JP2000273467A - ガスタ−ビン燃料油及びその製造方法並びに発電方法 - Google Patents

ガスタ−ビン燃料油及びその製造方法並びに発電方法

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Abstract

(57)【要約】 【課題】 高品質なガスタ−ビン燃料油を高い収率で得
ること。 【解決手段】 原油を常圧蒸留して軽質油と常圧残渣油
とに分離し、前記軽質油を触媒の存在下で加圧された水
素と接触させて第１の水素化精製工程を行う。この場合
常圧蒸留塔から得られる複数種の軽質油を一括して水素
化精製する。また前記常圧残渣油を軽質分と重質分とに
分離し、得られた軽質分を触媒の存在下で第２の水素化
精製を行って、その精製油（軽質分）を第１の水素化精
製で得られた精製油と混合し、その混合油をガスタービ
ン燃料油として用いる。

Description

【発明の詳細な説明】
【０００１】
【発明の属する技術分野】本発明は、例えばガスタ−ビ
ン発電の燃料として用いられるガスタ−ビン燃料油、そ
の製造方法及びガスタービン燃料油を用いた発電方法に
関する。
【０００２】
【従来の技術】一般に石油火力発電においては、原油及
び／または重油をボイラ−の燃料として高圧スチ−ムを
発生させ、これにより蒸気タ−ビンを回して発電を行っ
ている。しかしながらこのシステムは発電効率が低く、
現在高効率大型油焚きボイラ−も開発されているが、発
電効率としては４０％前後にとどまっているのが現状
で、大部分のエネルギ−は回収されずに温室ガスとして
放出されている。また同システムからの排ガス中には一
定量のＳＯX が存在し、排煙脱硫処理はされているもの
の、一部分は大気へ放出され環境への影響が深刻化して
いる。
【０００３】一方、天然ガスを熱源としてガスタ−ビン
を回して発電し、ガスタ−ビンの高温排ガスから排熱を
回収してスチ−ムを発生し、スチ−ムタ−ビンを回して
発電を行うガスタ−ビンコンバインドサイクル発電シス
テムがある。このシステムは発電効率が高くかつ発電単
位当たりのＣＯ2 発生量が少なく、排煙中のＳＯX 、Ｎ
ＯX の排出量も極めて少ないため、注目されつつある。
ところで天然ガスを原料とすると、ガス田からパイプラ
インで発電設備まで輸送するか、またはＬＮＧを貯蔵、
気化後、ガスタ−ビンで燃焼しなければならず設備コス
トが高いという問題がある。
【０００４】このようなことから原油を原料としてガス
タ−ビンの燃料油を製造する方法が特開平６−２０７１
７９号公報及び特開平６−２０９６００号公報に記載さ
れている。前者の公報の技術は、塩分含有量を０．５ｐ
ｐｍ以下に調整した低硫黄原油を常圧蒸留または減圧蒸
留で分離し、硫黄含有量０．０５重量％以下の低沸点留
分からなるガスタ−ビン燃料油を製造する方法である。
また後者の公報の技術は、ガスタービンの排熱を利用し
て低硫黄原油を加熱し、次いでこの低硫黄原油に水素を
作用させ、原油中の硫黄及び重金属の含有量を低減させ
て精製原油を回収し、これをガスタービンの燃料油とす
る方法である。
【０００５】
【発明が解決しようとする課題】ところで環境問題から
排煙中の硫黄化合物の量を極力抑えなければならない。
これは排煙脱硫装置を設けることにより解決できるが、
ガスタ−ビン燃料油を用いて発電を行う場合、排煙脱硫
装置を設けると圧力損失により発電効率が低くなってし
まうので、ガスタ−ビン燃料油中の硫黄含有量を極力少
なくする必要がある。このため上述の前者の公報の技術
では、常圧蒸留または減圧蒸留を行うにあたり、焚き上
げる量がかなり制限されてしまうので、軽質油つまりガ
スタービン燃料油を多くとることができず、低硫黄原油
である中東原油を用いた場合でも原油に対し４０％台の
収率しか得られない。これ以上の収率を得ようとして焚
き上げる量を増やすと、硫黄分が多くなってしまう。
【０００６】また一般に入手が容易で安価な硫黄含有量
が多い原油に適用した場合には、同じ量の軽質油を回収
すると軽質油中の硫黄含有量が規定値を越え、ガスター
ビン燃料油としては不適確となり回収率はさらに低下せ
ざるを得ず、技術的、経済的に採用することはできな
い。
【０００７】一方後者の公報には、メタノールを原料と
して水素を発生し、その水素を利用して原油を水素化精
製する技術が開示されているが、これも低硫黄原油を想
定しているため、硫黄含有量が多い原油に適用するには
限界がある。更に水素化精製の対象が蒸留した軽質油で
なく原油を直接に水素化処理するため、プロセス条件を
原油中の重質油に合わせなくてはならないが、そうする
と反応温度、圧力を高くし、反応時間（触媒との接触時
間）も長くしなくてはならない。しかしながらこの場合
原油中の軽質油の分解が進み過ぎてガスタービン燃料油
中にＬＰＧ等が多量が含まれ、このためガスタービン燃
料油を貯留するときに一部がガス化してしまうので、あ
る程度の加圧状態に耐えるタンクが必要になる。また反
応温度、圧力が高いことから、水素化処理を行う反応容
器の構造、材料のコストが高くなる上、反応時間が長い
ことから触媒担体部が大きくなって反応容器が大型化
し、触媒の消費量も多くなる。
【０００８】本発明は、このような事情の下になされた
ものであり、その目的は原料油に対して高い収率でガス
タービン燃料油を得ることのできるガスタ−ビン燃料油
を製造する技術及びその燃料油を用いた発電方法を提供
することを目的とする。
【０００９】
【課題を解決するための手段】本発明のガスタ−ビン燃
料油の製造方法は、原料油である原油を常圧蒸留して軽
質油と常圧残渣油とに分離する常圧蒸留工程と、この常
圧蒸留工程で得られた軽質油を一括して触媒の存在下で
加圧された水素と接触させて脱不純物処理を行い精製油
を得る第１の水素化処理工程と、前記常圧残渣油を軽質
油と重質油とに分離する、減圧蒸留工程、溶剤脱れき工
程、熱分解工程及び水蒸気蒸留工程から選ばれる第１の
分離工程と、この第１の分離工程にて得られた軽質油を
触媒の存在下で加圧された水素と接触させて脱不純物処
理を行い精製油を得る第２の水素化処理工程と、を含
み、前記第１及び第2の水素化処理工程で得られたガス
タービン燃料油は、粘度が１００℃で４ｃＳｔ以下、ア
ルカリ金属が１ppm 以下、鉛が１ppm 以下、Ｖが０．５
ｐｐｍ以下、Ｃａが２ｐｐｍ以下、硫黄が５００ppm 以
下であり、原料油に対する収率が６５％以上であること
を特徴とする。この発明では、第１の分離工程にて得ら
れた重質油を更に軽質油と重質油とに分離する、溶剤脱
れき工程及び熱分解工程から選ばれる第２の分離工程を
含み、この第２の分離工程にて得られた軽質油に対して
第３の水素化処理工程を行うようにしてもよい。また第
１の水素化処理工程、第２の水素化処理工程及び第３の
水素化処理工程の少なくとも２つは共通の工程とするこ
とができる。
【００１０】本発明によれば、常圧蒸留工程の後に第１
の水素化処理工程を行っているので、常圧蒸留工程では
軽質油に入り込む硫黄や金属分の量を気にせず焚き上げ
ることができる。また第１の分離工程の後に第２の水素
化処理工程を行うので、第１の分離工程においても硫黄
や金属分の量を気にせず軽質油を多く得ることができる
ように処理条件を決められる。このため原料油に対して
高い収率でガスタ−ビン燃料油を得ることができる。ま
た目的物がガスタ−ビン燃料油であるため、第１の水素
化処理工程は、常圧蒸留塔から得られる複数種の軽質油
を一括して水素化処理すれば足り、このようにすること
によって設備コストを低く抑えることができる。
【００１１】そしてガスタ−ビン燃料油の粘度が１００
℃で４ｃＳｔ以下であれば燃焼性が良好であるし、金属
及び硫黄の含有量が上述のように極微量であれば、燃焼
温度も例えば１３００℃程度と高温燃焼を行うことがで
きる。また本発明は、第１の分離工程にて得られた重質
油を触媒の存在下で加圧された水素と接触させて脱不純
物処理を行うと共に重質油の一部を分解し精製油と重質
油とを得る第4の水素化処理工程を含み、この第4の水素
化処理工程で得られた精製油をガスタービン燃料油とし
て用いてもよい。
【００１２】更に上述の第１の分離工程を水素化処理工
程(第５の水素化処理工程)で置き換えてもよく、この場
合第５の水素化処理工程にて得られた重質油を更に軽質
油と重質油とに分離する減圧蒸留工程、溶剤脱れき工程
及び熱分解工程から選ばれる第３の分離工程を含み、こ
の第３の分離工程で得られた軽質油をガスタ−ビン燃料
油として用いてもよい。
【００１３】また上述のようにして得られたガスタ−ビ
ン燃料油を更に常圧蒸留して軽質のガスタ−ビン燃料油
と、このガスタ−ビン燃料油よりは重質のガスタ−ビン
燃料油とを得るようにしてもよい。なお上記の分離工程
のうち最終の分離工程にて得られた重質油あるいは第４
の水素化処理工程で得られた重質油は、ボイラ−の燃料
油として用いることができる。
【００１４】そして本発明では、水素の原料は特に限定
するものではないが、原料油に基づいて得られた重質油
例えば第１の分離工程で得られた重質油を酸素により部
分酸化して水素を生成し、この水素を水素化処理工程で
用いる原料とすることができる。
【００１５】また本発明は、原油を常圧蒸留した常圧残
渣油及び／または重油からなる重質原料油を出発物質と
してもよい。このような発明の一つとして軽質油と重質
油とに分離する、減圧蒸留、溶剤脱れき、熱分解および
水蒸気蒸留の各工程から選ばれる第１の分離工程と、第
１の分離工程で得られた軽質油を触媒の存在下で加圧さ
れた水素と接触させて脱不純物処理を行ない精製油を得
る第２の水素化処理工程と、を含み、得られた精製油で
あるガスタービン燃料油は、粘度が１００℃で４ｃＳｔ
以下、アルカリ金属が１ｐｐｍ以下、鉛が１ｐｐｍ以
下、Ｖが０．５ｐｐｍ以下、Ｃａが２ｐｐｍ以下、硫黄
が５００ｐｐｍ以下であり、重質原料油に対する収率が
４０％以上であることを特徴とする方法が挙げられる。
【００１６】この場合第１の分離工程で得られた重質油
をさらに軽質油と重質油とに分離する、溶剤脱れき及び
熱分解の各工程から選ばれる第２の分離工程を含み、こ
の第２の分離工程で得られた軽質油に対して第３の水素
化処理工程を行ない精製油を得、この精製油をガスター
ビン燃料油としてもよい。更には第１の分離工程で得ら
れた重質油を触媒の存在下で加圧された水素と接触させ
て脱不純物処理を行うとともに重質油の一部を分解し精
製油と重質油とを得る第４の水素化処理工程を含み、こ
の第４の水素化処理工程で得られた精製油をガスタービ
ン燃料油としてもよい。
【００１７】また他の発明としては、原油を常圧蒸留し
た常圧残渣油及び／または重油からなる重質原料油を、
触媒の存在下で加圧された水素と接触させて脱不純物処
理を行うとともに重質油の一部を分解し精製油と重質油
とを得る第５の水素化処理工程を含み、この第５の水素
