WO2012008013A1 - 濃縮プラント、濃縮造水発電プラント、濃縮方法及び濃縮造水発電プラントの運転方法 - Google Patents

濃縮プラント、濃縮造水発電プラント、濃縮方法及び濃縮造水発電プラントの運転方法 Download PDF

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堀次　睦
俊一 久芳
高橋　文夫
康ニ 原田
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株式会社ササクラ
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Definitions

  • the present invention relates to a concentrating plant and a concentrating method for separating raw water such as brine and seawater, in particular accompanying water discharged from a coal seam together with coal seam gas into fresh water and salt solids, and a concentrated water production system comprising the concentrating plant.
  • the present invention relates to a plant and an operation method thereof.
  • Non-Patent Document 1 water in the coal seam (hereinafter referred to as accompanying water) is discharged with CBM collection.
  • the accompanying water is brine containing salt, and it is necessary to press into the formation again or to separate the salts by desalting and return to the soil.
  • the treatment capacity of the accompanying water is a limiting condition for increasing the amount of collected CBM.
  • the accompanying water is stored in a pond and removed by natural evaporation to remove water and concentrate and separate the salt as solid matter.
  • Non-Patent Document 2 As a main desalting method, a membrane method for separating salts with a reverse osmosis membrane or an ion exchange membrane, an evaporation method for condensing moisture evaporated by heating, and the like have been studied. According to Non-Patent Document 3, there is a case where fresh water is produced from accompanying water by a two-stage reverse osmosis membrane treatment.
  • Concentrated water separated by the reverse osmosis membrane device is discharged through a valve or supplied to a desalination device of an evaporation method together with second-stage nanofiltration water to generate fresh water.
  • Non-Patent Document 1 As a method for treating the accompanying water (brine containing salt) discharged with CBM collection, the evaporating pond system described in Non-Patent Document 1 is currently being implemented in many CBM production facilities. A vast site is required.
  • Non-Patent Document 2 As described in Patent Document 1, Non-Patent Document 2, and Non-Patent Document 3, as a treatment method that replaces the evaporating pond method, a membrane method and an evaporation method have been studied and partially implemented.
  • the accompanying water is concentrated by a two-stage reverse osmosis membrane treatment to reduce the volume.
  • the volume of the concentrated water after separating the fresh water is reduced to about 1/10 of the supplied accompanying water, and the volume of the evaporation pond for separating salt from the concentrated water can also be reduced to 1/10. It is.
  • the volume even if the volume is reduced, there is no change in the need for an evaporating pond for solidifying and separating the salts.
  • Patent Document 2 a reverse osmosis membrane and an evaporation method are combined in order to improve water production efficiency.
  • a part of pretreatment wastewater second-stage filtration membrane unit concentrated water
  • a reverse osmosis membrane device When the concentrated water separated in (1) is discarded to the outside, and this is applied to the treatment of accompanying water, an evaporation pond for solidifying and separating the salts is also required.
  • the object of the present invention is to solve the above-mentioned conventional problems, and by concentrating water containing salts such as associated water stably at low equipment cost by combining a demineralizer by a membrane method and a concentrator by an evaporation method. And providing a concentration plant and a concentration method for separating into fresh water and salts.
  • the present invention provides a concentrating device, a reverse osmosis membrane device for separating accompanying water discharged from a coal bed together with coal bed gas into permeated water and non-permeated water, and concentrating the non-permeated water. And an evaporating and concentrating device for discharging concentrated water to the storage facility.
  • this invention for achieving the said objective is a pretreatment apparatus which pre-processes raw
  • the concentration and volume reduction of the raw water (associated water) can be achieved by combining the previous stage and the latter stage.
  • the concentrated water can be evaporated to dryness.
  • the evaporation pond is unnecessary and the installation cost of the evaporation pond becomes zero. .
  • the present invention provides a gas turbine power generator equipped with a gas turbine using hydrocarbon as a main fuel, an exhaust heat recovery boiler that generates steam by exhaust heat of the gas turbine, and concentrates raw water.
  • a concentrated desalination power plant comprising a concentrating device, the concentrating device separates raw water after pretreatment through the pretreatment device into permeated water and non-permeated water.
  • the energy cost for generating steam in the evaporative concentrator is no longer required. Resources can be used efficiently throughout the facility, and operating costs can be reduced.
  • the concentration device preferably includes a precipitation device for precipitating inorganic components in the non-permeate water in a flow path through which the non-permeate water flows into the evaporative concentration device.
  • the precipitation apparatus may have one or more of a function of increasing the pH of the non-permeate water, a function of increasing carbonate ions, a function of heating, a function of injecting fine bubbles, and a function of injecting calcium ions. preferable.
  • the precipitation apparatus is a heater for heating the non-permeated water using the generated steam of the exhaust heat recovery boiler as a heat source, or an apparatus for injecting the exhaust gas discharged from the gas turbine into the non-permeate water. Is provided.
  • the concentrated water production power plant further includes a steam supply system for injecting the generated steam of the exhaust heat recovery boiler into a combustor of the gas turbine, and in this case, the steam supply system includes the exhaust heat recovery It is preferable to have a valve that adjusts the supply amount of steam generated by the boiler to the combustor.
  • the concentrated desalination power plant further includes an indirect heat exchanger that generates steam to be supplied to the evaporative concentrator with the steam generated by the exhaust heat recovery boiler.
  • the present invention for achieving the above object is a concentration method, wherein the accompanying water discharged together with the coal bed gas from the coal bed is separated into permeated water and non-permeated water using a reverse osmosis membrane, A step of concentrating non-permeated water by an evaporation concentration method and discharging the concentrated water to a storage facility.
  • the present invention for achieving the above object includes a step of pretreating raw water in the concentration method, and a step of separating the pretreated water into permeated water and non-permeated water using a reverse osmosis membrane. And a step of producing concentrated water by concentrating the pretreated waste water generated as a result of the pretreatment and the non-permeated water produced in the separation step by an evaporation concentration method.
  • the present invention provides an operation of a concentrated freshwater power plant having a gas turbine power generation device, an exhaust heat recovery boiler, a pretreatment device, a reverse osmosis membrane device, and an evaporative concentration device.
  • the step of generating electric power and exhaust heat by the gas turbine power generation device, the step of generating steam by the exhaust heat of the gas turbine power generation device by the exhaust heat recovery boiler, and the raw water using the pretreatment device A step of pre-treatment, a step of separating water after pre-treatment via the pre-treatment device into permeated water and non-permeated water using the reverse osmosis membrane device, and steam generated in the exhaust heat recovery boiler
  • a heat source it has the process of producing
  • the site for the associated water treatment facility in the CBM production facility can be reduced, and the facility cost can be greatly reduced.
  • waste can be reduced and stable operation can be realized.
  • the site for the associated water treatment facility in the CBM production facility be reduced and the operation with reduced waste can be realized, but also the entire facility can be utilized by using the exhaust heat of the power generation facility. This makes it possible to efficiently use resources and reduce operating costs.
  • FIG. 1 is a schematic diagram showing a configuration of a concentration plant according to a first embodiment of the present invention.
  • the present embodiment is an example in the case where the accompanying water of a CBM production plant is targeted as raw water.
  • the raw water may be water other than the accompanying water (for example, industrial wastewater, groundwater, salt lake water, etc.), or seawater.
  • a brine concentrating plant denoted as a whole by reference numeral 100 includes a pretreatment facility 3, a reverse osmosis membrane concentration facility 4 (reverse osmosis membrane device), a storage tank 5, and an evaporation concentration facility 6 (evaporation concentration device). And the concentrated water tank 7 and the precipitation part 10 (precipitation apparatus).
  • the accompanying water 20 is pretreated water 21 from which the solid and soluble substances are removed or the water temperature and pH are adjusted.
