JPH04505789A - 発電プロセス - Google Patents

Abstract

(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるため要約のデータは記録されません。

Description

【発明の詳細な説明】 発電プロセス 例えば石炭のような固形化石燃料の燃焼に基く発電の現在最も環境ど調和した方 法は、微細に分割された石灰石および／またはドロマイトを添加するＡＣＦＢＣ （大気循環流体流動床燃焼）タイプの蒸気発生器において形成された微細に分割 した形態の燃料を燃焼することを含む。例えば８５０℃のような低い温度で９９ ％以上の燃料効率でＡＣＦＢＣを実施することは可能なので、ＮＯｘ生成は極め て低く、カリ同時に燃料の硫黄含有量の９９％以上が燃焼により形成された石灰 に結合しうる。

例えば１４５バールのような高圧と、５３５℃の蒸気温度において蒸気発生器を 作動させることにより、約３８％の正味効率でコンデンサスチームタービンで電 力を発止させることができる。

高効率を達成するために、加圧下で蒸気発生器において燃焼させる、所ｙＩＰＦ Ｂｃ（加圧流動床燃焼）を行うガスタービンとスチームタービンの組合せに基く 概念が展開されてきた。加圧流動床からの煙道ガスはマルチステップサイクロン 清浄の後ガスタービンで直接使用され、前記タービンからの排気ガスはある量の 蒸気を発生させるために使用される。しかしながら、主たる蒸気発生は流動床に 配置されたチューブパネルとその壁とにおいて行われる。ＰＦＢＣの概念では、 約４２％の実際の正味効率を復水により達成することにより電力の約２０％がガ スタービンで発生される。

ＰＦＢＣの概念の欠点は部分的には流動床温度が比較的高い（８８０℃）ことで 、これはＮＯｘ生成が高いことを意味し、部分的にはサイクロン清浄が不具合と なるとガスタービンのブレードが故障する危険性のあることと、がっ流動床とサ イクロンとを加圧室に密閉しているため検査や修理が出来ないことによる操作の 複雑さである。

本発明は２台のガスタービンとコンデンサスチームタービンとＡＣＦＢＣタイプ の蒸気発生器を組み合わせ固形化石燃料の燃焼に基音的４６％の正味効率で電力 を発生させる、環境と調和した方法を構成する。このように、本発明の概念は、 機械的および操作上の観点からは復雑さは低いものの、ＰＦＢＣ概念より著しく 高い正味効率を提供する。

本発明による方法は、２０％以上が適当で好ましくは３０％以上の揮発分を含有 する化石燃料が、ＡＣＦＢＣ蒸気発生器の循環している床物質の流れの制御され た部分流がそこを通って流れる流動床における高温の床物質と微細な粉砕形態で 接触して、熱分解され、形成されたチャーと組み合わされた前記部分流が蒸気発 生器の燃焼室へ循環され、そこでチャーは燃料として使用され、一方生成された パイロガスは当然清浄された後ガスタービンユニットにおいて使用され、該ユニ ットからの排気ガスは適当に加熱された後蒸気、好ましくは高圧蒸気を発生させ るために使用され、一方他方のガスタービンユニットはその高圧コンプレッサか らの圧縮空気により作動し、圧縮空気はＡＣＦＢＣ蒸気発生器の循環している床 物賀の流れの制御された部分流がそこを通して流れる従来型の流動床に埋設され た熱交換器によって間接的に加熱され、前記圧縮空気の最終加熱は、特にパイロ ガスのような内部で発生したガス状および／または液状の燃料を直接燃焼させる ことにより実施され、前記ガスタービンユニットはコンデンサスチームタービン ユニットに対して過熱した高圧蒸気を生成するときＡＣＦＢＣ蒸気発生器におけ る流動ガス（−次空気）と二次燃焼空気のような比較的高い温度のパワータービ ン部分からの排気ガスを用いて背圧により作動することを特徴とする。

