーシングとを有する。低圧蒸気タービンロータ、中圧蒸気タービンロータ、及び高圧蒸気タービンロータは、互いに連結されて一つの蒸気タービンロータ３４を成す。この蒸気タービンロータ３４の一端には、前述のガスタービンロータ１１ｄが連結されている。また、この蒸気タービンロータ３４の他端には、発電機３９が接続されている。
第二高圧蒸気発生系２７の過熱器と高圧蒸気タービン３３の蒸気入口とは、高圧蒸気ライン４３で接続されている。中圧蒸気発生系２３の過熱器と中圧蒸気タービン３２の蒸気入口とは、中圧蒸気ライン４２で接続されている。中圧蒸気タービン３２の蒸気入口は、さらに、高圧排気蒸気ライン４４で、高圧蒸気タービン３３の蒸気出口と接続されている。低圧蒸気発生系２２の過熱器２２ｃと低圧蒸気タービン３１の蒸気入口とは、低圧蒸気ライン４１で接続されている。低圧蒸気タービン３１の蒸気入口は、さらに、中圧排気蒸気ライン４５で、中圧蒸気タービン３２の蒸気出口と接続されている。低圧蒸気タービン３１の蒸気出口には、前述の復水器３５が接続されている。この復水器３５は、低圧蒸気タービン３１から排気された蒸気を液相の水に戻す。復水器３５と低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａとは、給水ライン４７で接続されている。この給水ライン４７中に前述の復水ポンプ３６が設けられている。
アンモニア分解設備５０は、アンモニア供給ライン８１と、アンモニア昇圧機８０と、アンモニア分解装置５１と、アンモニア除去装置６１と、処理済みガス供給ライン８２と、を備える。
アンモニア供給ライン８１は、液体アンモニアが蓄えられるアンモニアタンクＴと、アンモニア分解装置５１とを接続する。アンモニアタンクＴに蓄えられている液体アンモニアは、例えば、水素を原料として製造されたものである。この水素は、例えば、風力や太陽光などの再生可能エネルギーで発電した電力を使って、水を電気分解することにより得られた水素、あるいは天然ガスを水蒸気改質することで得られた水素である。水素は、液化天然ガスと比較して、その輸送や溜蔵は容易ではない。このため、以上のように得られた水素を用いて、その輸送や溜蔵が容易な液体アンモニアを製造し、この液体アンモニアをアンモニアタンクＴに蓄える。アンモニア昇圧機８０は、アンモニア供給ライン８１に設けられている。このアンモニア昇圧機８０は、ポンプである。アンモニア昇圧機８０は、アンモニア供給ライン８１を流れる液体アンモニアを昇圧する。アンモニア分解装置５１は、第一熱媒体Ｍ１の熱を利用して、アンモニア供給ライン８１からのアンモニアを熱分解して、水素と窒素と残留アンモニアを含む分解ガスＤＧを生成する。アンモニア除去装置６１は、アンモニア分解装置５１からの分解ガスＤＧ中に含まれる残留アンモニアを除去する。なお、以下では、アンモニア除去装置６１で、残留アンモニアが除去された分解ガスＤＧを処理済みガスＰＧとする。処理済みガス供給ライン８２は、処理済みガスＰＧをガス利用対象に導く。
本実施形態におけるガス利用対象は、ガスタービン１１の燃焼器１１ｂである。この燃焼器１１ｂには、前述したように、燃料ライン１２が接続されている。前述の処理済みガス供給ライン８２は、アンモニア除去装置６１と燃料ライン１２とを接続する。この燃料ライン１２には、さらに、起動時燃料ＳＦが流れる起動時燃料ライン１６が接続されている。
アンモニア分解装置５１は、図２に示すように、アンモニア加熱器５２と、アンモニア分解器５３と、を有する。
アンモニア加熱器５２は、アンモニア供給ライン８１中に設けられている。このアンモニア加熱器５２は、アンモニア供給ライン８１を流れる液体アンモニアと、分解ガスＤＧとを熱交換させる熱交換器である。アンモニア加熱器５２は、液体アンモニアと分解ガスＤＧとの熱交換により、液体アンモニアを加熱して、この液体アンモニアを気相のアンモニアにする。
アンモニア分解器５３は、アンモニア供給ライン８１からの気相のアンモニアと、第一熱媒体Ｍ１とを熱交換させる熱交換器である。このアンモニア分解器５３は、アンモニアと第一熱媒体Ｍ１との熱交換でアンモニアを加熱し、アンモニアを熱分解させて、水素と窒素と残留アンモニアを含む分解ガスＤＧを生成する。このアンモニア分解器５３内は、伝熱管等で形成される伝熱壁により、アンモニア又は分解ガスＤＧが流れる対象ガス空間と、第一熱媒体Ｍ１が流れる媒体空間とに仕切られている。伝熱壁は、例えば、Ｎｉ鋼で形成されている。対象ガス空間内には、アンモニアの熱分解を促進するための触媒が充填されている。この触媒は、分解反応を活性化させる触媒成分と、触媒成分を担持する担体と、を有する。触媒成分としては、例えば、Ｒｕ等の貴金属の粒子、Ｎｉ、Ｃｏ、Ｆｅ等の遷移金属を含む金属粒子がある。担体としては、Ａｌ２Ｏ３、ＺｒＯ２、Ｐｒ２Ｏ３、Ｌａ２Ｏ３、ＭｇＯ等の酸化金属がある。なお、触媒は、アンモニアの分解反応を活性化させるものであれば、以上で例示した触媒に限定されない。
アンモニア分解器５３には、アンモニア分解器５３内で発生した分解ガスＤＧをアンモニア除去装置６１に導く分解ガスライン５４が接続されている。前述のアンモニア加熱器５２は、この分解ガスライン５４中に設けられている。よって、アンモニア加熱器５２内で、液体アンモニアとの熱交換対象である分解ガスＤＧは、アンモニア分解器５３から分解ガスライン５４を経てきた分解ガスＤＧである。
アンモニア分解設備５０は、図１及び図２に示すように、さらに、第一熱媒体ライン８５と、第一熱媒体回収ライン８６と、を備える。
第一熱媒体ライン８５は、第一高圧蒸気発生系２６の過熱器とアンモニア分解装置５１のアンモニア分解器５３とを接続する。この第一熱媒体ライン８５は、第一高圧蒸気発生系２６の過熱器からの第一高圧蒸気ＨＳ１をアンモニア分解器５３に導く。アンモニア分解器５３は、この第一熱媒体ライン８５からの第一高圧蒸気ＨＳ１を第一熱媒体Ｍ１として、アンモニアの熱分解に利用する。第一熱媒体回収ライン８６は、アンモニア分解器５３と中圧蒸気ライン４２とを接続する。この第一熱媒体回収ライン８６は、アンモニア分解器５３で利用された後の第一高圧蒸気ＨＳ１を中圧蒸気ライン４２内に導く。
アンモニア除去装置６１は、図２に示すように、アンモニア吸収器６２と、アンモニア分離器７２と、を有する。
アンモニア吸収器６２は、分解ガス冷却器６３と、吸収塔６４と、水ライン６５と、水供給ポンプ６６と、水冷却器６７と、を有する。前述の分解ガスライン５４は、吸収塔６４に接続されている。分解ガス冷却器６３は、分解ガスライン５４中でアンモニア加熱器５２よりも吸収塔６４側に設けられている。この分解ガス冷却器６３は、アンモニア加熱器５２内での液体アンモニアとの熱交換で冷却された分解ガスＤＧをさらに冷却する。吸収塔６４は、吸収塔容器６４ｖと、充填物６４ｐと、を有する。充填物６４ｐは、吸収塔容器６４ｖ内の上下方向における中間流域に配置されている。分解ガスライン５４は、この吸収塔容器６４ｖ中で中間領域よりも下側に接続されている。水ライン６５は、吸収塔容器６４ｖ中で中間領域よりも上側に接続されている。この水ライン６５には、この水ライン６５中を流れる水を昇圧する水供給ポンプ６６と、この水ライン６５中を流れる水を冷却する水冷却器６７とが設けられている。吸収塔容器６４ｖの頂部には、前述の処理済みガス供給ライン８２が接続されている。よって、処理済みガス供給ライン８２は、吸収塔６４と燃料ライン１２とを接続する。
吸収塔容器６４ｖ内には、この吸収塔容器６４ｖの中間領域よりも下側から、分解ガス冷却器６３で冷却された分解ガスＤＧが流入する。さらに、この吸収塔容器６４ｖ内には、この吸収塔容器６４ｖの中間領域よりも上側から、水冷却器６７で冷却された水が散布される。吸収塔容器６４ｖ内に流入した分解ガスＤＧは、吸収塔容器６４ｖ内を上昇する。一方、吸収塔容器６４ｖ内に散布された水は、この吸収塔容器６４ｖ内を下降する。水は、吸収塔容器６４ｖ内を下降する過程で、充填物６４ｐに接する。充填物６４ｐに接した水は、充填物６４ｐの表面を覆う水膜を形成する。分解ガスＤＧは、吸収塔容器６４ｖ内を上昇する過程で、充填物６４ｐの表面を覆う水膜に接する。この過程で、分解ガスＤＧ中に含まれている残留アンモニアは、水に溶解する。残留アンモニアが溶解した水であるアンモニア水は、吸収塔容器６４ｖの下部に溜まる。残留アンモニアが除去された分解ガスＤＧである処理済みガスＰＧは、吸収塔容器６４ｖ内を上昇して、処理済みガス供給ライン８２に流入する。
