JP2000282060A - 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

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の水素化処理工程を行う。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
化処理する。また前記常圧残渣油を軽質油と重質油とに
分離し、得られた軽質油と前記水素化処理工程で得られ
た精製油とを混合し、その混合油をガスタービン燃料油
として用いる。さらに常圧残渣油から分離して得られた
重質油を軽質油と重質油とに分離しこの軽質油を前記混
合油に混合しても良い。

Description

【発明の詳細な説明】

【０００１】

【発明の属する技術分野】本発明は、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
なくすることが好ましい。上述の前者の公報の技術で
は、常圧蒸留または減圧蒸留のみで燃料油を得ているた
め、焚き上げる量がかなり制限されてしまう。従って、
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、比較的低硫黄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
ではなく、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硫黄濃
度が１５０ｐｐｍ以下の精製油を得る第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、前記第１
の分離工程にて得られた軽質油を水素化処理することな
く少なくともその一部と前記精製油とを混合してガスタ
−ビン燃料油を得る混合工程と、を含み、この混合工程
で得られたガスタービン燃料油は、粘度が１００℃で４
ｃＳｔ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 以下であることを特徴とする。

【００１０】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を水素化処
理することなく少なくともその一部と、前記第１の分離
工程にて得られた水素化処理をしない軽質油と、前記精
製油とを混合してガスタ−ビン燃料油を得るようにして
もよい。この発明において原料油における硫黄の含有量
が１．５重量％以下である場合、原料油に対するガスタ
−ビン燃料油の収率６０％を越える。

【００１１】本発明によれば、常圧蒸留工程で得られた
水素化脱硫の容易な軽質油に対して徹底した水素化処理
を行っているので硫黄や金属分をほとんど含まない精製
油が得られ、このため精製油に、常圧残渣に基づいて得
た軽質油を混合しても良質なガスタ−ビン燃料油を得る
ことができる。そして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、この結果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。

【００１２】こうして得られたガスタ−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。

【００１３】更に本発明は、前記第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、溶剤脱れき工程及び熱分
解工程から選ばれる第２の分離工程と、を含むように
し、前記第２の分離工程にて得られた軽質油を水素化処
理することなく少なくともその一部と、前記第１の水素
化処理工程にて得られた精製油と、前記第２の水素化処
理工程で得られた精製油とを混合してガスタ−ビン燃料
油を得るようにしてもよい。

【００１４】第１の分離工程の後に第２の水素化処理工
程を行うことにより、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ることができ、このため原料油に対
してより高い収率でガスタ−ビン燃料油を得ることが可
能になる。この発明において原料油における硫黄の含有
量が３重量％以下であり、原料油に対するガスタ−ビン
燃料油の収率が７０％以上である。なお場合第１の水素
化処理工程と第２の水素化処理工程とは共通化してもよ
い。

【００１５】以上において本発明は、上述の製造方法
（請求項１ないし６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。

【００１６】

【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。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３５０
℃〜４００℃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。

【００１７】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。

【００１８】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。

【００１９】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。

【００２０】続いて水素化処理装置３及びその工程（第
１の水素化処理工程）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２
１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。

【００２１】そして反応塔３１の底部からは高圧ガスと
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溶解ガスが気化する。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。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
収液の塔を設け、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、
未反応のメタン、エ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。

【００２２】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。

【００２３】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を除去し、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。

【００２４】ここで本発明の第１の水素化処理工程及び
後述の実施の形態にて行われる第２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、硫黄化
合物など不純物の除去を行う水素化脱硫を主な目的とし
ている。

【００２５】第１の水素化処理装置３で行われるプロセ
ス（第１の水素化処理工程）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３４０から４２０℃、水素ガスの圧
力３０ｋｇ／ｃｍ2〜８０ｋｇ／ｃｍ2、ＬＨＶＳ（liqu
id hourly space velocity）０．５〜６ｈｒ-1で選択で
き、精製油の硫黄濃度を１５０ｐｐｍ以下とすることが
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。この様な技術は、自動車
用軽油の超深度脱硫レベル（５０ｐｐｍ）達成に向け開
発されつつある技術であり、本発明では当該技術を応用
し、ナフサから灯軽油までの広範囲留出油で種々の油種
において３０〜１５０ｐｐｍの超深度脱硫を実施するも
のである。

