JP2020147478A - 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

Abstract

【課題】アンモニアの分解で得られるガスを燃料とするタービンプラントの設備コストを抑える。【解決手段】アンモニア分解設備Ｘは、抽気空気ライン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５０と、処理済みガス供給ライン８２と、を備える。抽気空気ライン８５には、ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａで生成された圧縮空気の一部が抽気空気ＢＡとして流れる。アンモニア分解装置５０は、抽気空気ライン８５からの抽気空気ＢＡを酸化剤として、アンモニア供給ライン８１からのアンモニアの一部を燃焼させて、アンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素とを含む処理済みガスＰＧを生成する。処理済みガス供給ライン８２は、処理済みガスＰＧを燃料としてガスタービン１１の燃焼器１１ｂに導く。【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ＣＯ_２排出量を削減するため、燃焼してもＣＯ_２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は、ガスタービン及び排熱回収ボイラを備える。排熱回収ボイラは、ガスタービンからの排気ガスで水を加熱して蒸気にする第一熱交換部の他、液体アンモニアを排気ガスで加熱する第二熱交換部と、を有する。第二熱交換部では、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。前述の分解装置は、この第二熱交換部を有する。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は、ガスタービン、加熱装置の他、排熱回収ボイラを備える。排熱回収ボイラは、ガスタービンから排気された排気ガスの一部と水とを熱交換させて、水を加熱して蒸気にする。加熱装置は、ガスタービンから排気された排気ガスの残りと液体アンモニアとを熱交換させて、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。

特開平０４−３４２８２９号公報 特開２０１８−０７６７９４号公報

上記特許文献１に記載の技術では、ガスタービンからの排気ガスで水を加熱して蒸気にする第一熱交換部と、液体アンモニアを排気ガスで加熱する第二熱交換部と、を有する排熱回収ボイラを新たに設計して、製造する必要がある。また、特許文献２に記載の技術では、ガスタービンからの排気ガスの一部でアンモニアを加熱する加熱装置と、排気ガスの残りで水を加熱する排熱回収ボイラとを新たに設計して、これらを製造する必要がある。

すなわち、上記特許文献１に記載の技術及び上記特許文献２に記載の技術では、ガスタービンからの排気ガスでアンモニアを加熱する機器を設計製造し、しかもこの機器と関連する部分も新たに設計製造する必要がある。

このため、上記特許文献１に記載の技術及び上記特許文献２に記載の技術では、ガスタービンプラント機器の新規設計及び製造のコストがかかるという問題点がある。

そこで、本発明は、アンモニアの分解で得られるガスを燃料とするガスタービンプラントの設備コストを抑えることができる技術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、
空気を圧縮する圧縮機と、前記圧縮機で圧縮された空気である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、前記燃焼ガスにより駆動するタービンと、を有するガスタービンに接続されているアンモニア分解設備において、前記ガスタービンに接続され、前記圧縮空気の一部が抽気空気として流れる抽気空気ラインと、アンモニアが流れるアンモニア供給ラインと、前記抽気空気ライン及び前記アンモニア供給ラインに接続され、前記抽気空気ラインからの前記抽気空気を酸化剤として、前記アンモニア供給ラインからの前記アンモニアの一部を燃焼させて、アンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素とを含む処理済み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で生成された前記処理済みガスを前記燃料として前記燃焼器に導く処理済みガス供給ラインと、を備える。

本態様では、アンモニアの分解で得られた水素を含む処理済みガスを燃焼器の燃料にしている。このため、天然ガスのみを燃焼器の燃料にするプラントよりも、二酸化炭素の排出量を少なくすることができる。アンモニアを熱分解するためには、分解反応に必要な反応熱を供給する必要があるが、熱の供給方法として、分解させるアンモニア以外の熱源からの伝熱によりアンモニアを加熱する外部加熱方式と、分解させるアンモニアの一部を燃焼させて熱を発生させて残りのアンモニアを加熱する自己熱分解方式がある。外部加熱方式において、アンモニアの熱分解に必要な熱として、ガスタービンからの排気ガス、叉はこの排気ガスの熱で加熱された熱媒体を利用する場合、排気ガスや熱媒体をアンモニア分解器に導く設備や、この熱媒体を別途生成する排熱回収ボイラ等を新たに設計して、これを製造する必要がある。一方、本態様では、アンモニアの熱分解に必要な熱を、アンモニアの一部を燃焼させる自己熱分解方式により得ている。このため、本態様では、排気ガスや熱媒体をアンモニア分解器に導く設備や、この熱媒体を別途生成する排熱回収ボイラ等が不要になり、ガスタービンプラントの設備コストを抑えることができる。また、本態様では、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を追加する改造工事を行う場合でも、このプラントに含まれる排熱回収ボイラをほとんど改造せずに利用できるため、設備コストを抑えることができる。

自己熱分解方式によりアンモニアを熱分解させる場合、アンモニアの一部を燃焼させるための酸化剤として、本態様では、ガスタービンの空気圧縮機で生成された圧縮空気の一部である抽気空気を利用する。アンモニア分解装置に酸化剤を供給するには、酸素を含む流体をアンモニア分解装置の圧力以上に加圧して供給する動力が必要になる。このため、本態様では、ガスタービンの空気圧縮機で生成された圧縮空気を利用しない場合と比較して、ガスタービンプラントの設備コストを抑えることができる。

アンモニアを分解して得られた水素を主成分とするガスは、天然ガス燃料と比べて体積当たりの発熱量が少ないため、ガスタービン燃料として利用した場合に燃料の体積流量が大きくなる。その結果、ガスタービンのタービンを流れるガス流量が多くなり、ガスタービンの空気圧縮機でのサージ等の異常事象のリスクが増加する。

本態様では、ガスタービンの空気圧縮機で生成された圧縮空気の一部である抽気空気を利用しているため、燃焼器へ供給される燃焼用空気の流量が削減されている。このため、本態様では、ガスタービンの空気圧縮機で生成された圧縮空気を利用しない自己熱分解方式、及び外部加熱方式に比べて、ガスタービンのタービンを流れるガス流量の増加量が少ない。よって、本態様では、ガスタービンの空気圧縮機で生成された圧縮空気を利用しない自己熱分解方式や外部加熱方式に比べて、ガスタービンの空気圧縮機でのサージ等の異常事象のリスクを軽減することができる。また、本態様では、他の方式と比較して、ガスタービンの空気圧縮機を流れる気体流量とガスタービンのタービンを流れる気体流量とのマッチングがよくなり、熱性能が向上する。