化処理工程で得られた精製油であるガスタービン燃料油
は、粘度が１００℃で４ｃＳｔ以下、アルカリ金属が１
ｐｐｍ以下、鉛が１ｐｐｍ以下、Ｖが０．５ｐｐｍ以
下、Ｃａが２ｐｐｍ以下、硫黄が５００ｐｐｍ以下であ
り、重質原料油に対する収率が４０％以上であることを
特徴とする方法が挙げられる。この場合第５の水素化処
理工程で得られた重質油をさらに軽質油と重質油とに分
離する、減圧蒸留、溶剤脱れき及び熱分解の各工程から
選ばれる第３の分離工程を含み、第３の分離工程で得ら
れた軽質油をガスタービン燃料油としてもよい。
【００１８】以上において本発明は、上述の製造方法
（により製造されたガスタ−ビン燃料油も権利範囲に含
まれ、更にこのガスタ−ビン燃料油を燃料としてガスタ
−ビンを駆動させて発電を行う工程と、前記ガスタ−ビ
ンから排出される高温排ガスを排熱回収ボイラ−の熱源
とし、この排熱回収ボイラ−にて発生した蒸気により蒸
気タ−ビンを駆動して発電を行う工程と、を含む発電方
法も権利範囲とするものである。
【００１９】
【発明の実施の形態】図１は本発明のガスタ−ビン燃料
油の製造方法を実施するためのシステムを示す説明図で
ある。以下に説明する各実施の形態では、水素化処理工
程が行われ、処理を行う段階に応じて第１〜第５の水素
化処理工程として記載してある。これら水素化処理工程
で得られたガスタービン燃料油は一般に混合して用いら
れ、各実施の形態では混合した場合を例にとって説明し
ていくが、本発明は、混合せずに夫々別個のガスタービ
ン燃料油として用いてもよい。
【００２０】原料油１としては原油が用いられ、原料油
は先ず脱塩処理部１１にて従来の石油精製施設で行われ
ている条件で脱塩処理される。この処理は、原料油を水
と混合し、水相に塩分、泥分を移行させ、結果としてガ
スタ−ビンに悪影響を及ぼすアルカリ金属を除去する。
脱塩処理された原料油は常圧蒸留塔２に送られ、例えば
３４０℃〜３７０℃よりも沸点の低い軽質油２１と沸点
がそれを越える残渣油（常圧残渣油）２２とに分離され
る。分離された軽質油２１は第１の水素化処理装置３に
送られる。
【００２１】ここで一般の石油精製施設の常圧蒸留塔２
においては、軽質油の中で沸点の高いものから低いもの
まであるため、灯油、ガソリンなどといった具合に、い
くつかの沸点領域毎に留分を取り出し、塔の上部から下
方に亘って順に留分の取り出し口を設け、夫々の取り出
し口から目的とする軽質油を取り出しているが、この実
施の形態では例えば塔頂部から軽質油を一括して取り出
し、つまり各留分が混合している状態で取り出し、水素
化処理装置に送っている。ただし図２に示す如く、一般
の常圧蒸留塔２のように複数の取り出し口から各沸点領
域の留分を取り出し（図２の例では４つの取り出し口か
ら取り出している）、これらを合流して水素化処理装置
３に送り、ここで一括して水素化処理を行ってもよい。
【００２２】この点について更に述べると、一括脱硫自
動車燃料油製造の場合、ガソリン、灯油、軽油の各々で
脱硫のレベルが異なり、温度、圧力、触媒などの運転操
作条件が異なる。一方沸点が例えば３５０℃よりも低い
軽質油を一括して脱硫しガスタ−ビン燃料油を製造する
場合には、全体としてガスタ−ビン燃料油の仕様に合致
すればよく、各運転条件などは製油所での条件とはかな
り異なるものである。従って既述のように常圧蒸留塔２
からの軽質油を一括してつまり共通の装置で水素化処理
を行うことができる。
【００２３】即ち常圧蒸留プロセスでは沸点の異なる複
数種の軽質油が得られるが、目的物がガスタービン燃料
油であるから、これらの軽質油を一括して水素化処理装
置で処理することができ、このように一括処理を行うこ
とにより設備のコストを低く抑えることができる。また
本発明システムで適用する水素化処理技術は自動車燃料
を生産する製油所での水素化処理工程とは異なり、例え
ば自動車燃料油では水素化時の油の着色が問題となり、
それを抑えるため低温、高圧で運転するが、ガスタ−ビ
ン燃料油では色相でも問題がないため、高温運転が可能
となり、従って低圧運転による反応器のコストの削減が
可能となり、この点からも設備コストを低く抑えること
ができる。
【００２４】続いて水素化処理装置３及びその工程につ
いて図３を参照しながら述べると、軽質油２１は、加圧
された水素ガスと混合され、反応塔３１の上部から反応
塔３１内に供給される。反応塔３１内には担体に触媒を
担持した触媒層３２が設けられ、軽質油２１及び水素ガ
スはこの触媒層３２を通過して反応塔３１の底部から送
液管３３を介して高圧タンク３４内に流入する。軽質油
２１に含まれるつまり炭化水素分子の中に入り込んでい
る微量のバナジウム、ニッケル、鉛等の重金属類（金属
分は主に重質油に含まれているため極微量である）と、
硫黄及び窒素とは、軽質油２１及び水素ガスが触媒層３
２を通過するときに水素と反応して、炭化水素分子から
脱離し、金属分は触媒表面に吸着され、硫黄や窒素は水
素と反応して夫々硫化水素、アンモニアとなる。またア
ルカリ金属は油分中に含まれる若干の水分中に溶けてい
るかまたは塩の形で存在するが、触媒表面で吸着され
る。
【００２５】そして反応塔３１の底部からは例えば３０
〜８０ｋｇ／ｃｍ2 もの高圧ガスと油との混合流体が排
出され、高圧タンク３４にて水素ガスが分離される。水
素ガスはコンプレッサＣＰにより昇圧されて反応塔３１
内に循環供給される。一方高圧タンク３４にて分離され
た液体分は圧力調整弁ＰＶを介して低圧タンク３５内に
送られ、圧力が例えば１０％〜３０％程度低下し、この
ため液体（油）中に溶けている硫化水素やアンモニアな
どの液化ガスが気化する。こうして分離された液体つま
り精製油はガスタービン燃料油となる。３５ａはポンプ
である。また低圧タンク３５で分離されたガス中には、
未反応の水素ガスの他に、硫化水素、アンモニア等の水
素化された化合物が含まれ、更に炭化水素分子の一部が
切れて生成されたメタン、液化石油ガス留分から軽質ナ
フサまでの軽質油（ここでいう軽質油は前記軽質油２１
に対して更なる軽質な成分である。）も含まれている。
前記タンク３５にて分離されたガスは、不純物除去部３
６にて、そのガスに含まれている硫化水素、アンモニ
ア、が除去される。
【００２６】不純物除去部３６は例えば硫化水素やアン
モニアを吸収するための吸収液の層を設け、この中にガ
スを通すことによって不純物が除去される。こうして不
純物が除去されたガスは、未反応の水素ガス及びメタン
などの炭素数の少ない軽質油の混合ガスであり、この混
合ガス４２を水素プラント４に送り、混合ガス４２中の
軽質油を水素ガスの製造原料とし用いる。なお常圧蒸留
２で分離された軽質油２１の一部も水素プラントに送
り、水素ガスの製造原料として用いる。また水素ガスの
製造原料を重油に限定する場合には、始動時のみ外部か
らナフサを導入して運転する場合もある。
【００２７】一方既述のように反応塔３１に供給される
水素ガスは循環して使用されるが、この循環路３７のガ
ス中の水素ガスは次第に減少し、一方メタンなどの軽質
油は次第に増加する。このため水素ガスの割合が少なく
なるのを防ぐため水素プラント４から循環路３７に水素
ガス４１を補充し、水素化処理が確実に行われるように
している。
【００２８】図４は水素プラント４の要部を示す図であ
る。この水素プラント４は燃料ガスを燃焼する燃焼炉４
３の中に反応管４４を設けてなり、メタンなどの軽質油
と水蒸気とを反応管４４の中に通し、軽質油を水蒸気改
質して水素を生成すると共に一酸化炭素を副生成する。
そしてこのガスから一酸化炭素及び未反応の軽質油を変
成または除去し、水素ガスを得る。ここで行われる除去
処理（精製）については、例えばＰＳＡ（圧力変動吸着
分離法）、ＴＳＡ（温度変動吸着分離法）、深冷分離法
または膜分離法などを用いることができる。
【００２９】ここで本発明の第１〜第５の水素化処理工
程は、触媒の存在下で加圧された水素と接触させ、１）
硫黄化合物など不純物の除去を目的とする水素化脱硫、
２）不飽和炭化水素の飽和などによる性状の改良を目的
とする水素化精製、３）油分の軽質化を目的とする水素
化分解、のいずれの反応を含んでもよく、第１の水素化
処理工程は上記１）を主な目的とし、第２及び第３の水
素化処理工程は１）、２）を主な目的とし、第４および
第５の水素化処理工程は１）〜３）いずれをも主な目的
としている。
【００３０】第１の水素化処理装置３で行われるプロセ
スについて述べると、従来の石油精製では、軽質油留分
中のナフサ、灯軽油等を別々に対象にして狭い沸点範囲
の留分を水素化処理しているのに対し、本発明では常圧
蒸留で蒸留された留分のすべてを一括して水素化処理す
る。従って水素化処理量が大幅に増加し、従来とは大き
く異なる。水素化処理の水素ガスの圧力、反応温度等の
条件については油種、目的精製度等に応じて温度３３０
から３８０℃、水素ガスの圧力２０ｋｇ／ｃｍ2〜８０
ｋｇ／ｃｍ2で選択でき、特に水素ガスの圧力を３０〜
７０ｋｇ／ｃｍ2の範囲とすることが好ましい。また、
触媒は従来公知の水素化処理触媒を任意に選択できる
が、Ｎｉ、Ｍｏ、Ｃｏの硫化物をアルミナに担持した触
媒が好ましい。アラビアン・ライト油を用いた場合、水
素ガスの圧力を例えば３０〜５０ｋｇ／ｃｍ2 に設定す
ることによりガスタービン燃料油の硫黄濃度を４５０ｐ
ｐｍ以下、窒素濃度を３０ｐｐｍ以下にすることができ
るが、水素ガスの圧力を４０〜７０ｋｇ／ｃｍ2 まで高
めればオイル成分の分子への水素の衝突エネルギーが大
きくなるため硫黄濃度及び窒素濃度を夫々２００ｐｐｍ
以下及び２０ｐｐｍ以下にまで抑えることができる。
【００３１】一方前記常圧蒸留塔２で分離された残渣油
（常圧残渣油）２２は減圧蒸留塔５に送られここで常圧
残渣油の中でも軽い成分である、例えば常圧沸点で５６
５℃よりも低い軽質油（減圧軽質油）５１と、重い成分
である、常圧沸点がそれを越える重質油（減圧残渣油）
５２とに分離される。軽質油５１は第２の水素化処理装
置６に送られ、水素化処理される。
【００３２】この第２の水素化処理装置６にて用いられ
る水素ガスは前記水素プラント４から供給され、また第
２の水素化処理装置６で得られたメタンなどの炭素数の
低いガスは水素プラント４に製造原料として送られる。
なお第２の水素化処理装置６における水素ガスの圧力を
３０〜６０ｋｇ／ｃｍ2 とすれば、既述のアラビアン・
ライト油を原料とした場合、硫黄濃度及び窒素濃度を夫
々２０００ｐｐｍ以下及び２００ｐｐｍ以下にすること
ができるが、水素ガスの圧力を５０〜１００ｋｇ／ｃｍ
2 とすれば硫黄濃度及び窒素濃度を夫々１０００ｐｐｍ
以下及び１００ｐｐｍ以下にまで抑えることができる。
【００３３】こうして第２の水素化処理工程で得られた
軽質油は第１の水素化処理装置３で得られた軽質油（ガ
スタービン燃料油）と混合して（混合工程）ガスタービ
ン燃料油として利用する。
