中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司.doc

中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司140万吨/年柴油加氢及配套项目竣工环境保护验收报告1、前言中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司是中国石油天然气股份有限公司下属的燃料油型炼油企业，公司成立于1990年5月，1992年11月建成投产首期炼油装置，其后经过三次技改，目前形成原油加工能力500104t/a的生产规模。现有工程各生产装置规模如下：500104t/a常压蒸馏装置、180104t/a减压蒸馏装置、140104t/a重油催化裂化装置、120104t/a加氢裂化装置、4104Nm3/h制氢装置、0.3104t/a硫磺回收装置、60104t/a连续重整装置、80104t/a减压渣油催化原料预处理装置、20104t/a气体分馏装置、60104t/a 柴油加氢装置、60104t/a 汽油加氢装置、50t/h酸性水汽提装置及配套的公用工程设施。全厂主要产品为车用汽油、3号喷气燃料、车用柴油、普通柴油、液化石油气和丙烯。国家于2013年2月7日颁布实施的车用柴油IV(GB19147-2013)标准，将车用柴油（IV）的硫含量规定为不大于50ppm，柴油过渡期至2014年12月31日，预计2017年底以后，将执行国V车用柴油标准，柴油中硫含量的要求为不大于10ppm。降低柴油硫含量是国内外清洁柴油发展的必然趋势。长庆石化分公司目前年产柴油235.98万吨，包括常减压蒸馏装置产生直馏柴油158.1万吨/年，催化裂化装置产生催化柴油35.37万吨/年，加氢裂化装置产生HC柴油42.51万吨/年，其中直馏柴油和催化柴油均低于国IV标准。已建成投运的60万吨/年柴油加氢装置每年可以对53.47万吨直馏柴油和催化柴油进行加工精制，使其符合国IV柴油标准，但全厂仍有140万吨/年直馏柴油和催化柴油未经加氢处理。本次建设的140万吨/年柴油加氢装置及配套项目是按照国V车用柴油标准对全厂产生的直馏柴油和催化柴油进行加氢处理，使其含硫量达标，提高柴油产品质量。长庆石化分公司140万吨/年柴油加氢及配套项目于2013年8月由陕西中圣环境科技发展有限公司完成环境影响报告书的编制工作，2013年10月18日咸阳市环境保护局以咸环批复【2013】252号文件对其环评报告做出批复，该项目于2013年10月开工建设，主体工程及其配套建设的环保设施已于2014年10月建成，2014年11月7日经咸阳市环境保护局批准投入试运行。 目前，生产设备和环保设施运行基本正常，具备验收条件。根据国务院建设项目环境保护管理条例的有关规定，长庆石化分公司于2014年11月24日委托咸阳市环境监测站对140万吨/年柴油加氢及配套项目进行竣工环境保护验收监测。接到委托后，我站组织有关技术人员对该项目周围环境进行了调研、踏勘，收集相关资料。在此基础上，根据项目工程的实际运行情况以及国家有关环境保护的法律、法规和技术要求，按照该项目环境影响报告书的结论、建议和咸阳市环境保护局的审批意见，以及中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司提供的相关资料，编制了验收监测方案并报市环保局审批，根据审批后的验收监测方案，咸阳市环境监测站分别于2015年4月27日-30日对该企业废水、废气和噪声进行现场监测。针对该工程执行环评审批意见及环评建议的情况，以及环境检查结果，依据验收监测期间该工程污染物排放的监测结果，对照有关国家标准，编制了本验收监测报告。