ここで、前記一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燃焼器内の圧力より高い圧力に昇圧するアンモニア昇圧機と、前記抽気空気ラインに設けられ、前記抽気空気ラインを流れる前記抽気空気を前記燃焼器内の圧力より高い圧力に昇圧する抽気空気昇圧機と、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、燃焼器内の圧力より高い圧力にまで昇圧する上に、アンモニア分解装置に供給する前の抽気空気を、抽気空気昇圧機で、燃焼器内の圧力より高い圧力にまで昇圧する。このため、本態様では、アンモニアを分解した後のガスを昇圧してなくても、このガスを燃焼器内に導くことができる。しかも、本態様では、大気よりも高圧な抽気空気を抽気空気昇圧機で昇圧しているので、抽気空気昇圧機の負担が小さい。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。

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、前記アンモニア分解装置は、前記抽気空気ラインからの前記抽気空気を酸化剤として、前記アンモニア供給ラインからの前記アンモニアの一部を燃焼させて、前記アンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素と残留アンモニアを含む分解ガスを生成するアンモニア自己熱分解装置と、前記アンモニア自己熱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し、前記分解ガスから前記残留アンモニアが除去されたガスを前記処理済みガスとして排出するアンモニア除去装置と、を有してもよい。

本態様のアンモニア分解装置は、アンモニア自己熱分解装置の他に、アンモニア自己熱分解装置からの分解ガス中に含まれる残留アンモニアを除去するアンモニア除去装置を有する。よって、本態様では、燃焼器に供給する燃料中の残留アンモニアを少なくすることができるため、燃料の燃焼で生成される排気ガス中に含まれるＮＯｘ濃度を抑えることができる。

前記アンモニア自己熱分解装置を有する前記態様のアンモニア分解設備において、前記アンモニア自己熱分解装置は、アンモニア加熱器と、アンモニア自己熱分解器と、を有してもよい。この場合、前記アンモニア加熱器は、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と前記分解ガスとを熱交換させて、前記アンモニアを加熱する一方で、前記分解ガスを冷却する熱交換器である。また、この場合、前記アンモニア自己熱分解器は、前記抽気空気ラインからの前記抽気空気を酸化剤として、前記アンモニア加熱器で加熱された後のアンモニアの一部を燃焼させて、前記アンモニアを自己熱分解させて、前記分解ガスを生成する。

本態様では、アンモニアを加熱するための熱として、アンモニア分解設備内で発生した分解ガスの熱を利用する。よって、本態様では、アンモニアを加熱するための熱として、アンモニア分解設備外の熱を利用する場合よりも、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。

前記アンモニア除去装置を有する、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、前記アンモニア自己熱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出する。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。

前記水加熱器を有する前記態様のアンモニア分解設備において、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分解ガスとを熱交換させて、前記水を加熱して水蒸気にする熱交換器であってもよい。

本態様では、水加熱器において、水を加熱するための熱として、アンモニア分解設備内で発生した分解ガスの熱を利用する。よって、本態様では、水加熱器において、水を加熱するための熱として、アンモニア分解設備外の熱を利用する場合よりも、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。

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。

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、
アンモニア分解装置で、ガスタービンの圧縮機で圧縮された空気である圧縮空気の一部である抽気空気を酸化剤として、アンモニアの一部を燃焼させて、アンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素とを含む処理済みガスを生成するアンモニア分解工程と、前記アンモニア分解工程で生成された前記処理済みガスを燃料として前記ガスタービンの燃焼器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、前記アンモニア分解工程で自己熱分解される前のアンモニアを前記燃焼器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と、前記アンモニア分解工程で前記酸化剤として利用される前の前記抽気空気を前記燃焼器内の圧力より高い圧力に昇圧してから、昇圧後の抽気空気を前記アンモニア分解装置に供給する抽気空気供給工程と、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は、前記酸化剤として利用される前の前記抽気空気を酸化剤として、前記アンモニアの一部を燃焼させて、前記アンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素と残留アンモニアとを含む分解ガスを生成するアンモニア自己熱分解工程と、前記分解ガスから前記残留アンモニアを除去し、前記分解ガスから前記残留アンモニアが除去されたガスを前記処理済みガスとして排出するアンモニア除去工程と、を含んでもよい。

前記アンモニア自己熱分解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、前記アンモニア自己熱分解工程は、アンモニア予熱工程と、アンモニア自己熱分解実行工程と、を含んでもよい。この場合、前記アンモニア予熱工程では、前記アンモニアと前記分解ガスとを熱交換させて、前記アンモニアを加熱する一方で、前記分解ガスを冷却する。また、前記アンモニア自己熱分解実行工程では、前記酸化剤として利用される前の前記抽気空気を酸化剤として、前記アンモニア予熱工程で加熱された後のアンモニアの一部を燃焼させて、前記アンモニアを自己熱分解させて、前記分解ガスを生成する。

前記アンモニア除去工程を実行する、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、前記アンモニア自己熱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、前記処理済みガスを排出する。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分解ガスとを熱交換させて、前記水を加熱して水蒸気にしてもよい。

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、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、アンモニアの分解で得られるガスを燃料とするタービンプラントの設備コストを抑えることができる。

本発明に係る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。

以下、ガスタービンプラントの一実施形態及び各種変形例について、図面を用いて説明する。

「実施形態」
ガスタービンプラントの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Ｘ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、再熱蒸気系２５と、高圧蒸気発生系２６と、中圧ポンプ２４と、高圧ポンプ２７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、高圧蒸気発生系２６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。低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａと高圧蒸気発生系２６の節炭器とは、熱水ライン４９で接続さている。高圧ポンプ２７は、この熱水ライン４９に設けられている。高圧ポンプ２７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、高圧蒸気発生系２６の節炭器に送る。

各蒸気発生系２２，２３，２６の過熱器のうち、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。中圧蒸気発生系２３の過熱器は、ボイラ枠２１内で、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。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。

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。この再熱蒸気系２５は、高圧蒸気発生系２６の過熱器より下流側で且つ中圧蒸気発生系２３の過熱器より上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。

高圧蒸気発生系２６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４４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の蒸気入口とは、高圧排気蒸気ライン４６で接続されている。再熱蒸気系２５の蒸気入口は、さらに、中圧蒸気発生系２３の過熱器と中圧蒸気ライン４２で接続されている。再熱蒸気系２５の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４３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、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Ｘは、アンモニア分解装置５０と、アンモニア供給ライン８１と、アンモニア昇圧機８０と、処理済みガス供給ライン８２と、抽気空気ライン８５と、抽気空気冷却器８６と、抽気空気昇圧機８７と、冷却媒体ライン８８ｉと、冷却媒体回収ライン８８ｏと、燃料バッファ８９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５０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。

