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100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 i 目目 录录 1 1 建设项目概况建设项目概况1 1 1.1 项目建设背景 .1 1.2 建设内容 .2 1.3 项目合理性分析 14 2 2 项目周围环境现状项目周围环境现状1717 2.1 环境质量现状 17 2.2 环境影响评价范围及保护目标 18 3 3 污染物产生情况及防治措施污染物产生情况及防治措施2020 3.1 一期工程污染因素、治理措施及污染物排放情况 20 3.2 二期工程投产后全厂污染因素、治理措施及污染物排放情况 29 3.3 污染物排放汇总 40 4 4 环境影响预测评价环境影响预测评价4141 4.1 环境空气影响预测 41 4.2 地表水环境影响预测 42 4.3 地下水环境影响预测 43 4.4 声环境影响预测 44 4.5 固废环境影响预测 44 4.6 土壤环境影响预测 45 4.7 施工期环境影响预测 45 5 5 环境风险影响评价环境风险影响评价4848 5.1 环境风险预测结果 48 5.2 环境风险防范措施 48 5.3 风险应急预案 55 6 6 环境保护措施技术、经济论证环境保护措施技术、经济论证6666 6.1 废气处理措施 66 6.2 废水处理措施 67 6.3 固废处理措施 68 6.4 噪声处理措施 68 7 7 环境经济损益分析环境经济损益分析7070 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 ii 7.1 经济效益分析 70 7.2 环境效益分析 70 7.3 社会效益分析 71 8 8 环境环境管理制度及监测计划环境环境管理制度及监测计划7272 8.1 环境管理 72 8.2 环境监测计划 73 9 9 公众参与公众参与7575 9.1 公众参与调查范围与方式 75 9.2 公众参与的过程 75 9.3 公众参与调查问卷 80 1010 环境影响评价结论环境影响评价结论8585 1111 联系方式联系方式8585 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 1 1 1 建设项目概况建设项目概况 1.11.1 项目建设背景项目建设背景 潍坊石大昌盛能源科技有限公司成立于 2011 年 11 月 29 日，企业依托昌乐石大 昌盛化工有限公司建设。昌乐石大昌盛化工有限公司始建于 2005 年，主要从事油田 助剂、烷烃类涂料助剂、芳烃类涂料助剂的生产经营；生产规模已经达到 60 万吨/ 年。 凝析油（gas condensate）是指从凝析气田的天然气中凝析出来的液相组分， 可直接用作燃料，并且是石化行业的优质原料。凝析油可分为石蜡基、中间基和环 烷基 3 种类型。石蜡基凝析油适合生产乙烯裂解料，中间基、环烷基凝析油可作为 芳烃重整料。目前，烯烃工业“十二五”发展规划中已将石脑油、凝析油、轻 烃、煤炭等资源作为生产乙烯和丙烯的重要原料路线纳入规划。烯烃工业“十二五” 发展规划重点任务，调整产业结构中明确指出“鼓励进口凝析油、轻烃等资源，优 化烯烃原料结构。” 依据国家发改委“十二五”规划及国家“2011”产业政策指导目录精神，根据 石大昌盛公司的产业特点，对国家鼓励资源凝析油进行深加工、生产有机化工原料。 发展有机化工产业，调整产业结构，开发油气资源中的凝析油原料利用新技术、新 工艺、生产有机化工产品，以芳烃系列为代表的有机化工原料，对于生产系列衍伸 化工产品，加快产业经济起到重要的作用。 潍坊石大昌盛能源科技有限公司 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工 原料项目位于潍坊滨海经济开发区内，柳贤东街以南，创新街以北，项目总占地 1070 亩。拟建项目总投资 26.5 亿元（一期投资 11.3 亿元，二期投资 15.2 亿元）， 新建加工能力为 100 万吨/年的凝析油分离、深加工生产有机化工原料装置。拟分二 期工程进行建设，一期工程计划于 2014 年 6 月投产，二期工程计划于 2015 年 12 月 底完成并投产，两期工程计划建设期 3 年。拟建项目已经山东潍坊滨海经济开发区 经济发展局登记备案，登记备案号：vx2011-138。 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 2 1.21.2 建设内容建设内容 1.2.1 项目建设内容 潍坊石大昌盛能源科技有限公司 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工 原料项目设计加工能力达 100 万吨/年，建设过程中考虑分期进行，一期加工能力 40 万吨/年，二期加工能力 60 万吨/年。项目占地面积 71.33104m2，绿化用地率 为 15%。拟建项目总投资 26.5 亿元，其中一期投资 11.3 亿元，二期投资 15.2 亿元， 环保投资为 8252 万元，约占项目总投资的 3.2%。 2013 年 8 月，园区管委对项目土地进行了“三通一平” 。目前项目已进行了部 分建设，主要的建设内容有厂区的道路工程；供排水及管网工程；厂区内的职工服 务中心、办公楼等附属配套设施工程；储油罐区工程等。 