本発明はまた、ＡＣＦＢＣ蒸気発生器の燃焼室の頂部から出てくる、通常１０− ８０ｋｇ／ｃｍ３の床物質を含む高温煙道ガス懸濁物から床物質を２ステツプで 分離することを特徴とする。即ち、懸濁物中の床物質の含有量が６０−９０％低 減する「粗分離ステップ」と懸濁物中の床物質の元の含有量の３％以下に床物質 が低減する「精細分離ステップ」であって、「粗分離ステップ」からの床物質は 熱交換器を備えた流動床の床面の下に導入され、オーバフローを介して蒸気発生 器の燃焼室の下部分まで戻され、流動床自体は背圧ガスタービンのパワータービ ン部分からの排気ガスの小さい部分流により０，６＜ε＜０．ｒ（ε＝空気積／ 全体容積）で流動し、一方「精細分離ステップ」からの床物質は、流体熱分解床 へ、好ましくはその底部に送られ、形成されたチャーと床物質の混合物は蒸気発 生器の燃焼室の下部分ヘオーバフローを介して循環される。　微細に分割された 化石燃料の熱分解は本発明によれば燃料を流体熱分解床の下部に、好ましくは数 冊の点において吹込むことによって達成され、前記吹込みは燃料に対して基本的 に不活性であるガスにより行われ、同時に前記床で形成されたパイロガスが前記 床を流動化し、床チャンバの頂部から除去され高温サイクロンにおいて粗く清浄 される。ガスは高温サイクロンからそれ自体公知の清浄装置中で通され、そこで ダストとタールとが例えば洗滌により除去される。回収されたタール等は蒸気発 生器の燃焼室で燃料として、かつ前記ガスタービンユニットからの排気ガスの再 加熱に適当に使用される。

本発明の例を以下の詳細説明として第１図を参照して以下開示する。

この例は３７％の揮発分を含む石灰に基＜１３０ＭＷの正味能力と、７８００ｋ ｃａｌ／ｋｇの乾燥原料炭の有効ビートバリマーと、以下の分析値を備えた発電 プラントに関するものである。

ＨＯＮＳ ％７９．３　５．４　８．９　１．５　０．にのサンプルの灰分は４．３％であ った。

標準的な石灰粉ミル装置（第１図に示さず）において、９．１ｋｇ／ｓの乾燥原 料炭が０．１ミリ以下のグレインサイズまで粉砕される。粉砕の間、排気ガスボ イラ（廃熱ボイラ）１７からの排気ガスを用いて適当に乾燥が実行される。石灰 粉６０は、並列に接続されている高温サイクロン３３の各々に対して１個づつの 熱分解床３４の下部分においてパイロガス３８により噴射される。熱分解床３４ は下向きの切頭円錐形（ベンチュリベット）の形状で、その底部において、サイ クロン３３のＡＣＦＢＣ蒸気発生器の床物質回路から分離された高ａ（約８３５ ℃）の床物質の制御された部分流が供給される。前記の部分流は熱分解床の上部 分におけるオーバフローを介して蒸気発生器３０の燃焼室３１の下部分へ戻され る。熱分解床３４における床物質は、熱分解床の中央部分において上向きの流れ が、床の壁に沿って下向きの流れが形成するように供給される清浄したパイロガ ス３８が適当である小さいガス流によって底部から撹拌される。流動化自体は石 炭が流動材料と接触するとき発生する原料パイロガスによって行われる。

高温の流動材料と接触すると、微細に分割した石炭は極めて迅速に熱分解され、 チャーと、床３４の頂部から除去された原料パイロガスとに変換される。原料ガ スは高温サイクロン（図１に示さず）中に捕捉された床物質の主要部分から解放 され始め、その後冷却され、かつコークス炉技術からそれ自体公知の要領でダス トとタール３６とから洗滌分離される。タール３７の主要部分は少量の床物質と 共に蒸気発生器３０の燃焼シャフト３１において燃料として使用され、蒸気発生 器において純粋のタール部分３９は廃熱ボイラ１７において使用する前にガスタ ービンユニッ）１０からの排気ガス３０を加熱するために使用され飽和高圧蒸気 を発生させる。

清浄にされたパイロガス３８の主要部分（約８４％）は標準的なガスタービンユ ニット１０において燃料として使用され、そこで高圧コンプレッサ１２からの圧 縮空気の９２ｋｇ／ｓｅｅで１２バールの圧力で燃焼室１３において燃焼される 。燃焼室１３からの発生した高温（９００℃）ガスはタービン１４の２段で膨張 し、それぞれ高圧および低圧コンプレッサ１２．ＩＩを駆動する。タービン１２ からの排気ガスは１６，４００ｋｗｅの出力の発電機１８に接続されたパワータ ービン１５を駆動する。