抽気空気ライン８５は、ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａにおける吐出口から燃焼器１１ｂの圧縮空気入口までの間の圧縮空気通路１１ｅと、アンモニア分解装置５０とを接続する。よって、この抽気空気ライン８５には、空気圧縮機１１ａで生成された圧縮空気の一部である抽気空気ＢＡが流れる。なお、空気圧縮機１１ａで生成された圧縮空気の残りは、圧縮空気通路１１ｅを介して燃焼器１１ｂに送られる。抽気空気冷却器８６は、この抽気空気ライン８５に設けられ、この抽気空気ライン８５を流れる抽気空気ＢＡを冷却する。抽気空気昇圧機８７は、抽気空気ライン８５中で抽気空気冷却器８６よりもアンモニア分解装置５０側に位置に設けられている。この抽気空気昇圧機８７は、抽気空気冷却器８６により冷却された抽気空気ＢＡを昇圧する。

抽気空気冷却器８６は、抽気空気ＢＡと冷却媒体とを熱交換させ、抽気空気ＢＡを冷却する一方で、冷却媒体を加熱する熱交換器である。この抽気空気冷却器８６の冷却媒体入口には、冷却媒体ライン８８ｉの一端が接続されている。この冷却媒体ライン８８ｉの他端は、排熱回収ボイラ２０の熱水ライン４９中で、高圧ポンプ２７よりも高圧蒸気発生系２６側の位置に接続されている。よって、抽気空気冷却器８６には、低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａからの熱水の一部が、冷却媒体として供給される。抽気空気冷却器８６の冷却媒体出口には、冷却媒体回収ライン８８ｏの一端が接続されている。この冷却媒体回収ライン８８ｏの他端は、高圧蒸気発生系２６の節炭器に接続されている。よって、高圧蒸気発生系２６の節炭器には、抽気空気ＢＡとの熱交換で加熱された冷却媒体である熱水が流入する。なお、この高圧蒸気発生系２６の節炭器には、熱水ライン４９を介して、低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａからの熱水も流入する。

アンモニア分解装置５０は、抽気空気ライン８５からの抽気空気ＢＡを酸化剤として、アンモニア供給ライン８１からのアンモニアの一部を燃焼させて、このときの熱でアンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素とを含む処理済みガスＰＧを生成する。

処理済みガス供給ライン８２の一端は、アンモニア分解装置５０に接続されている。この処理済みガス供給ライン８２には、アンモニア分解装置５０で生成された処理済みガスＰＧが流れる。この処理済みガス供給ライン８２の他端には、前述の燃料バッファ８９が設けられている。この燃料バッファ８９には、さらに、起動時燃料ライン１６が接続されている。起動時燃料ライン１６には、起動時燃料ＳＦが流れる。起動時燃料ＳＦとしては、例えば、水素や天然ガス等である。燃料バッファ８９には、さらに、前述の燃料ライン１２が接続されている。燃料バッファ８９は、起動時燃料ライン１６からの起動時燃料ＳＦと、処理済みガス供給ライン８２からの処理済みガスＰＧとを一時的に滞留させるためのバッファである。この燃料バッファ８９は、起動時燃料ＳＦから処理済みガスＰＧへの燃料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と処理済みガス供給ライン８２との合流部に設けられている。

アンモニア分解装置５０は、アンモニア自己熱分解装置５１と、アンモニア除去装置６１とを有する。アンモニア自己熱分解装置５１は、抽気空気昇圧機８７で昇圧された抽気空気ＢＡを酸化剤として、アンモニア昇圧機８０で昇圧されたアンモニアの一部を燃焼させて、このときの熱でアンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素と残留アンモニアとを含む分解ガスＤＧを生成する。アンモニア除去装置６１は、アンモニア自己熱分解装置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。前述の処理済みガスＰＧは、分解ガスＤＧから残留アンモニアが除去されたガスである。

アンモニア自己熱分解装置５１は、図２に示すように、第一アンモニア加熱器５２ａと、第二アンモニア加熱器５２ｂと、アンモニア自己熱分解器５３と、分解ガスライン５４と、を有する。前述のアンモニア供給ライン８１は、このアンモニア自己熱分解器５３に接続されている。

第一アンモニア加熱器５２ａは、アンモニア供給ライン８１中でアンモニア昇圧機８０よりもアンモニア自己熱分解器５３側の位置に設けられている。この第一アンモニア加熱器５２ａは、アンモニア昇圧機８０で昇圧された液体アンモニアと、分解ガスＤＧとを熱交換させる熱交換器である。第一アンモニア加熱器５２ａ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。第二アンモニア加熱器５２ｂは、アンモニア供給ライン８１中で第一アンモニア加熱器５２ａよりもアンモニア自己熱分解器５３側の位置に設けられている。この第二アンモニア加熱器５２ｂは、第一アンモニア加熱器５２ａからの気相のアンモニアと分解ガスＤＧとの熱交換により、気相のアンモニアをさらに加熱する。

アンモニア自己熱分解器５３は、抽気空気ライン８５からの抽気空気ＢＡを酸化剤として、アンモニア供給ライン８１からの気相のアンモニアの一部を燃焼させて、このときの熱でアンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素と残留アンモニアとを含む分解ガスＤＧを生成する。このアンモニア自己熱分解器５３内には、アンモニアの酸化（燃焼）及び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。触媒は、酸化（燃焼）反応や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。酸化（燃焼）反応を活性化する触媒成分としては、例えば、白金、パラジウム、ロジウム等の貴金属の粒子がある。また、分解反応を活性化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、Ａｌ_２Ｏ_３、ＺｒＯ_２、Ｐｒ_２Ｏ_３、Ｌａ_２Ｏ_３、ＭｇＯ等の酸化金属がある。なお、触媒は、アンモニアの酸化（燃焼）反応や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。