2、验收监测依据2.1建设项目环境保护管理条例（国务院令第253号），1998年11月29日；2.2建设项目竣工环境保护验收管理办法（国家环境保护总局令第13号），2001年12月；2.3关于建设项目环境保护设竣工验收监测管理有关问题的通知及其附件建设项目环境保护设施竣工验收监测技术要求（试行）（国家环保总局环发200038号文），2000年2月24日；2.4中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司140万吨/年柴油加氢及配套项目环境影响报告书，陕西中圣环境科技发展有限公司，2013年8月；2.5咸阳市环境保护局关于中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司140万吨/年柴油加氢及配套项目环境影响报告书的批复，咸环批复2013252号，2013年10月18日；2.6咸阳市环境保护局关于中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司140万吨/年柴油加氢及配套项目环境影响评价执行标准的复函，咸环函2013174号，2013年6月13日；2.7咸阳市环境保护局关于中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司140万吨/年柴油加氢及配套项目试运行的批复，咸环试运行201446号，2014年11月7日；2.8中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司140万吨/年柴油加氢及配套项目环境监理报告，陕西汇源环境工程监理有限公司，2014年10月；2.9咸阳市环境保护局关于中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司140万吨/柴油加氢及配套项目主要污染物排放总量的批复，咸环批复【2013】241号，2013年10月16日；2.10中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司委托书，2014年11月24日；2.11中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司提供的其他资料。3、建设项目概况3.1建设项目地址长庆石化分公司位于咸阳市渭城区任家咀村，该公司140万吨/年柴油加氢装置及配套项目占地面积11200 m2 ，主要建设内容包括新建140万吨/年柴油加氢装置，改造硫磺回收联合装置（包括溶剂再生装置、酸性水汽提装置和硫磺回收装置），加氢液化气精制改造、扩建氮氧站，扩建循环水场，新建办公维修设施。140万吨/年柴油加氢装置位于长庆石化分公司南厂区60万吨/年汽油加氢装置西侧，本项目需改造的硫磺回收联合装置在长庆石化分公司南厂区现有装置的边界内改造，氮氧站扩建在长庆石化分公司厂内现有的氮氧站内改造，循环水场扩建在长庆石化分公司厂内现有的循环水场预留位置进行，新建的三修工房位于南厂区西北角。建设项目地理位置见图1。平面布置见图2。3.2建设项目总投资概算（参照环评）该项目总投资概算为60610万元，建设投资54495万元，流动资金6115万元，工程环保投资1989.5万元，占总投资的3.28%。环保设施投资情况见表3-1。表3-1 本项目环保投资概算一览表名称内容投资额（万元）废气加热炉、重沸炉烟囱332放空管道41.32废水排水管道18.48装置区围堰5.0检查井7.70噪声消音、减振70事故水消防水导流、收集系统15硫磺回收改造酸性水汽提、溶剂再生和硫磺回收改造1500合计1989.53.3工作制度及劳动定员长庆石化分公司共有职工1043人，140万吨/年柴油加氢及配套项目所需的管理人员和技术人员由全厂统一调配，不新增工作人员。每天运行24小时，全年运行8760小时。3.4建设内容3.4.1建设规模及建设性质本项目主要装置建设规模及建设性质见表3-2。