アンモニア分離器７２は、アンモニア水ライン７３と、アンモニア水加熱器７４と、分離塔７５と、水循環ライン７６と、水加熱器７７と、凝縮器７８と、を有する。アンモニア水ライン７３の一端は、吸収塔容器６４ｖの底部に接続されている。分離塔７５は、分離塔容器７５ｖと、多孔板タイプの棚段７５ｐと、を有する。棚段７５ｐを構成する複数の段は、分離塔容器７５ｖ内の上下方向における中間流域に、上下方向に並んで配置されている。前述のアンモニア水ライン７３の他端は、棚段７５ｐを構成する複数の段のうち、中間の段に接続されている。水循環ライン７６の一端は、分離塔容器７５ｖの底部に接続され、水循環ライン７６の他端は、分離塔容器７５ｖ中で底部より上側で中間領域よりも下側に接続されている。水加熱器７７は、この水循環ライン７６に設けられている。この水加熱器７７は、水循環ライン７６を流れる水と、第二熱媒体Ｍ２とを熱交換させる熱交換器である。水加熱器７７は、水と第二熱媒体Ｍ２との熱交換で水を加熱し、この水を水蒸気にする。この水蒸気は、水循環ライン７６を経て、分離塔容器７５ｖ内に流入する。
分離塔容器７５ｖ内には、この分離塔容器７５ｖの中間領域よりも下側から、水蒸気が流入する。さらに、この分離塔容器７５ｖ内には、棚段７５ｐにおける中間の段から、アンモニア水ライン７３からのアンモニア水が散布される。分離塔容器７５ｖ内に流入した水蒸気は、分離塔容器７５ｖ内を上昇する。棚段７５ｐにおける中間の段から散布されたアンモニア水は、棚段７５ｐのそれぞれの段に液層を形成しつつ、徐々に下の段に流下する。水蒸気は、棚段７５ｐのそれぞれの段に設けられた多数の孔を経由して、アンモニア水と気液接触しながら上昇し、アンモニア水を加熱する。水よりも蒸発し易いアンモニアは、気相の水である水蒸気により加熱されて液相から気相に移行し、水は気相から液相に移行する。気相のアンモニアは、分離塔７５内を上昇する。また、液相の水、より正確には、アンモニア濃度の低い水は、分離塔容器７５ｖの下部に溜まる。この水の一部は、水循環ライン７６及び水加熱器７７を経て、水蒸気として、再び、分離塔容器７５ｖ内に流入する。
水循環ライン７６には、アンモニア吸収器６２の水ライン６５が接続されている。よって、分離塔容器７５ｖの下部に溜まった水の一部は、水循環ライン７６を経て、再び、分離塔容器７５ｖ内に戻り、分離塔容器７５ｖの下部に溜まった水の他の一部は、水循環ライン７６及び水ライン６５を経て、吸収塔６４内に流入する。
アンモニア水加熱器７４は、アンモニア水ライン７３に設けられている。このアンモニア水加熱器７４は、アンモニア水ライン７３を流れるアンモニア水と水ライン６５を流れる水とを熱交換させる熱交換器である。アンモニア水加熱器７４は、アンモニア水と水との熱交換でアンモニア水を加熱する。加熱されたアンモニア水は、前述したように分離塔容器７５ｖ内に散布される。一方、アンモニア水との熱交換で冷却された水は、水ライン６５、水供給ポンプ６６、及び水冷却器６７を経て、吸収塔容器６４ｖ内に散布される。
アンモニア分解設備５０は、図１及び図２に示すように、さらに、アンモニア回収ライン８３と、アンモニア圧縮機８４と、第二熱媒体ライン８７と、第二熱媒体回収ライン８８と、を備える。
アンモニア回収ライン８３の一端は、分離塔容器７５ｖの頂部に接続され、アンモニア回収ライン８３の他端は、アンモニア供給ライン８１に接続されている。アンモニア圧縮機８４は、アンモニア回収ライン８３を流れる気相のアンモニアを昇圧する。アンモニア圧縮機８４で昇圧された気相のアンモニアは、アンモニア供給ライン８１を流れる気相のアンモニアと合流した後、アンモニア分解器５３に流入する。凝縮器７８は、アンモニア回収ライン８３に設けられている。この凝縮器７８は、アンモニア回収ライン８３を流れる気相のアンモニアを含むガスを冷却して、このガス中の水分及びアンモニアを凝縮させる。凝縮器７８で凝縮した水は、水回収ライン７９を経て、分離塔容器７５ｖ内の棚段７５ｐより上の空間に戻る。棚段７５ｐの段数は、この高濃度のアンモニア水が、所望の濃度の微量のアンモニア水になるために必要な段数で計画する。なお、アンモニア水ライン７３から供給されるアンモニア水の濃度は、凝縮器７８から排出される高濃度のアンモニア水よりも濃度が低い。そのため、アンモニア水ライン７３から供給されるアンモニア水の分離に必要な棚段の段数は、凝縮器７８からの高濃度のアンモニア水から計画した段数よりも少なくなる。そこで、アンモニア水ライン７３から供給されるアンモニア水の接続先は、棚段７５ｐを構成する複数の段のうち、中間の段とした。
第二熱媒体ライン８７は、中圧蒸気ライン４２と水加熱器７７とを接続する。この第二熱媒体ライン８７は、中圧蒸気ライン４２を流れる中圧蒸気ＩＳを水加熱器７７に導く。水加熱器７７は、この第二熱媒体ライン８７からの中圧蒸気ＩＳを第二熱媒体Ｍ２として、水の加熱に利用する。第二熱媒体回収ライン８８は、水加熱器７７と排熱回収ボイラ２０の中圧ポンプ２４における吸込口とを接続する。この第二熱媒体回収ライン８８は、水加熱器７７で、中圧蒸気ＩＳが水との熱交換で凝縮して生成された熱水を中圧ポンプ２４に導く。
次に、以上で説明したガスタービンプラントの動作及び作用について説明する。
ガスタービン１１の起動時には、起動時燃料ライン１６及び燃料ライン１２を経て、燃焼器１１ｂに起動時燃料ＳＦを供給する。起動時燃料ＳＦとしては、例えば、水素や天然ガス等である。ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａは、前述したように、空気を圧縮して圧縮空気を生成する。燃焼器１１ｂは、この圧縮空気中で起動時燃料ＳＦを燃焼させて燃焼ガスを生成する。この燃焼ガスはタービン１１ｃに供給されて、このタービン１１ｃを駆動する。タービン１１ｃを駆動した燃焼ガスである排気ガスＥＧは、排熱回収ボイラ２０のボイラ枠２１内に流入する。
排熱回収ボイラ２０の各蒸気発生系２２，２３，２６，２７では、ボイラ枠２１内を流れる排気ガスＥＧと水とを熱交換させて、液相の水を水蒸気にする。低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａからの熱水の一部は、高圧ポンプ２８で昇圧された後、第一高圧蒸気発生系２６及び第二高圧蒸気発生系２７に送られる。第一高圧蒸気発生系２６に送られた熱水は、排気ガスＥＧとの熱交換で第一高圧蒸気ＨＳ１になる。この第一高圧蒸気ＨＳ１は、例えば、約６２０℃の過熱蒸気である。この第一高圧蒸気ＨＳ１は、第一熱媒体Ｍ１として、第一熱媒体ライン８５を介して、アンモニア分解器５３に流入する。第二高圧蒸気発生系２７に送られた熱水は、排気ガスＥＧとの熱交換で第二高圧蒸気ＨＳ２になる。この第二高圧蒸気ＨＳ２は、例えば、約４００℃の過熱蒸気である。この第二高圧蒸気ＨＳ２は、高圧蒸気ライン４３を介して、高圧蒸気タービン３３に供給される。高圧蒸気タービン３３は、この第二高圧蒸気ＨＳ２により駆動する。