  • the purpose of the pretreatment is to prevent concentration / precipitation of calcium carbonate or the like on the membrane surface of the reverse osmosis membrane concentration equipment 4.
  • the pH of the accompanying water 20 is usually 7 to less than 10, and when the pH is adjusted in the pretreatment, it is generally adjusted to about 6 to 7, although it varies depending on the membrane used, the water temperature, and the like.
  • the pretreated water 21 flows into the reverse osmosis membrane concentration equipment 4 and is separated into permeated water 22 and membrane concentrated water 24.
  • the permeated water 22 is used as fresh water.
  • the membrane concentrated water 24 contains calcium carbonate, silica, and the like, which are components of the accompanying water 20.
  • All of the evaporated and concentrated feed water 25 flows into the evaporated and concentrated equipment 6 and is separated into condensed water 26 and evaporated and concentrated water 27.
  • the condensed water 26 is used as fresh water.
  • the evaporated concentrated water 27 is stored in the concentrated water tank 7.
  • the evaporated concentrated water 27 stored in the concentrated water tank 7 is preferably evaporated to dryness at an appropriate timing thereafter.
  • the evaporative concentration facility 6 is, for example, a multi-effect evaporator having a plurality of evaporators.
  • the multi-effect evaporator for example, the one described in Patent Document 1 (Japanese Patent Application Laid-Open No. 2004-41850) can be used.
  • Patent Document 1 Japanese Patent Application Laid-Open No. 2004-41850
  • the evaporative concentration facility 6 includes a plurality of evaporators, there is a problem that insoluble salts adhere as scales to the inner wall surface of each evaporator.
  • the insoluble salt is precipitated as fine crystals floating in water in the precipitation unit 10 in advance, so that the insoluble salt is grown as a nucleus in the evaporator.
  • scale deposition / growth on the wall surface of the subsequent evaporator can be avoided, stable operation can be realized, and the amount of chemical used and labor for cleaning the inside of the can can be reduced.
  • FIGS. 2A to 2D Examples of the apparatus configuration of the precipitation unit 10 are shown in FIGS. 2A to 2D.
  • the membrane concentrated water 24 flows into the mixing water tank 40 and is mixed with the alkaline agent added from the chemical injection equipment 41 to precipitate an insoluble salt such as calcium carbonate.
  • an insoluble salt such as calcium carbonate.
  • caustic soda or slaked lime can be used as the alkaline agent.
  • the mixing water tank 40 is not provided, and mixing can be performed by a pipe line. In this case, a line mixer may be installed.
  • a line mixer may be installed.
  • calcium carbonate can be easily deposited.
  • the silica solubility increases and the silica scale generation potential can be reduced.
  • calcium ions may be injected.
  • a heating tank 42 (heater) may be provided in the previous stage of mixing the alkaline agent, and the membrane concentrated water 24 may be heated.
  • the solubility of calcium carbonate decreases and precipitation is promoted.
  • You may provide only the heating tank 42, without providing the mixing water tank 40 and a line mixer.
  • a gas 35 containing CO 2 may be injected into the mixing water tank 40a before the addition of the alkaline agent.
  • the pH is adjusted to be slightly acidic by dissolving CO2
  • the solubility of slaked lime is increased and the amount of calcium ions can be increased, so that precipitation of calcium carbonate can be promoted.
  • the membrane concentrated water 24 that has flowed into the mixing water tank 40 b is taken into the fine bubble generating device 43, and the gas 36 containing air or CO 2 is added to the membrane concentrated water 24 in the fine bubble generating device 43.
  • fine bubbles having a diameter of about 50 micrometers or less may be generated, and the fine bubbles may be returned to the mixing water tank 40b. In this case, fine crystal nuclei are generated with rapid dissolution of fine bubbles, and precipitation of insoluble salt can be promoted.
  • the accompanying water 20, the permeated water 22, and the condensed water 26 before flowing into the pretreatment facility 3 may be used as the cooling water 28.
  • the salt permeability in the reverse osmosis membrane concentration facility 4 increases as the water temperature increases when the pretreatment facility 3 is supplied and processed by the reverse osmosis membrane concentration facility 4. Therefore, it is desirable that the permeated water 22 be maintained within a range where the water quality can be maintained at a necessary level.
  • the former has a higher salt content than the latter, and therefore may be mixed and used according to the purpose of use.
  • the permeated water 22 as a raw material for drinking water and the condensed water 26 as industrial water that requires a low salt content.
  • the accompanying water 20 is used as the cooling water 28 as mentioned above, the accompanying water 20 is heated and the salt content of the permeated water 22 may increase by the heating. In this case, the quality of the water can be adjusted by mixing the accompanying water 20 after heating with the condensed water 26.
  • FIG. 3A is a conceptual diagram of the effect of the present embodiment.
  • the vertical axis is the expected value of the ratio when the installation cost of the evaporation pond is compared with the conventional evaporation pond method and the reverse osmosis membrane concentration method.
  • the water to be treated in the evaporating pond is reduced to about 1/10 compared to the evaporating basin method without concentration. Installation costs will be reduced accordingly.
  • the evaporating concentrated water 27 stored in the concentrated water tank 7 is evaporated to dryness, the evaporating pond is unnecessary and the evaporating pond installation cost is zero.
  • an evaporating pond may be provided, and also in this case, the installation area of an evaporating pond can be reduced significantly and the installation cost of an evaporating pond can be reduced.
  • the site for the associated water treatment facility in the CBM production facility can be reduced, and the equipment cost can be greatly reduced.
  • waste can be reduced and stable operation can be realized.
  • FIG. 4 is a schematic diagram showing a configuration of a concentrated desalination power plant according to the second embodiment of the present invention.
  • a gas turbine power generation facility is additionally provided in the concentration plant in the first embodiment.
  • the concentrated desalination power plant includes a gas turbine power generation device 200 including a gas turbine 1 that uses hydrocarbon, for example, LNG as a main fuel, and an exhaust heat recovery boiler 2 that generates steam by the exhaust heat of the power generation device 200. And a concentrating device 300.
  • the concentration apparatus 300 for example, the concentration plant 100 of the first embodiment is used.
  • the gas turbine 1 includes a compressor 1a, a turbine 1b, a combustor 8, a generator 9, and an exhaust gas treatment tower 12.
  • the air 30 is compressed by the compressor 1 a to become compressed air 30 a, flows into the combustor 8, and is mixed with the fuel gas 33.
  • the fuel gas 33 is combusted in the combustor 8 to become combustion gas, and flows out as exhaust gas 31 after rotating the turbine 1b.
  • the generator 9 receives electricity from the turbine 1b and generates electricity.
  • the exhaust gas 31 flows into the exhaust heat recovery boiler 2, generates steam by exhaust heat, is sent to the exhaust gas treatment tower 12, is processed by the exhaust gas treatment tower 12, and is diffused into the atmosphere.
  • the heat exchanger 2a of the first steam supply system 32A is arranged. Circulating water flows through the first steam supply system 32 ⁇ / b> A, and the exhaust gas 31 that has flowed into the exhaust heat recovery boiler 2 supplies heat to the circulating water through the heat exchanger 2 a to change the phase to the steam 32.
  • the steam 32 flows into the evaporative concentration facility 6 and heats the evaporative concentrated feed water 25 to change the phase to steam.
  • the generated steam is cooled by cooling water 28 to become condensed water 26.
  • the steam 32 is deprived of heat and returns to the circulating water.
  • the configuration of the concentration apparatus 300 (concentration plant 100) is the same as that of the first embodiment. That is, the accompanying water 20 is subjected to removal of solid / soluble substances by the pretreatment facility 3 or the water temperature / pH and the like are adjusted to become pretreated water 21.