【００３４】減圧蒸留塔５で分離された重質油（減圧残
渣油）５２は、溶剤脱れき装置（溶剤抽出装置）７１で
軽質油である脱れき油７２と重質油である脱れき残渣油
７３とに分離される。この分離は、例えば塔の上部及び
下部から夫々減圧残渣油５２及び溶剤を供給してこれら
を向流接触させ、減圧残渣油５２中の軽質油と重質油と
を溶剤に対する溶解度の違いにより分離することによっ
て行われる。
【００３５】分離された脱れき油７２は前記減圧蒸留塔
５からの軽質油５１と混合されて第２の水素化処理装置
６に供給される。脱れき残渣油７３は必要に応じて粘度
調整された後、重油原料あるいはボイラー燃料油として
利用する。
【００３６】以上においてこの実施の形態で行われる処
理と特許請求の範囲における工程とを対応させておく
と、第１の水素化処理装置３で行われる処理及び第２の
水素化処理装置で行われる処理は夫々第１の水素化処理
工程及び第２の水素化処理工程に相当し、減圧蒸留５で
行われる減圧蒸留及び溶剤脱れき装置７１で行われる処
理は夫々第１の分離工程及び第２の分離工程に相当す
る。
【００３７】上述の実施の形態により、「課題を解決す
るための手段」の項で述べた成分規定を満足するガスタ
ービン燃料油が得られる。そして常圧蒸留工程及び減圧
蒸留工程の後に各々水素化処理工程を行っているので、
各蒸留工程では硫黄や重金属分の量を気にせず上に焚き
上げることができるので軽質油を多くとることができ、
結果として原油を原料油とした場合には、原油に対して
６５％以上、好ましくは７０〜９０％（重量比）と高い
収率でガスタービン燃料油を得ることができる。また、
常圧蒸留残渣および／または重油からなる重質原料油を
出発原料油とした場合には、重質原料油に対して４０％
以上、好ましくは４０〜７５％（重量比）でガスタービ
ン燃料油を得ることができる。
【００３８】具体的には、原料油として原油（１００）
を常圧蒸留塔２に供給したとすると軽質油（６０）、常
圧残渣（４０）の割合で蒸留を行うことができ、常圧残
渣（４０）に対して減圧蒸留塔５にて軽質油（２０）、
減圧残渣（２０）の割合で蒸留できる。さらに、減圧残
渣（２０）に対して溶剤脱れき装置７１にて脱れき油
（１０）、脱れき残渣（１０）の割合で処理することが
できる。原油を出発原料油とした場合には、ガスタービ
ン燃料油を軽質油（６０）、減圧軽質油（２０）および
脱れき油（１０）の合計で９０％の収率となる。脱れき
処理を実施しない場合においても８０％の収率である。
本発明においては、原料油の種類の相違による幅を考慮
して、原油を出発物資とした場合には６５％以上、好ま
しくは７０〜９０％の収率でガスタービン燃料油を得る
ことができる。
【００３９】また、常圧残渣油および／または重油から
なる重質原料油（１００）を出発物資とした場合には、
減圧蒸留塔５にて軽質油（５０）、減圧残渣（５０）で
蒸留でき、さらに減圧残渣（５０）を溶剤脱れき処理装
置７１にて脱れき油（２５）、脱れき残渣油（２５）を
得ることができる。したがって重質原料油の出発物資で
は、ガスタービン燃料油を減圧軽質油（５０）、溶剤脱
れき油（２５）の合計として７５％の収率であり、脱れ
き処理をしない場合でも５０％の収率でガスタービン燃
料油を得ることができる。なお図１においては、重油を
脱塩処理部１２で脱塩処理して減圧蒸留塔５に供給する
場合を点線で示してある。本発明においては、原料油の
種類の相違による幅を考慮して、上記重質原料油を出発
物資とした場合には４０％以上、好ましくは４０〜７５
％の収率でガスタービン燃料油を得ることができる。
【００４０】また原油をそのまま水素化処理するのでは
なく、蒸留工程の後に軽質油に対して水素化処理を行う
ので、反応条件は軽質油に合わせればよく、従って反応
圧力、温度はそれ程高くしなくて済むし、反応時間も短
くて済み、設備がその分簡素化できる。更にガスタービ
ン燃料油を目的としているので既述したように蒸留工程
で得られた各留分に対して水素化処理を行うことなく、
これらを一括して水素化処理でき、こうしたことから水
素化処理を行っているとはいっても、全体としては簡単
なプロセスで行うことができる。
【００４１】以上において図１に点線で示したように溶
剤脱れき装置７１に重油を供給してもよいし、図には示
していないが減圧蒸留塔５に重油を供給してもよい。こ
のような供給は、本発明である常圧蒸留塔２に原油を供
給して行われる一連の工程に影響を与えるものではな
い。つまりこの場合も原油に基づいて得られたガスター
ビン燃料油の量についてみれば当該原料油に対する収率
に影響を与えるものではなく、追加原料（重油）に対応
してガスタービン燃料油の量が増えるにすぎず、本発明
の権利範囲から外れるものではない。
【００４２】また本発明では第２の分離工程で得られた
軽質油、つまり溶剤脱れき装置７１で得られた脱れき油
７２を第２の水素化処理装置６で処理することに限られ
るものではなく、別個に設けた第３の水素化処理装置６
０で処理する（第３の水素化処理工程）ようにしてもよ
い。図１の実施の形態のように第２の水素化処理工程及
び第３の水素化処理工程を共通化すると、反応条件は重
質油側に合わせなければならないので、水素圧力は例え
ば５０〜１５０ｋｇ／ｃｍ2となり、別個に行うと水素
圧力は夫々例えば５０〜８０ｋｇ／ｃｍ2、８０〜２０
０ｋｇ／ｃｍ2となる。別個に行えば反応条件の厳しい
第３の水素化処理工程での処理量は少ないので、高圧に
耐え得る反応容器等を小型にできるという利点はある
が、設備の規模等に応じて総合的に有利な構成を採用す
ればよい。
【００４３】なお本発明では、例えば図５に示すように
第１〜第３の水素化処理工程を行う場合、第１の水素化
工程及び第３の水素化工程を共通の工程としてもよい
し、第１〜第３の水素化処理工程を共通の工程としても
よい。
【００４４】本発明は、常圧蒸留装置２の残渣油２２を
分離する第１の分離工程を行う手法としては、減圧蒸留
に限らず水蒸気蒸留法、溶剤脱れき法、あるいは残渣油
２２を例えば４３０〜４９０℃まで加熱して熱エネルギ
ーにより炭化水素分子を切断して軽質油と重質油とを得
る熱分解法などであってもよい。図６は第１の分離工程
を溶剤脱れき法により行う実施の形態を示した図であ
り、常圧残渣油２２を溶剤脱れき装置８１に供給し、先
の実施の形態で述べたように常圧残渣油２２の中でも軽
質な軽質油（溶剤脱れき油）８２と重質な重質油（溶剤
脱れき残渣油）８３とに分離し、軽質油８２を第２の水
素化処理装置６に供給している。
【００４５】図６の実施の形態では第２の分離工程を行
っていないが、溶剤脱れき残渣油８３に対して図１の実
施の形態のように第２の分離工程を行ってもよい。第２
の分離工程は既述の熱分解工程であってもよい。
【００４６】また第１の分離工程で分離された重質油に
対し、水素化処理を行ってもよい。図７はこのような実
施の形態を示す図であり、溶剤脱れき装置８１にて分離
された重質油（脱れき残渣油）８３を第４の水素化処理
装置９１に供給し、軽質油９２と重質油９３とに分離す
る。
【００４７】このような実施の形態によれば第１の分離
工程（この例では溶剤脱れき工程）で分離された重質油
からもガスタービン燃料油を得ているので原料油からの
ガスタービン燃料油の回収率がより高いという利点があ
る。なお原料油の一部を溶剤脱れき装置８１で分離され
た重質油８３と混合して第４の水素化処理装置９１に供
給してもよい。
【００４８】そしてまた本発明では図８に示すように、
常圧蒸留工程にて分離された残渣油２２を第５の水素化
処理装置１０１に供給し、ここで第５の水素化処理工程
である水素化処理を行って軽質油１０２と重質油１０３
とに分離し、軽質油１０２を第１の水素化処理装置３で
得たガスタービン燃料油と混合して利用するようにして
もよい。
【００４９】また重質油１０３は溶剤脱れき装置１１１
に供給され、軽質油（脱れき油）１１２と重質油（脱れ
き残渣油）１１３とに分離される。分離された軽質油１
１２は例えば第５の水素化処理装置１０１で得られた軽
質油１０２と混合してガスタービン燃料油として利用
し、重質油１１３は例えばボイラー燃料として利用され
る。なお第３の分離工程は溶剤脱れき工程に限られず既
述の熱分解工程や減圧蒸留工程などであってもよい。こ
のような実施の形態においても原料油からのガスタービ
ン燃料油の回収率を６５％以上好ましくは７０〜９０％
とすることができる。なお図７及び図８で述べた第３あ
るいは第５の水素化処理装置９１（１０１）において
も、ここで生成されたメタンなどの軽質油（気体）は水
素プラント４へ送られて水素ガスの製造原料として用い
られる。
【００５０】また本発明は、常圧蒸留塔２で得られた軽
質油２１と減圧蒸留塔５で得られた軽質油（減圧軽質
油）５１とを別々の水素化処理装置で処理する代わり
に、図９に示すようにこれらを混合して同じ水素化処理
装置６１で水素化処理を行ってもよい。つまりこの場合
図１の実施の形態において第１の水素化処理装置３及び
第２の水素化処理装置６を共通化したことになる。一般
に水素化処理の反応条件は原料中の重質油に併せて設定
し、この例では重質油は軽質油（減圧軽質油）５１に相
当する。従って原料中の軽質油２１と減圧軽質油５１と
の重量比（容量比）において、軽質油２１の割合を低く
してこれらを一括して処理することにより軽質油水素化
処理装置を省くことができ、コストを削減できる。なお
軽質油２１の割合が高いと（つまり減圧軽質油５１の割
合が低いと）、反応条件を少量の重質油（減圧軽質油５
１に相当する）に合わせて設定するため反応器設計値が
厳しくなり、経済効果がでにくい。これに対して減圧軽
質油５１に反応条件を合わせて精製すれば軽質油の精製
度は大幅に向上する。
【００５１】図９の例では第１の分離工程として減圧蒸
留を例に挙げているが、これに限らず他のプロセスによ
る第１の分離工程で得られた軽質油と前記軽質油２１と
を水素化処理装置６１にて一括処理するようにしてもよ
い。
【００５２】水素化処理装置６１で行われるプロセスに
おいて、アラビアン・ライト油を用いた場合、水素ガス
の圧力を例えば３０〜６０ｋｇ／ｃｍ2 に設定すること
によりガスタービン燃料油の硫黄濃度を５００ｐｐｍ以
下、窒素濃度を５０ｐｐｍ以下にすることができるが、
水素ガスの圧力を５０〜１００ｋｇ／ｃｍ2 まで高めれ
ば硫黄濃度及び窒素濃度を夫々３００ｐｐｍ以下及び３
０ｐｐｍ以下にまで抑えることができる。
【００５３】上述のようにして水素化処理装置６１にて
一括処理して得られた精製油は、十分ガスタ−ビン燃料
油として使用できるものであるが、図１０に示すように
この精製油を常圧蒸留圧塔６２で例えば３５０℃で蒸留
して、得られた軽質油を高品質（軽質な）ガスタ−ビン
燃料油とし、残渣油をその高品質のものよりは重質なガ
スタ−ビン燃料油として使用してもよい。