表3-2 本项目主要装置建设规模及建设性质一览表序号装置名称建设规模建设性质1柴油加氢装置140万吨/年新建2硫磺回收装置0.4万吨/年改造，现有规模0.3万吨/年3酸性水汽提装置70吨/小时改造，现有规模50吨/小时4溶剂再生装置100吨/小时改造，现有规模50吨/小时5加氢液化气精制8.4万吨/年改造，现有规模5.34万吨/年6循环水场1000m3/h一座扩建7氮氧站扩建1套1600m3/h低温制氮设备扩建8办公、维修设施预留地内新建工房，用地11.9亩新建3.4.2产品方案及规格该项目的产品方案及规格见表3-3。表3-3 140万吨/年柴油加氢及配套项目的产品方案项目产品规模精制柴油139.15104t/a硫磺776.2 t/a酸性气（中间产品）0.04104t/a加氢干气（中间产品）0.95104t/a加氢低分气（中间产品）0.71104t/a加氢石脑油（中间产品）1.35104t/a3.4.3建设项目组成该项目主要建设内容见表3-4。表3-4 主要建设内容一览表设备名称建设内容备注主体工程柴油加氢装置年产140万吨/年柴油加氢装置1套，由反应、分馏、脱硫等部分组成新建。本装置所需原料柴油来自常减压装置和催化裂化装置生产的直馏柴油、催化柴油混合原料，氢气来自重整装置。配套建设工程酸性水汽提装置现有酸性水汽提装置设计规模为50t/h，140万吨/年柴油加氢装置建成后现有的酸性水汽提装置不能满足生产需要。本次采用原有酸性水汽提装置工艺，对主汽提塔和重沸器等主要设备拆除后在原有位置更新，其他设备利旧，改造后酸性水汽提装置处理规模为70t/h改造现有溶剂再生装置现有溶剂再生装置建设规模为50t/h，140万吨/年柴油加氢装置建成后现有的溶剂再生装置不能满足生产需要，本次采用原有工艺，仅对再生塔和重沸器等部分设备拆除后在原有位置更新，其他设备利旧。改造后溶剂再生装置处理规模为100t/h改造现有硫磺回收装置现有硫磺回收装置建设规模为3000t/a，140万吨/年柴油加氢装置建成后现有的硫磺回收装置不能满足生产需要，本次采用原有工艺，对反应器、酸性气燃烧炉、尾气焚烧炉部分设备拆除后在原有位置更新，其他设备利旧，改造后硫磺回收装置处理规模为4000t/a改造现有加氢液化气精制改造将加氢液化气精制装置的处理规模从现有的5.34万吨/年改造为8.4万吨/年，采用原有工艺，更换液化石油气脱硫抽提塔，新增一台液化石油气脱硫罐和液化石油气水洗设施，其他设备利旧改造现有储运系统原料油系统/利用现有2台10000m3直馏柴油罐和2台1000m3、1台3000 m3催化柴油储罐用做柴油中间原料罐柴油成品油系统/依托现有柴油储罐11台，共计13104 m3柴油成品油运输系统/依托现有运输系统公用工程水源依托现有水源给排水系统新建给排水管网接入厂区原有给排水系统依托现有循环水系统在现有循环水场预留位置新建1000m3/h循环冷却塔一座扩建脱盐水系统/依托现有脱盐水站消防系统/依托现有消防系统供配电系统/依托现有变电站及出线线路供热系统/依托现有蒸汽系统空压站/依托现有工程空分站/依托现有工程办公区南厂区西北角预留工地新建，占地面积11.9亩，建筑面积3461m2，布置有三修工房、办公楼、停车棚、自行车棚、废料棚等新建供氮系统改造现有氮气站，建氮气产量1600m3/h的低温法制氮设备1套，产出液氮50升/小时改造环保工程火炬系统/依托原有火炬系统污水处理设施/依托现有污水处理站噪声控制措施选用低噪设备，加装消声器，减震措施风险防范措施/事故水和初期雨水收集依托厂内现有事故水池环境管理/依托现有3.4.4主要原辅材料及能源消耗情况该项目主要原辅材料及能源消耗情况见表3-5。表3-5 主要原辅材料及能源消耗一览表序号物料名称单位消耗量供应方式1原料油万吨/年140常减压装置和催化裂化装置生产的直馏柴油、催化柴油混合原料2氢气Nm3/a12000厂内重整装置提供催化剂及化学药剂序号物料名称年用量（t）一次装入量（t）规格及型号预期寿命年1保护剂、催化剂/146FHUDS-262/2FZC-10533/3FZC-106343瓷球/6.1/356瓷球/6.1/3613瓷球/19/37硫化剂/38DMDS/8缓蚀剂10/9阻垢剂140/10Na3PO4固体0.5/3.4.5主要工艺设备情况140万吨/年柴油加氢装置主要工艺设备情况见表3-6。