  • the pretreated water 21 flows into the reverse osmosis membrane concentration equipment 4 and is separated into permeated water 22 and membrane concentrated water 24.
  • the permeated water 22 is used as fresh water.
  • the membrane concentrated water 24 flows into the precipitation part 10 and is mixed with an alkaline agent to precipitate insoluble components, and then flows into the storage tank 5.
  • Pretreatment wastewater 23 containing solid and soluble substances removed from the accompanying water 20 by the pretreatment device 3 also flows into the storage tank 5 and is mixed with the membrane concentrated water 24 to become the evaporated concentrated supply water 25.
  • the evaporated concentrated feed water 25 flows into the evaporated concentration facility 6 and is separated into condensed water 26 and evaporated concentrated water 27.
  • the condensed water 26 is used as fresh water.
  • the evaporated concentrated water 27 is stored in the concentrated water tank 7.
  • the exhaust gas 31 of the gas turbine 1 may be used as the heat source of the heating tank 42. Moreover, you may utilize the waste gas 31 of the gas turbine 1 as the gas 33 containing CO2 in the example of FIG. 2C and FIG. 2D.
  • the exhaust gas 31 may be after heat exchange in the exhaust heat recovery boiler 2.
  • FIG. 4 is an example in which the exhaust gas 31 after heat exchange in the exhaust heat recovery boiler 2 is supplied to the precipitation unit 10.
  • the power generated by the generator 9 can be used as a power source for the pretreatment facility 3 and the reverse osmosis membrane concentration facility 4.
  • LNG produced from CBM can be used.
  • FIG. 5 shows an example (third embodiment) in which the amount of heat of the steam 32 is supplied to the evaporative concentration facility 6 through the indirect heat exchanger 13.
  • the first steam supply system includes a primary steam supply system 32B including a heat exchanger 2a, a secondary evaporator supply system 32C that supplies steam to the evaporation concentration facility 6, and a primary steam supply system 32B.
  • an indirect heat exchanger 13 that generates steam by supplying heat to the circulating water of the secondary evaporator supply system 32C. Since the system 32B of the steam 32 and the system 32C flowing into and out of the evaporative concentration facility 6 are separated, salt is not mixed into the steam 32, and corrosion of the exhaust heat recovery boiler 2 can be avoided.
  • FIG. 6 shows an example (fourth embodiment) when the steam generated in the exhaust heat recovery boiler 2 is injected into the combustor 8.
  • the heat source generated by the exhaust heat recovery boiler 2 is also used as the heat source of the heating tank 42 (FIG. 2B) of the precipitation unit 10.
  • FIG. 6 in the exhaust heat recovery boiler 2, there are a heat exchanger 2a of the first steam supply system 32A, a heat exchanger 2b of the heat source supply system 202A, and a heat exchanger 2c of the second steam supply system 34A.
  • the steam 32 to the evaporative concentration facility 6 the heat source 210 to the heating tank 42 of the precipitation unit 10, and the steam 34 to the combustor 8 are generated separately.
  • the heat source 210 to the heating tank 42 of the precipitation unit 10 may be steam-water or hot water-cold water. Moreover, substances other than water can also be used.
  • a normally closed valve 11 is provided in a pipeline through which the steam 34 of the second steam supply system 34 ⁇ / b> A flows, and the valve 11 is opened to supply the steam 34 to the combustor 8.
  • the steam 34 is supplied to the combustor 8
  • the mass flow rate of the combustion gas flowing into the turbine 1b increases, and the power generation amount of the generator 9 can be increased.
  • the consumption amount of the fuel gas 33 can be reduced.
  • the steam 34 is mixed into the exhaust gas 31 and is released to the atmosphere via the exhaust heat recovery boiler 2 and the exhaust gas treatment tower 12.
  • the permeated water 22 and the condensed water 26 are generated as fresh water, and water is supplied to the heat exchanger 2 c in the exhaust heat recovery boiler 2 using these.
  • FIG. 6 shows an example in which a part of the condensed water 26 is taken out and supplied to the heat exchanger 2c.
  • This embodiment is extremely effective for treatment of accompanying water from CBM.
  • Hydrocarbons such as methane produced from CBM can be used as fuel for the gas turbine 1.
  • the electric power generated by the gas turbine 1 can be used in the concentrator 100. Surplus power can be supplied to the outside.
  • the associated water concentration from CBM is as small as about 1/5 of the seawater concentration, and the osmotic pressure is small. Therefore, the power consumption of the reverse osmosis membrane concentration equipment 4 can be kept small in the present invention in which the reverse osmosis membrane concentration equipment 4 is placed in the front stage and the evaporation concentration equipment 6 is placed in the rear stage.
  • Steam 32 to be supplied to the evaporative concentration facility 6 can be generated by exhaust heat of the gas turbine 1.
  • the pre-stage and the post-stage can be combined to greatly reduce the volume, and the electric power and exhaust heat from the gas turbine 1 can be used.
  • the accompanying water from CBM contains more carbonate, which is an underground rock component, than seawater.
  • the carbonate precipitates when the temperature is raised, causing contamination of the heat transfer surface of the evaporative concentration facility 6.
  • the heating tank 42 is provided in the precipitation unit 10 and heated by the heat source 210, the carbonate is precipitated and separated, and the concentrated water is sent to the evaporation concentration facility 6.
  • the exhaust heat of the gas turbine 1 is also used as the heat source of the heat source 210.
  • the opening degree of the valve 11 is adjusted in accordance with fluctuations in the accompanying water treatment amount and power supply amount. For example, when the accompanying water treatment amount is small and the power supply amount is large, the valve 34 is opened and the steam 34 sent to the combustor 8 is increased. In this case, the amount of heat recovered by the exhaust heat recovery boiler 2 is often used to generate the steam 34, and the heating amount of the steam 32 and the heat source 210 is reduced.
  • FIG. 3B is a conceptual diagram of the effect of the present embodiment.
  • the vertical axis is the expected value of the ratio when the operation cost of the concentration plant is compared with the conventional evaporating basin method and the reverse osmosis membrane concentration method.
  • the conventional evaporating basin method uses solar concentration, so the operating cost is 0.
  • the conventional reverse osmosis membrane concentration method requires operating costs such as power and membrane replacement for reverse osmosis membrane concentration equipment. Is required.