アンモニア自己熱分解器５３には、アンモニア自己熱分解器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。この分解ガスライン５４は、第一ライン５４ａ、第二ライン５４ｂ、第三ライン５４ｃ、第四ライン５４ｄを有する。第一ライン５４ａの一端は、アンモニア自己熱分解器５３の分解ガス出口に接続され、この第一ライン５４ａの他端は、第二アンモニア加熱器５２ｂの熱媒体入口に接続されている。第二ライン５４ｂの一端は、第二アンモニア加熱器５２ｂの熱媒体出口に接続され、この第二ライン５４ｂの他端は、後述のアンモニア除去装置６１における水加熱器７７の熱媒体入口に接続されている。第三ライン５４ｃの一端は、アンモニア除去装置６１における水加熱器７７の熱媒体出口に接続され、この第三ライン５４ｃの他端は、第一アンモニア加熱器５２ａの熱媒体入口に接続されている。第四ライン５４ｄの一端は、第一アンモニア加熱器５２ａの熱媒体出口に接続され、この第四ライン５４ｄの他端は、アンモニア除去装置６１に接続されている。よって、アンモニア自己熱分解器５３内で発生した分解ガスＤＧは、第一ライン５４ａ、第二アンモニア加熱器５２ｂ、第二ライン５４ｂ、アンモニア除去装置６１における水加熱器７７、第三ライン５４ｃ、第一アンモニア加熱器５２ａ、第四ライン５４ｄを介して、アンモニア除去装置６１に導かれる。前述した第二アンモニア加熱器５２ｂにおいて、アンモニアと熱交換する分解ガスＤＧは、アンモニア自己熱分解器５３から第一ライン５４ａを介して、第二アンモニア加熱器５２ｂに流入した分解ガスＤＧである。また、前述した第一アンモニア加熱器５２ａにおいて、アンモニアと熱交換する分解ガスＤＧは、アンモニア除去装置６１における水加熱器７７から第三ライン５４ｃを介して、第一アンモニア加熱器５２ａに流入した分解ガスＤＧである。

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における第四ライン５４ｄの他端は、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の第四ライン５４ｄに設けられている。この分解ガス冷却器６３は、第二アンモニア加熱器５２ｂ及び第一アンモニア加熱器５２ａ内での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の第四ライン５４ｄ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の一端が接続されている。よって、処理済みガス供給ライン８２は、吸収塔６４と燃料バッファ８９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、分解ガスライン５４の第二ライン５４ｂから流入した分解ガスＤＧとを熱交換させる熱交換器である。水加熱器７７は、水と分解ガスＤＧとを熱交換させ、水を加熱して水蒸気にする一方で、分解ガスＤＧを冷却する。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。一方、分解ガスＤＧは、前述したように、水加熱器７７から、分解ガスライン５４の第三ライン５４ｃを介して第一アンモニア加熱器５２ａ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における中間の段に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Ｘは、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、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中で第一アンモニア加熱器５２ａと第二アンモニア加熱器５２ｂとの間の位置に接続されている。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、第二アンモニア加熱器５２ｂを経てから、アンモニア自己熱分解器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。

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が供給される。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２７で昇圧された後、高圧蒸気発生系２６に送られる。この熱水の温度は、例えば、１５０℃である。高圧蒸気発生系２６に送られた熱水は、排気ガスＥＧとの熱交換で高圧蒸気ＨＳになる。この高圧蒸気ＨＳは、例えば、約６２０℃の過熱蒸気である。この高圧蒸気ＨＳは、高圧蒸気ライン４４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、この高圧蒸気ＨＳ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は、中圧蒸気ライン４２を介して再熱蒸気系２５に流入する。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４６を介して再熱蒸気系２５に流入する。すなわち、再熱蒸気系２５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流入する。再熱蒸気系２５では、この再熱蒸気系２５に流入した蒸気を排気ガスＥＧとの熱交換で過熱して再熱蒸気ＲＳにする。この再熱蒸気ＲＳは、再熱蒸気ライン４３を介して、中圧蒸気タービン３２に供給される。中圧蒸気タービン３２は、この中圧蒸気タービン３２に供給された再熱蒸気ＲＳ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。

ガスタービン１１が例えば定常運転になると、アンモニアタンクＴ内の液体アンモニア及びガスタービン１１からの抽気空気ＢＡがアンモニア自己熱分解装置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Ｘ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５０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（約５．２ＭＰａ）は、燃焼器１１ｂ内の圧力より高い圧力である。なお、燃焼器１１ｂに供給される圧縮空気の圧力は、例えば、約２．５ＭＰａであり、この圧縮空気の温度は、例えば、約５００℃である。

以上のアンモニア供給工程（Ｓ１）と並行して、抽気空気供給工程（Ｓ２）が実行される。この抽気空気供給工程（Ｓ２）では、ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａで生成された圧縮空気の一部が抽気空気ＢＡとして、抽気空気ライン８５を介して、アンモニア分解装置５０のアンモニア自己熱分解器５３に供給される。空気圧縮機１１ａからの抽気空気ＢＡは、例えば、５００℃である。この抽気空気ＢＡは、抽気空気ライン８５を経て、抽気空気冷却器８６に流入する。この抽気空気冷却器８６には、抽気空気ＢＡの他に、排熱回収ボイラにおける低圧蒸気発生器２２の節炭器２２ａからの熱水が冷却媒体ライン８８ｉを介して流入する。この熱水の温度は、約１５０℃である。この抽気空気冷却器８６では、抽気空気ＢＡと冷却媒体である熱水とが熱交換され、抽気空気ＢＡが例えば約１６０℃にまで冷却される。その後、抽気空気ＢＡは図示しない冷却器により例えば約３５℃まで冷却される。この、約３５℃まで冷却された抽気空気ＢＡは、抽気空気昇圧機８７で、例えば、約５．２ＭＰａにまで昇圧されてから、アンモニア分解装置５０のアンモニア自己熱分解器５３に供給される。このように、抽気空気ＢＡは、抽気空気冷却器８６及び図示しない冷却器により約５００℃から約３５℃にまで冷却されてから、抽気空気昇圧機８７に流入する。このため、抽気空気昇圧機８７に流入する抽気空気ＢＡの体積が小さくなり、抽気空気昇圧機８７に必要な駆動力を小さくすることができる。抽気空気ＢＡの昇圧後の圧力は、このガスの一部を含む処理済みガス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（約５．２ＭＰａ）は、燃焼器１１ｂ内の圧力（例えば、約２．５ＭＰａ）より高い圧力である。