本项目以凝析油为原料，经过原料预分离装置、芳构化装置、轻质化装置、混 合加氢装置、气分装置及 mtbe 装置等工艺生产过程，得到液化气、轻芳烃、混合芳 烃、重芳烃、特种溶剂油（包括 4#燃料油、120#溶剂油、200#特种溶剂油、260#特 种溶剂油） 、丙烯和甲基叔丁基醚（mtbe）等产品。 工程建设考虑分两期进行： 一期建设 40 万吨/年凝析油分离芳构化（包括 40 万吨/年原料预处理和 30 万吨 /年加氢芳构化装置） 、15000m3/h 制氢等生产装置；酸性水汽提、硫磺回收、污水处 理等环保工程，以及配套的储运工程、公用工程、辅助设施、管理设施等。 二期建设 60 万吨/年凝析油分离芳构化（包括 60 万吨/年原料预处理和 45 万吨 /年加氢芳构化装置） 、20000m3/h 制氢装置装置、30 万吨/年重质油轻质化装置、30 万吨/年石脑油混合加氢装置、5 万吨/年气分装置及 1 万吨/年 mtbe 装置以及配套 的储运设施和管理设施等。 1.2.2 项目组成 拟建项目基本组成见表 1.2-1。 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 3 表1.2-1 拟建项目基本组成一览表 工程 分期 工程 分类 主要建设内容规模和能力备注 脱水塔 气体分离塔 加热炉 原料分 离预处 理单元 分馏塔 进料加热炉 反应器 脱戊烷塔 塔底重沸炉 凝析 油分 离芳 构化 装置 芳构化 单元 分馏塔 预处理能力 40 万吨/年 加氢芳构化能力 30 万吨 /年 采用凝析油预处理加氢芳构 化工艺 干法脱硫塔 转化炉 主体 工程 制氢 装置 psa装置 15000m3/h 制氢能力采用天然气制氢工艺 干气、液化气脱硫采用复合型 mdea 脱硫剂 污水汽提装置设计规模 5t/h采用单塔低压汽提工艺 硫磺回收装置5000 吨/年二级克劳斯+尾气加氢工艺 污水处理站处理能力 100m3/h隔油+二级气浮+生化工艺 事故池总容积 9000m3 雨水监控池 2700 m3 应急池 6300 m3 雨水池容积 4500m3一个 气柜回收设施10000m3干式气柜一个 环保 工程 火炬20m 地面火炬一座 储罐26 个 装车鹤位16 个一期 8 个、二期 8 个 循环水系统总能力 4068t/h一期 2000t/h 调峰锅炉2 台 10t/h燃气锅炉 空压、制氮站、除盐水站 空气压力 0.8mpa,氮气 压力 20mpa，除盐水能 力 70t/h 一期建设 辅助 工程 办公生活区 供水 新鲜水 54.7m3/h，除盐 水 23.32m3/h 依托经济开发区供水管网 供汽 需蒸汽 1.0mpa 6.1t/h；3.5mpa 17.12t/h 装置自产蒸汽 一期 工程 公用 工程 供电48452.8104kwh依托经济开发区供水管网 脱水塔 气体分离塔 加热炉 原料分 离预处 理单元 分馏塔 进料加热炉 反应器 脱戊烷塔 塔底重沸炉 二期 工程 主体 工程 凝析 油分 离芳 构化 芳构化 单元 分馏塔 加工能力 60 万吨/年 加氢芳构化能力 45 万吨 /年 采用凝析油预处理加氢芳构 化工艺 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 4 干法脱硫塔 转化炉 制氢 装置 psa装置 20000m3/h 制氢能力采用天然气制氢工艺 反应进料加热炉 反应器 分馏塔 重质 油轻 质化 装置 稳定塔 加工能力 30 万吨/年加热裂化工艺 反应进料加热炉 反应器 脱戊烷塔 塔底重沸炉 混合 加氢 装置 分馏塔 加工能力 30 万吨/年 脱乙烷塔 脱丙烷塔 气分 装置 丙烯塔 5 万吨/年 反应器 脱 c4 塔 水萃取塔 甲醇回收罐 mtbe 装置 粗丁烯罐 1 万吨/年 干气、液化气脱硫-采用复合型 mdea 脱硫剂 环保 工程 污水汽提、硫磺回收、污水处 理、事故池、火炬系统 -均依托一期工程 储罐36 个 装车鹤位8 个依托一期工程 循环水系统4068t/h依托一期工程 空压、制氮站、除盐水站 空气压力 0.8mpa,氮气 压力 20mpa，除盐水能 力 70t/h 依托一期工程 辅助 工程 办公生活区依托一期工程 供水 新鲜水 140.7m3/h，除 盐水 61m3/h 供汽 需蒸汽 1.0mpa 16.5t/h；3.5mpa 42.8t/h 装置自产蒸汽 公用 工程 供电12582.8104kwh 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 5 1.2.3 主要技术经济指标 拟建项目主要经济指标见表 1.2-2。 