JP5057315B2 - ガスタービン燃料油の製造方法 - Google Patents

Description

【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−ビン燃料油の製造方法に関する。
【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 、ＮＯX 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６−２０７１７９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０．５ｐｐｍ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、減圧蒸留工程及び溶剤脱れき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精製油は全てガスタービン燃料油であり、
前記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、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、溶剤脱れき工程からなる第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。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。
【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３２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３６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４３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／ｃｍ2〜８０ｋｇ／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４５０ｐｐｍ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５６５℃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／ｃｍ2 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６０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、８０〜２００ｋｇ／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１１２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５１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３０ｐｐｍ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２０３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４５．７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６−２０７１７９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／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４１０ｐｐｍ、粘度は１００℃で１．１ｃＳｔ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０．０５ｗｔ％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

Claims (17)

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、減圧蒸留工程及び溶剤脱れき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精製油は全てガスタービン燃料油であり、
   前記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、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. 第１の水素化処理工程及び第２の水素化処理工程は、同時に同一の水素化処理装置により実施される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. 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、減圧蒸留工程及び溶剤脱れき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、
   前記第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、溶剤脱れき工程からなる第２の分離工程と、
   この第２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３の水素化処理工程と、
   前記第１、第２及び第３の水素化処理工程で得られた精製油を混合する工程と、を含み、
   この工程で混合された精製油は全てガスタービン燃料油であり、
   前記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、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。
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つは同時に同一の水素化処理装置により実施される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. 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、減圧蒸留工程及び溶剤脱れき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、
   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の水素化処理工程と、
   前記第１、第２及び第４の水素化処理工程で得られた精製油を混合する工程と、を含み、
   この工程で混合された精製油は全てガスタービン燃料油であり、
   前記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、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。
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精製油は全てガスタービン燃料油でありであり、
   前記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、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. 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、
   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溶剤脱れき工程からなる第３の分離工程と、
   前記第１及び第５の水素化処理工程で得られた精製油及び前記第３の分離工程で得られた軽質油とを混合する工程と、を含み、
   この工程で混合された精製油は全てガスタービン燃料油であり、
   前記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、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。
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. 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. 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. 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. 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. 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、減圧蒸留工程及び溶剤脱れき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、
    この工程で得られた精製油は全てガスタービン燃料油であり、
    前記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ガスタービン燃料油の製造方法。
14. 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、減圧蒸留工程及び溶剤脱れき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、
    前記第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、溶剤脱れき工程からなる第２の分離工程と、
    この第２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３の水素化処理工程と、
    前記第２及び第３の水素化処理工程で得られた精製油を混合する工程と、を含み、
    この工程で混合された精製油は全てガスタービン燃料油であり、
    前記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ガスタービン燃料油の製造方法。
15. 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、減圧蒸留工程及び溶剤脱れき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、
    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の水素化処理工程と、
    前記第２及び第４の水素化処理工程で得られた精製油を混合する工程と、を含み、
    この工程で混合された精製油は全てガスタービン燃料油であり、
    前記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ガスタービン燃料油の製造方法。
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、
    この工程で得られた精製油は全てガスタービン燃料油であり、
    前記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ガスタービン燃料油の製造方法。
17. 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の水素化処理工程と、
    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溶剤脱れき工程からなる第３の分離工程と、
    前記第５の水素化処理工程で得られた精製油及び前記第３の分離工程で得られた軽質油とを混合する工程と、を含み、
    この工程で混合された精製油は全てガスタービン燃料油であり、
    前記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ガスタービン燃料油の製造方法。

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