【００２６】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は第１の分離工程により分離処理さ
れ軽質油と重質油とに分離される。この分離工程として
は例えば減圧蒸留工程を挙げることができる。この場合
前記残渣油は減圧蒸留塔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。

【００２７】軽質油５１は水素化処理されることなく、
少なくともその一部と前記第１の水素化処理工程３にて
得られた精製油３０と混合され（混合工程）、ガスタ−
ビン燃料油となる。混合比率は原料油により異なるが、
ガスタービン燃料油の性状について、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 以下となるように混合される。なお重質
油（減圧残渣油）５２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。

【００２８】上述実施の形態によれば、常圧蒸留工程の
後に水素化処理を行っているので硫黄や重金属の量を気
にせず上に焚き上げることができるため、常圧蒸留工程
にて深絞りをすることができ、結果として硫黄がほとん
ど含まれない精製油を多く得ることができる。一方減圧
蒸留を経て得られた軽質油５１は水素化処理をしていな
いので硫黄濃度が高いため、その硫黄濃度に応じて当該
軽質油５１の量を調整して精製油３０に混合することに
より、既述の成分規定を満足するガスタ−ビン燃料油が
得られる。

【００２９】また常圧残渣油から分離した軽質油５１に
ついては水素化処理を行わずに少なくともその一部を精
製油３０に混合していることから水素化処理装置３とし
ては第１の水素化処理のためのものだけでよいので設備
コストを低く抑えることができる。なお後述のように軽
質油５１を第１の水素化処理装置３に供給する例と比較
した場合、水素化処理条件を軽質油５１の性状に合わせ
込まなくてはならないので温度、圧力等の反応条件が厳
しくなることから、設備コストという点については図１
の実施の形態の方が有利である。ガスタービン燃料油の
収率については、原料油として硫黄濃度が０．８重量％
未満と低い低硫黄原油を用いた場合、７０重量％以上の
収率が得られる。また原料油の硫黄濃度が０．８重量％
以上、１．５重量％以下の場合には６０重量％を越えた
収率が得られる。

【００３０】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。

【００３１】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。

【００３２】また本発明は、例えば原料油の硫黄濃度が
０．５重量％以下と低い場合第１の分離工程で得られた
重質油を更に第２の分離工程で軽質油と重質油とに分離
し、その軽質油を前記精製油及び軽質油５１に混合して
(混合工程)ガスタービン燃料油を得るようにしてもよ
い。図５はこのような実施の形態を示す図であり、第１
の分離工程として減圧蒸留を行い、その重質分(減圧残
渣油)５２に対して、第２の分離工程である溶剤脱れき
(溶剤抽出)工程を行う例を示している。

【００３３】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）６で軽
質油である脱れき油６１と重質油である脱れき残渣油６
２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。

【００３４】分離された脱れき油（軽質油）６１の少な
くとも一部は前記減圧蒸留塔５からの軽質油５１及び前
記精製油３０と混合されてガスタービン燃料油として利
用する。脱れき残渣油６２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。なお第２の分離工程は既述の熱分解工程であっても
よい。そしてまた本発明は、原料油の硫黄濃度が例えば
１．７重量％と高い場合には図５の実施の形態におい
て、図６に示すように減圧蒸留塔５の後段に第２の水素
化処理装置７を設置し、軽質油５１(減圧軽油)をこの第
２の水素化処理装置７に送って水素化処理装置(第２の
水素化処理工程)を行い、水素化処理された精製油７０
を第２の分離工程で得られた例えば軽質油６１の少なく
とも一部と前記精製油３０と混合し(混合工程)、ガスタ
ービン燃料油として用いてもよい。

【００３５】このような実施の形態によれば、軽質油５
１(減圧軽油)についても水素化処理を行っているので、
第２の分離工程で得られた例えば軽質油６１については
水素化処理を行わなくとも、前記精製油３０，７０と混
合することにより硫黄濃度が規定値に入るガスタ−ビン
燃料油を高い収率で得ることができる。この場合ガスタ
ービン燃料油の収率については、原料油として硫黄濃度
が２重量％未満と低い低硫黄原油を用いた場合、８０重
量％以上の収率が得られる。また原料油の硫黄濃度が２
重量％以上、３重量％以下の場合には７０重量％以上の
収率が得られる。