【００５４】本発明では、既述の第１の分離工程、第２
の分離工程及び／または第３の分離工程で得られた重質
油を酸素ガスにより部分酸化して水素を生成し、その水
素を水素化処理装置で使用するようにしてもよい。この
水素化処理装置は、第１〜第４の水素化処理工程のいず
れで用いられる水素化処理装置であってもよい。図１１
はこのような方法の一例として、溶剤脱れき装置８１か
らの残渣油を部分酸化し、ここで得られた水素を第１の
水素化処理装置３及び第２の水素化処理装置６に供給す
る場合を示している。６３は空気から酸素を取り出す酸
素プラント、６４は部分酸化装置である。部分酸化する
ための重質油としては、溶剤脱れき装置８１に限らず減
圧蒸留塔５など他のプロセスにおける第１の分離工程で
得られた残渣油であってもよいし、あるいは第２、第３
の分離工程で得られた重質油であってもよい。
【００５５】図１２は部分酸化装置６４の一例を簡略化
して示す図である。この装置では、重質油と高圧スチ−
ムとを予め加熱し酸素と共に反応炉６５内に噴射し、例
えば１２００℃〜１５００℃、２〜８５ｋｇ／ｃｍ2 の
プロセス条件で部分酸化反応によりＣＯとＨ2 とを主成
分とするガスを生成する。次いでこのガスを反応炉６５
の下部側の急冷室にて水により例えば２００〜２６０℃
まで急冷する。この際未反応炭素の大部分が除去される
と共に後続のＣＯ転化プロセスに必要なスチ−ムがガス
中に供給される。このガスは、洗浄塔６６に送られて僅
かに残っている未反応炭素を完全に除去し、更にＣＯ転
化器６７に送られて例えばコバルト−モリブデン系の触
媒により残存ＣＯをスチ−ムとの反応によりＣＯ2 に変
える。その後酸性ガス吸収塔６８にてＣＯ2 などの酸化
性ガスが吸収され、純度の高い水素ガスが取り出され
る。
【００５６】本発明で得られたガスタ−ビン燃料油は例
えば発電に利用することができ、その例を図１３に示
す。ガスタ−ビン燃料油は、燃焼ノズルで燃焼されてそ
の燃焼ガスによりガスタ−ビン２０１が駆動され、発電
機２０２から電力が取り出される。一方このガスタ−ビ
ン２０１から排出された高温排ガスは排熱回収ボイラ２
０３に供給され、排ガスの熱によりスチ−ムを発生させ
る。このスチ−ムによりスチ−ムタ−ビン２０４が駆動
され、発電機２０５から電力が取り出される。このよう
にして発電を行えば、ガスタ−ビン燃料油の排熱が有効
利用でき、効率の高い発電を行うことができる。
【００５７】
【実施例】（実施例１）原油として市場において最も容
易に調達可能なアラビアンライト原油（Ｓ含量１．７７
重量％）を用い、図１に示すシステムによりガスタービ
ン燃料油を製造した。常圧蒸留工程では沸点が３５０℃
よりも低い軽質油２１と沸点がそれより高い重質油２２
とに分離し、第１の水素化処理工程における水素ガスの
圧力を４５ｋｇ／ｃｍ2に設定してガスタービン燃料油
を得た。また減圧蒸留工程では沸点（常圧時の沸点）が
５６５℃よりも低い軽質油５１と沸点がそれよりも高い
重質油５２とに分離し、第２の水素化処理における水素
ガスの圧力を５５ｋｇ／ｃｍ2に設定してガスタービン
燃料油を得、第１の水素化処理で得られたガスタービン
燃料油と混合した。この混合油であるガスタービン燃料
油においては、アルカリ金属、アルカリ土類金属、Ｖ及
び鉛は検出されず、硫黄濃度はおよそ４３０ｐｐｍ、粘
度は１００℃で１．３ｃＳｔであった。原料油に対する
ガスタービン燃料油の収率は８４％であった。またこの
ガスタービン燃料油はガスタービン入り口温度１３００
℃のガスタービンでの使用が可能であった。
【００５８】原油からのエネルギーは全て電力（ガスタ
ービン及びボイラー発電）に転換するとしてシミュレー
ションを実施した。尚精製プラントでの所内消費率は４
％とし、コンバインドサイクルガスタービン発電効率４
９％、ボイラー発電効率３８％に設定した。以上の条件
下において精製プラントへの原油供給を熱量換算で１０
０単位とし、最終的な電力回収量を算定したところ、熱
量換算において４５．７単位の電力エネルギー回収が可
能となった。
【００５９】（比較例１）原油としてアラビアンライト
油を用い、特開平６−２０７１７９によりガスタービン
燃料油を製造した。同報では塩分濃度を０．５ｐｐｍ以
下に調整した低硫黄原油を原料とし、０．０５ｗｔ％以
下のガスタービン燃料油を製造するとしている。アラビ
アンライト油は低硫黄原油と定義するには硫黄が多い
が、現在市場においても最も安定的に供給可能な原油で
あるところから、本原油より特開平６−２０７１７９に
基づき硫黄濃度０．０５ｗｔ％以下の石油留分を蒸留法
により分離した。本報からのガスタービン燃料油は、沸
点領域２４５℃までの軽質ナフサから灯油留分に限ら
れ、アルカリ金属、アルカリ土類金属、Ｖ及び鉛は検出
されず、硫黄濃度はおよそ４７０ｐｐｍ、粘度は１００
℃で０．３ｃＳｔと高品質であったが、原料油に対する
ガスタービン燃料油の収率は２４％と極めて低い回収率
であった。
【００６０】精製プラントでの所内消費率を３％とする
以外、実施例１と同じ条件下においてシミュレーション
を実施した。精製プラントへの原油供給を熱量換算で１
００単位とし、最終的な電力回収量を算定したところ、
熱量換算において３９．５単位の電力エネルギー回収が
できるのみで本発明に比べエネルギー有効利用の観点か
ら著しく劣後していることが判明した。
【００６１】（実施例２）中東原油の中において比較的
低硫黄原油であるオマーン原油を例にとり、図１に示す
システムによりガスタービン燃料油を製造した。オマー
ン原油は硫黄濃度が０．９４ｗｔ％で、特開平６−２０
７１７９で述べられている低硫黄原油に相当する。常圧
蒸留工程では沸点が３５０℃よりも低い軽質油２１と沸
点がそれより高い重質油２２とに分離し、第１の水素化
処理工程における水素ガスの圧力を４０ｋｇ／ｃｍ2に
設定してガスタービン燃料油を得た。また減圧蒸留工程
では沸点（常圧時の沸点）が５６５℃よりも低い軽質油
５１と沸点がそれよりも高い重質油５２とに分離し、第
２の水素化処理における水素ガスの圧力を５０ｋｇ／ｃ
ｍ2に設定してガスタービン燃料油を得、第１の水素化
処理で得られたガスタービン燃料油と混合した。この混
合油であるガスタービン燃料油においては、アルカリ金
属、アルカリ土類金属、Ｖ及び鉛は検出されず、硫黄濃
度はおよそ４１０ｐｐｍ、粘度は１００℃で１．１ｃＳ
ｔであった。原料油に対するガスタービン燃料油の収率
は８５％であった。またこのガスタービン燃料油はガス
タービン入り口温度１３００℃のガスタービンでの使用
が可能であった。
【００６２】原油からエネルギーは全て電力（ガスター
ビン及びボイラー発電）に転換するとしてシミュレーシ
ョンを実施した。尚精製プラントでの所内消費率は４％
とし、コンバインドサイクルガスタービン発電効率４９
％、ボイラー発電効率３８％に設定した。以上の条件下
において精製プラントへの原油供給を熱量換算で１００
単位とし、最終的な電力回収量を算定したところ、熱量
換算において４５．８単位の電力エネルギー回収が可能
となった。
【００６３】（比較例２）実施例２と同様にオマーン原
油を例にとり特開平６−２０７１７９によりガスタービ
ン燃料油を製造した。製造法は比較例１と同様で、本原
油より特開平６−２０７１７９に基づき硫黄濃度０．０
５ｗｔ％以下の石油留分を蒸留法により分離した。本報
からのガスタービン燃料油は、沸点領域２５０℃までの
軽質ナフサから灯油留分に限られ、アルカリ金属、アル
カリ土類金属、Ｖ及び鉛は検出されず、硫黄濃度はおよ
そ４９０ｐｐｍ、粘度は１００℃で０．４５ｃＳｔであ
ったが、低硫黄原油であっても、蒸留分離ガスタービン
燃料油の収率は３５％と極めて低い回収率であった。
【００６４】精製プラントでの所内消費率を３％とする
以外、実施例２と同じ条件下においてシミュレーション
を実施した。精製プラントへの原油供給を熱量換算で１
００単位とし、最終的な電力回収量を算定したところ、
熱量換算において４０．７単位の電力エネルギー回収が
できるのみで、低硫黄原油であっても、本発明に比べエ
ネルギー有効利用の観点から著しく劣後していることが
判明した。
【００６５】
【発明の効果】以上のように本発明によれば、原油を常
圧蒸留し、その軽質油に対して水素化処理を行うと共
に、常圧残渣に対して分離処理あるいは水素化処理を行
って、得られた軽質油に対して水素化処理を行い、その
精製油をガスタービン燃料油としているため、品質の高
いガスタービン燃料油を高い収率で得ることができる。
【図面の簡単な説明】
【図１】本発明方法を実施するためのシステムの一例を
示す説明図である。
【図２】上記システムにおいて常圧蒸留塔からの軽質油
の取り出し方法の他の例を示す説明図である。
【図３】水素化処理装置の一例を示す説明図である。
【図４】水素プラントの要部の一例を示す説明図であ
る。
【図５】本発明方法を実施するためのシステムの他の例
を示す説明図である。
【図６】本発明方法を実施するためのシステムの更に他
の一例を示す説明図である。
【図７】本発明方法を実施するためのシステムの更にま
た他の例を示す説明図である。
【図８】本発明方法を実施するためのシステムの上記の
例以外の他の例を示す説明図である。
【図９】本発明方法を実施するためのシステムの上記の
例以外の他の例を示す説明図である。
【図１０】本発明方法を実施するためのシステムの上記
の例以外の他の例を示す説明図である。
【図１１】本発明方法を実施するためのシステムの上記
の例以外の他の例を示す説明図である。
【図１２】図１０に示す部分酸化設備の一例の概略を示
す説明図である。
【図１３】本発明で得られるガスタ−ビン燃料油の使用
方法の一例を示す説明図である。
【符号の説明】
１ 原料油 １１ 脱塩処理部 ２ 常圧蒸留塔 ２１ 軽質油 ２２ 常圧残渣油 ３ 第１の水素化処理装置 ４ 水素プラント ５ 減圧蒸留塔 ６ 第２の水素化処理装置 ６０ 第３の水素化処理装置 ７１ 溶剤脱れき装置 ８１ 溶剤脱れき装置 ９１ 第４の水素化処理装置 １０１ 第５の水素化処理装置 ６１ 水素化処理装置 ６４ 部分酸化装置 ２０１ ガスタ−ビン ２０３ 排熱回収ボイラ− ２０４ スチ−ムタ−ビン
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (72)発明者 徳田 慎一 神奈川県横浜市西区みなとみらい２−３− １ 日揮株式会社内 (72)発明者 佐々木 朝芳 神奈川県横浜市西区みなとみらい２−３− １ 日揮株式会社内 (72)発明者 井村 晃三 愛知県半田市州の崎町２番110 日揮株式 会社衣浦研究所内 (72)発明者 猪俣 誠 神奈川県横浜市西区みなとみらい２−３− １ 日揮株式会社内 (72)発明者 田沼 利夫 神奈川県横浜市西区みなとみらい２−３− １ 日揮株式会社内 Ｆターム(参考） 4H029 DA01 DA02 DA05 DA09