硫磺回收联合装置主要工艺设备情况见表3-7。液化石油气脱硫装置主要工艺设备情况见表3-8。表3-6 柴油加氢装置主要工艺设备一览表序号设备名称规格型号数量设备标号1加氢精制反应器360022000（T.L）1R-1012脱硫化氢汽提塔2000/240022600（T.L）1T-2013产品分馏塔2000/260026700（T.L）1T-2024干气脱硫塔140020500（T.L）1T-2035热低分气空冷器GP92-4-84-6.4S-23.4/DR-II1A-1016脱硫化氢汽提塔顶空冷器GP92-6-126-2.5S-23.4/DR-II2A-2017产品分馏塔顶空冷器GP92.5-6-160-2.5S-23.4/DR-II2A-2028精制柴油空冷器GP93-8-258-2.5S-23.4/DR-IV4A-2039原料油缓冲罐I380012000（T.L）立式1V-10110原料油缓冲罐II380012000（T.L）立式1V-10211热低压分离器36008000（T.L）立式1V-10312热低分气分液罐12005000（T.L）卧式1V-10413排放气分液罐20005600（T.L）立式1V-10514新氢压缩机入口分液罐14003000（T.L）立式1V-10715新氢压缩机二级入口分液罐随压缩机带1V-108A/B16注水罐16005000（T.L）立式1V-10617脱硫化氢汽提塔顶回流罐12005000（T.L）卧式1V-20118产品分馏塔顶回流罐20006000（T.L）卧式1V-20219贫胺液缓冲罐18005400（T.L）立式1V-20320硫化剂罐24007000（T.L）立式1V-30121地下污油罐20005000（T.L）卧式1V-30222地下溶剂罐16004800（T.L）卧式1V-30323燃料气分液罐18003700（T.L）立式1V-30424净化压缩空气罐26005600（T.L）立式1V-30525放空罐30007500（T.L）卧式1V-30626新氢压缩机19000m3/h2C-101A/B27反应进料加热炉/1F-10128分馏塔底重沸炉/1F-20129原料油增加泵H=253m，=787.12P-101A/B30加氢进料泵H=1557m，=602.42P-102A/B31循环油泵H=81m，=565.32P-103A/B32注水泵H=350m，=992.12P-104A/B33脱硫化氢汽提塔顶回流泵H=70m，=726.22P-201A/B34产品分馏塔顶回流泵H=111m，=729.12P-204A/B35产品分馏塔底重沸炉泵H=123m，=6382P-203A/B36精制柴油泵H=304m，=6382P-2020A/B37干气脱硫塔贫溶剂泵H=93m，=998.32P-205A/B38硫化剂泵H=70m，=10501P-30539地下污油泵H=91m，=8001P-30240地下溶剂泵H=75m，=9901P-30341放空油泵H=102m，=8001P-30142注硫化剂泵=10502P-304A/B表3-7 硫磺回收联合装置主要工艺设备一览表序号设备名称规格型号数量备注1主汽提塔1000/1800/20009150/8650/258001原塔拆除，更换新塔2重沸炉BJS1800-2.5-1160-6/19-42原设备拆除，更换3原料水泵1552泵更换，电机可利用。