  • Pretreatment drainage 24 Membrane concentrated water 25 ... Evaporated concentrated feed water 26 ... Condensed water 27 ... Evaporated concentrated water 28 ... Cooling water 30 ... Air 30a ... Compressed air 31 ... Exhaust gas 32 ... Steam 32A ... first steam supply system 33 ... fuel gas 34 ... steam 34A ... second steam supply system 35 ... CO2-containing gas 40 ... mixed water tank 41 ... chemical injection equipment 42 ... Heating tank (heater) 43 ... Microbubble generator 100 ... Concentration plant (concentrator) 200 ... Gas turbine power generation device 210 ... Heat source 210A ... Heat source supply system 300 ... Concentration device

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Abstract

　膜法による脱塩装置と蒸発法による濃縮装置を組み合わせることにより、低い設備コストで安定して随伴水などの塩類を含む水を濃縮し、淡水と塩類に分離する。　随伴水２０は前処理設備３で固形性・溶解性物質を除去され前処理水２１となる。前処理水２１は逆浸透膜濃縮設備４に流入し、透過水２２と膜濃縮水２４に分離される。透過水２２は淡水として利用される。膜濃縮水２４は析出部１０に流入し、アルカリ剤を混和されて不溶解性成分が析出した後、前処理装置３からの前処理排水２３とともに貯留槽５に流入して、蒸発濃縮供給水２５となり、更に蒸発濃縮設備６に流入し、凝縮水２６と蒸発濃縮水２７に分離される。凝縮水２６は淡水として利用される。蒸発濃縮水２７は濃縮水槽７に貯留される。蒸発濃縮設備６は排熱回収ボイラ２の発生蒸気を熱源として濃縮を行う。

Description

濃縮プラント、濃縮造水発電プラント、濃縮方法及び濃縮造水発電プラントの運転方法
　本発明は、かん水、海水などの原水、特に石炭層から炭層ガスと共に排出される随伴水を淡水と塩類固形物に分離するための濃縮プラント及び濃縮方法、並びに濃縮プラントを備えた濃縮造水発電プラント及びその運転方法に関する。
　近年、石炭採掘時に石炭層から副次的に排出される、メタンを含む炭層ガス（以後、CBMと呼ぶ）の利用が進んでいる。非特許文献１によると、CBM採取に伴い、炭層内の水（以後、随伴水と呼ぶ）が排出される。随伴水は塩分を含むかん水である場合が多く、再び地層中に圧入するか、脱塩処理により塩類を分離したうえで土壌に戻す必要がある。CBMの採取量変動に伴い随伴水量も変動するため、随伴水の処理能力がCBMの採取量増量の制限条件となっている。現在、多くのCBM生産設備において、随伴水は池に貯留して自然蒸発により水分を除去し濃縮・塩類を固形物として分離する蒸発池方式により処理されている。
　一般的な塩類の濃縮・分離方法の一つとして、特許文献１に記載の多重効用蒸発器などの蒸発濃縮法によるものがある。
　一方、近年、水不足の拡大に伴い、随伴水を脱塩処理して淡水を生産・利用する取組みが進められている。非特許文献２によると、主な脱塩方法として、逆浸透膜やイオン交換膜で塩類を分離する膜法と、加熱して蒸発させた水分を凝縮させる蒸発法などが検討されている。非特許文献３によると、二段階の逆浸透膜処理により、随伴水から淡水を生産している事例がある。
　また、海水淡水化の分野で、造水効率をアップするために、ハイブリッド法と呼ばれる、逆浸透膜と蒸発法を組み合わせる方式がある。特許文献２においては、前処理装置において、塩水を第一段ナノろ過膜ユニットでろ過することによってスケール成分を含むイオン含有量を低減した後、逆浸透膜装置に供給してろ過水（淡水）を生成するとともに、
第１段ナノろ過膜ユニットを透過しない排水を更に第二段ろ過膜ユニットに供給してその濃縮水を系外に排出する一方、第２段ナノろ過水を蒸発法の淡水化装置に供給して更に淡水を生成し、スケール成分の析出を抑制しながら、高効率で淡水を製造するとしている。逆浸透膜装置で分離された濃縮水については、弁を経て放流されるか、第二段ナノろ過水とともに蒸発法の淡水化装置に供給して淡水を生成する。
特開２００４－４１８５０号公報 特開２００８－１００２１９号公報
坂本茂樹、大野泰伸、石油・天然ガスレビュー、Vol. 42，No. 6，p 31-49　（2008） James R Kuipers et al, Coal Bed Methane-Produced Water: Management Options for Substainable Development, pages 52-58, August 2004 James Welch，the edition of OIL & GAS JOURNAL，October 5 （2009）
　CBM採取に伴い排出される随伴水（塩分を含むかん水）の処理法として、現在、多くのCBM生産設備において非特許文献１に記載のような蒸発池方式が実施されているが、この場合は、広大な敷地が必要となる。
　特許文献１、非特許文献２、非特許文献３に記載のように、蒸発池方式に代わる処理法として、膜法と蒸発法が検討され、一部実施されている。特に、非特許文献３では、二段階の逆浸透膜処理により随伴水を濃縮し、容積を縮小している。この場合、淡水を分離した後の濃縮水の容積は、供給された随伴水の１／１０程度に低減され、濃縮水から塩分を分離するための蒸発池も、容積は１／１０に低減可能である。しかし、容積が縮小したとしても、塩類を固形化して分離するための蒸発池が必要であることには、変わりはない。このため蒸発池の設置面積の広さに伴う高い設備コストや立地条件の制限の問題がある。また、蒸発濃縮装置を用いた場合は、蒸発池と比べて設備容量が大幅に縮小できるが、加熱のための熱源が必要であり、運転コストが高くなる。
　特許文献２では、造水効率をアップするために逆浸透膜と蒸発法を組み合わせているが、前処理排水の一部（第二段ろ過膜ユニット濃縮水）や、場合によっては逆浸透膜装置で分離された濃縮水を外部に捨てており、これを随伴水の処理に適用した場合には、やはり塩類を固形化して分離するための蒸発池が必要となる。
　本発明の目的は、上述した従来の問題点を解決し、膜法による脱塩装置と蒸発法による濃縮装置を組み合わせることにより、低い設備コストで安定して随伴水などの塩類を含む水を濃縮し、淡水と塩類に分離する濃縮プラント及び濃縮方法を提供することである。
　上記目的を達成するための本発明は、濃縮装置において、石炭層から炭層ガスと共に排出される随伴水を透過水と非透過水とに分離する逆浸透膜装置と、前記非透過水を濃縮して濃縮水を貯留設備に排出する蒸発濃縮装置とを備えるものとする。
　また、上記目的を達成するための本発明は、濃縮装置において、原水を前処理する前処理装置と、この前処理装置を経由した前処理後の水を透過水と非透過水とに分離する逆浸透膜装置と、前記前処理装置で生じた前処理排水と、前記逆浸透膜装置で生じた前記非透過水とを濃縮して濃縮水を生成する蒸発濃縮装置とを備えるものとする。