パワータービン１５からの排気ガス１６の温度は約３６０℃であり、最も経済的 な使用に対しては約４５０℃まで加熱する必要があり、それにより廃熱ボイラ１ ７における使用を可能とし、廃熱ボイラにおいて１４５バールと３３８℃の過熱 高圧蒸気を発生させることができ、該蒸気はＡＣＦＢＣ蒸気発生器のスーパヒー タにおいて過熱される。清浄装置３６において分離されたタールの３０％が前記 加熱に使用される。

パイロガスの受部分（約１４％）は熱交換器５１からの高温の加圧された空気を 最終的に９００℃まで加熱するために使用される燃焼室２４における修正ガスタ ービンユニット２０に対する燃料として使用される。従来の流動床５０における 熱交換器で、高圧コンプレッサ２５からの圧縮空気（１１バール、３２５℃）が 間接的に約８００℃まで加熱される。流動床５０を通して「粗分離ステップ３２ におけるＡＣＦＢＣ蒸気発生器３０の再循環回路から分岐された高温（約８４０ ℃）の床物質の制御された流れが流れ、かつ、オーバフローを介して蒸気発生器 ３０の燃焼室の下部分へ循環される。

その第１の段階が高圧コンプレッサ２５を駆動し、その第２段階がギヤ２６を介 して、１３．６００ｋｗｅの出力が発ｌｉ機２７を駆動するタービン２３の２段 階において燃焼室２４の高圧ガスが用いられる。タービン２３からの排気ガスは パワータービン２２を駆動し、パワータービンが低圧コンプレッサ２１を駆動す る。低圧コンプレッサから低圧空気が中間クーラ２８を介して高圧コンプレッサ ２５に供給される。前記クーラにおいて、圧縮熱が回収され、例えば廃熱ボイラ １７への送入水を予備加熱する。

高圧コンプレッサ２５からの圧縮空気を間接的に加熱する流動層５０における熱 消費は熱分解床３４における熱消費より著しく大きい。熱分解床３４における床 物質の適当な温度低下（３０’以下、好ましくは１０℃以下）を得るために本発 明によれば分離ステップ３２と３３との間の床物質の分布が制御される。前記制 御は好ましくは「粗分離ステップ」３２において分離装置を用いることにより達 成され、該分離装置の分離度は高すぎ、制御されたバイパス（第１図に示さず） においては懸濁物の必要流量分が「精細分離ステップ」３３へ分岐される。　殆 んど床物質が入っていないサイクロン３３からの煙道ガスの熱分が蒸気発生器３ ０とそのエコノマイザ４６とにおいて使用される。ダストパックフィルタ４７に おける最終清浄の後、煙道ガスはブロワ４８で圧力増加の後約１２０℃で大気４ ９へ放出される。

構成要素が基本的に同一であるユニット１０と比較したガスタービンユニット２ ０の効率が低いことは、約８６ｋｇ／ｓｅｅ　（約４８℃）の排気ガスが流動ガ ス（−次ガス）および例えば１０％の余剰空気を提供する、ＡＣＰＣＢ蒸気発生 器３０の燃焼室３１における二次燃焼空気として用いられるので、ユニット２０ のパワータービン２２が〜４００ｍバーの背圧で作動するという事実による。パ ワータービン２２からの排気ガスの小さい部分流は０．６〈ε＜０．７で作動す る流動床５０における流動ガスとして使用され、そこからガスは燃焼室３１へ送 られる。

蒸気発生器３０と廃熱ホイラ１７からの飽和した高圧蒸気（１４５バール。

３３８℃）は蒸気発生器において５３５℃まて過熱され、スチームタービンユニ ット４０の高圧部４１へ送られる。そこからの排気ガス（３４バール、３２８° Ｃ）の約８５％が蒸気発生器３０において５３５℃まで再過熱され、圧力はコン デンサ４４の真空に対して低圧部４２で低減し、一方低圧部からの抽出蒸気のあ る量を含む残りの排気ガスは送り水の予備加熱４５に用いられる。そのためター ビン発電機４３は１０２．３００ｋｗｅの出力を提供する。