Claims (19)

    【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】 原料油である原油を常圧蒸留して軽質油
    と常圧残渣油とに分離する常圧蒸留工程と、 この常圧蒸留工程で得られた軽質油を一括して触媒の存
    在下で加圧された水素と接触させて脱不純物処理を行い
    精製油を得る第１の水素化処理工程と、 前記常圧残渣油を軽質油と重質油とに分離する、減圧蒸
    留工程、溶剤脱れき工程、熱分解工程及び水蒸気蒸留工
    程から選ばれる第１の分離工程と、 この第１の分離工程にて得られた軽質油を触媒の存在下
    で加圧された水素と接触させて脱不純物処理を行い精製
    油を得る第２の水素化処理工程と、を含み、 前記第１及び第2の水素化処理工程で得られたガスター
    ビン燃料油は、粘度が１００℃で４ｃＳｔ以下、アルカ
    リ金属が１ppm 以下、鉛が１ppm 以下、Ｖが０．５ｐｐ
    ｍ以下、Ｃａが２ｐｐｍ以下、硫黄が５００ppm 以下で
    あり、原料油に対する収率が６５％以上であることを特
    徴とするガスタ−ビン燃料油の製造方法。
  2. 【請求項２】 第１の水素化処理工程及び第２の水素化
    処理工程は共通の工程であることを特徴とする請求項１
    記載のガスタ−ビン燃料油の製造方法。
  3. 【請求項３】 第１の分離工程にて得られた重質油を更
    に軽質油と重質油とに分離する、溶剤脱れき工程及び熱
    分解工程から選ばれる第２の分離工程を含み、この第２
    の分離工程にて得られた軽質油に対して第３の水素化処
    理工程を行い精製油を得、この精製油をガスタ−ビン燃
    料油として用いることを特徴とする請求項１記載のガス
    タ−ビン燃料油の製造方法。
  4. 【請求項４】 第１の水素化処理工程、第２の水素化処
    理工程及び第３の水素化処理工程の少なくとも２つは共
    通の工程であることを特徴とする請求項３記載のガスタ
    −ビン燃料油の製造方法。
  5. 【請求項５】 第１の分離工程にて得られた重質油を触
    媒の存在下で加圧された水素と接触させて脱不純物処理
    を行うと共に重質油の一部を分解し、精製油と重質油と
    を得る第４の水素化処理工程を含み、この第４の水素化
    処理工程で得られた精製油をガスタ−ビン燃料油として
    用いることを特徴とする請求項１または２記載のガスタ
    −ビン燃料油の製造方法。
  6. 【請求項６】 原料油である原油を常圧蒸留して軽質油
    と常圧残渣油とに分離する常圧蒸留工程と、 この常圧蒸留工程で得られた軽質油を一括して触媒の存
    在下で加圧された水素と接触させて脱不純物処理を行い
    精製油を得る第１の水素化処理工程と、 前記常圧残渣油を触媒の存在下で加圧された水素と接触
    させて脱不純物処理を行うと共に重質油の一部を分解し
    精製油と重質油とを得る第５の水素化処理工程と、を含
    み、 前記第１及び第５の水素化処理工程で得られたガスター
    ビン燃料油は、粘度が１００℃で４ｃＳｔ以下、アルカ
    リ金属が１ppm 以下、鉛が１ppm 以下、Ｖが０．５ｐｐ
    ｍ以下、Ｃａが２ｐｐｍ以下、硫黄が５００ppm 以下で
    あり、原料油に対する収率が６５％以上であることを特
    徴とするガスタ−ビン燃料油の製造方法。
  7. 【請求項７】 第５の水素化処理工程にて得られた重質
    油を更に軽質油と重質油とに分離する減圧蒸留工程、溶
    剤脱れき工程及び熱分解工程から選ばれる第３の分離工
    程を含み、この第３の分離工程で得られた軽質油をガス
    タービン燃料油として用いることを特徴とする請求項６
    記載のガスタ−ビン燃料油の製造方法。
  8. 【請求項８】 ガスタ−ビン燃料油を更に常圧蒸留して
    軽質なガスタ−ビン燃料油と、このガスタ−ビン燃料油
    よりは重質なガスタ−ビン燃料油とを得ることを特徴と
    する請求項１ないし７にいずれか記載のガスタ−ビン燃
    料油の製造方法。
  9. 【請求項９】 最終の分離工程にて得られた重質油は、
    ボイラ−の燃料油として用いられるものであることを特
    徴とする請求項１、２、３、４、または７記載のガスタ
    −ビン燃料油の製造方法。
  10. 【請求項１０】 第４の水素化処理工程で得られた重質
    油はボイラーの燃料として用いられるものであることを
    特徴とする請求項５記載のガスタービン燃料油の製造方
    法。
  11. 【請求項１１】 原料油は常圧蒸留工程の前に脱塩処理
    が行われることを特徴とする請求項１ないし１０のいず
    れかに記載のガスタ−ビン燃料油の製造方法。
  12. 【請求項１２】 原料油に基づいて得られた重質油を酸
    素により部分酸化して水素を生成し、この水素を水素化
    処理工程で用いる原料とすることを特徴とする請求項１
    ないし１０のいずれかに記載のガスタ−ビン燃料油の製
    造方法。
  13. 【請求項１３】 原油を常圧蒸留した常圧残渣油及び／
    または重油からなる重質原料油を、軽質油と重質油とに
    分離する、減圧蒸留、溶剤脱れき、熱分解および水蒸気
    蒸留の各工程から選ばれる第１の分離工程と、 第１の分離工程で得られた軽質油を触媒の存在下で加圧
    された水素と接触させて脱不純物処理を行ない精製油を
    得る第２の水素化処理工程と、 を含み、得られた精製油であるガスタービン燃料油は、
    粘度が１００℃で４ｃＳｔ以下、アルカリ金属が１ｐｐ
    ｍ以下、鉛が１ｐｐｍ以下、Ｖが０．５ｐｐｍ以下、Ｃ
    ａが２ｐｐｍ以下、硫黄が５００ｐｐｍ以下であり、重
    質原料油に対する収率が４０％以上であることを特徴と
    するガスタービン燃料油の製造方法。
  14. 【請求項１４】 第１の分離工程で得られた重質油をさ
    らに軽質油と重質油とに分離する、溶剤脱れき及び熱分
    解の各工程から選ばれる第２の分離工程を含み、この第
    ２の分離工程で得られた軽質油に対して第３の水素化処
    理工程を行ない精製油を得、この精製油をガスタービン
    燃料油とすることを特徴とする請求項１３記載のガスタ
    ービン燃料油の製造方法。
  15. 【請求項１５】 第１の分離工程で得られた重質油を触
    媒の存在下で加圧された水素と接触させて脱不純物処理
    を行うとともに重質油の一部を分解し精製油と重質油と
    を得る第４の水素化処理工程を含み、この第４の水素化
    処理工程で得られた精製油をガスタービン燃料油とする
    ことを特徴とする請求項１３項記載のガスタービン燃料
    油の製造方法。
  16. 【請求項１６】 原油を常圧蒸留した常圧残渣油及び／
    または重油からなる重質原料油を、触媒の存在下で加圧
    された水素と接触させて脱不純物処理を行うとともに重
    質油の一部を分解し精製油と重質油とを得る第５の水素
    化処理工程を含み、この第５の水素化処理工程で得られ
    た精製油であるガスタービン燃料油は、粘度が１００℃
    で４ｃＳｔ以下、アルカリ金属が１ｐｐｍ以下、鉛が１
    ｐｐｍ以下、Ｖが０．５ｐｐｍ以下、Ｃａが２ｐｐｍ以
    下、硫黄が５００ｐｐｍ以下であり、重質原料油に対す
    る収率が４０％以上であることを特徴とするガスタービ
    ン燃料油の製造方法。
  17. 【請求項１７】 第５の水素化処理工程で得られた重質
    油をさらに軽質油と重質油とに分離する、減圧蒸留、溶
    剤脱れき及び熱分解の各工程から選ばれる第３の分離工
    程を含み、第３の分離工程で得られた軽質油をガスター
    ビン燃料油とすることを特徴とする請求項１６記載のガ
    スタービン燃料油の製造方法。
  18. 【請求項１８】 請求項１ないし１７のいずれかに記載
    の製造方法により製造されたガスタ−ビン燃料油。
  19. 【請求項１９】 請求項１８で製造されたガスタ−ビン
    燃料油を燃料としてガスタ−ビンを駆動させて発電を行
    う工程と、 前記ガスタ−ビンから排出される高温排ガスを排熱回収
    ボイラ−の熱源とし、この排熱回収ボイラ−にて発生し
    た蒸気により蒸気タ−ビンを駆動して発電を行う工程
    と、を含むことを特徴とする発電方法。
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SA99200527A SA99200527B1 (ar) 1998-10-30 1999-08-25 زيت وقود لتربين غازي وطريقة لانتاجه وطريقة لتوليد الطاقة
PCT/JP1999/004927 WO2000026325A1 (fr) 1998-10-30 1999-09-10 Huile combustible pour turbine a gaz, son procede de production et procede de production d'energie
KR10-2001-7005384A KR100432293B1 (ko) 1998-10-30 1999-09-10 가스 터빈 연료유 및 그 제조 방법 및 발전 방법
US09/807,696 US7276151B1 (en) 1998-10-30 1999-09-10 Gas turbine fuel oil and production method thereof and power generation method
TR2001/01172T TR200101172T2 (tr) 1998-10-30 1999-09-10 Gaz türbini için fuel-oil, bunun üretilmesi için bir yöntem ve güç üretimi için bir yöntem
IDW00200101164A ID29869A (id) 1998-10-30 1999-09-10 Bahan bakar minyak turbin gas, metoda untuk memproduksinya dan metoda untuk pembangkit tenaga
EP99943259A EP1130080A4 (en) 1998-10-30 1999-09-10 FUEL OIL FOR GAS TURBINES AND METHOD FOR THE PRODUCTION AND PRODUCTION OF ELECTRICITY
RU2001114512/04A RU2203926C2 (ru) 1998-10-30 1999-09-10 Способ получения нефтяного топлива для газовой турбины (варианты), нефтяное топливо для газовой турбины и способ выработки электроэнергии с его использованием
BR9914885-4A BR9914885A (pt) 1998-10-30 1999-09-10 Processo para produção de óleo combustìvel para turbina de gás e processo para geração de energia
TW088118689A TW467951B (en) 1998-10-30 1999-10-28 Gas turbine fuel oil, method for producing same and method for power generation
ARP990105499A AR021040A1 (es) 1998-10-30 1999-10-29 MÉTODO PARA PRODUCIR FUEL OIL PARA TURBINAS DE GAS, Y MÉTODO PARA LA GENERACIoN DE ENERGIA.