表1.2-2 拟建项目主要技术经济指标一览表 序号项 目单位数据说明 一项目建设规模 140 万吨/年生产有机化工原料装置104t/a40一期建设 360 万吨/年生产有机化工原料装置104t/a60二期建设 二年运行时间小时8000 三生产定员人500 四厂区占地面积公顷71.331070 亩 五项目总投资亿元26.5 其中：规模总投资亿元23.5 1建设投资万元22.5 2建设期利息万元10035 3流动资金万元40000 其中：铺底流动资金万元12000 六年平均营业收入万元815833 七年平均总成本费用万元771057 八年平均营业税金及附加万元9273 九年平均利润总额万元32777 十年平均所得税万元8194 十一年平均净利润万元24583 十二年平均息税前利润万元37738 十三年平均增值税万元10182 十四财务评价指标 1总投资收益率%23.56年均 2资本金净利润率%51.16年均 3项目财务内部收益率(所得税前)%80.09 4项目财务净现值(所得税前)万元223794ic=10% 5项目投资回收期(所得税前)年4.19含建设期 3 年 6项目财务内部收益率(所得税后)%66.17 7项目财务净现值(所得税后)万元176174ic=8% 8项目投资回收期(所得税后)年4.37自建设日起 9项目资本金内部收益率(irr)%51.16 10盈亏平衡点（生产能力利用率）%28.20%正常年份 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 6 1.2.4 项目生产工艺 1.2.4.1 凝析油分离芳构化装置 凝析油分离深加工生产有机化工原料的工艺原理是在催化剂的作用下，进行芳 构化反应。分子在分子筛催化剂的作用下反应较为复杂，一般认为包括裂化、齐聚、 环化、和脱氢四个主要步骤。烃分子首先裂化成为低分子“碎片”再经过正碳离子 机理“连接”成环，通过脱氢转移生成芳烃（有机化工原料） 。加氢的目的是将凝析 油中的硫、氧、烷烃含量高，安定性差的不饱和烃生成为稳定的芳烃，除去有害物 质硫化物等。 原料分离预处理 自罐区来凝析油经脱水罐脱水后，再经换热后进入加热炉加热，然后进入精分 塔，在0.8mpa压力下，按照馏程段分为：液态烃馏分段、精馏凝析油馏分段、重质 凝析油馏分段。 深加工反应部分 凝析油自罐区来，经过分离后，中间原料精馏凝析油通过过滤器除去原料中大 于25m的颗粒，在缓冲罐液位及流量串级控制下进入缓冲罐，缓冲罐由燃料气保护， 避免原料油接触空气。自缓冲罐来的原料经进料泵升压，在流量控制下与一路混合 氢混合，混合进料经反应流出物混合进料换热器与反应流出物换热，再进反应进料 加热炉，升温至反应所需温度后进入加氢反应器，在催化剂作用下进行脱硫、脱氮、 和异构化、脱氢、聚合等反应。加氢第一反应器设置第二个催化剂床层，床层间设 有注急冷氢设施，进入第二加氢反应器。 换热后的反应流出物与进料换热后，反应流出物先经混合反应流出物/低组分换 热器，再经空冷器冷却至50进入分离器。为了防止铵盐在低温部位析出，堵塞设 备和管路，在空冷器的入口管线注入除氧水，其中混合反应流出物/低分油换热器管 程前入口管线上也设置注水点，可根据情况间断注水。冷却后的反应流出物在高压 分离器进行油、气、水三相分离。高分在液位控制下，进入低压分离器。高分气经 循环氢脱硫塔入口分液罐脱除携带的微液滴后进入循环氢脱硫塔底部。自装置外来 的贫胺液经贫胺液泵升压进入循环氢脱硫塔顶部，与塔底循环氢逆向接触脱硫。脱 硫后的循环氢经循环氢压缩机入口分液罐分液后进入循环氢压缩机升压，然后分成 两路，一路与来自新氢压缩机出口的新氢混合成为混合氢；另一路作为急冷氢至反 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 7 应器。 自装置外来的新氢进入新氢压缩机入口分液罐分液后，经新氢压缩机升压后与 循环氢压缩机出口的循环氢混合成为混合氢，混合氢分成两路，分别与两路原料混 合。 低分油在液位和流量串级控制下经与混合反应流出物换热后进入分馏部分。含 硫污水送出装置外统一处理，低分气送装置外统一脱硫并回收氢气。低分操作压力 为2.0-3.0mpa，通过压控调节低分气的量来维持压力。 分馏部分 分馏部分为稳定，分馏塔，低分油经换热后进入稳定塔，塔顶液化汽经塔顶冷 凝器冷凝冷却后，进入塔顶回流罐气液相分离，一部分回流，液态烃一部分采出， 瓦斯气放空进全厂管网，塔底油进入产品分馏塔分出轻烃、混合芳烃、重芳烃等产 品。 产品分馏塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器冷凝后，进产品分馏塔顶回流罐。轻 烃经产品分馏塔顶回流泵升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为产品出装置；含 油污水进入含油污水管网。第一侧线采出为混合芳烃，塔底为重芳烃。 1.2.4.2 天然气制氢装置 天然气制氢由天然气蒸汽转化制转化气和变压吸附(psa)提纯氢气(h2)两部分组 成，压缩并脱硫后的天然气与水蒸汽混合后，在镍催化剂的作用下于750850将 天然气物质转化为氢气(h2)、一氧化碳(co)和二氧化碳(co2)的转化气，转化气可以 通过变换将一氧化碳(co)变换为氢气(h2)，成为变换气，然后，转化气或者变换气 通过变压吸附(psa)过程，得到高纯度的氢气(h2)。 1.2.4.3 重质油轻质化装置 重质凝析油由罐区来进入加压泵加压后进入以及换热器然后再进入分馏塔，换 热后的轻组分上行，原料与塔底物料流出经塔底泵经过二级换热后进入加热炉预热 段，然后进入加热炉加热至 410，依次进入反应器，反应温度 410-450，反应 压力 1.8-2.0mpa,反应时间 30-40min,经裂化反应后的物料从上部采出进入分馏塔底 部换热器，与塔底原料冷换后进入分馏塔上行，上部轻组分采出后进入稳定塔，稳 定塔顶采出干气和液化气送往干气系统和液化气系统。 稳定塔底组分经塔底泵后进入分馏塔中部回流。分馏塔中上部采出馏分为粗石 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 8 脑油、中下部采出为重石脑油。