　このように逆浸透膜装置を前段に置き、後段に蒸発濃縮装置を置くことで、前段と後段を合わせて原水（随伴水）の大幅な濃縮減容化を図れる。その結果、濃縮水を一旦貯留設備に貯留した後、濃縮水を蒸発乾固化することが可能となり、濃縮水を蒸発乾固化する場合、蒸発池は不要となり、蒸発池の設置コストは０となる。蒸発池を設けた場合でも、蒸発池の設置面積は著しく縮減し、蒸発池の設置コストを低減することができる。
　このように本発明の構成をとることで、CBM生産施設における随伴水処理設備用の敷地を低減し、設備コストを大幅に低減することができる。また、廃棄物を低減し、安定した運転を実現することができる。
　更に、高い設備コストや立地条件の制限が緩和されるため、CBMの採取量変動に伴う随伴水量の変動に柔軟に対応することができ、随伴水の処理能力を増大させ、CBMの採取量を増量させることが可能となる。
　上記目的を達成するための本発明は、炭化水素を主燃料とするガスタービンを備えたガスタービン発電装置と、前記ガスタービンの排熱で蒸気を発生させる排熱回収ボイラと、原水を濃縮する濃縮装置とを備えた濃縮造水発電プラントにおいて、前記濃縮装置は、原水を前処理する前処理装置と、この前処理装置を経由した前処理後の水を透過水と非透過水とに分離する逆浸透膜装置と、前記排熱回収ボイラの発生蒸気を熱源として、前記前処理の結果生じた前処理排水と、前記非透過水とを濃縮して濃縮水を生成する蒸発濃縮装置とを備えるものとする。
　これにより上述した如く、設備コストを低減することができる。
　また、排熱回収ボイラの発生蒸気を熱源として蒸発濃縮装置で濃縮水を生成することにより、蒸発濃縮装置での蒸気発生用のエネルギー費は不要となるため、発電設備の排熱を利用して施設全体での資源の効率的な利用が可能となり、運転コストを低減することができる。
　上記濃縮装置は、好ましくは、前記非透過水が前記蒸発濃縮装置へ流入する流路に、前記非透過水中の無機成分を析出させる析出装置を備える。前記析出装置は、前記非透過水のpHを上昇させる機能、炭酸イオンを増加させる機能、加熱する機能、微細気泡を注入する機能、カルシウムイオンを注入する機能のうちの一つ以上を有することが好ましい。
　このようにあらかじめ水中に浮遊する微細な結晶として析出させることにより、蒸発濃縮装置の蒸発缶内で不溶解性塩をこの結晶を核として成長させることが可能となり、その結果、蒸発缶壁面でのスケール析出・成長が回避され、安定した運転を実現することができ、かつ缶内洗浄などの薬品使用量や労力を低減できる。
　また、好ましくは、前記析出装置は、前記排熱回収ボイラの発生蒸気を熱源として、前記非透過水を加熱する加熱器、或いは前記ガスタービンより排出された排ガスを前記非透過水に注入する装置を備える。
　これにより炭酸カルシウム等の析出を促進し、蒸発濃縮装置の蒸発缶壁面でのスケール析出・成長が回避される。
　また、好ましくは、濃縮造水発電プラントは、前記排熱回収ボイラの発生蒸気を前記ガスタービンの燃焼器に注入する蒸気供給系統を更に備え、その場合、前記蒸気供給系統は、前記排熱回収ボイラの発生蒸気の前記燃焼器への供給量を調整する弁を有することが好ましい。
　 このように蒸気が燃焼器に供給されることで、タービンに流入する燃焼ガスの質量流量が増大し、発電機の発電量を増加できる。或いは、発電機の発電量を増加させる必要のない場合は、燃料ガスの消費量を低減することができる。
　また、好ましくは、濃縮造水発電プラントは、前記排熱回収ボイラの発生蒸気で前記蒸発濃縮装置に供給する蒸気を生成する間接熱交換器を更に備える。
　これにより排熱回収ボイラで蒸気を発生する系統と、蒸発濃縮装置に蒸気が流入・流出する系統とが分離されるため、排熱回収ボイラで発生する蒸気に塩類が混入することはなく、排熱回収ボイラ２の腐食を回避することができる。
　また、上記目的を達成するための本発明は、濃縮方法において、石炭層から炭層ガスと共に排出される随伴水を、逆浸透膜を用いて透過水と非透過水とに分離する工程と、前記非透過水を蒸発濃縮法によって濃縮して濃縮水を貯留設備に排出する工程とを有するものとする。
　更に、上記目的を達成するための本発明は、濃縮方法において、原水を前処理する工程と、前記前処理後の水を、逆浸透膜を用いて透過水と非透過水とに分離する工程と、前記前処理の結果生じた前処理排水と、前記分離工程で生じた前記非透過水とを蒸発濃縮法によって濃縮して濃縮水を生成する工程とを有するものとする。
　また、上記目的を達成するための本発明は、ガスタービン発電装置と、排熱回収ボイラと、前処理装置と、逆浸透膜装置と、蒸発濃縮装置と、を有する濃縮造水発電プラントの運転方法において、前記ガスタービン発電装置によって電力と排熱を生成する工程と、前記排熱回収ボイラによって前記ガスタービン発電装置の排熱で蒸気を発生させる工程と、前記前処理装置を用いて原水を前処理する工程と、前記前処理装置を経由した前処理後の水を、前記逆浸透膜装置を用いて透過水と非透過水とに分離する工程と、前記排熱回収ボイラの発生蒸気を熱源として、前記蒸発濃縮装置を用いて前記前処理の結果生じた前処理排水と、前記非透過水とを濃縮して濃縮水を生成する工程とを有するものとする。
　本発明によれば、CBM生産施設における随伴水処理設備用の敷地を低減し、設備コストを大幅に低減することができる。また、廃棄物を低減し、安定した運転を実現することができる。更に、高い設備コストや立地条件の制限が緩和されるため、CBMの採取量変動に伴う随伴水量の変動に柔軟に対応することができ、随伴水の処理能力を増大させ、CBMの採取量を増量させることが可能となる。
　また、本発明によれば、CBM生産施設における随伴水処理設備用の敷地を低減し、かつ廃棄物を低減した運転を実現することができるだけでなく、発電設備の排熱を利用して施設全体での資源の効率的な利用が可能となり、運転コストを低減することが可能となる。
本発明の第１の実施の形態における濃縮プラントの構成を示す模式図である。 本発明の第１の実施の形態における濃縮プラントの析出部の一構成例の模式図である。 本発明の第１の実施の形態における濃縮プラントの析出部の他の構成例の模式図である。 本発明の第１の実施の形態における濃縮プラントの析出部の更に他の構成例の模式図である。 本発明の第１の実施の形態における濃縮プラントの析出部の更に他の構成例の模式図である。 本発明の第１の実施の形態における濃縮プラントの作用効果を示す図である。 本発明の第２の実施の形態における濃縮造水発電プラントの作用効果を示す図である。 本発明の第２の実施の形態における濃縮造水発電プラントの構成を示す模式図である。 本発明の第３の実施の形態における濃縮造水発電プラントの構成を示す模式図である。 本発明の第４の実施の形態における濃縮造水発電プラントの構成を示す模式図である。
　以下、本発明の実施の形態について図面を用いて詳細に説明する。なお、各図を通して同一の符号は同等のものを示している。
（第１の実施の形態）
　図１は本発明の第１の実施の形態による濃縮プラントの構成を示す模式図である。本実施の形態は、原水として、CBM生産プラントの随伴水を対象とした場合の例である。なお、原水として随伴水以外のかん水（例えば工場排水、地下水、塩湖水等）を対象としてもよいし、海水を対象としてもよい。