【００３６】第２の水素化処理装置７における水素ガス
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３６０から４２０℃、水素ガスの圧力３
０ｋｇ／ｃｍ2〜１００ｋｇ／ｃｍ2、ＬＨＶＳ（liquid
hourly space velocity）０．１〜３ｈｒ-1で選択で
き、精製油の硫黄濃度を例えば５００ｐｐｍ以下とする
ことが好ましい。また本発明は、例えば図６の実施の形
態のように常圧蒸留塔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７に示すように
これらを混合して同じ水素化処理装置８で水素化処理を
行ってもよい。つまりこの場合第１の水素化処理装置３
及び第２の水素化処理装置７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５
１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。また減圧蒸留塔５で得られた
軽質油５１を水素化処理する場合、図６および図７に点
線で示したように減圧蒸留塔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。上述のようにして得られた混合油（ガスタービ
ン油）は、図示しない常圧蒸留圧塔で例えば３５０℃で
蒸留して、軽質なガスタ−ビン燃料油と、それよりは重
質なガスタ−ビン燃料油とを得るようにしてもよい。本
発明では、既述の第１の分離工程及び／または第２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。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８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。

【００３７】（実施例１）図１に示す本発明でのプロセ
スによりＵＡＥのＭｕｒｂａｎ原油（硫黄濃度：０．７
８ｗｔ％）によりタービン油製造を試みた。１００重量
単位の原油は脱塩工程を経た後、常圧蒸留工程で沸点が
３８０℃よりも低い軽質油（７５重量単位）と沸点がそ
れより高い重質油（２５重量単位）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５０ｋｇ／ｃ
ｍ2、ＬＨＳＶ １ｈｒ-1に設定し、硫黄濃度６０ｐｐ
ｍの深度脱硫精製油を得た。また第１の分離工程である
減圧蒸留工程では沸点（常圧時の沸点）が４８０℃より
も低い硫黄濃度８５００ｐｐｍの軽質油（４重量単位）
と沸点がそれよりも高い重質油とに分離した。この減圧
蒸留工程で得られた軽質油と第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。ガスタービン燃料油
全体として、回収率は７９重量単位となり、アルカリ金
属、アルカリ土類金属、バナジウム、鉛は検出されず、
硫黄濃度において４９０ｐｐｍ、粘度は１００℃で０．
４ｃＳｔのガスタービン燃料油製造が可能となった。

【００３８】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４５.２単位の電力エネルギー回収が可
能となった。

【００３９】（比較例１）実施例１と同様にＵＡＥのＭ
ｕｒｂａｎ原油を用い、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、蒸
留法により硫黄濃度が０．０５ｗｔ％以下のガスタービ
ン燃料油を製造するとしている。ガスタービン燃料油
は、沸点領域２３０℃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１
００℃で０．１ｃＳｔ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３９％と低い回収率で
あった。

【００４０】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４１.１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。

【００４１】（実施例２）図３に示す本発明でのプロセ
スによりアラビアンライト原油（硫黄濃度：１．７７ｗ
ｔ％）によりタービン油製造を試みた。１００重量単位
の原油は脱塩工程を経た後、常圧蒸留工程で沸点が３６
０℃よりも低い軽質油（６０重量単位）と沸点がそれよ
り高い重質油（４０重量単位）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／ｃｍ
2、ＬＨＳＶ２ｈｒ-1に設定し、硫黄濃度５０ｐｐｍの
深度脱硫精製油を得た。また第１の分離工程である減圧
蒸留工程では沸点（常圧時の沸点）が５６０℃よりも低
い減圧軽油（２３重量単位）と沸点がそれよりも高い重
質油（１７重量単位）とに分離した。この減圧軽油を第
２の水素化精製装置において、水素ガスの圧力を７５ｋ
ｇ／ｃｍ2、ＬＨＳＶ０．８ｈｒ-1に設定し、硫黄濃度
３００ｐｐｍの脱硫精製油を得た。さらにこの重質油を
第２の分離工程であるＳＤＡにかけ硫黄濃度１０００ｐ
ｐｍ脱れき油（３重量単位）を回収した。この脱れき
油、第２の水素化処理得られた軽質油と第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。ガスター
ビン油全体として、回収率は８５重量単位となり、アル
カリ金属０．７ｐｐｍ、Ｃａ０．８ｐｐｍ、バナジウム
０．５ｐｐｍ、鉛は検出されず、硫黄濃度において４９
０ｐｐｍ、粘度は１００℃で０．８ｃＳｔのガスタービ
ン油製造が可能となった。