1用1备4净化水增加泵402泵更换，1用1备5酸性水泵522泵更换，1用1备6再生塔22003055323层浮阀塔盘1原塔拆除，更换新塔7富液闪蒸罐28009508，卧式1更换PWHT8溶剂缓冲罐70007017,立式斜顶1更换9重沸器BJS1400-2.5-680-6/19-41更换10溶剂循环泵862泵更换，1用1备11富溶剂泵552泵更换，1用1备12再生塔顶回流泵552泵更换，1用1备13一级反应器一二级反应器同壳22005224（卧式）内含催化剂9.2m3瓷球（16）1.5 m31更换PWHT14二级反应器15加氢反应器20003074（卧式）内含催化剂3.6m3；16瓷球0.8 m31更换PWHT16急冷塔100018618内含不锈钢散堆填料3.9 m31更换17尾气吸收塔100022489内含不锈钢散堆填料5.5 m31更换PWHT18酸性气燃烧炉170042001更换19尾气焚烧炉242474931更换20余热锅炉150059951更换21取样冷却及排污罐12002908（立式）1新增22燃烧炉鼓风机D40-1.82更换，1用1备23开工循环风机D70-1.21更换24尾气焚烧炉鼓风机D70-1.22更换，1用1备表3-8 液化石油气脱硫装置主要工艺设备一览表序号设备名称规格型号数量备注1液化石油气脱硫抽提塔2200/16002964722/201更换2液化石油气砂滤位利旧3液化石油气脱硫吸附罐180011400立式1移位利旧4液化石油气脱硫吸附罐180011400立式1新增5溶剂缓冲罐20005048立式斜顶1移位利旧6氮气水封罐50022626立式1移位利旧7液化气水洗罐24007000卧式1新增8液化石油气缓冲罐2400731216卧式1利旧9贫液泵DY12-5042新增10除盐水泵3AYD2571新增11液化气水洗泵50AY30A2新增12液化气进料泵65AY10022新增13静态混合器SK-40/1001新增14液化气过滤器DN4001新增3.4.6柴油加氢工艺流程简介及工艺流程图（1）工艺流程简述本项目采用SRH液相循环加氢工艺，反应部分采用炉后溶氢、热低分工艺流程；分馏部分采用双塔流程，脱硫化氢汽提塔采用水蒸气汽提，产品分馏塔设塔底重沸炉。 反应部分。混合原料油自装置外来，在原料油缓冲罐I液面与流量串级控制下，进入原料油缓冲罐II。经原料油增加泵升压后通过原料油过滤器进行过滤，以除去原料油中大于25um的颗粒。滤后原料油在原料油缓冲罐I液面与流量串级控制下依次经精制柴油/原料油换热器、反应流出物/原料油换热器I、反应流出物/原料油换热器II与精制柴油、反应流出物换热后进入原料油缓冲罐II。换热后的原料油在流量控制下经加氢进料泵升压后，进入反应进料加热炉加热至一定温度后与循环油、补充氢混合。混合后的物流经混合溶解器使氢气完全溶解在油中之后进入加氢精制反应器，在催化剂作用下进行脱硫、脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和等反应。该反应器设置四个催化剂床层，床层间设有混合器及补充氢注入点。反应器顶部及床层间设置液位及压力控制，以保证加氢反应始终处于纯液相的空间，并维持反应压力的稳定。自加氢精制反应器顶部及床层间来的排放气经排放气冷却器冷却至40后进入排放气分液罐进行气液分离。顶部气体至装置外，底部凝液送至地下污油罐。来自加氢精制反应器底部的反应流出物分成两路：一路作为循环油经循环油泵升压后与新鲜进料混合作为反应器进料，另一路经高压降压阀降压后，再依次经反应流出物/原料油换热器II、反应流出物/分馏塔进料换热器、反应流出物/原料油换热器I换热至210后进入热低压分离器。热低分气经热低分气空冷器冷凝至50后进入热低分气分液罐，为了防止热低分气在冷却过程中洗出铵盐，堵塞管道和设备，除氧水注至热低分气冷却器入口的管道中。冷却后的低分气在热低气分液罐中进行气、油、水三相分离，顶部闪蒸出来的冷低分气送至装置外氢回收单元，底部出来的冷低分油与热低压分离器底部的热低分油合并后作为脱硫化氢汽提塔进料送至分馏部分，自热低分气分液罐底部排出的酸性水与分馏部分脱硫化氢汽提塔顶回流罐排出的含硫污水合并一起送至酸性水汽提装置处理。装置外来的新氢经新氢压缩机入口分液罐分液后进入新氢压缩机，经二级升压后作为装置的补充氢。分馏部分。分馏部分为双塔汽提流程。