低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａからの熱水の一部は、中圧ポンプ２４で昇圧された後、中圧蒸気発生系２３に送られる。中圧蒸気発生系２３に送られた熱水は、排気ガスＥＧとの熱交換で中圧蒸気ＩＳになる。この中圧蒸気ＩＳは、例えば、３００℃の過熱蒸気である。この中圧蒸気ＩＳの一部は、第二熱媒体Ｍ２として、中圧蒸気ライン４２及び第二熱媒体ライン８７を介して、アンモニア分離器７２の水加熱器７７に流入する。この中圧蒸気ＩＳの残りは、中圧蒸気ライン４２介して中圧蒸気タービン３２に供給される。また、高圧蒸気タービン３３から排気された蒸気は、高圧排気蒸気ライン４４を介して中圧蒸気タービン３２に供給される。すなわち、中圧蒸気タービン３２には、中圧蒸気発生系２３からの中圧蒸気ＩＳと、高圧蒸気タービン３３から排気された蒸気とが供給される。中圧蒸気タービン３２は、この中圧蒸気タービン３２に供給された蒸気により駆動する。
低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａからの熱水の一部は、この低圧蒸気発生系２２の蒸発器２２ｂで、排気ガスＥＧにより加熱されて蒸気になる。この蒸気は、この低圧蒸気発生系２２の過熱器２２ｃで、排気ガスＥＧにより過熱された低圧蒸気ＬＳになる。この低圧蒸気ＬＳは、例えば、２５０℃の過熱蒸気である。この低圧蒸気ＬＳは、低圧蒸気ライン４１を介して低圧蒸気タービン３１に供給される。また、中圧蒸気タービン３２から排気された蒸気は、中圧排気蒸気ライン４５を介して低圧蒸気タービン３１に供給される。すなわち、低圧蒸気タービン３１には、低圧蒸気発生系２２からの低圧蒸気ＬＳと、中圧蒸気タービン３２から排気された蒸気とが供給される。低圧蒸気タービン３１は、この低圧蒸気タービン３１に供給された蒸気により駆動する。
低圧蒸気タービン３１から排気された蒸気は、復水器３５で水に戻される。復水器３５内の水は、給水ライン４７を介して、低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａに送られる。
各蒸気タービン３１,３２,３３、アンモニア分解器５３、及びアンモニア分離器７２の水加熱器７７へ、排熱回収ボイラ２０からの蒸気が十分に供給されるようになると、アンモニアタンクＴ内の液体アンモニアがアンモニア供給ライン８１を経てアンモニア分解装置５１に供給されるようになる。以下、図３に示すフローチャートに従って、アンモニア分解設備５０によるアンモニア分解の手順について説明する。
液体アンモニアは、沸点である−３３．４℃以下の温度に冷却された状態で、且つほぼ大気圧の状態でアンモニアタンクＴ内に溜蔵されている。このアンモニアタンクＴ内の液体アンモニアは、アンモニア昇圧機８０により、例えば、５．２ＭＰａ（絶対圧）程度まで昇圧されてから、アンモニア分解装置５１に供給される（Ｓ１：アンモニア供給工程）。アンモニアの昇圧後の圧力は、液体アンモニアが処理済みガスＰＧになり、この処理済みガスＰＧが燃焼器１１ｂに流入するまでの経路中の配管や各種機器での圧力損失を考慮して決定した圧力であり、処理済みガスＰＧをブーストアップしなくても、圧縮空気が流入している燃焼器１１ｂ内に処理済みガスＰＧを供給できる圧力である。このため、この圧力は、ガス利用対象である燃焼器１１ｂ内の圧力より高い圧力である。
液体アンモニアは、アンモニア昇圧機８０により昇圧された後、アンモニア分解装置５１に流入し、この液体アンモニアが分解される（Ｓ２：アンモニア分解工程）。このアンモニア分解工程（Ｓ２）では、アンモニア予熱工程（Ｓ３）及びアンモニア分解実行工程（Ｓ４）が実行される。アンモニア昇圧機８０により昇圧された液体アンモニアは、アンモニア分解装置５１のアンモニア加熱器５２に流入する。アンモニア加熱器５２に流入した液体アンモニアは、ここで約４００℃まで加熱される。液体アンモニアは、アンモニア昇圧機８０により昇圧された圧力環境下で、９０℃以上になると、蒸発して気体アンモニアになる。よって、液体アンモニアは、アンモニア加熱器５２で加熱されて、約４００℃の気体アンモニアになる（Ｓ３：アンモニア予熱工程）。
約４００℃の気体アンモニアは、アンモニア分解装置５１のアンモニア分解器５３に流入する。このアンモニア分解器５３では、約４００℃の気体アンモニアと、第一高圧蒸気発生系２６からの約６２０℃の第一高圧蒸気ＨＳ１とが熱交換される。第一熱媒体Ｍ１である第一高圧蒸気ＨＳ１は、熱交換により、約４００℃まで冷却されて、第一熱媒体回収ライン８６及び中圧蒸気ライン４２を経て、中圧蒸気タービン３２に流入する。一方、気体アンモニアは、熱交換により、約６００℃まで加熱されて、気体アンモニアの一部が水素と窒素とに熱分解する（Ｓ４：アンモニア分解実行工程）。この熱分解により、水素と窒素と残留アンモニアを含む分解ガスＤＧが生成される。
約６００℃の分解ガスＤＧは、その後、アンモニア加熱器５２に流入し、このアンモニア加熱器５２で液体アンモニアと熱交換する。このため、液体アンモニアは、加熱されて、前述したように、約４００℃の気体アンモニアになる一方で、分解ガスＤＧは、冷却されて、約５０℃になる。以上で、アンモニア分解工程（Ｓ２）が終了する。
ここで、気体アンモニアの熱分解反応について、簡単に説明する。熱分解反応は、以下の式に示すように、反応後のモル数が増加する反応であるため、圧力が低い方が促進される。言い換えると、この熱分解反応は、圧力が高いと抑制される。また、この熱分解反応は、吸熱反応であることから、高温の方が促進される。
ＮＨ３→３／２Ｈ２＋１／２Ｎ２−４６ｋＪ／ｍｏｌ
上記式の左辺のＮＨ３の発熱量は、３１７kJである。一方、上記式の右辺の３／２Ｈ２の発熱量は３６３kJである。よって、熱分解反応により、発熱量が４６kJ増加することになる。よって、アンモニアの熱分解反応に伴う原理的な効率低下は無い。
ここで、各種条件下での気体アンモニアの熱分解反応後に残る残留アンモニア濃度について、図４に示すグラフを参照して説明する。なお、このグラフ中で横軸は熱分解反応環境の温度（Temperature[deg-C]）であり、縦軸は残留アンモニア濃度(Concentration of Ammonia[%])である。このグラフは、熱分解反応環境の温度と圧力を変化させて、熱分解反応の平衡係数を用いて各温度及び各圧力に応じた濃度を試算した結果である。本実施形態における熱分解反応環境の温度は６００℃であり、この熱分解反応環境の圧力は５．２ＭＰａである。よって、本実施形態では、熱分解反応後の残留アンモニア濃度は約４％になる。このため、アンモニア分解器５３から流出した分解ガスＤＧは、約７２ｍｏｌ％の水素と、約２４ｍｏｌ％の窒素と、約４ｍｏｌ％の残留アンモニアを含むことになる。
アンモニア分解工程（Ｓ２）が終了すると、このアンモニア分解工程（Ｓ２）で得られた分解ガスＤＧから残留アンモニアを除去するアンモニア除去工程（Ｓ５）が実行される。アンモニア除去工程（Ｓ５）では、アンモニア吸収工程（Ｓ６）とアンモニア分離工程（Ｓ１０）とが実行される。
アンモニア吸収工程（Ｓ６）では、まず、約５０℃の分解ガスＤＧが、アンモニア吸収器６２の分解ガス冷却器６３により冷却されて、約３０℃になる（Ｓ７：分解ガス冷却工程）。この分解ガスＤＧは、アンモニア吸収器６２の吸収塔６４に流入する。この吸収塔６４内には、水冷却器６７で冷却された約３０℃の水が散布される。吸収塔６４内では、前述したように、分解ガスＤＧと水とが接触し、分解ガスＤＧ中の残留アンモニアが水に溶解する。残留アンモニアが溶解した水であるアンモニア水は、吸収塔容器６４ｖの下部に溜まる（Ｓ８：アンモニア吸収実行工程）。このアンモニア水中のアンモニア濃度は、約１０ｍｏｌ％である。気相のアンモニアが水に溶解する濃度は、気液平衡定数により定まる。この気相のアンモニアが水に溶解する濃度は、低温の方が高くなる。このため、吸収塔６４内に流入する分解ガスＤＧの温度及び水の温度を約３０℃にしている。
以上で、アンモニア吸収工程（Ｓ６）が終了する。
残留アンモニアが除去された分解ガスＤＧである処理済みガスＰＧは、吸収塔容器６４ｖ内を上昇して、処理済みガス供給ライン８２に流入する。本実施形態では、吸収塔６４内に散布する水の質量流量を、吸収塔６４内に流入する分解ガスＤＧの質量流量と同程度にすることで、処理済みガスＰＧ中に含まれる残留アンモニアの濃度を約０．０３ｍｏｌ％にしている。