【００４２】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５
％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４５.１単位のエネルギー回収が可能と
なった。

【００４３】（比較例２）実施例１と同様に原油として
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。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４７０ｐ
ｐｍ、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。

【００４４】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。

【００４５】

【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って精製
油を得ると共に、常圧残渣油に対して分離処理を行っ
て、得られた軽質油の少なくとも一部と前記精製油とを
混合してガスタービン燃料油としている。また常圧残渣
油に対して第１の分離工程を行って得た軽質油を水素化
処理すると共に、水素化処理で得た精製油と、常圧軽油
を水素化処理して得た精製油と、第１の分離工程で得た
重質油から更に分離して得た軽質油の少なくとも一部と
を混合してガスタービン燃料油を得ているため、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 溶剤脱れき装置 ７ 第２の水素化処理装置 ６０ 第３の水素化処理装置 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 (51)Int.Cl.⁷ 識別記号 ＦＩ テーマコート゛(参考） Ｃ１０Ｌ 1/04 Ｃ１０Ｌ 1/04 (72)発明者 増子 芳範 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 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 Ｆターム(参考） 4H029 AA11 AB01 AB05 AC04 DA01 DA02 DA05 DA09

Claims (8)

【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
   硫黄濃度が１５０ｐｐｍ以下の精製油を得る第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、 前記第１の分離工程にて得られた軽質油を水素化処理す
   ることなく少なくともその一部と前記精製油とを混合し
   てガスタ−ビン燃料油を得る混合工程と、を含み、 この混合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０．５ｐｐｍ以下、Ｃａが２ｐｐ
   ｍ以下、硫黄が５００ppm 以下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】 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
   硫黄濃度が１５０ｐｐｍ以下の精製油を得る第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、 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、溶剤脱れき工程及び熱分解工程か
   ら選ばれる第２の分離工程と、 前記第２の分離工程にて得られた軽質油を水素化処理す
   ることなく少なくともその一部と前記第１の分離工程に
   て得られた水素化処理をしない軽質油と前記精製油とを
   混合してガスタ−ビン燃料油を得る混合工程と、を含
   み、 この混合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０．５ｐｐｍ以下、Ｃａが２ｐｐ
   ｍ以下、硫黄が５００ppm 以下であることを特徴とする
   ガスタ−ビン燃料油の製造方法。
3. 【請求項３】原料油における硫黄の含有量が１．５重量
   ％以下であり、原料油に対するガスタ−ビン燃料油の収
   率が６０％を越え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。
4. 【請求項４】 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
   硫黄濃度が１５０ｐｐｍ以下の精製油を得る第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、 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、溶剤脱れき工程及び熱分解工程か
   ら選ばれる第２の分離工程と、 前記第２の分離工程にて得られた軽質油を水素化処理す
   ることなく少なくともその一部と前記第１の水素化処理
   工程にて得られた精製油と前記第２の水素化処理工程で
   得られた精製油とを混合してガスタ−ビン燃料油を得る
   混合工程と、を含み、 この混合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０．５ｐｐｍ以下、Ｃａが２ｐｐ
   ｍ以下、硫黄が５００ppm 以下であることを特徴とする
   ガスタ−ビン燃料油の製造方法。
5. 【請求項５】 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４
   記載のガスタ−ビン燃料油の製造方法。
6. 【請求項６】 原料油における硫黄の含有量が３．０重
   量％以下であり、原料油に対するガスタ−ビン燃料油の
   収率が７０％以上であることを特徴とする請求項４また
   は５記載のガスタ−ビン燃料油の製造方法。
7. 【請求項７】 請求項１ないし６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。
8. 【請求項８】 請求項７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。