粗石脑油与重石脑油由于硫含量高和不饱和烃的存 在，导致质量较差，不能作为产品销售，所以必须采取加氢改质处理。反应器底部 循环物料部分作为4#燃料油外售。 1.2.4.4 石脑油混合加氢装置 工艺原理为在氢和催化剂存在下，使油品中的硫、氧、氮等有害杂质转变为相 应的硫化氢、水、氨而除去，并使不饱和烃加氢饱和，以改善油品的质量，生产合 格的溶剂油。 反应部分 重石脑油、粗石脑油自装置外来，通过过滤器除去原料中大于 25m 的颗粒， 在缓冲罐液位及流量串级控制下进入轻质化油缓冲罐，缓冲罐由燃料气保护，避免 原料接触空气。自缓冲罐来的原料经加氢改质进料泵升压，在流量控制下与一路混 合氢混合，混合进料经改质反应流出物/原料油混合进料换热器与改质反应流出物换 热，再进改质反应进料加热炉，升温至改质反应所需温度后进入加氢改质反应器， 在催化剂作用下进行脱硫、脱氮、芳烃饱和和异构化等反应。加氢改质反应器设置 三个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。 换热后的改质反应流出物与换热后的精制反应流出物混合，混合后的反应流出 物先经混合反应流出物/低分油换热器，再经空冷器冷却至 50进入高压分离器。 为了防止铵盐在低温部位析出，堵塞设备和管路，在空冷器的入口管线注入除氧水， 其中混合反应流出物/低分油换热器管程前入口管线上也设置注水点，可根据情况间 断注水。冷却后的反应流出物在高压分离器进行油、气、水三相分离。高分油在液 位控制下，进入低压分离器。高分气经循环氢脱硫塔入口分液罐脱除携带的微液滴 后进入循环氢脱硫塔底部。自装置外来的贫胺液经贫胺液泵升压进入循环氢脱硫塔 顶部，与塔底循环氢逆向接触脱硫。脱硫后的循环氢经循环氢压缩机入口分液罐分 液后进入循环氢压缩机升压，然后分成两路，一路与来自新氢压缩机出口的新氢混 合成为混合氢；另一路作为急冷氢至反应器。 自装置外来的新氢进入新氢压缩机入口分液罐分液后，经新氢压缩机二级升压 后与循环氢压缩机出口的循环氢混合成为混合氢，混合氢分成两路，分别与两路原 料混合。 低分油在液位和流量串级控制下经与混合反应流出物换热后进入分馏部分。含 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 9 硫污水送出装置外统一处理，低分气送装置外脱硫并回收氢气。 分馏精馏部分 分馏部分为双塔汽提流程。低分油经换热后进入脱硫化氢汽提塔，塔顶油气经 汽提塔顶空冷器冷凝冷却后，进入脱硫化氢汽提塔顶回流罐三相分离，含硫化氢气 体送装置外统一脱硫；酸性水经酸性水总管出装置；塔顶油经脱硫化氢汽提塔顶回 流泵升压后全部作为塔顶回流；塔底油经进料换热器与石脑油换热后进入产品分馏 塔。 产品分馏塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器冷凝后，进产品分馏塔顶回流罐。油 气经产品分馏塔顶回流泵升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为产品出装置；含 油污水进入含油污水管网。分馏塔底油一部分经分馏塔底重沸炉泵升压，分馏塔底 重沸炉加热后返塔；另一部分作为产品由泵升压、经换热冷却至 50出装置，塔底 经泵抽出、换热、冷却加氢溶剂油出装置。 1.2.4.5 气分装置 从芳构化来的液化气，经脱硫进入气分装置原料缓冲罐，经原料泵送至原料-混 合 c4 换热器与脱 c3 液化气换热后，进入脱丙烷塔。c2、c3 馏分从塔顶馏出，经脱 丙烷塔冷凝器冷凝后进入脱丙烷塔顶回流罐，冷凝液一部分用脱丙烷塔回流泵抽出， 作为脱丙烷塔回流，另一部分用脱乙烷塔进料泵升压，送至脱乙烷塔作为进料。塔 底 c4 馏分自流至原料-混合 c4 换热器与原料换热放出热量后，去 mtbe 装置作原料。 脱乙烷塔塔顶馏出气体经脱乙烷塔冷凝器部分冷凝后，进入脱乙烷塔回流罐。 回流罐中的不凝气主要为 c2，经压力控制阀调压后送至燃料气管网。回流罐中的液 体用脱乙烷塔回流泵全部送回脱乙烷塔顶作为回流，塔底的 c3 馏分自脱乙烷塔塔底 自流进入丙烯塔，下段为 1#丙烯塔，上段为 2#丙烯塔。1#丙烯塔塔底用重沸器供热， 用催化装置来的热水作为重沸器的热源。 1#丙烯塔底的丙烷产品，经丙烷冷却器冷却至 40后出装置去罐区储存。1#丙 烯塔顶排出的气体进入 2#丙烯塔下部，2#丙烯塔底部液体由丙烯塔中间泵送回 1#丙 烯塔顶部作为回流。2#丙烯塔塔顶馏出气体经丙烯塔冷凝器冷凝后，进入丙烯塔回 流罐，用丙烯塔回流泵抽出后分两部分：一部分送回 2#丙烯塔顶部作为回流，另一 部分作为丙烯产品出装置。 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 10 1.2.4.6 甲基叔丁基醚（mtbe）装置 从上游气体分馏装置来的 c4 馏分进入 c4 原料缓冲罐，在此沉降分离掉可能携 带的游离水，经 c4 原料泵升压后送至管道混合器。从罐区来的甲醇经甲醇泵升压后， 一路送至催化蒸馏塔反应段的中部；另一路送至管道混合器在此与 c4 充分混合后， 醇烯比保持在 1.15：1 左右，进入原料预热器加热后进入原料净化-醚化反应器，反 应器中装有大孔径磺酸阳离子交换树酯，该树酯既用作原料净化剂，又用作反应催 化剂，原料中的异丁烯和甲醇在此反应生成 mtbe。