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Cited By (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2002044307A1 (fr) * 2000-11-30 2002-06-06 Jgc Corporation Procede de raffinement de petrole
JP2005060182A (ja) * 2003-08-18 2005-03-10 Shikoku Electric Power Co Inc 水素の製造方法及びそれに用いる水素製造装置
JP2008528732A (ja) * 2005-01-21 2008-07-31 エクソンモービル リサーチ アンド エンジニアリング カンパニー 水素管理を改良した水素化処理方法
JP2008528419A (ja) * 2005-01-21 2008-07-31 エクソンモービル リサーチ アンド エンジニアリング カンパニー 石油化学プロセス装置における水素の管理
JP2008528731A (ja) * 2005-01-21 2008-07-31 エクソンモービル リサーチ アンド エンジニアリング カンパニー 水素処理装置のための改良水素管理
US7611676B2 (en) 2005-09-26 2009-11-03 Hitachi, Ltd. Method for producing gas turbine fuel, and method and system for generating electric power by gas turbine
JP4634538B1 (ja) * 2010-05-27 2011-02-23 住友商事株式会社 ハイブリッド火力発電システム及びその建造方法
CN103100447A (zh) * 2011-11-10 2013-05-15 中国石油化工股份有限公司 加氢装置的开工硫化方法
JP2015501345A (ja) * 2011-10-14 2015-01-15 サウジ アラビアン オイル カンパニー 補助電源ユニット用途における水素化脱硫ユニットおよび固体酸化物形燃料電池システムの組み合わせへの送達のための非触媒水素発生プロセス
JP2015520271A (ja) * 2012-06-05 2015-07-16 サウジ アラビアン オイル カンパニー 原油全体を脱アスファルトおよび脱硫するための統合された方法
JP2015528095A (ja) * 2012-07-24 2015-09-24 イテア エス．ピー．エー．Ｉｔｅａ Ｓ．Ｐ．Ａ． バナジウム化合物を含む燃料のための燃焼方法
CN108559545A (zh) * 2018-04-09 2018-09-21 华南理工大学 一种停开分馏塔系统和改变冷低分油去向的渣油加氢精制流程
KR20180132771A (ko) * 2016-10-18 2018-12-12 모에탈 엘엘씨 폴리싱된 터빈 연료
CN109609186A (zh) * 2018-12-29 2019-04-12 洛阳瑞华新能源技术发展有限公司 上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法
WO2020204203A1 (ja) * 2019-04-05 2020-10-08 川崎重工業株式会社 ボイラシステム
JP2021152178A (ja) * 2020-04-01 2021-09-30 マウェタール エルエルシー 燃料