　図１において、全体を符号１００で示されるかん水濃縮プラントは、前処理設備３と、逆浸透膜濃縮設備４（逆浸透膜装置）と、貯留槽５と、蒸発濃縮設備６（蒸発濃縮装置）と、濃縮水槽７と、析出部１０（析出装置）とを備えている。
　随伴水２０は前処理設備３で固形性・溶解性物質を除去され、あるいは水温・pHなどを調整され、前処理水２１となる。前処理の目的は、逆浸透膜濃縮設備４の逆浸透膜の膜面での炭酸カルシウムなどの濃縮／析出を防ぐためである。随伴水２０のpHは、通常、７から１０未満であり、前処理でpHを調整する場合は、使用する膜や水温等によっても異なるが、概ね、６～７程度に調整される。前処理水２１は逆浸透膜濃縮設備４に流入し、透過水２２と膜濃縮水２４に分離される。透過水２２は淡水として利用される。膜濃縮水２４には、随伴水２０の含有成分である炭酸カルシウム、シリカ等が含まれている。膜濃縮水２４はその全てが析出部１０に流入し、アルカリ剤を混和するなどの処理がなされて炭酸カルシウム等の不溶解性成分が析出した後、貯留槽５に流入する。前処理装置３で随伴水２０から除去された固形性・溶解性物質を含む前処理排水２３も、その全てが、貯留槽５に流入して膜濃縮水２４と混合され、蒸発濃縮供給水２５となる。蒸発濃縮供給水２５はその全てが蒸発濃縮設備６に流入し、凝縮水２６と蒸発濃縮水２７に分離される。凝縮水２６は淡水として利用される。蒸発濃縮水２７は濃縮水槽７に貯留される。逆浸透膜濃縮設備４を前段に置き、後段に蒸発濃縮設備６を置くことで、前段と後段を合わせて大幅な濃縮減容化を図れる。その結果、濃縮水槽７に貯留した蒸発濃縮水２７の処理が容易となる。濃縮水槽７に貯留した蒸発濃縮水２７は、好ましくは、その後、適当なタイミングで蒸発乾固化される。
　蒸発濃縮設備６は、例えば、複数の蒸発缶を備えた多重効用蒸発器である。多重効用蒸発器としては、例えば特許文献１（特開２００４－４１８５０号公報）に記載されたものが使用可能である。蒸発濃縮設備６が複数の蒸発缶を備える場合、各蒸発缶の缶内側壁面に不溶解性塩類がスケールとして付着する問題がある。本実施の形態では、不溶解性塩を析出部１０であらかじめ水中に浮遊する微細な結晶として析出させることにより、蒸発缶内で不溶解性塩をこの結晶を核として成長させる。その結果、後段の蒸発缶壁面でのスケール析出・成長が回避され、安定した運転を実現することができ、かつ缶内洗浄などの薬品使用量や労力を低減できる。
　析出部１０の装置構成の例を図２Ａから図２Ｄに示す。図２Ａの例では、膜濃縮水２４は混和水槽４０に流入して薬品注入設備４１から添加されたアルカリ剤と混和され、炭酸カルシウム等の不溶解性塩を析出する。アルカリ剤は例えば苛性ソーダや消石灰を用いることができる。混和水槽４０は設けず、管路にて混合することもでき、この場合ラインミキサを設置してもよい。アルカリ剤を注入して蒸発濃縮供給水２５のpHを８．５以上に調整することで、炭酸カルシウムを析出し易くすることができる。蒸発濃縮設備６にてpHを８以上、蒸発温度を４０℃以上にすることで、シリカの溶解度が増加し、シリカスケール生成ポテンシャルを低減できる。アルカリ剤に代え、カルシウムイオンを注入してもよい。
　図２Ｂの例のように、アルカリ剤混和の前段に加温槽４２（加熱器）を設け、膜濃縮水２４を加熱してもよい。水温が上昇すると炭酸カルシウムの溶解度が低下し、析出が促進される。混和水槽４０やラインミキサを設けずに、加温槽４２だけを設けてもよい。また、図２Ｃの例のようにCO2を含むガス３５をアルカリ剤添加前段の混和水槽４０ａに注入してもよい。CO2を溶解させてpHを微酸性に調整すると消石灰の溶解度が高まり、カルシウムイオン量を増加できるため、炭酸カルシウム析出を促進できる。さらに、図２Ｄの例のように、混和水槽４０ｂに流入した膜濃縮水２４を微細気泡生成装置４３に取り込み、微細気泡生成装置４３内でその膜濃縮水２４に空気やCO2を含むガス３６を注入して、直径５０マイクロメートル以下程度の微細気泡を生成し、この微細気泡を混和水槽４０ｂに戻してもよい。この場合、微細気泡の急速な溶解に伴い微細な結晶核が生成され、不溶解性塩の析出を促進できる。
　いずれの場合も、析出物が混和水槽４０や析出部１０内の管路に沈殿しないように、各部分での流速が所定の値を下回らないように設計することが望ましい。なお、析出部１０は貯留槽５の後段に設けてもよい。
　図1に戻り、冷却水２８には、前処理設備３に流入する前の随伴水２０、透過水２２、凝縮水２６を利用してもよい。随伴水２０を冷却水２８として用いる場合は、その後、前処理設備３に供給して逆浸透膜濃縮設備４で処理する際に、水温上昇に伴い逆浸透膜濃縮設備４における塩透過率が上昇するため、透過水２２の水質を必要な水準に維持できる範囲で実施することが望ましい。
　また、透過水２２と凝縮水２６を比較すると、前者は塩分含有量が後者より多いため、利用目的に応じて混合して使用してもよい。例えば、透過水２２は飲料水の原料、凝縮水２６は低い塩分含有量が求められる工業用水に使用することが考えられる。なお、上述のように随伴水２０を冷却水２８として用いた場合、随伴水２０が加温され、その加温により透過水２２の塩分含有量が増加する可能性がある。この場合は、加温後の随伴水２０を凝縮水２６と混合することで水質を調整することもできる。
　以下に、上記構成による作用効果を説明する。
　図３Ａは本実施の形態の効果の概念図である。縦軸は、蒸発池の設置コストを従来の蒸発池方式及び逆浸透膜濃縮法と比べた場合の比の予想値である。
　従来の蒸発池方式の設備コストを１とした場合、従来の逆浸透膜濃縮法の場合、蒸発池で処理する水は濃縮なしの蒸発池方式に比べ１／１０程度に低減され、蒸発池の設置コストもそれに応じて低減する。本実施の形態においては、濃縮水槽７に貯留した蒸発濃縮水２７を蒸発乾固化する場合、蒸発池は不要であり、蒸発池の設置コストは０となる。また、本実施の形態において、貯留設備として濃縮水槽７に代えて蒸発池を設けてもよく、この場合でも、蒸発池の設置面積は著しく縮減し、蒸発池の設置コストを低減することができる。
　このように本実施の形態の構成をとることで、CBM生産施設における随伴水処理設備用の敷地を低減し、設備コストを大幅に低減することができる。また、廃棄物を低減し、安定した運転を実現することができる。
　更に、高い設備コストや立地条件の制限が緩和されるため、CBMの採取量変動に伴う随伴水量の変動に柔軟に対応することができ、随伴水の処理能力を増大させ、CBMの採取量を増量させることが可能となる。
　また、膜濃縮水２４が蒸発濃縮設備６へ流入する流路に析出部１０を設けることで、蒸発缶壁面でのスケール析出・成長が回避され、安定した運転を実現することができるとともに、缶内洗浄などの薬品使用量や労力を低減できる。
（第２～第４の実施の形態）
　図４は本発明の第２の実施の形態による濃縮造水発電プラントの構成を示す模式図である。本実施の形態では、第１の実施の形態における濃縮プラントにガスタービン発電設備が併設されている。
　図４において、濃縮造水発電プラントは、炭化水素、例えばLNGを主燃料とするガスタービン１を備えたガスタービン発電装置２００と、発電装置２００の排熱で蒸気を発生させる排熱回収ボイラ２と、濃縮装置３００とを備えている。濃縮装置３００としては、例えば、第１の実施の形態の濃縮プラント１００が使用される。
　ガスタービン発電設備２００において、ガスタービン１は圧縮機１ａ、タービン１ｂ、燃焼器８、発電機９、排ガス処理塔１２を備えている。空気３０は圧縮機１ａで圧縮されて圧縮空気３０aとなり、燃焼器８に流入し、燃料ガス３３と混合される。燃焼器８内で燃料ガス３３は燃焼して燃焼ガスとなり、タービン１ｂを回転させた後、排ガス３１として流出する。発電機９はタービン１ｂよりトルクを受けて電気を発生する。排ガス３１は排熱回収ボイラ２に流入し、排熱で蒸気を発生させた後、排ガス処理塔１２に送られ、排ガス処理塔１２で処理されて大気中へ放散する。