由于此反应为放热反应，温度由 上而下逐步升高，物料部分气化，以气液混相从反应器顶部流出进入催化蒸馏塔进 料-产品换热器，与 mtbe 产品换热至 70后进入催化蒸馏塔。液相 mtbe 从塔底流 出，经 mtbe 产品冷却器冷却至 40后，送至罐区储存。未反应的甲醇和 c4 馏份以 共沸物从塔顶馏出，经催化蒸馏塔冷凝器冷凝后进入催化蒸馏塔回流罐，由催化蒸 馏塔回流泵抽出，冷凝液一部分送往塔顶作为回流，另一部分经萃取塔进料冷却器 冷却后，送至甲醇萃取塔的下部作为进料。 甲醇萃取塔作为未反应甲醇和 c4 馏份的共沸物分离设备，用水作萃取剂进入萃 取塔上部。在此甲醇为水所萃取。萃余液从塔顶排至未反应 c4 罐，然后用未反应 c4 泵送至液化气罐区储存。萃取液为甲醇水溶液，从塔底用甲醇回收塔进料泵抽出， 送至甲醇回收塔进料-萃取水换热器换热后进入甲醇回收塔。 在甲醇回收塔中甲醇从水溶液中解析出来从塔顶馏出，经甲醇回收塔冷凝器冷 凝后进入甲醇回收塔回流罐，由甲醇回收塔回流泵抽出，一部分送往塔顶作为回流， 另一部分在装置内循环使用或送至甲醇罐区。塔底流出的是含微量甲醇的水，由萃 取水泵加压后先和甲醇回收塔进料换热，再经萃取水冷却器冷却后送入甲醇萃取塔 顶部循环使用。 1.2.4.7 硫磺回收单元 claus 硫回收单元 酸性气自系统管网、含氨酸性气自污水汽提装置进入本装置和尾气净化部分再 生塔顶返回的酸性气混合，进入酸性气预热器预热，升温后进入酸性气分液罐，分 离酸性气携带的液体，分离出的液体进入酸性水排液罐，再由 n2压至系统酸性水管 网。自酸性气分液罐顶部出来的酸性气与空气鼓风机来的适量空气在主烧咀内混合 进行燃烧反应，接着在主燃烧室内进一步达到平衡，生成的过程气经 claus 废热锅 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 11 炉取热发生 3.5mpa 蒸汽后冷却，进入第一硫冷凝器被除氧水冷却，其中的硫蒸汽被 冷凝、捕集分离。第一硫冷凝器出来的过程气进入第一在线燃烧室，由燃料气加热 至合适温度后进入第一级 claus 反应器，在催化剂作用下发生 claus 反应，过程气 出反应器后进入第二硫冷凝器被除氧水冷却，其中的硫蒸汽被冷凝，捕集分离。第 二硫冷凝器出来的过程气进入第二在线燃烧室，由燃料气加热至合适温度后进入第 二级 claus 反应器，在催化剂作用发生 claus 反应，过程气出反应器后进入第三硫 冷凝器被除氧水冷却，其中的硫蒸汽被冷凝，捕集分离。第三硫冷凝器出来的过程 气经捕集器进一步分离出液硫后进入尾气净化单元。当尾气净化单元故障时，直接 去尾气焚烧炉焚烧，焚烧后的高温气体经随后的蒸汽过热器取热，废热锅炉发生 1.6mpa 蒸汽后冷却后，由烟囱高空排放。 各个硫冷凝器和捕集器出来的液硫经硫封罐后汇集到液硫池，经过脱气后由液 硫泵送至液硫罐区。 尾气净化单元 claus 硫回收部分出来的尾气进入还原燃烧室，与其产生的还原气（当其产生 的还原气不足时，可有系统供给）混合，加热后进入还原反应器，在催化剂作用下 发生水解还原反应，尾气中的各种硫化物水解、加氢还原为 h2s，加氢尾气出还原反 应器后进入蒸汽发生器被除氧水冷却，产生蒸汽。尾气出蒸汽发生器后进入急冷塔 冷却，其中的水蒸汽组分被冷凝成工艺水，冷却后的尾气进入吸收塔，其中 h2s 和 部分 co2等气体被 mdea 溶剂吸收，吸收塔顶的尾气进入焚烧室焚烧。 出急冷塔底的急冷水由泵送至急冷水空冷器冷却后循环使用，冷凝的工艺水由 泵送入系统酸性水管网。 吸收了 h2s 和部分 co2等气体的富溶剂（富液）从吸收塔底进入富液泵，升压 后送至半贫液-富液换热器、精贫液-富液换热器换热，进入再生塔上段再生，再生 后的一部份粗溶剂（半贫液）由泵送至半贫液-富液换热器、半贫液空冷器冷却后进 入吸收塔中部；另一部份半溶剂进入再生塔下段再生，再生后的精溶剂（精贫液） 由泵送至精贫液-富液换热器、精贫液空冷器冷却后进入吸收塔上部，溶剂循环使用。 再生塔顶出来的酸性气经再生塔顶空冷器冷却后进入回流罐，经分离后气相返回至 claus 单元。回流罐底的凝液经回流泵升压后返回再生塔上部回流。损耗的 mdea 溶 剂由溶剂储罐经泵升压后补充。 尾气焚烧单元 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 12 来自尾气净化单元的尾气或尾气净化单元旁路的 claus 尾气以及来自液硫池的 抽空气进入焚烧炉焚烧。焚烧后的高温烟气经随后的蒸汽过热器取热产生过热蒸汽， 再经焚烧炉废锅取热发生蒸汽，冷却后的烟气由烟囱高空排放。 1.2.4.8 干气、液化气脱硫单元 拟建项目装置自产干气和液化气均须经过脱硫处理。液化气采用 mdea 水溶液 抽提脱除硫化氢，采用碱洗精制脱除硫醇。干气采用 mdea 水溶液吸收脱除硫化氢。 干气、液化气脱硫 来自生产装置中的冷低分气进入低分气分液罐，自分液罐顶部引出的气体进入 低分气脱硫塔底部。该塔内装三层散堆填料，贫液通过贫溶剂泵打入低分气脱硫塔 顶部，由塔底上升的气体与由塔顶下流的贫液在塔中逆流接触，气体中的硫化氢被 胺液吸收。塔顶经脱硫后的气体在压力控制下经低分气旋流除胺器送至 psa 或膜分 离回收氢气或改入高低压瓦斯系统。 干气进入干气分液罐，从罐顶部引出的气体进入干气脱硫塔底部。干气脱硫塔 内装填料，贫液自贫溶剂泵进入干气脱硫塔顶部，由塔底上升的气体与由塔顶下流 的贫液在塔中逆流接触，气体中的硫化氢被胺液吸收。