热低分油与冷低分油混合后进入脱硫化氢汽提塔，塔顶油气经脱硫化氢汽提塔顶空冷器冷凝后，进入脱硫化氢汽提塔顶回流罐进行油、水、气三相分离，含硫化氢气体送至脱硫部分。酸性水送至装置外；回流液经脱硫化氢汽提塔顶回流泵升压后全部作为塔顶回流；塔底油经反应流出物/分馏塔进料换热器换热后进入产品分馏塔。为了抑制硫化氢对硫化氢汽提塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在脱硫化氢汽提塔塔顶管道采用注入缓蚀剂措施。产品分馏塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器、产品分馏塔顶后冷器冷凝冷却后，进入产品分馏塔顶回流罐。石脑油经产品分馏塔顶回流泵升压后一部分作为塔顶回流，另一部分送至装置外。产品分馏塔底油一部分经产品分馏塔底重沸炉升压，再经产品分馏塔底重沸炉加热后返塔；另一部分作为产品由精制柴油泵升压后，依次经精制柴油蒸汽发生器、精制柴油/原料油换热器、精制柴油/热水换热器、精制柴油空冷器换热冷却至50后出装置。气体脱硫部分。 脱硫化氢汽提塔顶气与已经建成的柴油加氢和汽油加氢的含硫干气合并后至含硫干气冷却器冷却至40后，进入含硫干气旋流脱烃器分液，分液后的干气进入干气脱硫塔底部。干气脱硫塔内装三层散堆填料，贫胺液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。塔顶脱硫后的气体经脱硫干气旋流脱胺器分液后在压力控制下送装置外管网，塔底富胺液在液位控制下送出装置。（2）工艺流程图柴油加氢工艺流程见图3-3。27 图3-3 柴油加氢装置工艺流程及产污环节图底部凝液低分气排放气分液罐全厂氢回收装置低分气补充氢酸性水酸性水汽提装置热低分气分液罐热低压分离器加氢精制反应器反应进料加热炉原料油缓冲罐催化柴油、直馏柴油石脑油回流液酸性水热低分油 冷低分油循环油燃料气塔底油塔顶油气石脑油出装置回流罐产品分馏塔塔顶油气脱硫化氢汽提塔回流罐脱硫化氢汽提塔含硫化氢气体塔底油含油废水脱硫贫液脱硫富液精制柴油重沸炉干气脱硫塔燃料气 废气脱硫干气送出装置3.4.7硫磺回收联合装置改造的工艺流程简介及工艺流程图硫磺回收联合装置由溶剂再生装置、酸性水汽提装置和硫磺回收装置组成。140万吨/年柴油加氢项目投运后产生的溶剂量、酸性水量和硫磺回收量均超过了长庆石化分公司目前溶剂再生装置、酸性水汽提装置和硫磺回收装置的产能，因此需对其进行扩能改造。本次改造是在原有的设备场地、采用原有的工艺流程，对原设备和建构筑物尽量利用，对关键设备进行更换，将现有的溶剂再生装置由50t/h改造为100t/h，酸性水汽提装置由50t/h改造为70t/h，硫磺回收装置由3000t/a改造为4000t/a。（1）溶剂再生装置。自各装置来的含H2S富溶剂经贫富液二级换热器换热后进入富液闪蒸罐并闪蒸出轻烃后，富液经富液泵送至贫富液换热器一级换热，换热后胺液进入再生塔上部。MDEA溶液的再生是通过蒸汽间间接汽提来完成的，由1.0MPa蒸汽经减温减压后在重沸器冷凝提供所必需的热量。塔顶酸性气用再生塔顶冷凝器冷凝冷却后进入酸性气分液罐，分离出的冷凝液作为再生塔顶回流，酸性气送至硫磺回收装置酸性气燃烧炉。离开再生塔的贫液分别经贫富液一级换热器和贫富液二级换热器与富液换热后，再由贫液冷却器冷却至40，进入溶剂缓冲罐缓冲，然后经溶剂循环泵升压后送至上游各装置。改造内容如下：原再生塔拆除，更换新塔。更换富液闪蒸罐、溶剂缓冲罐、蒸汽减温器、贫富液一级换热器、贫液冷却器再生塔顶冷凝器、重沸器、富液过滤器、胺液在线过滤装置、溶剂循环泵、富溶剂泵、再生塔顶回流泵。其他设备利旧。溶剂再生工艺流程见图3-4。图3-4 溶剂再生工艺流程图酸性气硫磺回收装置酸性气分液罐排放气分液器全厂火炬系统冷凝液溶剂缓冲罐贫液冷却器含H2S富溶剂富液闪蒸罐再生塔1.0MPa蒸气1.0MPa蒸气硫磺回收装置贫液送各装置（2）酸性水汽提装置自各装置来的酸性水进入原料水脱气罐，脱出的轻油气送至火炬系统。