　排熱回収ボイラ２内には、第１蒸気供給系統３２Ａの熱交換器２ａが配置されている。第１蒸気供給系統３２Ａには循環水が流れており、排熱回収ボイラ２に流入した排ガス３１は、熱交換器２ａにて循環水に熱を供給して蒸気３２に相変化させる。蒸気３２は蒸発濃縮設備６に流入し蒸発濃縮供給水２５を加熱し、蒸気に相変化させる。生成した蒸気は冷却水２８で冷却され凝縮水２６となる。蒸気３２は熱を奪われ循環水に戻る。
　濃縮装置３００（濃縮プラント１００）の構成は第１の実施の形態と同様である。すなわち、随伴水２０は前処理設備３で固形性・溶解性物質を除去され、あるいは水温・pHなどを調整され、前処理水２１となる。前処理水２１は逆浸透膜濃縮設備４に流入し、透過水２２と膜濃縮水２４に分離される。透過水２２は淡水として利用される。膜濃縮水２４は析出部１０に流入し、アルカリ剤を混和されて不溶解性成分が析出した後、貯留槽５に流入する。前処理装置３で随伴水２０から除去された固形性・溶解性物質を含む前処理排水２３も貯留槽５に流入して膜濃縮水２４と混合され、蒸発濃縮供給水２５となる。蒸発濃縮供給水２５は蒸発濃縮設備６に流入し、凝縮水２６と蒸発濃縮水２７に分離される。凝縮水２６は淡水として利用される。蒸発濃縮水２７は濃縮水槽７に貯留される。
　析出部１０の装置構成として、図２Ｂの例に示す加熱槽４２を設けた場合、加熱槽４２の熱源として、ガスタービン１の排ガス３１を利用してもよい。また、図２Ｃや図２Ｄの例における、CO2を含むガス３３としてガスタービン１の排ガス３１を利用してもよい。排ガス３１は、排熱回収ボイラ２で熱交換された後でもよい。図４は、排熱回収ボイラ２で熱交換された後の排ガス３１を析出部１０に供給する例である。
　前処理設備３や逆浸透膜濃縮設備４の電力源として、発電機９により生成した電力を用いることができる。また、燃料ガス３３は、CBMから生産したLNGを用いることができる。このように、プラント内に存在するエネルギーや原料を用いることにより、送電ロスや輸送費が軽減される。
　間接熱交換器１３を介して蒸気３２の熱量を蒸発濃縮設備６へ供給する場合の例（第３の実施の形態）を図５に示す。蒸気３２を直接蒸発濃縮設備６に供給する場合、蒸発濃縮設備６の構造によっては、蒸発濃縮設備６に流入した蒸気に蒸発濃縮供給水２５由来の塩類が混入する場合がある。図５の例では、第１蒸気供給系統は、熱交換器２ａを備えた一次蒸気供給系統３２Ｂと、蒸発濃縮設備６に蒸気を供給する二次蒸発器供給系統３２Ｃと、一次蒸気供給系統３２Ｂの蒸気で二次蒸発器供給系統３２Ｃの循環水に熱を供給して蒸気を生成する間接熱交換器１３とを備えている。蒸気３２の系統３２Ｂと蒸発濃縮設備６に流入・流出する系統３２Ｃが分離されているため、蒸気３２に塩類が混入することはなく、排熱回収ボイラ２の腐食を回避することができる。
　排熱回収ボイラ２で生成した蒸気を燃焼器８に注入する場合の例（第４の実施の形態）を図６に示す。この例では、析出部１０の加熱槽４２（図２B）の熱源にも排熱回収ボイラ２で生成した熱源を利用している。
　図６において、排熱回収ボイラ２内には、第１蒸気供給系統３２Ａの熱交換器２ａと、熱源供給系統２０２Ａの熱交換器２ｂと、第２蒸気供給系統３４Ａの熱交換器２ｃとが配置され、排熱回収ボイラ２では蒸発濃縮設備６への蒸気３２、析出部１０の加熱槽４２への熱源２１０、燃焼器８への蒸気３４が別々に生成される。析出部１０の加熱槽４２への熱源２１０は熱媒体は蒸気－水でもよいし、温水－冷水でもよい。また、水以外の他の物質を用いることもできる。第２蒸気供給系統３４Ａの蒸気３４が流れる管路には、通常閉じている弁１１が設けられ、弁１１が開き、蒸気３４が燃焼器８に供給される。蒸気３４が燃焼器８に供給されると、タービン１ｂに流入する燃焼ガスの質量流量が増大し、発電機９の発電量を増加できる。発電機９の発電量を増加させる必要のない場合は、燃料ガス３３の消費量を低減することができる。蒸気３４は排ガス３１に混入し、排熱回収ボイラ２及び排ガス処理塔１２を経由し大気に放出される。濃縮装置３００では淡水として透過水２２及び凝縮水２６が生成されるため、これらを利用して排熱回収ボイラ２内の熱交換器２ｃに水を供給する。図６では凝縮水２６の一部を取り出して熱交換器２ｃに供給する例を示す。また、図示しないが、得られる淡水の純度が低い場合、純粋化装置を設けてもよい。
　本実施の形態は、CBMからの随伴水処理に極めて有効なものである。CBMから生産されるメタンなどの炭化水素はガスタービン１の燃料に使うことができる。ガスタービン１で発電された電力は濃縮装置１００内で使える。余剰な電力を外部に供給することもできる。CBMからの随伴水濃度は海水濃度の約１／５と小さく浸透圧が小さい。したがって、逆浸透膜濃縮設備４を前段に置き、後段に蒸発濃縮設備６を置いた本発明で、逆浸透膜濃縮設備４の消費電力を小さく保てる。蒸発濃縮設備６に供給する蒸気３２をガスタービン１の排熱により生成できる。しかも、前段と後段を合わせて大幅な濃縮減容化を図れ、それにガスタービン１からの電力と排熱を利用できる。
　さらに、CBMからの随伴水には地下の岩石成分である炭酸塩が海水より多く含まれる。炭酸塩は温度を上昇させると析出し蒸発濃縮設備６の伝熱面の汚れの原因となる。これを避けるために、析出部１０に加温槽４２を設けて熱源２１０で加熱し、炭酸塩を析出分離し、濃縮水を蒸発濃縮設備６に送る。熱源２１０の大元の熱源にもガスタービン１の排熱が用いられる。
　また、随伴水処理量及び電力供給量などの変動に応じて、弁１１の開度を調整する。例えば、随伴水処理量が少なく、電力供給量が多くする場合、弁１１を開き燃焼器８に送る蒸気３４を増やす。この場合、排熱回収ボイラ２で回収された熱量は蒸気３４の生成に多く使われ、蒸気３２、熱源２１０の加熱量が減少する。
　以下に、濃縮装置３００にガスタービン発電設備２００と排熱回収ボイラ２を併設した上記実施の形態の構成による作用効果を説明する。
　図３Bは本実施の形態の効果の概念図である。縦軸は、濃縮プラントの運転コストを従来の蒸発池方式及び逆浸透膜濃縮法と比べた場合の比の予想値である。
　従来の蒸発池方式では天日濃縮であるため、運転コストは０であるのに対して、従来の逆浸透膜濃縮法の場合、逆浸透膜濃縮設備の電力費・膜交換費等の運転コストが必要となる。
　一方、濃縮プラント単独の構成の場合、二段階の濃縮であるため逆浸透膜濃縮設備４での濃縮率を低減することが可能であるが、蒸発濃縮設備６での蒸気発生用のエネルギー費が必要となる。これに対し、本実施の形態のガスタービン発電設備２００と排熱回収ボイラ２を併設する構成の場合、排熱回収ボイラ２から蒸気が供給されるため、蒸発濃縮設備６での蒸気発生用のエネルギー費は不要である。
　このように本実施の形態の構成をとることで、CBM生産施設における随伴水処理設備用の敷地を低減し、かつ廃棄物を低減した運転を実現することができるだけでなく、発電設備の排熱を利用して、施設全体での資源の効率的な利用が可能となり、運転コストを低減することもできる。
１・・・ガスタービン
１ａ・・・圧縮機
１ｂ・・・タービン
２・・・排熱回収ボイラ
２ａ，２ｂ，２ｃ・・・熱交換器
３・・・前処理設備
４・・・逆浸透膜濃縮設備（逆浸透膜装置）
５・・・貯留槽
６・・・蒸発濃縮設備（蒸発濃縮装置）