塔顶经脱硫后的气体在压力 控制下经干气旋流除胺器送出装置，进入装置外高压瓦斯系统（燃料气系统） 。富液 出装置送溶剂再生单元。 从吸收-稳定系统来富含硫化氢的液化气从液化气脱硫塔的下部进入，溶剂则 从液化气脱硫塔的上部进入，脱硫后的液化气进入溶剂沉降罐，脱除携带的胺液后 进入脱硫醇单元；塔底吸收硫化氢的富胺液自压到胺液再生部分。 液化气脱硫醇 经过胺洗脱除硫化氢的液化气在流量控制下进入本系统，首先进入溶剂沉降罐， 脱除可能夹带的胺液。然后与注碱泵来的 naoh 溶液一起进入静态混合器，经过充分 混合后，进入预碱洗罐。在预碱洗罐中液化气和碱液通过沉降分离，预碱洗罐底的 碱液回至碱液贮罐循环使用，直至有大量碱渣析出，预碱洗效果明显下降时，将碱 渣不定期地送至碱渣处理装置再生。液化气从预碱洗罐顶部逸出，经过液化气过滤 器过滤出携带的碱渣，进入液膜脱硫塔。脱除绝大部分硫醇，液化气和碱液在液膜 脱硫塔下部的分离罐中分离，液化气从分离罐顶部出来，并作为产品-民用液化气送 出装置至民用液化气罐区，碱液从分离罐底部出，回到碱液贮罐，碱液在循环过程 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 13 中，碱液吸收液化气中的硫醇后，部分碱液转化为硫醇钠，有效碱浓度不断降低， 脱硫能力不断降低，当其中的游离碱浓度降低一定程度时，脱硫效率明显下降，需 更换碱液。 溶剂再生 干气、液化气来富液由液化气脱硫塔、干气气脱硫塔底部抽出，通过富液过滤 器除去杂质后再经贫富液换热器，换热至 98后进入富液闪蒸罐降压闪蒸，少量的 轻烃气体汽化后在压力控制下排至低压瓦斯管网，闪蒸后的富液由闪蒸罐底部抽出， 在液位控制下自压进入溶剂再生塔第 4 层塔盘。溶剂再生塔设有 24 层浮阀塔盘。胺 液由溶剂再生塔下部集液箱抽出作为溶剂再生塔底重沸器进料，经重沸加热后返回 塔底部，再生塔底重沸器的热源正常生产时由装置自产的饱和蒸汽提供。开工时 1.0mpa 蒸汽经减温减压器后作为重沸器的热源。溶剂再生塔顶部气体经溶剂再生塔 顶空冷器冷却至 40后进入溶剂再生塔顶回流罐，罐顶部出来的酸性气在压力控制 下送到硫磺回收装置，底部抽出的液体经溶剂再生塔顶回流泵升压后作为塔的回流。 再生后的 mdea 溶液由再生塔底部抽出，先经溶剂再生塔底泵升压后再进贫富 溶剂换热器换热，最后至贫溶剂空冷器冷却至 55后进入溶剂储罐。由溶剂储罐出 来的贫溶剂至贫溶剂泵，升压后进入溶剂冷却器冷却到 40再分二路，一路在流量 控制下进入液化气脱硫塔顶部，另一路在流量控制下进入干气脱硫塔。在贫溶剂接 力泵出口有一小部分贫溶剂通过在线贫液过滤器除去溶剂中的杂质后返回至溶剂缓 冲罐储罐。 1.2.4.9 污水汽提单元 自各上游装置来的原料水经过滤器过滤后，进入原料水脱气罐进行脱气脱油， 脱出的轻油气送至低压瓦斯管网，部分污油排入污油罐。脱气脱油后的原料水经液 位调节控制后送入原料水罐进行沉降脱油。 原料水罐采用罐中罐脱油技术脱除大部分浮油，脱出的污油排入污油罐，脱油 后的原料水经原料水泵升压、旋流除油器进一步除油后，经流量调节控制后与原料 水/净化水换热器换热至100后进入汽提塔第一层塔板。原料水在汽提塔中自上而 下流动，由汽提塔底重沸器汽提后，h2s和nh3组份自酸性水中逸出，由下而上从塔 顶分出。塔顶酸性气经塔顶空冷器冷却至90后进入塔顶回流罐进行气液分离，分 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 14 离后的酸性气经压控后去硫磺回收装置作原料，酸性液则由塔顶回流泵升压经流量 调节控制后返回到塔顶作回流。 塔底液体经重沸器加热到128的温度后，变成气液两相返回至汽提塔，汽体在 塔内参与传质，液体作为净化水由净化水泵升压和原料水/净化水换热器换热至68 后，再经净化水空冷器、净化水冷却器冷却至40经流量控制调节后出装置。 1.0mpa汽提蒸汽由系统管网来，经流量控制调节后作重沸器的热源,其凝结水则 进入凝结水罐，经流控调节后出装置。 1.31.3 项目合理性分析项目合理性分析 1.3.1 产业政策符合性 中华人民共和国国家发展和改革委员会令第9号产业结构调整指导目录(2011 年本)(2013年修正)鼓励类第七款石油、天然气中第4条：“油气伴生资源综合利 用”。本项目采用凝析油为原料，属于油气伴生资源的利用；另外，本项目所采用 的工艺及装置也均不在产业结构调整指导目录(2011年本)(2013年修正)禁止类、 淘汰类目录中，因此本项目符合国家产业政策要求。 中华人民共和国国家发展和改革委员会令第15号天然气利用政策(自2012年 12月1日施行)第一类优先类工业燃料第7条：“作为可中断用户的天然气制氢项目”。 本项目制氢装置采用天然气，符合国家天然气利用政策要求。 1.3.2 行业规划符合性 1.3.2.1 与山东省化学工业“十二五”发展规划符合性分析 山东省化学工业“十二五”发展规划发展重点中指出：“发挥盐卤资源、 油气资源、港口资源、化工园区和骨干企业的基础优势，加快海洋化工产业向化工 园区聚集和企业间的整合，搞好与石油化工、煤化工产业的结合，加大招商引资力 度，大力发展深加工产业，集聚式发展海洋化工产业。发展潍坊滨海经济开发区、 中国海洋化工（寿光）产业基地、昌邑卜庄化工产业园、鲁北生态工业示范园区、 无棣盐化工业园区、沾化城东工业园、东营港经济开发区、东营经济开发区、平度 新河化工产业集中区、烟台化学工业园、莘县古云现代盐化工基地、阳信海洋化工 产业基地等海洋化工产业园区。” 