Families Citing this family (30)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP4509267B2 (ja) * 1999-11-15 2010-07-21 日揮株式会社 石油燃料燃焼複合発電設備及びその方法
JP2002302680A (ja) * 2001-04-05 2002-10-18 Jgc Corp 重質油の精製方法
US7361266B2 (en) * 2002-03-15 2008-04-22 Jgc Corporation Method of refining petroleum and refining apparatus
JP4581563B2 (ja) * 2004-08-31 2010-11-17 株式会社日立製作所 コンバインドサイクル発電設備，蒸気火力発電設備
ITMI20071303A1 (it) * 2007-06-29 2008-12-30 Eni Spa Procedimento per la conversione di cariche idrocarburiche pesanti a distillati con autoproduzione di idrogeno
ITMI20071302A1 (it) * 2007-06-29 2008-12-30 Eni Spa Procedimento per la conversione a distillati di cariche idrocarburiche pesanti con autoproduzione di idrogeno
US7846912B2 (en) 2007-09-13 2010-12-07 Protia, Llc Deuterium-enriched nelarabine
JP2009228475A (ja) * 2008-03-19 2009-10-08 Mitsubishi Heavy Ind Ltd ガスタービン発電システム
US9296955B2 (en) 2010-09-20 2016-03-29 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process and apparatus for co-production of olefins and electric power
US9109176B2 (en) * 2011-03-28 2015-08-18 Exxonmobil Research And Engineering Company Method for making marine bunker fuels
US9777637B2 (en) 2012-03-08 2017-10-03 General Electric Company Gas turbine fuel flow measurement using inert gas
RU2490307C1 (ru) * 2012-10-01 2013-08-20 Андрей Владиславович Курочкин Способ переработки нефти
CN103789027B (zh) * 2012-10-26 2015-04-29 中国石油化工股份有限公司 一种重油加氢改质方法
CN103789036B (zh) * 2012-10-26 2015-09-23 中国石油化工股份有限公司 一种劣质重油组合加工方法
GB2526855A (en) * 2014-06-05 2015-12-09 Hydrodec Group Plc Purification of oils
RU2578150C1 (ru) * 2014-09-18 2016-03-20 Сергей Владиславович Дезорцев Способ получения экологически чистого жидкого ракетного топлива
CN104711019B (zh) * 2015-03-05 2016-09-14 武汉凯迪工程技术研究总院有限公司 利用费托合成油生产柴油和喷气燃料的系统及方法
KR101718965B1 (ko) 2015-10-19 2017-03-23 한국에너지기술연구원 액상 탄화수소 유분을 이용한 중질유의 처리 방법 및 중질유 처리 장치
CN107699281B (zh) * 2016-08-08 2020-03-17 北京华石联合能源科技发展有限公司 一种利用悬浮床加氢工艺中产生的沥青的方法及装置
CN113355133A (zh) 2016-10-18 2021-09-07 马威特尔有限责任公司 轻致密油和高硫燃油的燃料成分
HRP20231566T1 (hr) 2016-10-18 2024-05-10 Mawetal Llc Postupak za smanjenje emisija u luci
US10655074B2 (en) * 2017-02-12 2020-05-19 Mag{hacek over (e)}m{hacek over (a)} Technology LLC Multi-stage process and device for reducing environmental contaminates in heavy marine fuel oil
US10577540B2 (en) 2018-06-06 2020-03-03 Rj Lee Group, Inc. Method and apparatus for steam separation of pyrolysis oils
RU2734309C1 (ru) * 2019-10-07 2020-10-15 Маветал Ллс Экологичное судовое топливо
RU2758361C2 (ru) * 2019-10-08 2021-10-28 Маветал Ллс Способ уменьшения выбросов в атмосферу серы в порту
US11680521B2 (en) 2019-12-03 2023-06-20 Saudi Arabian Oil Company Integrated production of hydrogen, petrochemicals, and power
US11578016B1 (en) 2021-08-12 2023-02-14 Saudi Arabian Oil Company Olefin production via dry reforming and olefin synthesis in a vessel
US11787759B2 (en) 2021-08-12 2023-10-17 Saudi Arabian Oil Company Dimethyl ether production via dry reforming and dimethyl ether synthesis in a vessel
US11718575B2 (en) 2021-08-12 2023-08-08 Saudi Arabian Oil Company Methanol production via dry reforming and methanol synthesis in a vessel
US11617981B1 (en) 2022-01-03 2023-04-04 Saudi Arabian Oil Company Method for capturing CO2 with assisted vapor compression

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPH06207179A (ja) * 1992-10-02 1994-07-26 Mitsubishi Heavy Ind Ltd 発電燃料の製造方法と発電方法
JPH10500710A (ja) * 1994-03-02 1998-01-20 ウィリアム・シー・オーア 無鉛ｍｍｔ燃料組成物