７・・・濃縮水槽
８・・・燃焼器
９・・・発電機
１０・・・析出部（析出装置）
１１・・・弁
１２・・・排ガス処理塔
１３・・・間接熱交換器
２０・・・随伴水
２１・・・前処理水
２２・・・透過水
２３・・・前処理排水
２４・・・膜濃縮水
２５・・・蒸発濃縮供給水
２６・・・凝縮水
２７・・・蒸発濃縮水
２８・・・冷却水
３０・・・空気
３０a・・・圧縮空気
３１・・・排ガス
３２・・・蒸気
３２Ａ・・・第１蒸気供給系統
３３・・・燃料ガス
３４・・・蒸気
３４Ａ・・・第２蒸気供給系統
３５・・・CO2含有ガス
４０・・・混和水槽
４１・・・薬品注入設備
４２・・・加温槽（加熱器）
４３・・・微細気泡生成装置
１００・・・濃縮プラント（濃縮装置）
２００・・・ガスタービン発電装置
２１０・・・熱源
２１０Ａ・・・熱源供給系統
３００・・・濃縮装置

Claims (19)

  1. 　石炭層から炭層ガスと共に排出される随伴水を透過水と非透過水とに分離する逆浸透膜装置（４）と、
    　前記非透過水を濃縮して濃縮水を貯留設備（７）に排出する蒸発濃縮装置（６）と、
    を備えたことを特徴とする濃縮プラント。
  2. 　原水を前処理する前処理装置（３）と、
    　この前処理装置を経由した前処理後の水を透過水と非透過水とに分離する逆浸透膜装置（４）と、
    　前記前処理装置で生じた前処理排水と、前記逆浸透膜装置で生じた前記非透過水とを濃縮して濃縮水を生成する蒸発濃縮装置（６）と、
    を備えたことを特徴とする濃縮プラント。
  3. 　前記非透過水が前記蒸発濃縮装置（６）へ流入する流路に、前記非透過水中の無機成分を析出させる析出装置（１０）を備えた、
    ことを特徴とする請求項１又は２に記載の濃縮プラント。
  4. 　前記析出装置（１０）は、前記非透過水のpHを上昇させる機能、炭酸イオンを増加させる機能、加熱する機能、微細気泡を注入する機能、カルシウムイオンを注入する機能のうちの一つ以上を有する、
    ことを特徴とする請求項３に記載の濃縮プラント。
  5. 　炭化水素を主燃料とするガスタービン（１）を備えたガスタービン発電装置（２００）と、
    　前記ガスタービンの排熱で蒸気を発生させる排熱回収ボイラ（２）と、
    　原水を濃縮する濃縮装置（３００）と、
    を備えた濃縮造水発電プラントにおいて、
    　前記濃縮装置（３００）は、
    　原水を前処理する前処理装置（３）と、
    　この前処理装置を経由した前処理後の水を透過水と非透過水とに分離する逆浸透膜装置（４）と、
    　前記排熱回収ボイラ（２）の発生蒸気を熱源として、前記前処理の結果生じた前処理排水と、前記非透過水とを濃縮して濃縮水を生成する蒸発濃縮装置（６）と、
    を備えたことを特徴とする濃縮造水発電プラント。
  6. 　前記濃縮装置（３００）は、前記非透過水が前記蒸発濃縮装置（６）へ流入する流路に、前記非透過水中の無機成分を析出させる析出装置（１０）を更に備えた、
    ことを特徴とする請求項５に記載の濃縮造水発電プラント。
  7. 　前記析出装置（１０）は、前記非透過水のpHを上昇させる機能、炭酸イオンを増加させる機能、加熱する機能、微細気泡を注入する機能、カルシウムイオンを注入する機能のうちの一つ以上を有する、
    ことを特徴とする請求項６に記載の濃縮造水発電プラント。
  8. 　前記析出装置（１０）は、前記排熱回収ボイラ（２）の発生蒸気を熱源として、前記非透過水を加熱する加熱器（４２）を有する、
    ことを特徴とする請求項６に記載の濃縮造水発電プラント。
  9. 　前記排熱回収ボイラ（２）の発生蒸気を前記ガスタービン（１）の燃焼器（８）に注入する蒸気供給系統（３４Ａ）を更に備えた、
    ことを特徴とする請求項５～８のいずれか１項に記載の濃縮造水発電プラント。
  10. 　前記蒸気供給系統（３４Ａ）は、前記排熱回収ボイラ（２）の発生蒸気の前記燃焼器（８）への供給量を調整する弁（１１）を有する、
    ことを特徴とする請求項９に記載の濃縮造水発電プラント。
  11. 　前記析出装置（１０）は、前記ガスタービン（１）より排出された排ガスを前記非透過水に注入する装置（４０ａ）を備えた、
    ことを特徴とする請求項６～１０のいずれか１項に記載の濃縮造水発電プラント。
  12. 　前記排熱回収ボイラ（２）の発生蒸気で前記蒸発濃縮装置（６）に供給する蒸気を生成する間接熱交換器（１３）を更に備えた、
    ことを特徴とする請求項５～１１のいずれか１項に記載の濃縮造水発電プラント。
  13. 　石炭層から炭層ガスと共に排出される随伴水を、逆浸透膜を用いて透過水と非透過水とに分離する工程（４）と、
    　前記非透過水を蒸発濃縮法によって濃縮して濃縮水を貯留設備（７）に排出する工程（６）と、
    を有することを特徴とする濃縮方法。
  14. 　原水を前処理する工程（３）と、
    　前記前処理後の水を、逆浸透膜を用いて透過水と非透過水とに分離する工程（４）と、
    　前記前処理の結果生じた前処理排水と、前記分離工程で生じた前記非透過水とを蒸発濃縮法によって濃縮して濃縮水を生成する工程（６）と、
    を有することを特徴とする濃縮方法。
  15. 　前記逆浸透膜を用いた分離工程（４）と、前記非透過水を蒸発濃縮法によって濃縮する工程（６）の間に、前記非透過水中の無機成分を析出させる工程（１０）を介在させた、
    ことを特徴とする請求項１３又は１４に記載の濃縮方法。
  16. 　前記析出工程（１０）は、前記非透過水のpHを上昇させる機能、炭酸イオンを増加させる機能、加熱する機能、微細気泡を注入する機能、カルシウムイオンを注入する機能のうちの一つ以上を用いて前記析出を行う、
    ことを特徴とする請求項１５に記載の濃縮方法。
  17. 　ガスタービン発電装置（２００）と、排熱回収ボイラ（２）と、前処理装置（３）と、逆浸透膜装置（４）と、蒸発濃縮装置（６）と、を有する濃縮造水発電プラントの運転方法において、
    　前記ガスタービン発電装置（２００）によって電力と排熱を生成する工程と、
    　前記排熱回収ボイラ（２）によって前記ガスタービン発電装置（２００）の排熱で蒸気を発生させる工程と、
    　前記前処理装置（３）を用いて原水を前処理する工程と、
    　前記前処理装置（３）を経由した前処理後の水を、前記逆浸透膜装置（４）を用いて透過水と非透過水とに分離する工程と、
    　前記排熱回収ボイラ（２）の発生蒸気を熱源として、前記蒸発濃縮装置（６）を用いて前記前処理の結果生じた前処理排水と、前記非透過水とを濃縮して濃縮水を生成する工程と、
    を有することを特徴とする濃縮造水発電プラントの運転方法。
  18. 　前記逆浸透膜装置（４）を用いた分離工程と、前記蒸発濃縮装置（６）を用いて非透過水を濃縮する工程の間に、析出装置（１０）を用いて前記非透過水中の無機成分を析出させる工程を介在させた、
    ことを特徴とする請求項１７に記載の濃縮造水発電プラントの運転方法。
  19. 　前記析出工程は、前記析出装置（１０）において、前記非透過水のpHを上昇させる機能、炭酸イオンを増加させる機能、加熱する機能、微細気泡を注入する機能、カルシウムイオンを注入する機能のうちの一つ以上を用いて前記析出を行う、
    ことを特徴とする請求項１８に記載の濃縮造水発電プラントの運転方法。
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