ガスタービン１１の起動時には、アンモニア分解器５３および内部の流体の温度が低く、アンモニアの分解反応が起こりにくい条件であり、アンモニア分解器５３から発生する分解ガスＤＧの組成の大部分は残留アンモニア成分となる。残留アンモニア成分は吸収塔６４で除去されるため、処理済みガス供給ライン８２からガスタービン１１に供給される処理済みガスＰＧの流量は計画値よりも少ない状態となる。ガスタービン１１の起動開始後に時間が経過して、排熱回収ボイラ２０から所定の量の第一熱媒体Ｍ１がアンモニア分解器５３に供給されると、アンモニア分解器５３および内部の流体の温度が計画値に到達し、アンモニアの分解反応が促進される。その結果として、分解ガスＤＧの組成の大部分は水素及び窒素となり、吸収塔６４から十分な流量の処理済みガスＰＧが生成される。この過程に伴い、燃焼器１１ｂに供給される燃料は、起動時燃料ＳＦから処理済みガスＰＧに徐々に切り替えられる。すなわち、この処理済みガスＰＧが十分に生成されるようになると、起動時燃料ＳＦの燃焼器１１ｂへの供給が停止し、処理済みガスＰＧが処理済みガス供給ライン８２及び燃料ライン１２を経て、燃焼器１１ｂへ供給されるようになる（Ｓ９：処理済みガス供給工程）。なお、本実施形態において、起動時燃料ＳＦから処理済みガスＰＧへの切替時における燃焼器１１ｂへの燃料供給の安定性を確保するために、起動時燃料ライン１６と処理済みガスライン８２との合流部に、燃料ガス用のバッファを設けてもよい。燃焼器１１ｂに供給された処理済みガスＰＧは、燃焼器１１ｂ内で燃焼する。この燃焼の結果生成された燃焼ガスの温度は、１６５０℃級である。この燃焼ガスは、タービン１１ｃに流入して、タービン１１ｃを駆動させる。
タービン１１ｃから排気された排気ガスＥＧは、排熱回収ボイラ２０に流入する。排熱回収ボイラ２０の低圧蒸気発生系２２では、前述と同様、排気ガスＥＧにより水を加熱して低圧蒸気ＬＳを生成する。この低圧蒸気ＬＳは、約２５０℃の過熱蒸気である。排熱回収ボイラ２０の中圧蒸気発生系２３では、前述と同様、排気ガスＥＧにより水を加熱して中圧蒸気ＩＳを生成する。この中圧蒸気ＩＳは、約３００℃の過熱蒸気である。排熱回収ボイラ２０の第二高圧蒸気発生系２７では、前述と同様、排気ガスＥＧにより水を加熱して第二高圧蒸気ＨＳ２を生成する。この第二高圧蒸気ＨＳ２は、約４００℃の過熱蒸気である。排熱回収ボイラ２０の第一高圧蒸気発生系２６では、前述と同様、排気ガスＥＧにより水を加熱して第一高圧蒸気ＨＳ１を生成する。この第一高圧蒸気ＨＳ１は、約６２０℃の過熱蒸気である。この第一高圧蒸気ＨＳ１は、前述したように、第一熱媒体Ｍ１として、アンモニア分解器５３に流入する。また、中圧蒸気ＩＳの一部は、前述したように、第二熱媒体Ｍ２として、アンモニア分離器７２の水加熱器７７に流入する。
ここで、燃料中に含まれる残留アンモニア濃度と、ガスタービン１１から排気される排気ガスＥＧ中のＮＯｘ濃度との関係について、図５に示すグラフを参照して説明する。なお、このグラフ中で横軸は残留アンモニア濃度(Concentration of Ammonia[%])で、縦軸は、排気ガスＥＧ中のＮＯｘ濃度の予測値（NOx Prediction [ppm@15%O2]）ある。このＮＯｘ濃度の予測値は、発明者が、ＣＨＥＭＫＩＮのＰＲＥＭＩＸコードにより１次元層流予混合火炎をモデル化して計算して得た値である。なお、ＣＨＥＭＫＩＮは、計算プログラムである。このＣＨＥＭＫＩＮに関しては、以下の資料に詳細に解説されている。
資料： R. J. Kee, F. M. Rupley, and J. A. Miller, Chemkin-II: A Fortran Chemical Kinetics Package for the Analysis of Gas-Phase Chemical Kinetics, Sandia Report, SAND89-8009B (1995)
本実施形態では、燃料中の残留アンモニア濃度が０．０３ｍｏｌ％以下であることから、図５に示すグラフから、ガスタービン１１出口でのＮＯｘ濃度は約８０ｐｐｍ以下と予測できる。よって、本実施形態のガスタービンプラントにおいて、排熱回収ボイラ２０の内部又は外部に脱硝装置を設置することにより、スタック２９の出口でのＮＯｘ濃度をさらに低い所望の濃度に抑制することができ、世界中の多くの地域の窒素酸化物濃度規制に適合させることが可能となる。
アンモニア吸収工程（Ｓ６）が終了すると、アンモニア吸収工程（Ｓ６）で生成されたアンモニア水からアンモニアを分離する前述のアンモニア分離工程（Ｓ１０）が実行される。
アンモニア分離工程（Ｓ１０）では、まず、吸収塔容器６４ｖの下部に溜まっていた約３０℃のアンモニア水がアンモニア水加熱器７４に流入する。このアンモニア水加熱器７４では、約３０℃のアンモニア水が、約２１０℃の水との熱交換により、約１９０℃にまで加熱される（Ｓ１１：アンモニア水加熱工程）。
約１９０℃にまで加熱されたアンモニア水は、分離塔７５内に流入する。この分離塔７５は、水蒸気を用いて、アンモニア水からアンモニアを分離蒸留するために設けられた機器である。このため、水の飽和温度を下げるために、分離塔容器７５ｖ内の運転圧力を約２ＭＰａにしている。吸収塔容器６４ｖ内の運転圧力は前述したように約５．２ＭＰａである。吸収塔容器６４ｖ内の圧力と分離塔容器７５ｖ内の圧力との圧力差を駆動力として、吸収塔容器６４ｖ内のアンモニア水は、アンモニア水ライン７３を経て、分離塔容器７５ｖ内に流入する。分離塔容器７５ｖ内には、さらに、約２５０℃の水蒸気が分離塔容器７５ｖの下部から流入する。前述したように、吸収塔６４内に散布する水の質量流量は、吸収塔６４内に流入する分解ガスＤＧの質量流量と同程度であるため、分離塔７５内に流入するアンモニア水の質量流量も、吸収塔６４内に流入する分解ガスＤＧの質量と同程度になる。この質量流量のアンモニア水からアンモニアを蒸留分離するために必要な水蒸気の質量流量は、アンモニア水の質量流量の４０％程度となる。
アンモニア水は、分離塔容器７５ｖ内で、前述したように、水蒸気により加熱されて、アンモニア水中のアンモニアが液相から気相に移行し、分離塔容器７５ｖ内を上昇する（Ｓ１２：アンモニア分離実行工程）。一方、水蒸気は、液相の水に移行し、分離塔容器７５ｖの下部に溜まる。この水の温度は、約２１０℃である。また、この水中のアンモニア濃度は、０．０５ｍｏｌ％である。この水の一部は、水循環ライン７６を経て水加熱器７７に流入する。水加熱器７７では、この水が、中圧蒸気発生系２３からの約３００℃の中圧蒸気ＩＳと熱交換される。第二熱媒体Ｍ２である中圧蒸気ＩＳは、熱交換により冷却されて、凝縮し、熱水となる。この熱水は、第二熱媒体回収ライン８８を経て中圧ポンプ２４に流入する。この熱水は、低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａからの熱水と共に、中圧ポンプ２４で昇圧されてから、中圧蒸気発生系２３の節炭器に流入する。一方、水加熱器７７に流入した水は、第二熱媒体Ｍ２である低圧蒸気ＬＳとの熱交換により、約２５０℃まで加熱されて、水蒸気になる（Ｓ１３：水加熱工程）。この水蒸気は、水循環ライン７６を経て、分離塔７５に送られる。
分離塔容器７５ｖの下部に溜まった約２１０℃の水の他の一部は、水ライン６５を経てアンモニア水加熱器７４に流入する。このアンモニア水加熱器７４では、前述したように、この約２１０℃の水と、アンモニア水ライン７３を流れてきた約３０℃のアンモニア水とが熱交換される。この熱交換により、水は、約５０℃にまで冷却される一方で、アンモニア水は、前述したように、１９０℃にまで加熱される。以上で、アンモニア分解工程（Ｓ１０）が終了する。なお、アンモニア水加熱器７４で冷却された約５０℃の水は、水供給ポンプ６６で昇圧されてから、水冷却器６７に流入し、この水冷却器６７で冷却されて約３０℃になる。この３０℃の水は、前述したように、吸収塔６４内に散布される。