また、抽気空気冷却器８６では、抽気空気ＢＡとの熱交換で約１５０℃の熱水が例えば約３３０℃にまで加熱される。抽気空気冷却器８６で加熱された熱水は、冷却媒体回収ライン８８ｏを経て、排熱回収ボイラ２０における高圧蒸気発生系２６の節炭器に流入する。高圧蒸気発生系２６の節炭器には、抽気空気冷却器８６からの例えば約３３０℃の熱水の他に、低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａからの例えば約１５０℃の熱水も流入する。これらの熱水は、高圧蒸気発生系２６の蒸発器で加熱されて蒸気になった後、高圧蒸気発生系２６の過熱器でさらに過熱されて高圧蒸気ＨＳになる。このように、高圧蒸気発生系２６の節炭器には、低圧蒸気発生系２２の節炭器２２ａからの熱水の他に、この熱水より温度が高い熱水も流入する。このため、高圧蒸気発生系２６で熱水を排気ガスにより加熱し、この熱水を高圧蒸気ＨＳにするための熱量を抑えることができる。すなわち、高圧蒸気発生系２６で消費する排気ガスの熱量を少なくすることができる。よって、排熱回収ボイラ２０における高圧蒸気発生系２６よりも下流で、排気ガスＥＧの熱を有効利用することができる。

アンモニア分解装置５０では、抽気空気ライン８５からの抽気空気ＢＡを酸化剤として、アンモニア供給ラインからのアンモニアの一部を燃焼させて、この熱でアンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素とを含む処理済みガスＰＧを生成する（Ｓ３：アンモニア分解工程）。

アンモニア分解工程（Ｓ３）では、アンモニア自己熱分解工程（Ｓ４）及びアンモニア除去工程（Ｓ７）が実行される。アンモニア自己熱分解工程（Ｓ４）では、抽気空気ライン８５からの抽気空気ＢＡを酸化剤として、アンモニア供給ライン８１からのアンモニアの一部を燃焼させて、この熱でアンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素と残留アンモニアとを含む分解ガスＤＧを生成する。このアンモニア自己熱分解工程（Ｓ４）では、アンモニア予熱工程（Ｓ５）及びアンモニア自己熱分解実行工程（Ｓ６）が実行される。

アンモニア予熱工程（Ｓ３）では、第一アンモニア加熱器５２ａ及び第二アンモニア加熱器５２ｂで、アンモニアと分解ガスＤＧとが熱交換され、アンモニアが加熱される一方で、分解ガスＤＧが冷却される。アンモニア昇圧機８０により約５．２ＭＰｓに昇圧された液体アンモニアは、アンモニア自己熱分解装置５１の第一アンモニア加熱器５２ａに流入する。第一アンモニア加熱器５２ａでは、液体アンモニアと分解ガスＤＧとが熱交換され、液体アンモニアが約１７０℃にまで加熱される。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。このため、第一アンモニア加熱器５２ａからは、約１７０℃の気体アンモニアが流出する。第一アンモニア加熱器５２ａからの気体アンモニアは、第二アンモニア加熱器５２ｂに流入する。この第二アンモニア加熱器５２ｂでは、気体アンモニアと分解ガスＤＧとが熱交換され、気体アンモニアが約４００℃まで加熱される。この気体アンモニアは、アンモニア自己熱分解器５３に流入する。

アンモニア自己熱分解実行工程（Ｓ６）は、アンモニア自己熱分解器５３内で実行される。アンモニア自己熱分解器５３には、前述したように、約５．２ＭＰａの気体アンモニアと約５．２ＭＰａの抽気空気ＢＡとが流入する。このアンモニア自己熱分解器５３内では、以下の式（１）及び式（２）に示すように、触媒の作用により、まず、気体アンモニア等の一部が酸化（燃焼）反応し、反応熱を放出する。残っている一部の気体アンモニアは、この反応熱より約６００℃にまで加熱されて、式（３）に示すように、熱分解して、約６００℃の水素と約６００℃の窒素に分解される。これら水素と窒素とは、熱分解しなかった気体アンモニア（残留アンモニア）と共にアンモニア自己熱分解器５３から、約６００℃の分解ガスＤＧとして流出する。
ＮＨ_３＋３／４Ｏ_２→１/２Ｎ_２＋３／２Ｈ_２Ｏ＋３１７ｋＪ／ｍｏｌ （１）
Ｈ_２＋１／２Ｏ_２→Ｈ_２Ｏ＋２４２ｋＪ／ｍｏｌ （２）
ＮＨ_３→１／２Ｎ_２＋３／２Ｈ_２−４６ｋＪ／ｍｏｌ （３）

気体アンモニアは、式（３）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。また、式（３）の左辺のＮＨ_３の発熱量は、３１７kJであり、同式の右辺の３／２Ｈ_２の発熱量は３６３kJである。よって、式（３）の熱分解反応により、燃料の発熱量が４６kJ増加することになる。しかし、この反応を起こすにはアンモニア１ｍｏｌ当たり４６ｋＪの反応熱が必要であり、その反応熱は、式（１）及び式（２）に示す酸化反応で生じる反応熱で補われる。よって、アンモニアの自己熱分解反応においては、システム全体の熱効率は基本的に変化しない。

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。ただし、図４に示すグラフは、原料ガスとしてアンモニアだけが存在する場合に、アンモニアの熱分解反応後に残る残留アンモニア濃度を示すグラフである。一方、本実施形態では、アンモニアの一部を酸化させるために、アンモニア自己熱分解器５３に抽気空気ＢＡを流入させている上に、式（１）及び式（２）での酸化反応により窒素と水蒸気が生成するため、アンモニア自己熱分解器５３出口でのガス組成は、つまり、アンモニア自己熱分解器５３から流出する分解ガスＤＧのガス組成は、水素が約４８ｍｏｌ％、窒素が約３９ｍｏｌ％、水が約１０ｍｏｌ％、残留アンモニアが約３ｍｏｌ％になる。以上でアンモニア自己熱分解工程（Ｓ３）が終了する。

なお、アンモニア自己熱分解器５３から流出した約６００℃の分解ガスＤＧは、前述したように、分解ガスライン５４の第一ライン５４ａを介して、第二アンモニア加熱器５２ｂに流入し、ここで約１７０℃の気体アンモニアとの熱交換により約３５０℃にまで冷却される。この分解ガスＤＧは、分解ガスライン５４の第二ライン５４ｂを介して、水加熱器７７に流入し、ここで水との熱交換によりさらに約２００℃にまで冷却される。この分解ガスＤＧは、分解ガスライン５４の第三ライン５４ｃを介して、第一アンモニア加熱器５２ａに流入し、ここで液体アンモニアとの熱交換により５０℃にまで冷却される。

アンモニア自己熱分解工程（Ｓ４）が終了すると、このアンモニア自己熱分解工程（Ｓ４）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（Ｓ７）が実行される。アンモニア除去工程（Ｓ７）では、アンモニア吸収工程（Ｓ８）とアンモニア分離工程（Ｓ１２）とが実行される。