２．３００ｋｗｅを送入ポンプ等のために差引くと、本発明の例による複合発電 プラントは、ＰＦＢＣ概念を用いて達成しうるちのより著しく高い効率である正 味効率４．６％に達する１３０ＭＷｅの出力を提供する。

前記の例が基準としている石炭は３７％の揮発分を含み、これは発電の２３％が ガスタービンユニット１０および２０において達成しうろことを意味する。もし 揮発分が４０％の石炭が用いられるとガスタービンユニットで発生する電力のパ ーセントは約２３％以上まで増え、これは正味効率が４６％以上なることを意味 する。

もし本発明の方法によって作動する発電プラントが例えば４０％の揮発分の石炭 と、このためにそれぞれ設計したガスタービン１０．２０とに基いているとし、 かつ発電プラントに例えば３０％の揮発分の石炭のみを何らかの理由で供給する 可能性があるとすれば、効率は低下し、ガスタービンユニットを適正に使用する ことができない。そのような場合、オイルカロリーの方がより高価であるけれど も、供給された石炭において不足する揮発分に対応する量のオイルを熱分解にお いて添加することが経済的である。

本例による発電プラントは、微細に分割した石灰石の制御された流れを形成され たＣａＯがＣａ５Ｏ＜としてＳＯ２と結合する蒸気発生器３０の燃焼室３１へ添 加することによりそれ自体公知の方法でＳＯ２の望ましい低度解放を行う。Ｓ０ ２の望ましい低度解放を得るには、ＣａＯの管理された余剰分が蒸気発生器への 床物質循環回路において保たれる。

熱分解床３４からのパイロガス３５は、ＣａＯ＋Ｈ，Ｓ；：　ＣａＳ＋Ｈ２０ の平衡状態が８３０℃において極めて遠く右方へ移動するのでＳから概ね解放さ れる。石炭と共に熱分解床に送られるＳの約６０％がチャーに介在し、約７％が タール中にあり、約３０％が熱分解床３４を出ていく床物質中のＣａＳとして結 合される。

石炭と共に系の中へ送られたＳの約２％を含有するタールの３０％のみがタービ ンユニットｌＯからの排気ガスの再加熱に用いられ、Ｓの９８％がチャーやター ルと結合され、ＣａＳは、ＣａＯが介在する中で８５０℃で燃焼する蒸気発生器 ３０の燃焼シャフト３１へ導入される。このことは、本発明による発電が放出さ れた煙道ガス内で同じ低度のＳ０２解放を得るために従来のＡＣＦＢＣと比較し て微細に分割した石灰石を限界的に大量必要とすることを意味する。

化石燃料の燃焼におけるＮＯｘの形成は燃焼温度と共に、かつｏ２の濃度と共に 激しく増加する。このように、例えば、マルチステップタイプのバーナにおける 石炭粉の燃焼からの煙道ガスのＮＯｘ含有量は４００〜５００ｍｇ　ＮＯｘ／Ｎ ｍ３に達し、粉末燃焼に対して通常であるものより５０％余分の空気を要する。

ＡＣＦＢＣを慎重に作動させることにより、８０ｍｇ　ＮＯｘ／Ｍ”以下を保つ ことができる。その理由は高度のバーンアウト（約９９％）に対して必要な、燃 焼温度（８５０℃）が低いことと空気の余剰量が少ないからである。

５０％以上のＡＣＦＢＣにおけるＮＯｘの形成は化石燃料における有機的に結合 したＮの含有量から生じ、かつその約３５％が熱分解においてＮ２およびＮＨ３ として放出されるので、蒸気発生器３０の燃焼室３１への有機的に結合したＮの 供給は本発明による発電においてはより低く、そのため煙道ガスにおけるＮＯｘ の含有量が６０ｍｇ／Ｎｍ３以下に留まるという結果をもたらす。

本発明の例によれば、発電の約１２％が清浄されたパイロガスを燃料として用い るガスタービンユニット１０において得られる。ガスタービンユニット１０から の排気ガス１６は、もし何ら特別の措置をとらないとすれば約３００ｍｇのＮＯ ｘ／Ｎｍ３を含むＮＯｘの排出の約８０％が、Ｎ　Ｈｓ　／　Ｎ　Ｏｘの分子比 〜０．８でＮＨ３を３６０℃の高温排気ガス１６に添加し、かつガス混合物をそ れ自体公知の触媒上を通すことにより公知の要領で容易に除去しつる。その後排 気ガスは約５ｍｇ　ＮＨｓ／Ｎｍ３を越えて約６０ｍｇ　ＮＯｘ／Ｎｍ”を含有 する。