分離塔容器７５ｖ内の気相のアンモニアを含むガスは、分離塔容器７５ｖの頂部に接続されているアンモニア回収ライン８３を経て凝縮器７８に流入する。凝縮器７８では、このガスが冷却されて、このガスに含まれている水分及びアンモニアが凝縮して、高濃度のアンモニア水になる。この高濃度のアンモニア水は、水回収ライン７９を経て、分離塔容器７５ｖ内の棚段７５ｐより上の空間に戻る。この高濃度のアンモニア水は、棚段７５ｐのそれぞれの段を流下し、下方の段から供給される水蒸気と気液接触して、アンモニアが優先的に蒸発する。その結果、水中のアンモニア濃度が次第に低下し、最下部の棚段を通過する時にはアンモニア濃度が０．０５ｍｏｌ％以下の熱水となる。一方、凝縮器７８により水分等が除かれたガス、つまり気相のアンモニア濃度の高いガスは、アンモニア回収ライン８３中に設けられているアンモニア圧縮機８４で昇圧されてから、アンモニア供給ライン８１を経て、アンモニア分解器５３に流入する（Ｓ１４：アンモニア回収工程）。以上のように、本実施形態では、アンモニア除去装置６１で除去された残留アンモニアがアンモニア供給ライン８１に戻るので、原料としてのアンモニア中で無駄になる量を最小限に抑えることができる。
以上で、アンモニア分解設備５０によるアンモニア分解の一連の処理が終了する。
次に、本実施形態のガスタービンプラントの性能予測結果について、表１を参照して説明する。なお、同表は、本実施形態のガスタービンプラントにおける予測性能値と、一般的な天然ガス焚きガスタービンコンバインドサイクルプラントにおける性能値とを比較した表である。
Figure 2020147481
本実施形態では、燃焼器１１ｂに供給される燃料は、水素が約７５％、窒素が約２５％である。この燃料の発熱量は、約１８１ｋＪ／ｍｏｌであり、一般的な天然ガスの発熱量である約８３５ｋＪ／ｍｏｌと比較して、約１／５である。その結果、一般的な天然ガス焚きのガスタービンでは、圧縮機の吸気流量に対する燃料流量のモル割合は５％以下である。一方、本実施形態では、圧縮機の吸気流量に対する燃料流量のモル割合は２０％以上となる。燃焼器１１ｂにおいて所望の温度の燃焼ガスを生成するためには、燃焼器１１ｂに供給される圧縮空気と燃料のモル流量の合計値に略比例した熱量を持つ燃料の供給が必要となる。そのため、本実施形態の燃焼器１１ｂ入口で必要な燃料の熱量は、天然ガス焚きの場合と比較して１０９．２％となる。しかし、前記したようにアンモニアの分解反応により、反応後の分解ガスＤＧの発熱量が１．１４倍となることから、プラントの入口でのアンモニアの投入熱量は天然ガス焚きの場合と比較して９５．２％でよい。
前記のように、本実施形態では、燃焼器１１ｂに投入する燃料の体積流量が天然ガス焚きの場合よりも大幅に増加することにより、タービン１１ｃの排ガス流量は、天然ガス焚きの場合の排ガス流量の１０３．７％となる。このため、本実施形態では、タービン１１ｃのガスパスでの圧力損失が天然ガス焚きの場合よりも増大する。この結果、本実施形態におけるタービン１１ｃの圧力比は、天然ガス焚きの場合における圧力比の１０６．３％となる。タービン１１ｃの圧力比が高くなると、タービン１１ｃで膨張する流体の熱落差も大きくなり、タービン１１ｃ排ガス温度が、天然ガス焚きの場合におけるタービン１１ｃ排ガス温度よりも１４℃低くなる。すなわち、本実施形態では、天然ガス焚きの場合と比較して、タービン１１ｃの作動流体の体積流量が３．７％増加し、ガスタービン１１の圧力比が６．３％増加し、タービン１１ｃ排ガス温度が１４℃低下する。このため、本実施形態では、以上の相乗効果により、ガスタービン出力は、天然ガス焚きの場合におけるガスタービン出力の１１７％となる。
ところで、本実施形態では、第一高圧蒸気発生系２６で発生した過熱蒸気および中圧蒸気発生系２３で発生した過熱水蒸気の一部をアンモニア分解設備５０で消費する。このため、本実施形態における蒸気タービン３１,３２,３３の出力は天然ガス焚きの場合における蒸気タービン出力の３９％になる。従って、本実施形態におけるガスタービンコンバインドサイクルプラントとしての出力は、天然ガス焚きの場合におけるガスタービンコンバインドサイクルプランの９３．２％程度である。
前記したように、プラントの入口でのアンモニアの投入熱量は天然ガス焚きの場合の９５．２％であることから、本実施形態におけるプラント全体の発電端効率は、天然ガス焚きの場合におけるプラント全体の発電端効率の９７．４％程度(相対値)となる。１６５０℃級の天然ガス焚きの場合におけるガスタービンコンバインドサイクルプラントの発電端効率は、６３％(ＬＨＶ基準)以上である。一方、本実施形態におけるプラントの発電端効率は６０％(ＬＨＶ基準)以上となる。このように、水素のエネルギーキャリアの一つであるアンモニアを利用することにより、高効率かつ二酸化炭素の排出を大幅に削減したプラントが提供可能となる。
以上のように、本実施形態のアンモニア分解設備５０は、アンモニアを熱分解するアンモニア分解装置５１の他に、このアンモニア分解装置５１で生成された水素と窒素と残留アンモニアとを含む分解ガスＤＧから残留アンモニアを除去するアンモニア除去装置６１を備えている。このため、本実施形態では、ガス利用対象に送るガス中に含まれる残留アンモニアの濃度を抑えることができる。よって、本実施形態では、ガス利用対象である燃焼器１１ｂで燃料の燃焼で生成される排気ガスＥＧ中のＮＯｘ濃度も抑えることができる。さらに、本実施形態では、ガス利用対象である燃焼器１１ｂで、炭素を含まない分解ガスを燃料として利用することから、この燃料の燃焼で生成される排気ガスＥＧ中のＣＯ２量を低減することができる。
また、本実施形態では、アンモニアを熱分解するにあたり、ガスタービン１１の駆動で発生した熱を利用するので、別途、アンモニアを熱分解するための熱を発生させる専用の機器を設ける場合よりも、アンモニア分解設備５０を動作させるためのエネルギーコストを抑えることができる。
前述したように、アンモニアの分解反応に際し、低圧環境下の方がアンモニアの熱分解を促進することができる。このため、低圧環境下でアンモニアを熱分解することで、アンモニア除去装置６１を設けずに、残留アンモニアの濃度を本実施形態と同程度（０．０３ｍｏｌ％）にすることが可能である。アンモニア除去装置６１を設けずに、残留アンモニアの濃度を本実施形態と同程度（０．０３ｍｏｌ％）にするためには、図４に示すグラフから理解できるように、例えば、アンモニア分解環境下の圧力を０．１ＭＰａ、アンモニア分解環境下の温度を６５０℃にする必要がある。よって、アンモニア除去装置６１を設けずに、残留アンモニアの濃度を本実施形態と同程度にしようとすると、アンモニア分解環境下の温度を本実施形態より高くする必要がある上に、アンモニアを分解した後のガスをガス利用対象に導くため、このガスを昇圧機で昇圧する必要がある。アンモニアの分解反応は、反応後のモル数が反応前のモル数の２倍になる反応である。燃料ガスを昇圧する昇圧機の流路断面積はガスの体積流量に略比例するため、分解後の分解ガスを昇圧するためには、分解前に昇圧する場合と比較して約２倍の流路断面積を持った大型の昇圧機（圧縮機）が必要となる。また、アンモニアガスの分解で得られた燃料ガスを昇圧する昇圧機の動力は、ガスの体積流量に略比例することから、分解前のアンモニアガスを昇圧する際の動力の約２倍となる。すなわち、この方法では、設備コスト及びランニングコストがかさむ。一方、本実施形態では、アンモニア分解装置５１に供給する前のアンモニアを、ポンプであるアンモニア昇圧機８０で、燃焼器１１ｂであるガス利用対象内の圧力より高い圧力にまで昇圧しているので、アンモニアを分解した後のガスを昇圧してなくても、ガス利用対象内に導くことができる。よって、本実施形態では、設備コスト及びランニングコストを抑えることができる。