本项目属石油化工项目，位于潍坊滨海经济开发区，符合山东省化学工业“十 二五”规划。 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 15 1.3.2.2 与山东省化学工业调整规划符合性分析 根据山东省人民政府关于印发鲁政 发200950 号，在发展重点中提出：“3.石油化工。重点改造领域是：加快用 清洁燃料生产技术及装备、含硫原油加工和增产柴油技术及装备、重油深度加工技 术及装备改造现有炼油装置。改造提升乙烯装置并大力发展乙烯、丙烯、芳烃等深 加工产品，延长产业链。”。 本项目产品主要为芳烃，属于山东省化学工业调整振兴规划中的发展重点，项 目的建设符合山东省化学工业调整规划要求。 1.3.3 环保要求符合情况 1.3.3.1 与鲁环发2007131号文符合性分析 为了进一步落实好环境影响评价和“三同时”制度，确保治污减排任务的完成 和生态环境的进一步好转，山东省环境保护局以鲁环发2007131 号文的形式发布 了关于进一步落实好环评和“三同时”制度的意见 。拟建项目满足建设项目审批 的原则，项目的建设不属于企业限批，不属于局部禁批或限批，亦不属于区域限批， 符合 131 号文件的相关要求。 1.3.3.2 与鲁环函2012263号文符合性分析 为增强建设项目环评审批的规范性，提高行政服务效能，山东省环保厅制定了 建设项目环评审批原则。拟建项目不在南水北调流域、不在控制的重点行业建设项 目范畴内，满足建设项目环评审批原则（试行） （鲁环函2012263 号文）中的 相关要求。 1.3.3.3 与鲁环评函2012138号文符合性分析 为了进一步落实好环境影响评价公众参与监督管理工作，围护公众合法环境权 益、维护社会稳定，山东省环境保护局以鲁环评函2012138 号文的形式发布了 山东省环境保护厅关于加强建设项目环境影响评价公众参与监督管理工作的通知 。 拟建项目公众参与工作由建设单位负责开展，调查方案符合办法的要求并取得 了当地环保部门同意，调查范围、调查内容全面、客观、规范，并按照相关规定进 行了信息公告，符合 138 号文件的相关要求。 1.3.3.4 与鲁环函2012509号文符合性分析 为了落实环境保护部关于切实加强风险防范严格环境影响评价管理的通知 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 16 （环发201298 号文） ，山东省环境保护厅以鲁环函2012509 号文的形式发布了 山东省环境保护厅转发的 通知 。 拟建项目已严格按照环境影响评价公众参与暂行办法 （环发200628 号） 、 山东省环境保护厅关于加强建设项目环境影响评价公众参与监督管理工作的通知 （鲁环评函2012138）等文件的规定，完成了环境影响评价公众参与监督管理相关 工作。根据关于发布的公告 （环境保护 部公告 2012 年第 51 号）要求，本项目向环保部门报送环境影响报告书时，已提交 了报告书简本。由此可见，拟建项目符合 509 号文的相关要求。 1.3.4 潍坊市城市总体规划符合情况 根据潍坊市城市发展总体规划，规划范围为西至西外环路、东至东外环路、南 至南外环路、北至北外环路，占地 210km2。潍坊市城市远景规划形成一大两小三个 组团，每个组团相对集中、逐步发展。潍城、奎文为中心城区，用地发展为 138km2，人口 100 万；寒亭城区用地发展为 48km2，人口 30 万；坊子城区用地发展 为 24km2，人口 20 万。使中心城区形成以高新技术产业为主体，金融、贸易、信息、 旅游、服务业全面发展的格局；将寒亭建成综合工业区，使坊子发展成为加工工业 区。 拟建项目厂址距离潍坊市区 55km，不在上述城市发展规划范围内。 因此，项目的建设不违背潍坊市城市发展总体规划的要求。 1.3.5 山东潍坊滨海经济开发区总体规划（2005 年-2020 年）符合性分析 开发区重点发展行业为纯碱、石化、农药和盐化工。 开发区的化工园区包括海化项目区、临港化工园区和新兴工业园区。 海化项目区是以石油化工、纯碱、盐化工为主的工业园区，临港化工园区是以 农药化工为主的工业园区，新兴工业园区是以盐化工为主的工业园区，科技项目区 是以无污染的高新技术为主的工业园区。 本项目位于临港化工园区南扩区范围内，目前该区域规划已基本完成，山东省 环保局以鲁环审200865 号文件对潍坊滨海经济开发区规划（区域）环境影响报 告书进行了审查。 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 17 2 2 项目周围环境现状项目周围环境现状 2.12.1 环境质量现状环境质量现状 2.1.1 环境空气质量 根据环境空气质量现状监测评价结果，项目所在区域环境空气质量较好。 so2、no2小时浓度和日均浓度，以及 co 小时浓度均能够达到环境空气质量标准 （gb3095-2012）中的二级评价标准；tsp、pm10日均浓度在六个监测点位均出现了 超标现象，最大超标倍数分别为 0.183 倍和 0.260 倍。非甲烷总烃、苯、甲苯、二 甲苯浓度符合大气污染物综合排放标准详解中相关规定。h2s、氨、甲醇能满足 工业企业设计卫生标准 （tj36-1979）居住区大气中有害物质的一次最高容许浓 度。 