Family Cites Families (31)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2775544A (en) * 1955-02-28 1956-12-25 Exxon Research Engineering Co Production of catalytic cracking feed stocks
US2914457A (en) * 1957-06-28 1959-11-24 Texaco Inc Petroleum refining process
US2945803A (en) * 1958-04-14 1960-07-19 Gulf Research Development Co Process for hydrogen treatment and catalytic cracking of petroleum hydrocarbons
US2925374A (en) * 1958-05-19 1960-02-16 Exxon Research Engineering Co Hydrocarbon treating process
US3287254A (en) 1964-06-03 1966-11-22 Chevron Res Residual oil conversion process
US3306845A (en) * 1964-08-04 1967-02-28 Union Oil Co Multistage hydrofining process
US3383300A (en) * 1965-09-24 1968-05-14 Exxon Research Engineering Co Process for the preparation of low sulfur fuel oil
US3464915A (en) * 1967-03-10 1969-09-02 Chevron Res Desulfurization and blending of heavy fuel oil
US3893909A (en) * 1971-12-27 1975-07-08 Universal Oil Prod Co Fuel oil production by blending hydrodesulfurized vacuum gas oil and hydrodesulfurized deasphalted residuum
US3830731A (en) * 1972-03-20 1974-08-20 Chevron Res Vacuum residuum and vacuum gas oil desulfurization
US3801495A (en) * 1972-05-19 1974-04-02 Chevron Res Integrated process combining catalytic cracking with hydrotreating
US3855113A (en) * 1972-12-21 1974-12-17 Chevron Res Integrated process combining hydrofining and steam cracking
US4006076A (en) * 1973-04-27 1977-02-01 Chevron Research Company Process for the production of low-sulfur-content hydrocarbon mixtures
NL7510465A (nl) * 1975-09-05 1977-03-08 Shell Int Research Werkwijze voor het omzetten van koolwaterstoffen.
NL7610511A (nl) * 1976-09-22 1978-03-28 Shell Int Research Werkwijze voor het omzetten van koolwater- stoffen.
NL7610510A (nl) * 1976-09-22 1978-03-28 Shell Int Research Werkwijze voor het omzetten van koolwater- stoffen.
GB2032948B (en) * 1978-09-27 1982-09-15 Hitachi Ltd Desalting fuel oil
NL8201119A (nl) * 1982-03-18 1983-10-17 Shell Int Research Werkwijze voor de bereiding van koolwaterstofoliedestillaten.
US4713221A (en) * 1984-05-25 1987-12-15 Phillips Petroleum Company Crude oil refining apparatus
US4990242A (en) * 1989-06-14 1991-02-05 Exxon Research And Engineering Company Enhanced sulfur removal from fuels
JP2530498B2 (ja) * 1989-08-31 1996-09-04 東燃株式会社 石油蒸留物の低イオウ化方法
US5851381A (en) * 1990-12-07 1998-12-22 Idemitsu Kosan Co., Ltd. Method of refining crude oil
JP2554230B2 (ja) * 1992-10-26 1996-11-13 三菱重工業株式会社 コンバインド・サイクル発電方法
JPH07197040A (ja) * 1993-12-30 1995-08-01 Tonen Corp 石油蒸留物の高品質化方法
JP3414861B2 (ja) * 1994-06-03 2003-06-09 株式会社ジャパンエナジー 軽油留分の水素化精製処理方法
JP3419576B2 (ja) * 1994-12-28 2003-06-23 株式会社コスモ総合研究所 軽油の水素化処理方法
JPH08183964A (ja) * 1994-12-30 1996-07-16 Tonen Corp 流動接触分解用原料の水素化処理方法
JPH09194852A (ja) * 1996-01-22 1997-07-29 Mitsubishi Heavy Ind Ltd コンバインド・サイクル発電用燃料の製造方法
JP3706432B2 (ja) * 1996-06-18 2005-10-12 三菱重工業株式会社 コンバインド・サイクル発電設備
FR2753983B1 (fr) * 1996-10-02 1999-06-04 Inst Francais Du Petrole Procede en plusieurs etapes de conversion d'un residu petrolier
US5958365A (en) * 1998-06-25 1999-09-28 Atlantic Richfield Company Method of producing hydrogen from heavy crude oil using solvent deasphalting and partial oxidation methods

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPH06207179A (ja) * 1992-10-02 1994-07-26 Mitsubishi Heavy Ind Ltd 発電燃料の製造方法と発電方法
JPH10500710A (ja) * 1994-03-02 1998-01-20 ウィリアム・シー・オーア 無鉛ｍｍｔ燃料組成物

Cited By (33)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2002044307A1 (fr) * 2000-11-30 2002-06-06 Jgc Corporation Procede de raffinement de petrole
KR100800286B1 (ko) * 2000-11-30 2008-02-04 닛끼 가부시끼가이샤 석유 정제 방법
CN100387690C (zh) * 2000-11-30 2008-05-14 日挥株式会社 石油的精炼方法
JP2005060182A (ja) * 2003-08-18 2005-03-10 Shikoku Electric Power Co Inc 水素の製造方法及びそれに用いる水素製造装置
JP2008528732A (ja) * 2005-01-21 2008-07-31 エクソンモービル リサーチ アンド エンジニアリング カンパニー 水素管理を改良した水素化処理方法
JP2008528419A (ja) * 2005-01-21 2008-07-31 エクソンモービル リサーチ アンド エンジニアリング カンパニー 石油化学プロセス装置における水素の管理
JP2008528731A (ja) * 2005-01-21 2008-07-31 エクソンモービル リサーチ アンド エンジニアリング カンパニー 水素処理装置のための改良水素管理
JP2008528418A (ja) * 2005-01-21 2008-07-31 エクソンモービル リサーチ アンド エンジニアリング カンパニー 水素源からの水素含有ストリーム中の水素の管理
US7611676B2 (en) 2005-09-26 2009-11-03 Hitachi, Ltd. Method for producing gas turbine fuel, and method and system for generating electric power by gas turbine
JP4634538B1 (ja) * 2010-05-27 2011-02-23 住友商事株式会社 ハイブリッド火力発電システム及びその建造方法
WO2011149079A1 (ja) * 2010-05-27 2011-12-01 住友商事株式会社 ハイブリッド火力発電システム及びその建造方法
JP2012007602A (ja) * 2010-05-27 2012-01-12 Sumitomo Corp ハイブリッド火力発電システム及びその建造方法
US8850787B2 (en) 2010-05-27 2014-10-07 Sumitomo Corporation Hybrid thermal power generation system and method of constructing same
JP2015501345A (ja) * 2011-10-14 2015-01-15 サウジ アラビアン オイル カンパニー 補助電源ユニット用途における水素化脱硫ユニットおよび固体酸化物形燃料電池システムの組み合わせへの送達のための非触媒水素発生プロセス
CN103100447A (zh) * 2011-11-10 2013-05-15 中国石油化工股份有限公司 加氢装置的开工硫化方法
JP2015520271A (ja) * 2012-06-05 2015-07-16 サウジ アラビアン オイル カンパニー 原油全体を脱アスファルトおよび脱硫するための統合された方法
JP2015528095A (ja) * 2012-07-24 2015-09-24 イテア エス．ピー．エー．Ｉｔｅａ Ｓ．Ｐ．Ａ． バナジウム化合物を含む燃料のための燃焼方法
KR20210000763A (ko) * 2016-10-18 2021-01-05 모에탈 엘엘씨 폴리싱된 터빈 연료
KR102243787B1 (ko) * 2016-10-18 2021-04-22 모에탈 엘엘씨 폴리싱된 터빈 연료
KR102327301B1 (ko) * 2016-10-18 2021-11-17 모에탈 엘엘씨 폴리싱된 터빈 연료
CN109803754A (zh) * 2016-10-18 2019-05-24 马威特尔有限责任公司 抛光的涡轮机燃料
KR102327295B1 (ko) * 2016-10-18 2021-11-17 모에탈 엘엘씨 터빈 연료의 제조 방법
KR20190112110A (ko) * 2016-10-18 2019-10-02 모에탈 엘엘씨 터빈 연료의 제조 방법
KR20180132771A (ko) * 2016-10-18 2018-12-12 모에탈 엘엘씨 폴리싱된 터빈 연료
CN109803754B (zh) * 2016-10-18 2021-11-02 马威特尔有限责任公司 抛光的涡轮机燃料
JP2019522718A (ja) * 2016-10-18 2019-08-15 マウェタール エルエルシー 研磨タービン燃料
KR20210003951A (ko) * 2016-10-18 2021-01-12 모에탈 엘엘씨 터빈 연료의 제조 방법
KR102243789B1 (ko) * 2016-10-18 2021-04-22 모에탈 엘엘씨 터빈 연료의 제조 방법
CN108559545A (zh) * 2018-04-09 2018-09-21 华南理工大学 一种停开分馏塔系统和改变冷低分油去向的渣油加氢精制流程
CN108559545B (zh) * 2018-04-09 2020-04-28 华南理工大学 一种停开分馏塔系统和改变冷低分油去向的渣油加氢精制流程
CN109609186A (zh) * 2018-12-29 2019-04-12 洛阳瑞华新能源技术发展有限公司 上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法
WO2020204203A1 (ja) * 2019-04-05 2020-10-08 川崎重工業株式会社 ボイラシステム
JP2021152178A (ja) * 2020-04-01 2021-09-30 マウェタール エルエルシー 燃料

Also Published As

Publication number Publication date
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