本実施形態では、起動時燃料ＳＦとして、水素や天然ガスを想定している。しかしながら、起動時燃料ＳＦとして、例えば、軽油等の液体燃料を用いていてもよい。この場合、気体燃料である処理済みガスＰＧと液体燃料とを共通の配管で燃焼器１１ｂに送ることができない。このため、この場合には、液体燃料を燃焼器１１ｂに供給するための配管を別途設ける必要がある。
「第二実施形態」
ガスタービンプラントの第二実施形態について、図６を参照して説明する。
第一実施形態におけるガスタービンプラントでは、ガスタービン１１の起動時に天然ガス等の起動時燃料ＳＦを用い、起動時以降の定常運転時等に処理済みガスＰＧのみを用いる。一方、本実施形態におけるガスタービンプラントでは、起動時のみならず定常運転時等においても、天然ガスＮＧを用いる。但し、本実施形態のガスタービンプラントでは、定常運転時に天然ガスＮＧに処理済みガスＰＧを混合して、この混合ガスを燃料として用いる。
本実施形態におけるガスタービンプラントも、第一実施形態におけるガスタービンプラントと同様、図６に示すように、ガスタービン設備１０と、排熱回収ボイラ２０と、蒸気タービン設備３０と、アンモニア分解設備５０と、を備える。
本実施形態におけるガスタービン設備１０の構成は、第一実施形態におけるガスタービン設備１０の構成と基本的に同じである。本実施形態における蒸気タービン設備３０の構成は、第一実施形態における蒸気タービン設備３０の構成と基本的に同じである。
本実施形態におけるアンモニア分解設備５０の構成は、第一実施形態におけるアンモニア分解設備５０の構成とわずかに異なる。本実施形態におけるアンモニア分解設備５０も、第一実施形態におけるアンモニア分解設備５０と同様、アンモニア供給ライン８１と、アンモニア昇圧機８０と、アンモニア分解装置５１と、アンモニア除去装置６１と、処理済みガス供給ライン８２と、を備える。本実施形態におけるアンモニア分解設備５０は、さらに、処理済みガス供給ライン８２を流れてきた処理済みガスＰＧと、天然ガスＮＧである主燃料とを混合させる混合器８９を備える。この混合器８９には、処理済みガス供給ライン８２と天然ガスＮＧである主燃料が流れる主燃料ライン１７とに接続されている。さらに、この混合器８９には、処理済みガスＰＧと天然ガスＮＧとが混合した混合ガス燃料ＭＧが流れる燃料ライン１２の一端が接続されている。この燃料ライン１２の他端は、第一実施形態と同様、燃焼器１１ｂに接続されている。すなわち、本実施形態のアンモニア分解設備５０の構成は、第一実施形態におけるアンモニア分解設備５０に混合器８９を追加していることを除いて、第一実施形態におけるアンモニア分解設備５０の構成と基本的に同じである。
本実施形態において、混合ガス燃料ＭＧ中の水素濃度として約２０ｍｏｌ％を想定している。水素の単位モルあたりの発熱量は天然ガスＮＧよりも小さいため、混合ガス燃料ＭＧ中の水素濃度が約２０ｍｏｌ％の場合、混合ガス燃料ＭＧの発熱量に対する水素の発熱量の割合は、約７％になる。この混合ガス燃料ＭＧ中に含まれる水素は、ほとんどが処理済みガスＰＧ中に含まれる水素である。本実施形態の燃焼器１１ｂは、約２０ｍｏｌ％の水素が含まれているガス燃料でも、安定して燃焼可能な構造となっている。
本実施形態では、定常運転時でも、燃料の一部として天然ガスＮＧを用いる。このため、本実施形態では、定常運転時において、アンモニア分解に由来する水素の消費量が、第一実施形態よりも少なくなる。この結果、本実施形態では、定常運転時において、液体アンモニアの消費量が、第一実施形態よりも少なくなる。
前述したように、本実施形態のアンモニア分解設備５０の構成は、第一実施形態におけるアンモニア分解設備５０に混合器８９を追加していることを除いて、第一実施形態におけるアンモニア分解設備５０の構成と基本的に同じである。よって、本実施形態におけるアンモニア分解設備５０の動作は、図３のフローチャートを用いて説明した第一実施形態におけるアンモニア分解設備５０の動作と基本的に同じである。しかしながら、本実施形態では、定常運転時において、液体アンモニアの消費量が第一実施形態よりも少なくなるため、アンモニア分解設備５０を構成する各機器の容量や処理能力が、第一実施形態におけるアンモニア分解設備５０を構成する各機器の容量や処理能力よりも小さい。具体的に、例えば、アンモニアタンクＴ、アンモニア分解器５３、アンモニア分離器７２などの容量は、第一実施形態に比べて、すべて小さくなる。
よって、本実施形態では、アンモニア分解装置５１のアンモニア分解器５３やアンモニア除去装置６１のアンモニア分離器７２で必要となる水蒸気の量が、第一実施形態よりも少なくなる。このため、本実施形態において、水蒸気を発生する排熱回収ボイラ２０ａの構成が、第一実施形態における排熱回収ボイラ２０の構成と異なる。さらに、本実施形態において、水蒸気が流れるライン構成が、第一実施形態における水蒸気が流れるライン構成と異なる。
本実施形態の排熱回収ボイラ２０ａは、第一実施形態と同様、低圧蒸気発生系２２と、中圧蒸気発生系２３と、高圧蒸気発生系２７とを備える。さらに、本実施形態の排熱回収ボイラ２０ａは、再熱蒸気系２５を備える。一方、本実施形態の排熱回収ボイラ２０ａは、アンモニア分解装置５１のアンモニア分解器５３に送る蒸気を発生する専用の高圧蒸気発生系、つまり、第一実施形態の第一高圧蒸気発生系２６を備えていない。
本実施形態における低圧蒸気発生系２２は、第一実施形態と同様、節炭器２２ａと蒸発器２２ｂと過熱器２２ｃとを有する。また、本実施形態における中圧蒸気発生系２３及び高圧蒸気発生系２７も、第一実施形態と同様、節炭器と蒸発器と過熱器とを有する。本実施形態における再熱蒸気系２５は、蒸気を排気ガスＥＧで過熱する再熱器のみを有する。
高圧蒸気発生系２７の過熱器と高圧蒸気タービン３３の蒸気入口とは、第一実施形態と同様、高圧蒸気ライン４３で接続されている。高圧蒸気タービン３３の蒸気出口と再熱蒸気系２５の再熱器における蒸気入口とは、高圧排気蒸気ライン４４ａで接続されている。中圧蒸気発生系２３の過熱器と再熱蒸気系２５の再熱器における蒸気入口とは、中圧蒸気ライン４２ａで接続されている。再熱蒸気系２５の再熱器における蒸気出口と、中圧蒸気タービン３２の蒸気入口とは、再熱蒸気ライン４６で接続されている。低圧蒸気発生系２２の過熱器２２ｃと低圧蒸気タービン３１の蒸気入口とは、第一実施形態と同様、低圧蒸気ライン４１で接続されている。低圧蒸気タービン３１の蒸気入口は、第一実施形態と同様、さらに、中圧排気蒸気ライン４５で、中圧蒸気タービン３２の蒸気出口と接続されている。低圧蒸気タービン３１の蒸気出口には、第一実施形態と同様、前述の復水器３５が接続されている。復水器３５と低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａとは、給水ライン４７で接続されている。この給水ライン４７中に復水ポンプ３６が設けられている。
以上のように、本実施形態の排熱回収ボイラ２０ａの構成、及び、この排熱回収ボイラ２０ａに接続されているラインの構成は、代表的な天然ガス焚きガスタービンコンバインドサイクルプラントの構成と基本的に同じである。
アンモニア分解装置５１のアンモニア分解器５３に第一熱媒体Ｍ１としての蒸気を導く第一熱媒体ライン８５ａの一端は、高圧蒸気ライン４３に接続されている。この第一熱媒体ライン８５ａの他端は、アンモニア分解装置５１のアンモニア分解器５３に接続されている。すなわち、本実施形態のアンモニア分解器５３は、高圧蒸気発生系２７で発生した高圧蒸気ＨＳの一部を第一熱媒体Ｍ１として、アンモニアの熱分解に利用する。なお、高圧蒸気発生系２７で発生した高圧蒸気ＨＳの残りは、高圧蒸気タービン３３に送られる。第一熱媒体回収ライン８６ａは、アンモニア分解器５３と中圧蒸気ライン４２ａとを接続する。この第一熱媒体回収ライン８６は、アンモニア分解器５３で利用された後の高圧蒸気ＨＳを中圧蒸気ライン４２ａ内に導く。