2.1.2 地表水环境质量 本次环评环境质量现状监测表明，围滩河、弥河中 bod5、codcr、总氮、硫酸盐、 全盐量、氯化物、总磷、高锰酸盐指数等指标均有超标现象，水体已不能满足地 表水环境质量标准 （gb3838-2002）中类标准。 2.1.3 地下水环境质量 由于当地地下水严重盐碱化，地下水为卤水。本次环评设置的 3 个监测点，三 个监测点位的总硬度、溶解性总固体、高锰酸盐指数、硫酸盐、氯化物 5 项指标监 测值高于 v 类标准下限值，相对类标准值最大超标倍数分别为 89.0 倍、51.0 倍、 0.32 倍、11.2 倍和 99.57 倍，这可能是沿海地区地下水倒灌导致的。其余各监测因 子在各监测点均满足地下水质量标准 （gb/t14848-93）中 v 类标准或生活饮用 水卫生标准 （gb5749-2006）要求。 2.1.4 声环境质量 根据本次环评环境质量现状监测情况，设置 4 个监测点，四个监测点位昼夜噪 声值均不超标，项目区及周边声环境质量良好，满足声环境质量标准 （gb3096- 2008）中 3 类区标准要求。 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 18 2.22.2 环境影响评价范围及保护目标环境影响评价范围及保护目标 根据当地气象、水文、地质条件和该工程“三废”排放情况及厂址周围居民区分 布特点，本次评价的环境空气、水环境、声环境、生态环境评价范围见表 2.2-1 和图 1。 3 3 污染物产生情况及防治措施污染物产生情况及防治措施 3.13.1 一期工程污染因素、治理措施及污染物排放情况一期工程污染因素、治理措施及污染物排放情况 3.1.1 废水 废水污染物产生情况 一期工程产生的废水主要包括含硫废水、含油废水、含盐废水及生活污水。 含硫废水包括：芳构化装置塔顶回流罐、分离器排水，硫磺回收单元急冷塔 排水。 含油废水包括：各生产单元机泵冷却排水；分离装置、制氢装置塔顶回流罐、 分离器排水；地面冲洗水；储运工程排水。 含盐废水包括:主要是循环冷却系统排污水、汽包排污水。 生活污水。 一期工程各生产单元废水及污染物排放量见表 3.1-1。 治理措施 拟建项目设计时考虑雨污分流、清污分流、污污分流，废水分质收集、分质处 理、分质利用。以减少废水产生与排放，节约水资源。 拟建项目含硫废水产生量为 1m3/h，送配套建设的污水汽提装置进行处理后，再 送本项目新建的生化污水处理装置进一步处理。 拟建项目其余含盐废水、含油废油、生活污水则由厂区新建污水处理站进行处 理。 公司新建污水处理站考虑为二期工程预留废水处理规模，污水处理装置流程如 图 2。 拟建污水处理场设计进出水水质指标见表3.1-2。 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 19 图2 污水处理装置流程图 污染物排放情况 根据一期工程水平衡，一期工程需外排废水包括含盐废水、含硫废水、含油废 水、生活污水等，进入厂区污水处理站的总废水量为 17.2m3/h，即 137600m3/a。全 厂废水经厂内污水处理站处理后通过管网排入潍坊崇杰污水处理厂。 一期工程污水进潍坊崇杰污水处理厂时，水质执行污水排入城镇下水道水质 标准 （cj343-2010）中 b 等级标准，codcr 500mg/l，氨氮 45mg/l，则一期工程废 水排放量为 137600m3/a，排放 codcr 量为 68.8t/a，排放氨氮量为 6.19t/a。 3.1.2 废气 一期工程废气包括有组织废气和无组织废气。 有组织废气主要包括：一期制氢装置、一期芳构化装置以及硫磺回收装置焚烧 尾气。 无组织废气主要是生产装置区、储罐区和装车区各种物料无组织排放的废气。 3.1.2.1 有组织排放 废气污染物产生情况 根据工程分析可知，一期工程各生产装置共有各种加热炉 4 台，尾气焚烧炉 1 台；另外，设计需 2 台 10t/h 燃气调峰锅炉，用于开停车及不稳定情况下调节，平 时不运行；排气筒 6 个。 治理措施 一期工程有组织排放废气污染源排放的污染物主要为 so2和 no2。废气治理措施 如下： 各加热炉烟气中的 so2含量与燃料中硫含量有关，使用燃料气及低硫燃料油 能有效降低 so2的排放量。本项目各加热炉及调峰锅炉燃用生产过程中自产干气和 液化气，干气与液化气均采用 mdea 溶剂脱硫后再供加热炉使用。脱硫后干气、液化 气中总硫含量控制在 100ppm 以下。 硫磺回收装置尾气 so2含量与硫磺回收处理效果有关，本项目硫磺回收装置 拟采用“二级克劳斯硫转化+尾气加氢还原”技术，硫回收率达 99.7%以上。 no2的排放量与燃料中的 n2含量及燃烧火嘴结构有关，本项目加热炉采用热 管式空气预热器，尽量降低加热炉排烟温度，并采用新型火嘴，提高锅炉热效率， 100 万吨/年凝析油分离、深加工生产有机化工原料项目环境影响报告书 简本 20 降低 no2产生量。 调峰锅炉燃用天然气，仅在开停车及不稳定状态下调节使用，正常生产时不 运行。 污染物排放情况 一期工程有组织废气排放情况见表 2.14-2。由表可以看出一期工程所排工艺废 气均能满足大气污染物综合排放标准 （gb16297-1996）表 2 中的二级标准要求， 同时各加热炉废气也能满足山东省锅炉大气污染物排放标准 （db37/2374-2013） 中表 2 标准。一期废气 so2排放量为