脱气后的酸性水进入原料水罐A沉降脱油，经酸性水泵加压进入原料水除油器进一步除油后进入原料水罐B，再经原料水进料泵加压后分为两路：其中一路经进料冷却器冷却后进入主汽提塔顶，另一路经原料水净化水一级换热器、一级冷凝冷却器和原料水净化水二级换热器，分别于净化水、侧线气换热至150后，进入主汽提塔的第1层塔盘。塔底用1.0MPa蒸汽间接加热汽提。侧线气由主汽提塔17层塔盘抽出，经过两级冷凝冷却和两级分凝后，得到高浓度的粗氨气；一、二级分凝液经一、二级分凝液冷却器冷却后进入原料水罐A；汽提塔底净化水与原料水换热，一部分经净化水增压泵升压后送至电脱盐回用；一部分再经过净化水空冷器和净化水冷却器冷却至40后，排至含油污水管网；汽提塔顶酸性气经冷却、分液后送至硫磺回收装置。两级分凝后的粗氨气送至现有侧线气处理设施，即送至氨气焚烧炉进行热焚烧处理，焚烧温度1000-1400，将氨分解为氮气后经硫磺回收装置烟尘高空排放。原料水罐顶部设置水封罐，以密闭有害气体的泄放，减轻对操作环节的污染。改造内容为：原主汽提塔拆除，更换新塔。更换二级冷凝冷却器、三级冷凝冷却器、重沸器、原料水泵、净化水泵、酸性水泵。其他设备利旧。酸性水汽提工艺流程见图3-5。图3-5 酸性水汽提工艺流程图全厂火炬系统电脱盐回用含油废水净化水轻油气贫液原料水罐A降油罐硫磺回收装置原料水脱气罐汽提塔原料水罐B酸性水分凝液侧线气焚烧炉粗氨气一级冷凝冷却器二级分凝器二级冷凝冷却塔一级分凝器烟气通过硫回收装置烟囱排放（3）硫磺回收装置自上游来的酸性气进入装置界区后，分别进入酸性气分液罐和胺酸性气分液罐分液，酸性气分液罐排出的酸性凝液自流至酸性液压送罐，定期用氨气压送至酸性水汽提部分处理。经酸性气分液罐分液后的酸性气进酸性气预热器用1.0MPa低压蒸汽预热至160后进入酸性气燃烧炉，由燃烧炉鼓风机来的空气经空气预热器用1.0MPa蒸汽预热至160后进入酸性气焚烧炉，空气设置流量控制调节阀，根据酸性气流量前馈比例调节空气量，控制的目标是使尾气捕集器出口过程气中H2S/SO2比值尽量接近2:1。燃烧后高温过程气进入酸性气燃烧炉废热锅炉冷却至350并发生1.0MPa低压蒸汽后进入一级硫冷凝冷却器，过程气在一级硫冷凝器冷却至170后，液硫从一级硫冷凝器底部经硫封进入液硫池。过程气经一级高温掺和阀加热至240后进入一级反应器，在CLAUS催化剂作用下，硫化氢与二氧化硫发生反应，生产硫磺。反应过程气经二级硫冷凝器冷却至160后，液硫从二级硫冷凝器底部经硫封进入液硫池。过程气经二级高温掺和阀加热至220后进入二级反应器，在CLAUS催化剂作用下，硫化氢与二氧化硫继续发生反应，生产硫磺。反应过程气经三级硫冷凝器冷却至150 并经除雾后，液硫从三级硫冷凝器底部经硫封进入液硫池。尾气再经尾气捕集器进一步捕集硫雾后，进入尾气处理系统。硫磺制成固体粒状出厂，装置的硫磺造粒及成型包装利旧现有的设施。硫池中的液硫释放出的少量硫化氢气体，用蒸汽喷射器抽送至尾气焚烧炉焚烧。CLAUS尾气经尾气-过程气换热器和电加热器加热后在加氢混合器与氢气混合，以提供进行加氢反应的还原介质，之后尾气进入装载有低温催化剂的加氢反应器。在加氢反应器中，在催化剂的作用下，过程气中硫组分被还原或水解成H2S。在加氢反应器中发生的是放热反应，使离开加氢反应器的尾气温度升高，经尾气-过程气换热器降温后进入急冷塔。进入急冷塔的尾气在塔内被急冷水直接冷却至饱和状态，70的塔底急冷水使用急冷水泵加压、急冷水过滤器过滤以及急冷水冷却器冷却至40返回急冷塔循环使用。冷凝下来的酸性水送酸性水汽提装置处理。急冷塔顶尾气管线设置H2在线分析仪，在线分析急冷后的尾气中的H2含量，对进入尾气-氢气混合器的富氢气流量进行控制。为了防止酸性水对设备的腐蚀，需向急冷水中注氨，操作中根据pH值大小，确定注入的氨量。急冷后的尾气进入吸收塔，并在塔内与贫MDEA溶剂进行逆向接触以吸收其中的H2S及部分CO2，吸收塔底的富溶剂经富液泵送至溶剂再生装置进行再生。