アンモニア吸収工程（Ｓ８）では、まず、分解ガスライン５４の第四ライン５４ｄを流れる約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ＤＧ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（Ｓ１０：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７ｍｏｌ％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（Ｓ８）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の質量流量の１／３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０．０２ｍｏｌ％以下にしている。よって、本実施形態における処理済みガスＰＧのガス組成は、水素が約５５ｍｏｌ％、窒素が約４５ｍｏｌ％、残留アンモニアが約０．０２ｍｏｌ％以下になる。

ガスタービン１１の起動時には、アンモニア自己熱分解器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、アンモニア自己熱分解器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がアンモニア自己熱分解器５３に供給されると、アンモニア自己熱分解器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（Ｓ１１：処理済みガス供給工程）。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高圧蒸気ＨＳを生成する。この高圧蒸気ＨＳは、約６２０℃の過熱蒸気である。

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０．０２ｍｏｌ％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６０ｐｐｍ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（Ｓ８）が終了すると、アンモニア吸収工程（Ｓ８）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（Ｓ１２）が実行される。

アンモニア分離工程（Ｓ１２）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１９０℃の水との熱交換により、約１７０℃にまで加熱される（Ｓ１３：アンモニア水加熱工程）。

約１７０℃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１．４ＭＰａ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の質量流量の１／３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の質量流量の１／３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３０％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（Ｓ１４：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１９０℃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、前述したように、分解ガスライン５４の第二ライン５４ｂから流入した約３５０℃の分解ガスＤＧと熱交換される。この水は、約３５０℃の分解ガスＤＧとの熱交換により、約２５０℃まで加熱されて、水蒸気になる（Ｓ１５：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１９０℃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１９０℃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、１７０℃にまで加熱される。以上で、アンモニア分解工程（Ｓ１２）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及び第二アンモニア加熱器５２ｂを経て、アンモニア自己熱分解器５３に流入する（Ｓ１６：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Ｘによるアンモニア分解の一連の処理が終了する。

アンモニアの熱分解に必要な熱として、ガスタービン１１からの排気ガスＥＧ、叉はこの排気ガスＥＧの熱で加熱された熱媒体を利用する場合、排気ガスＥＧや熱媒体をアンモニア分解器に導く設備や、この熱媒体を別途生成する排熱回収ボイラ等を新たに設計して、これを製造する必要がある。一方、本実施形態では、アンモニアの熱分解に必要な熱を、アンモニアの一部を燃焼させて得ている。すなわち、本実施形態では、アンモニアを自己熱分解させている。このため、本実施形態では、排気ガスＥＧや熱媒体をアンモニア分解器に導く設備や、この熱媒体を別途生成する排熱回収ボイラ等が不要になり、ガスタービンプラントの設備コストを抑えることができる。また、本実施形態では、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Ｘを追加する改造工事を行う場合でも、このプラントに含まれる排熱回収ボイラ２０をほとんど改造せずに利用できるため、改造コストを抑えることができる。

本実施形態では、アンモニアの分解で得られた水素を含む処理済みガスＰＧを燃焼器１１ｂの主要な燃料にしている。このため、天然ガスのみを燃焼器１１ｂの燃料にするプラントよりも、二酸化炭素の排出量を少なくすることができる。

本実施形態のアンモニア分解装置５０は、アンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素と残留アンモニアを含む分解ガスＤＧを生成するアンモニア自己熱分解装置５１の他に、アンモニア自己熱分解装置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アンモニア除去装置６１を備える。よって、本実施形態では、燃焼器１１ｂに供給する燃料中の残留アンモニアを少なくすることができるため、燃料の燃焼で生成される排気ガスＥＧ中に含まれるＮＯｘ濃度を抑えることができる。

アンモニアを自己熱分解させるための酸化剤として、酸素製造設備で製造した酸素を利用する方法が考えられる。一方、本実施形態では、アンモニアを自己熱分解させるための酸化剤として、ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａで生成された圧縮空気の一部である抽気空気ＢＡを利用する。このため、本実施形態では、酸素製造設備が不要になり、この観点からも、ガスタービンプラントの設備コストを抑えることができる。

さらに、アンモニアを自己熱分解させるための酸化剤として、ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａで生成された圧縮空気の一部である抽気空気ＢＡを利用することで、以下のようなメリットがある。このメリットについて、表１及び表２を用いて説明する。なお、表１は、本実施形態と同様、アンモニアを自己熱分解させるための酸化剤として、ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａで生成された圧縮空気の一部である抽気空気ＢＡを利用した場合（自己熱分解方式）の各処理過程でのガス質量流量、ガス組成、ガス発熱量等を示す。また、表２は、アンモニアを外部からの熱で熱分解させる場合（外部加熱方式）の各処理過程でのガス質量流量、ガス組成、ガス発熱量等を示す。

表１に示すように、ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａから抽気した抽気空気ＢＡ（Ｃ）には、約２１ｖｏｌ％の酸素と約７９ｖｏｌ％の窒素が含まれている。ここでは、空気圧縮機１１ａで生成された圧縮空気のうち、質量流量で８．９％の圧縮空気を抽気空気ＢＡにする。この抽気空気ＢＡをアンモニアの酸化剤として利用した場合、式（１）及び式（２）を用いて前述したように、酸化反応により窒素と水蒸気が生成される。このため、アンモニア自己熱分解器５３出口での分解ガスＤＧ（Ｄ）の組成は、水素が約４８ｍｏｌ％、窒素が約３９ｍｏｌ％、水が約１０ｍｏｌ％、残留アンモニア約３ ｍｏｌ％となり、その単位発熱量は１２４ｋＪ/ｍｏｌになる。この分解ガスＤＧは、アンモニア吸収塔６４で、湿分及び残留アンモニアの大部分が除去され、処理済みガスＰＧ（Ｆ）となる。この処理済みガスＰＧの単位発熱量は、分解ガスＤＧの単位発熱量より若干増加して、１３３ｋＪ/ｍｏｌになる。

表２に示すように、アンモニアを外部からの熱で熱分解させる場合、アンモニア自己熱分解器５３出口での分解ガスＤＧ（Ｄ）の組成は、水素が約７２ｍｏｌ％、窒素が約２４ｍｏｌ％、残留アンモニアが約４ｍｏｌ％となり、その単位発熱量は１８６ｋＪ/molとなる。この分解ガスＤＧは、アンモニア吸収塔６４で、湿分及び残留アンモニアの大部分が除去され、処理済みガスＰＧ（Ｆ）となる。この処理済みガスＰＧの単位発熱量は、分解ガスＤＧの単位発熱量より増加して、１８１ｋＪ/ｍｏｌになる。