アンモニア除去装置６１のアンモニア分離器７２に第二熱媒体Ｍ２としての蒸気を導く第二熱媒体ライン８７の一端は、第一実施形態と同様に、中圧蒸気ライン４２ａに接続されている。この第二熱媒体ライン８７の他端は、アンモニア分離器７２に接続されている。すなわち、本実施形態のアンモニア分解器５３は、中圧蒸気発生系２３で発生した中圧蒸気ＩＳの一部を第二熱媒体Ｍ２として、水の加熱に利用する。なお、中圧蒸気発生系２３で発生した中圧蒸気ＩＳの残りは、再熱蒸気系２５に送られる。第二熱媒体回収ライン８８は、第一実施形態と同様、アンモニア分離器７２と排熱回収ボイラ２０ａの中圧ポンプ２４における吸込口とを接続する。この第二熱媒体回収ライン８８は、アンモニア分離器７２で、中圧蒸気ＩＳが水との熱交換で凝縮して生成された熱水を中圧ポンプ２４に導く。
以上のように、本実施形態のアンモニア分解設備５０も、アンモニアを熱分解するアンモニア分解装置５１の他に、このアンモニア分解装置５１で生成された水素と窒素と残留アンモニアとを含む分解ガスＤＧから残留アンモニアを除去するアンモニア除去装置６１を備えている。このため、本実施形態においても、ガス利用対象に送るガス中に含まれる残留アンモニアの濃度を抑えることができる。よって、本実施形態では、ガス利用対象である燃焼器１１ｂで燃料の燃焼で生成される排気ガスＥＧ中のＮＯｘ濃度も抑えることができる。また、本実施形態では、ガス利用対象である燃焼器１１ｂで、炭素を含まない燃料と天然ガスＮＧが混合した混合ガス燃料ＭＧを燃焼させるため、この混合ガス燃料ＭＧの燃焼で生成される排気ガスＥＧ中のＣＯ２量を低減することができる。
また、本実施形態でも、第一実施形態と同様、アンモニア分解装置５１に供給する前のアンモニアを、アンモニア昇圧機８０で、燃焼器１１ｂであるガス利用対象内の圧力より高い圧力にまで昇圧しているので、アンモニアを分解した後のガスを昇圧してなくても、ガス利用対象内に導くことができる。よって、本実施形態でも、設備コスト及びランニングコストを抑えることができる。
本実施形態では、排熱回収ボイラ２０ａで発生した蒸気のうち、アンモニア分解設備５０で使用する蒸気量が、第一実施形態よりも少ない。言い換えると、本実施形態では、排熱回収ボイラ２０ａで発生した蒸気のうち、蒸気タービン設備３０で使用する蒸気量が、第一実施形態よりも多い。このため、本実施形態では、蒸気タービン３１,３２,３３の出力を第一実施形態よりも高めることができる。
本実施形態の排熱回収ボイラ２０ａは、アンモニア分解装置５１のアンモニア分解器５３に送る蒸気を発生する専用の高圧蒸気発生系を備えていないため、既存のガスタービンコンバインドサイクルプラントに、アンモニア分解設備５０を追加する場合でも、排熱回収ボイラの改造範囲を最小限にすることができる。よって、この場合には、第一実施形態におけるプラント構成を採用するよりも、本実施形態におけるプラント構成を採用する方がプラントの改良に要するコストを抑えることができる。
「変形例」
以上の各実施形態では、ガスタービンロータ１１ｄと蒸気タービンロータ３４とが連結されている。しかしながら、ガスタービンロータ１１ｄと蒸気タービンロータ３４は連結されていなくてもよい。この場合、ガスタービンロータ１１ｄと蒸気タービンロータ３４とのそれぞれに発電機が連結されることになる。
以上の各実施形態における蒸気タービン設備３０は、流入蒸気の圧力が互いに異なる三種類の蒸気タービン３１,３２,３３を有する。しかしながら、蒸気タービン設備は、蒸気タービンとして、一種類の蒸気タービンのみを有してもよい。この場合、排熱回収ボイラの蒸気発生系は、蒸気タービンを駆動させるための蒸気を発生する蒸気発生系として、一種類の蒸気発生系のみを有していればよい。
以上の各実施形態では、アンモニア分解器５３に送る熱媒体が排熱回収ボイラ２０，２０ａからの水蒸気である。しかながら、ガスタービン１１の駆動により発生する熱を利用するのであれば、如何なる媒体を利用してもよい。例えば、ガスタービン１１からの排気ガスＥＧをアンモニア分解器５３に送る熱媒体としてもよい。この場合、水蒸気よりも高温な排ガスと熱交換できる長所がある。一方、この場合、排気ガスＥＧは高圧の水蒸気と比較して熱容量が小さいため、必要な排気ガスＥＧの体積流量が大きくなり、機器類の大きさが全体的に大きくなる短所がある。
以上の各実施形態では、分解ガスＤＧ中からアンモニアを除く方法として、吸収塔６４において、分解ガスＤＧと水とを接触させる方法を採用している。しかしながら、分解ガスＤＧ中からアンモニアを除く方法として、圧力変動吸着法（ＰＳＡ）を採用してもよい。圧力変動吸着法は、乾式であることが特徴である。但し、この方法は、吸脱着切り替え時の圧力変動に注意する必要がある。
以上の各実施形態では、アンモニア分離器７２における分離塔７５の外部に水加熱器７７が配置されている。すなわち、以上の各実施形態では、分離塔７５の下部に溜まった水を外部に引き出し、この水を水加熱器７７で加熱する。しかしながら、アンモニア分離器７２における分離塔７５の内部に水加熱器を配置してもよい。
以上の各実施形態では、アンモニア分離器７２における水加熱器７７で、水を加熱する第二熱媒体Ｍ２がガスタービン１１の駆動で発生した熱により加熱された媒体、具体的には、中圧蒸気ＩＳである。しかしながら、この水加熱器７７で、水を加熱する第二熱媒体Ｍ２は、例えば、分解ガスＤＧであってもよい。
以上の各実施形態では、アンモニア分離器７２における分離塔７５の外部に凝縮器７８が配置されている。すなわち、以上の各実施形態では、分離塔７５内のガスを外部に引き出し、このガスの一部を凝縮器７８で凝縮させる。しかしながら、アンモニア分離器７２における分離塔７５内の上部空間内に凝縮器を配置してもよい。
以上の各実施形態では、アンモニア吸収器６２における吸収塔６４での気液接触方法として、充填物式を採用している。また、以上の各実施形態では、アンモニア分離器７２における分離塔７５での気液接触方法として、棚段式を採用している。しかしながら、気液接触方法には、他の方式もあるので、吸収塔６４及び分離塔７５での気液接触方法として、他の方式を採用してもよい。気液接触方法を実現する複数の方式には、方式毎に、機器の大きさ、機器の資本費、機器の保守費、機器の圧力損失、機器の必要動力、機器の耐久性などに長所短所がある。このため、液接触方法を実現する複数の方式のうち、プラントの仕様や立地条件などに応じて最適な方式を選定すればよい。
以上の実施形態におけるガス利用対象は、燃焼器１１ｂである。しかしながら、ガス利用対象は、燃焼器１１ｂに限定されず、例えば、燃料電池であってもよい。
１０：ガスタービン設備
１１：ガスタービン
１１ａ：空気圧縮機
１１ｂ：燃焼器
１１ｃ：タービン
１１ｄ：ガスタービンロータ
１２：燃料ライン
１３：流量計
１４：予熱器
１５：燃料調節弁
１６：起動時燃料ライン
１７：主燃料ライン
２０，２０ａ：排熱回収ボイラ
２１：ボイラ枠
２２：低圧蒸気発生系
２２ａ：節炭器
２２ｂ：蒸発器
２２ｃ：過熱器
２３：中圧蒸気発生系
２４：中圧ポンプ
２５：再熱蒸気系
２６：第一高圧蒸気発生系
２７：第二高圧蒸気発生系（高圧蒸気発生系）
２８：高圧ポンプ
２９：スタック
３０：蒸気タービン設備
３１：低圧蒸気タービン
３２：中圧蒸気タービン
３３：高圧蒸気タービン
３４：蒸気タービンロータ
３５：復水器
３６：復水ポンプ
３９：発電機
４１：低圧蒸気ライン
４２，４２ａ：中圧蒸気ライン
４３：高圧蒸気ライン
４４，４４ａ：高圧排気蒸気ライン
４５：中圧排気蒸気ライン
４６：再熱蒸気ライン
４７：給水ライン
Ｔ：アンモニアタンク
５０：アンモニア分解設備
５１：アンモニア分解装置
５２：アンモニア加熱器
５３：アンモニア分解器
５４：分解ガスライン
６１：アンモニア除去装置
６２：アンモニア吸収器
６３：分解ガス冷却器
６４：吸収塔
６４ｐ：充填物
６４ｖ：吸収塔容器
６５：水ライン
６６：水供給ポンプ
６７：水冷却器
７２：アンモニア分離器
７３：アンモニア水ライン
７４：アンモニア水加熱器
７５：分離塔