化石燃料の熱分解において得られたＮＨ３は原料パイロガスの清浄３６からのタ ール／水相において介在し、かつそこから容易に回収し、前述の脱ＮＯｘ作動に 用いることができる。前記例によれば、タール水から約１５ｇ　ＮＨ，／ｓｅｃ だけ回収できる。排気ガス１６の脱ＮＯｘ作動処理はその約２７３を要し、残り は希望に応じて約６０から１０−１５ｍｇ　ＮＯｘ／Ｎｍ”までのＡＣＦＢＣ蒸 気発生器３０からの煙道ガスにおけるＮＯｘ含有率を低減するに十分である。

ＡＣＦＢＣ蒸気発生器３０からの煙道ガスに対するＮＨ３の添加の特別な利点は 煙道ガスにおけるＮ２０の含有量は最新の結果ではＡＣＦＢＣを用いれば顕著で あり著しく低減する。このことは、Ｎ２０がＣＦＣ（クロロフルオロカーボン） と同じく高度に所謂温室効果に、かつまた、ＣＦＣと比較したＮ２０の相対重要 性がｌ；４であるオゾン層の分解に作用するので重要なことである。

もし公知の要領でガスタービンユニット１０の燃焼室１３が蒸気、例えばスチー ムタービンユニット４０の低圧部４２からの１５バールの抽気蒸気が０．０７ｋ ｇ／ｍｃａ＋の供給燃料に対応する流量で供給されるとすれば、排気ガス１６中 のＮＯｘ含有量は約１５０ｍｇ／Ｎｍ”まで低減し、同時に出力効率は約２．５ ％増加する。スチームタービン４０の低圧部４２からの出力効率は同時に抽気の ため若干低減し、正味効率は約１％である。前述の比率で排気ガス１６ＣＮＨｓ を添加することによりこの場合Ｎ　Ｏｘ含有量を約３０ｍｇ／Ｎｍ３まで低下さ せ、内部で生成したＮＨ３を用いて脱Ｎ０ｘＬだ後前述の例により発電プラント からの２つの煙道ガスの流れにおける平均のＮＯｘ含有量は２０　ｍ　ｇ　／　 Ｎ　ｍ　”以下、特に低くかつ環境と調和したレベルに達する。

要約すれば、本発明による固形化石燃料に基く発電は以下の著しい利点を提供す る。

石炭中の揮発分４０％に対して、４６％を上回る極めて高度の正味効率、ＳＯ２ の望ましい低度の排出、 ＮＯｘ排出が低いこと、即ち内部生成のＮＨ３が公知の要領で脱ＮＯｘするため に使用される場合ＮＯｘ排出が極めて低いこと。

国際調査報告 国際調査報告 、ＰＣＴ／ＳＥ　９０１００３５５

Claims (6)