よって、自己熱分解方式での処理済みガスＰＧ（Ｆ）の単位発熱量は、外部加熱方式での処理済みガスＰＧ（Ｆ）の単位発熱量の約０．７３倍になる。

以上のように、自己熱分解方式では、ガスタービン１１に投入する燃料の体積流量が増加する。ガスタービン１１に投入する燃料の体積流量が増加すると、タービン１１ｃのガスパスへ流入する作動流体の体積流量が多くなり、タービン１１ｃ側のガスパスの圧力損失が増大する。このため、タービン１１ｃの圧力比が高くなり、ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａでサージ等の異常事象が発生するリスクが高くなる。このような空気圧縮機１１ａでのサージ等の異常事象を避けるためには、燃焼器１１ｂにおける燃焼ガス温度を下げる必要がある。しかしながら、燃焼ガス温度を下げると、ガスタービン１１およびガスタービンコンバインドサイクルとしての熱性能の低下に繋がる。

ところで、外部加熱方式の場合、表２に示すように、タービン１１ｃに流入する作動流体の増加量は６．８％(吸気質量流量基準)になる。一方、本実施形態では、ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａで生成された圧縮空気の一部である抽気空気ＢＡを酸化剤として用いることにより、表1に示すように、タービン１１ｃに流入する作動流体の正味の増加量は５．９％(吸気質量流量基準)になる。また、自己熱分解方式において、ガスタービン１１の圧縮空気以外の空気を酸化剤として用いた場合、タービン１１ｃに流入する作動流体の増加量は、本実施形態よりも多くなることは自明である。よって、本実施形態では、タービン１１ｃに流入する作動流体の増加量が外部加熱方式やガスタービン１１の圧縮空気を用いない自己熱分解方式よりも少なくなる。このため、本実施形態では、外部加熱方式やガスタービン１１の圧縮空気を用いない自己熱分解方式より、ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａでのサージ等の異常事象のリスクが軽減する。この結果、本実施形態では、ガスタービン１１本来の燃焼ガス温度を維持することができ、ガスタービン１１及びガスタービンコンバインドサイクルとしての熱性能を維持することができる。すなわち、本実施形態では、外部加熱方式やガスタービン１１の圧縮空気を用いない自己熱分解方式よりも、ガスタービン１１の空気圧縮機１１ａを流れる気体流量とガスタービン１１のタービン１１ｃを流れる気体流量とのマッチングがよくなり、熱性能が向上する。

本実施形態では、タービン１１ｃに流入する作動流体の正味の増加量は５．９％(吸気質量流量基準)であることから、表３に示すように、燃焼器１１ｂには一般的な天然ガスの場合の１０８％の発熱量に相当する燃料の投入が必要となる。一方、アンモニア分解装置５０において、一旦６００℃程度の高温にしたアンモニア分解ガスを、吸収塔６４の動作のために約３０℃まで冷却する熱損失、アンモニア分離器７２の水加熱器７７において蒸発させた水蒸気を分離塔７５の内部で凝縮させる熱損失などがあり、分解前のアンモニアの発熱量に換算すると一般的な天然ガスの場合の１１５％の発熱量に相当するアンモニア燃料の投入が必要となる。アンモニア分解設備Ｘの作動に必要な動力を考慮した発電端出力は１１０％であることから、本実施形態におけるプラントの発電効率は、天然ガス焚きのガスタービンコンバインドサイクルプラントの発電効率の９６％程度になる。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)以上であることから、本実施形態におけるプラントの発電端効率は６０％(ＬＨＶ基準)以上が可能となる。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量を大幅に削減したプラントが提供可能となる。

前述したように、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、分解後のガスを燃焼器１１ｂ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、アンモニア自己熱分解装置５１に供給する前の液体アンモニアを、アンモニア昇圧機（ポンプ）８０で、燃焼器１１ｂ内の圧力より高い圧力にまで昇圧している上に、アンモニア分解装置５０に供給する前の抽気空気ＢＡを、抽気空気昇圧機８７で、燃焼器１１ｂ内の圧力より高い圧力にまで昇圧している。このため、本実施形態では、アンモニアを分解した後のガスを昇圧してなくても、このガスを燃焼器１１ｂに導くことができる。しかも、本実施形態では、大気よりも高圧な抽気空気ＢＡを抽気空気昇圧機８７で昇圧しているので、抽気空気昇圧機８７の負担が小さい。よって、本実施形態では、以上の観点からも、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、アンモニアを加熱するための熱源、及び、アンモニア分離塔７５からの水を加熱して水蒸気にするための熱源として、アンモニア分解設備Ｘ内で発生した分解ガスＤＧの熱を利用する。よって、本実施形態では、これらの熱源として、アンモニア分解設備Ｘ外の熱を利用する場合よりも、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。

「変形例」
本実施形態では、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と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。

本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。

本実施形態では、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。

本実施形態では、アンモニア分離器７２における分離塔７５の下部に溜まった水を、水加熱器７７で、分解ガスＤＧとの熱交換で加熱する。しかしながら、この水と熱交換する熱媒体として、排熱回収ボイラ２０で発生した蒸気を用いてもよい。この場合、例えば、中圧蒸気ＩＳが流れる中圧蒸気ライン４２、叉は、再熱蒸気ＲＳが流れる再熱蒸気ライン４３と、水加熱器７７の熱媒体入口とを媒体ラインで接続し、中圧蒸気ＩＳ又は再熱蒸気ＲＳを水と熱交換する熱媒体としてもよい。この場合、水蒸気の蒸発潜熱を利用すれば、比較的少ない流量の水蒸気で足りるため、水加熱器７７の伝熱面積を小さくすることができる。但し、この場合、排熱回収ボイラ２０からの蒸気の一部を利用するため、排熱回収ボイラ２０からの蒸気で駆動する蒸気タービンの出力が低下して、プラント効率が低下する可能性がある。

本実施形態では、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、本実施形態では、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の下部空間内に水加熱器を配置してもよい。

本実施形態では、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、本実施形態では、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。

本実施形態では、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、本実施形態では、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。