７５ｖ：分離塔容器
７５ｐ：棚段
７６：水循環ライン
７７：水加熱器
７８：凝縮器
７９：水回収ライン
８０：アンモニア昇圧機
８１：アンモニア供給ライン
８２：処理済みガス供給ライン
８３：アンモニア回収ライン
８４：アンモニア圧縮機
８５，８５ａ：第一熱媒体ライン（熱媒体ライン）
８６，８６ａ：第一熱媒体回収ライン
８７：第二熱媒体ライン
８８：第二熱媒体回収ライン
８９：混合器
ＥＧ：排気ガス
ＬＳ：低圧蒸気
ＩＳ：中圧蒸気
ＲＳ：再熱蒸気
ＨＳ：高圧蒸気
ＨＳ１：第一高圧蒸気
ＨＳ２：第二高圧蒸気
Ｍ１：第一熱媒体
Ｍ２：第二熱媒体
ＤＧ：分解ガス
ＳＦ：起動時燃料
ＰＧ：処理済みガス
ＭＧ：混合ガス燃料
ＮＧ：天然ガス

Claims (16)

  1. ガスタービンで発生した熱で加熱された熱媒体が流れる熱媒体ラインと、
    アンモニアが流れるアンモニア供給ラインと、
    前記熱媒体ライン及び前記アンモニア供給ラインに接続され、前記熱媒体ラインからの前記熱媒体の熱を利用して、前記アンモニア供給ラインからの前記アンモニアを熱分解して、水素と窒素と残留アンモニアを含む分解ガスを生成するアンモニア分解装置と、
    前記アンモニア分解装置からの前記分解ガス中に含まれる前記残留アンモニアを除去するアンモニア除去装置と、
    前記アンモニア除去装置で前記残留アンモニアが除去された分解ガスである処理済みガスをガス利用対象に導く処理済みガス供給ラインと、
    を備えるアンモニア分解設備。
  2. 請求項１に記載のアンモニア分解設備において、
    前記アンモニア除去装置に接続され、前記アンモニア除去装置で除去された前記残留アンモニアを前記アンモニア供給ラインに導くアンモニア回収ラインを備える、
    アンモニア分解設備。
  3. 請求項１又は２に記載のアンモニア分解設備において、
    前記アンモニア供給ラインに設けられ、前記アンモニア供給ラインを流れる前記アンモニアを前記ガス利用対象内の圧力より高い圧力に昇圧するアンモニア昇圧機を備える、
    アンモニア分解設備。
  4. 請求項１から３のいずれか一項に記載のアンモニア分解設備において、
    前記アンモニア除去装置は、アンモニア吸収器と、アンモニア分離器と、を有し、
    前記アンモニア吸収器は、前記アンモニア分解装置からの前記分解ガスと水とを接触させて、前記分解ガス中の前記残留アンモニアを前記水中に溶解させる一方で、前記処理済み分解ガスを排気し、
    前記アンモニア分離器は、分離塔と、水加熱器と、を有し、
    前記分離塔は、前記残留アンモニアが溶解した前記水であるアンモニア水と水蒸気とを接触させ、前記アンモニア水を加熱して、前記アンモニア水からアンモニアを分離し、
    前記水加熱器は、前記アンモニア水からアンモニアが分離した水を加熱して水蒸気にした後、水蒸気を前記分離塔に戻す、
    アンモニア分解設備。
  5. 請求項４に記載のアンモニア分解設備において、
    前記熱媒体ラインである第一熱媒体ラインの他に、前記ガスタービンで発生した熱で加熱された熱媒体が流れる第二熱媒体ラインをさらに備え、
    前記水加熱器は、前記アンモニア水からアンモニアが分離した水と前記第二熱媒体ラインからの熱媒体とを熱交換させて、前記水を水蒸気にする熱交換器である、
    アンモニア分解設備。
  6. 請求項１から５のいずれか一項に記載のアンモニア分解設備と、
    前記ガスタービンと、
    を備え、
    前記ガスタービンは、空気を圧縮して圧縮空気を生成する空気圧縮機と、前記圧縮空気中で燃料を燃焼させて燃焼ガスを生成する燃焼器と、前記燃焼ガスで駆動するタービンと、を有し、
    前記処理済みガス供給ラインは、前記燃焼器を前記ガス利用対象として、前記処理済みガスを前記燃焼器に導く、
    ガスタービンプラント。
  7. 請求項１から５のいずれか一項に記載のアンモニア分解設備と、
    前記ガスタービンと、
    前記ガスタービンから排気された排気ガスの熱で蒸気を発生させる排熱回収ボイラと、
    を備え、
    前記熱媒体ラインは、前記排熱回収ボイラに接続され、前記排熱回収ボイラで発生した蒸気を前記熱媒体として、前記アンモニア分解装置に導く、
    ガスタービンプラント。
  8. 請求項５に記載のアンモニア分解設備と、
    前記ガスタービンと、
    前記ガスタービンから排気された排気ガスの熱で蒸気を発生させる排熱回収ボイラと、
    を備え、
    前記第二熱媒体ラインは、前記排熱回収ボイラに接続され、前記排熱回収ボイラで発生した蒸気を前記熱媒体として、前記水加熱器に導く、
    ガスタービンプラント。
  9. 請求項８に記載のガスタービンプラントにおいて、
    前記第一熱媒体ラインは、前記排熱回収ボイラに接続され、前記排熱回収ボイラで発生した蒸気を前記熱媒体として、前記アンモニア分解装置に導く、
    ガスタービンプラント。
  10. ガスタービンで発生した熱で加熱された熱媒体の熱を利用して、アンモニア分解装置内でアンモニアを熱分解して、水素と窒素と残留アンモニアを含む分解ガスを生成するアンモニア分解工程と、
    前記分解ガス中に含まれる前記残留アンモニアを除去するアンモニア除去工程と、
    前記アンモニア除去工程で前記残留アンモニアが除去された分解ガスである処理済みガスをガス利用対象に導く処理済みガス供給工程と、
    を実行するアンモニア分解方法。
  11. 請求項１０に記載のアンモニア分解方法において、
    前記アンモニア除去工程で除去された前記残留アンモニアを前記アンモニア分解工程で熱分解される前のアンモニアに合流させるアンモニア回収工程を実行する、
    アンモニア分解方法。
  12. 請求項１０又は１１に記載のアンモニア分解方法において、
    前記アンモニア分解工程で熱分解される前のアンモニアを前記ガス利用対象内の圧力より高い圧力に昇圧してから、昇圧後のアンモニアを前記アンモニア分解装置に供給するアンモニア供給工程を実行する、
    アンモニア分解方法。
  13. 請求項１０から１２のいずれか一項に記載のアンモニア分解方法において、
    前記アンモニア除去工程は、アンモニア吸収工程と、アンモニア分離工程と、を含み、
    前記アンモニア吸収工程では、前記アンモニア分解工程の実行で得られた前記分解ガスと水とを接触させて、前記分解ガス中の前記残留アンモニアを水中に溶解させる一方で、前記処理済み分解ガスを排出し、
    前記アンモニア分離工程では、分離実行工程と、水加熱工程と、を含み、
    前記分離実行工程では、前記残留アンモニアが溶解した水であるアンモニア水と水蒸気とを接触させ、前記アンモニア水からアンモニアを蒸発分離し、
    前記水加熱工程では、前記アンモニア水からアンモニアが分離した水を加熱して、前記分離実行工程で用いる水蒸気にする、
    アンモニア分解方法。
  14. 請求項１３に記載のアンモニア分解方法において、
    前記水加熱工程では、前記アンモニア水からアンモニアが分離した水と前記ガスタービンで発生した熱で加熱された熱媒体とを熱交換させて、前記水を加熱する、
    アンモニア分解方法。
  15. 請求項１０から１４のいずれか一項に記載のアンモニア分解方法において、
    前記処理済みガス供給工程では、前記ガスタービンの燃焼器を前記ガス利用対象として、前記処理済みガスを前記燃焼器に導く、
    アンモニア分解方法。
  16. 請求項１０から１５のいずれか一項に記載のアンモニア分解方法において、
    前記処理済みガス中の残留アンモニア濃度を、前記ガスタービンから排気される排気ガス中の窒素酸化物濃度が所望の濃度未満になる濃度にする、
    アンモニア分解方法。
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