【特許請求の範囲】
1. １．２台のガスタービンユニットとスチームタービンユニットとに組み合わせた ＡＣＦＢＣ蒸気発生器において固形の化石燃料を燃焼することに基く極めて高効 率で電気エネルギを発生させる環境と調和した方法において、２０％以上、好ま しくは３０％以上の揮発分を含有する固形の化石燃料（６０）が、そこを通って ＡＣＦＢＣ蒸気発生器（３０）の循環流から熱床物質の制御された部分流が流れ る流動熱分解床（３４）において熱床物質と接触して微細に破砕した形態でまず 熱分解され、前記の部分流は形成されたチャーと涙合され前記蒸気発生器（３０ ）の燃焼室に戻され、前記燃焼室においてチャーは燃料として作用し、一方形成 されたパイロガス（３５）はダスト、タール等から公知の方法で清浄された後、 ガスタービンユニット（１０）の一つにおいて燃料として使用され、前記ガスタ ービンユニットからの排気ガス（１６）は好ましくは、蒸気、好ましくは飽和し た高圧蒸気を発生させるために再加熱（１７）した後に使用され、他方のガスタ ービンユニット（２０）は、ＡＣＦＢＣ蒸気発生器（３０）の循環流回路からの 熱床物質の制御された部分流がそこを通る従来のタイプの流動床（５０）に埋設 された熱交換器（５１）で部分的および間接的に加熱された高圧コンプレッサ（ ２２）からの圧縮空気により作動し、前記圧縮空気の最終加熱がその中でガスお よび／または液状燃料、好ましくはパイロガスのような内部で生成した燃料を直 接燃焼させることにより実施され、前記ガスタービンユニットが前記ＡＣＦＢＣ 蒸気発生器（３０）における燃焼空気としてそのパワータービン部（２２）から の排気ガスを用いることにより背圧で作動し、スチームタービンユニット（４０ ）に対する過熱高圧蒸気を発生させることを特徴とする電気エネルギを発生させ る方法。
2. ２．ＡＣＦＢＣ蒸気発生器（３０）の燃焼室（３１）の頂部を出ていく、１０− ８０ｋｇ／ｍ３の床物質を通常含有している熱煙道ガス懸濁物から床物質を分離 することが２ステップ、即ち、前記煙道ガス懸濁物中の床物質の含有量が６０− ９０％低減する第１の「粗分離ステップ」（１２）と、前記懸濁物中の床物質の 元の含有量の３％以下に床物質の含有量が低減する、適切にはサイクロンタイプ の「精細分離ステップ」において行われ、前記の「粗分離ステップ」（３２）か らの床物質が熱交換器（５１）を含む流動床（５０）における床面の下方に導入 され、前記蒸気発生器（３０）の燃焼室（３１）の下部分までオーバフローを介 して戻され、前記流動床（５０）は前記背圧ガスタービン（２０）のパワーター ビン（２２）からの排気ガスの小さい部分流により０．６＜Ｅ＜０．７で適当に 流動化され、前記流動床（５０）からの排気ガス（５３）は前記蒸気発生器（３ ０）の燃焼室（３１）へ供給され、前記の「精細分離ステップ」（３３）からの 床物質が流動化した熱分解床（３４）に供給され、かつそこからオーバフローを 介して蒸気発生器（３０）の燃焼室（３１）の下部分に戻されることを特徴とす る請求の範囲第１項に記載の方法。
3. ３．それぞれ「粗分離ステップ」（３２）と「精細分離ステップ」（３３）にお いて分離される床物質の分布が、熱分解床（３４）を貫流する床物質の温度の低 下が３０℃以下、好ましくは１０℃以下になるように制御され、前記制御が床物 質−懸濁物の制御された流れが前記の希望する結果に達するように前記ステップ を分岐するように「粗分離ステップ（３２）」中の装置を使用して実行されるこ とが好ましい、請求の範囲第１項または第２項いずれか記載の方法。
4. ４．微細に分割された化石燃料が、熱分解床（３４）の下部分、好ましくはベン チュリタイプ、へ吹き込まれ、前記吹込みが燃料、好ましくはパイロガス（３８ ）に対して本質的に不活性のガスにより実行され、一方熱分解床が同じタイプの ガスにより撹拌され、熱分解床で生成された原料パイロガス（３５）が熱分解床 の頂部から除去され、ダスト分離の後、好ましくは高温サイロン中での分離後、 特にガスタービンユニットで燃料として使用する前に公知の方法で清浄かつ圧縮 されることを特徴とする請求の範囲第１項ないし第３項いずれか記載の方法。
5. ５．化石燃料の熱分解において形成されたＮＨ３が回収され、その制御された流 れが、まずパイロガスで燃焼のガスタービンユニット（１０）からの排気ガスを 脱ＮＯｘし、第２にＮＯｘを全体的に極めて低度まで排出することが望ましい場 合、ＡＣＦＢＣ蒸気発生器（３０）からの煙道ガスを脱ＮＯｘする公知の方法で 使用され、その場合前記ガスタービンユニットの燃焼室（１３）には蒸気の流れ 、好ましくはスチームタービン（４０）の低圧部分（４２）からの抽出蒸気を供 給することを特徴とする請求の範囲第１項ないし第４項いずれか記載の方法。
6. ６．供給石炭中の揮発物質を補うものとして石油が熱分解床（３４）に供給され ることを特徴とする請求の範囲第１項ないし第５項いずれか記載の方法。