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。

本実施形態では、ガスタービン１１が定常運転になった後、処理済みガスＰＧを燃焼器１１ｂの燃料として専ら利用する。しかしながら、ガスタービン１１が定常運転になった後、処理済みガスＰＧと天然ガス等の他の燃料ガスとを混合した混合燃料ガスを燃料として利用してもよい。この場合、ガスタービン１１の起動時には、天然ガス等の他の燃料ガスのみを燃料として利用する。この場合、定常運転時において、液体アンモニアの消費量が本実施形態よりも少なくなるため、アンモニア分解設備Ｘを構成する各機器の容量や処理能力が、本実施形態のアンモニア分解設備Ｘを構成する各機器の容量や処理能力よりも小さくなる。具体的に、例えば、アンモニアタンクＴ、アンモニア自己熱分解器５３、アンモニア分離器７２などの容量は、本実施形態に比べて、すべて小さくなる。しかしながら、この場合、排気ガスＥＧ中の二酸化炭素量が本実施形態に比べて多くなる。但し、この場合でも、定常運転時の燃料の一部として、処理済みガスＰＧを利用するので、定常運転時に天然ガスを燃料として専ら利用する場合よりも、排気ガスＥＧ中の二酸化炭素量を低減することができる。

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
１１ｅ：圧縮空気通路
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
２０：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：高圧蒸気発生系
２７：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：中圧蒸気ライン
４３：再熱蒸気ライン
４４：高圧蒸気ライン
４５：中圧排気蒸気ライン
４６：高圧排気蒸気ライン
４７：給水ライン
４９：熱水ライン
Ｔ：アンモニアタンク
Ｘ：アンモニア分解設備
５０：アンモニア分解装置
５１：アンモニア自己熱分解装置
５２ａ：第一アンモニア加熱器
５２ｂ：第二アンモニア加熱器
５３：アンモニア自己熱分解器
５４：分解ガスライン
５４ａ：第一ライン
５４ｂ：第二ライン
５４ｃ：第三ライン
５４ｄ：第四ライン
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：抽気空気ライン
８６：抽気空気冷却器
８７：抽気空気昇圧機
８８ｉ：冷却媒体ライン
８８ｏ：冷却媒体回収ライン
８９：燃料バッファ
ＢＡ：抽気空気
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
ＤＧ：分解ガス
ＳＦ：起動時燃料
ＰＧ：処理済みガス

Claims (14)

1. 空気を圧縮する圧縮機と、前記圧縮機で圧縮された空気である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、前記燃焼ガスにより駆動するタービンと、を有するガスタービンに接続されているアンモニア分解設備において、
   前記ガスタービンに接続され、前記圧縮空気の一部が抽気空気として流れる抽気空気ラインと、
   アンモニアが流れるアンモニア供給ラインと、
   前記抽気空気ライン及び前記アンモニア供給ラインに接続され、前記抽気空気ラインからの前記抽気空気を酸化剤として、前記アンモニア供給ラインからの前記アンモニアの一部を燃焼させて、アンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素とを含む処理済み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で生成された前記処理済みガスを前記燃料として前記燃焼器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燃焼器内の圧力より高い圧力に昇圧するアンモニア昇圧機と、
   前記抽気空気ラインに設けられ、前記抽気空気ラインを流れる前記抽気空気を前記燃焼器内の圧力より高い圧力に昇圧する抽気空気昇圧機と、
   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、
   前記アンモニア分解装置は、
   前記抽気空気ラインからの前記抽気空気を酸化剤として、前記アンモニア供給ラインからの前記アンモニアの一部を燃焼させて、前記アンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素と残留アンモニアを含む分解ガスを生成するアンモニア自己熱分解装置と、
   前記アンモニア自己熱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し、前記分解ガスから前記残留アンモニアが除去されたガスを前記処理済みガスとして排出するアンモニア除去装置と、
   を有する、
   アンモニア分解設備。
4. 請求項３に記載のアンモニア分解設備において、
   前記アンモニア自己熱分解装置は、アンモニア加熱器と、アンモニア自己熱分解器と、を有し、
   前記アンモニア加熱器は、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と前記分解ガスとを熱交換させて、前記アンモニアを加熱する一方で、前記分解ガスを冷却する熱交換器であり、
   前記アンモニア自己熱分解器は、前記抽気空気ラインからの前記抽気空気を酸化剤として、前記アンモニア加熱器で加熱された後のアンモニアの一部を燃焼させて、前記アンモニアを自己熱分解させて、前記分解ガスを生成する
   アンモニア分解設備。
5. 請求項３又は４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、前記アンモニア自己熱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出し、
   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。
6. 請求項５に記載のアンモニア分解設備において、
   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分解ガスとを熱交換させて、前記水を加熱して水蒸気にする熱交換器である、
   アンモニア分解設備。
7. 請求項１から６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、
   を備えるガスタービンプラント。
8. アンモニア分解装置で、ガスタービンの圧縮機で圧縮された空気である圧縮空気の一部である抽気空気を酸化剤として、アンモニアの一部を燃焼させて、アンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素とを含む処理済みガスを生成するアンモニア分解工程と、
   前記アンモニア分解工程で生成された前記処理済みガスを燃料として前記ガスタービンの燃焼器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。
9. 請求項８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自己熱分解される前のアンモニアを前記燃焼器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と、
   前記アンモニア分解工程で前記酸化剤として利用される前の前記抽気空気を前記燃焼器内の圧力より高い圧力に昇圧してから、昇圧後の抽気空気を前記アンモニア分解装置に供給する抽気空気供給工程と、
   を実行するアンモニア分解方法。
10. 請求項８又は９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は、
    前記酸化剤として利用される前の前記抽気空気を酸化剤として、前記アンモニアの一部を燃焼させて、前記アンモニアを自己熱分解させて、水素と窒素と残留アンモニアとを含む分解ガスを生成するアンモニア自己熱分解工程と、
    前記分解ガスから前記残留アンモニアを除去し、前記分解ガスから前記残留アンモニアが除去されたガスを前記処理済みガスとして排出するアンモニア除去工程と、
    を含む、
    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、
    前記アンモニア自己熱分解工程は、アンモニア予熱工程と、アンモニア自己熱分解実行工程と、を含み、
    前記アンモニア予熱工程では、前記アンモニアと前記分解ガスとを熱交換させて、前記アンモニアを加熱する一方で、前記分解ガスを冷却し、
    前記アンモニア自己熱分解実行工程では、前記酸化剤として利用される前の前記抽気空気を酸化剤として、前記アンモニア予熱工程で加熱された後のアンモニアの一部を燃焼させて、前記アンモニアを自己熱分解させて、前記分解ガスを生成する、
    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、前記アンモニア自己熱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。
13. 請求項１２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分解ガスとを熱交換させて、前記水を加熱して水蒸気にする、
    アンモニア分解方法。
14. 請求項８から１３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。

Images