脱硫后的尾气在吸收塔除雾器脱除夹带的液滴后进入尾气焚烧炉，焚烧后的烟气经烟囱排空。在尾气焚烧炉中，尾气在燃料气助燃的条件下进行焚烧，为了确保进入尾气焚烧炉的燃料气不夹带液滴，燃料气需首先在燃料气分液罐中进行分液。燃烧空气由焚烧炉鼓风机提供。在硫磺回收部分处于正常操作或升温阶段时，尾气处理部分可以被切断并通过惰性气体保持循环。在装置的低负荷工况，一部分急冷塔出口尾气可以被循环回尾气加热器并与来自硫磺回收的新鲜尾气合并，这部分循环的尾气在循环气加热器中被加热到高于新鲜尾气的温度以避免液硫冷凝的危险。改造内容：更换一级反应器、二级反应器、加氢反应器、急冷塔、尾气吸收塔、液硫封罐、凝结水罐、净化风罐、蒸汽分水器、酸性气燃烧炉、尾气焚烧炉、余热锅炉、急冷水泵、富液泵、凝结水泵、燃烧炉鼓风机、尾气焚烧炉鼓风机。新增取样冷却及排污罐。其他设备利旧。硫磺回收工艺流程见图3-6。酸性气分液罐酸性气自酸性水汽提来鼓风机空气液流酸性气自溶剂再生来酸性气燃烧炉废热锅炉一级硫冷凝器液硫池预热器胺酸性气分液罐酸性水1.0MPa蒸气凝结水硫磺回收装置酸性水汽提装置贫液尾气一级反应器二级硫冷凝器二级反应器三级硫冷凝器加氢混合器氢气液流液硫池液硫池液流尾气吸收塔急冷塔加氢反应器烟囱尾气焚烧炉富液贫液溶剂再生系统空气 燃料气图3-6 硫磺回收工艺流程图3.4.8加氢液化气精制改造的工艺流程简介及工艺流程图加氢液化石油气脱硫设施于2007年建成投产，设计处理加氢液化石油气能力5.34万吨/年，液化石油气脱硫采用胺法脱硫+精脱硫工艺，目前，该设施处理加氢和重整液化石油气，处理量大大增加，产品质量无法保证，本次改造将加氢液化石油气脱硫能力由5.34万吨/年改造为8.4万吨/年，以达到相应的处理能力和产品质量指标要求。自加氢裂化装置和连续重整装置来的液化石油气经液化石油气缓冲罐，由液化石油气进料泵送入液化石油气脱硫抽提塔，用浓度为30%的复合甲基二乙醇胺溶液进行抽提，脱硫后的液化石油气与由液化气水洗泵送来的除盐水在静态混合器中混合，进入液化气水洗罐完成水系脱碱。脱碱后液化气与除盐水在水体分离罐分离，除盐水循环用于脱碱，根据产品液化气钠离子含量上升情况定期更换除盐水，新鲜除盐水由除盐水泵送来。脱硫抽提塔底部的富液送到溶剂集中再生装置再生，经再生的贫液返回装置循环使用。由液化水洗罐顶部压出的液化石油气经液化石油气砂滤塔和聚结器脱去微量溶剂后依次进入液化石油气脱氯罐和液化石油气脱硫罐，采用DPS-2型脱硫剂，脱氯脱硫后的精制液化石油气送至罐区。再生后的贫液自溶剂再生装置来，经溶剂缓冲罐缓冲，由贫液泵加压后进入液化石油气脱硫抽提塔上部。为充分去除液化石油气所携带的微量溶剂，在净化液化石油气出装置前设置聚结器，以减少雾沫夹带，避免铜片腐蚀不合格。溶剂缓冲罐设有氮气保护系统，避免溶剂氧化变质，减少溶剂损失。主要改造内容：更换液化石油气脱硫抽提塔。利旧液化石油气砂滤塔。利旧一台液化石油气脱硫罐，新增一台液化石油气脱硫罐。利旧一台溶剂缓冲罐和一台氮气水封罐。新增一台液化气水洗罐和一台液化石油气缓冲罐。新增一台静态混合器和一台液化气过滤器。利旧两台贫液泵。新增一台除盐水泵，两台液化气水洗泵和两台液化石油气进料泵。管道、仪表做相应改造。加氢液化气精制改造工艺流程见图3-7。酸性气溶剂再生硫磺回收装置贫液富液脱硫抽提塔静态混合器液化石油气自重整和加氢裂化来砂滤塔水洗罐液化石油气缓冲罐灌区脱硫塔聚结器脱氯罐图3-7 加氢液化气精制改造工艺流程4、建设项目主要污染源及污染物排放情况 4.1废气排放及治理情况（1）140万吨柴油加氢装置区加热炉和重沸炉燃料燃烧产生的烟气，主要污染物为烟尘、二氧化硫、氮氧化物。加热炉和重沸炉采用厂区脱硫干气，燃料燃烧废气共用1根40米高的排气筒排放。（2）硫磺回收尾气焚烧炉产生的废气，主要污染物为二氧化硫，废气经现有100米高的烟囱排放。（3）酸性水汽提装置与溶剂再生装置产生的酸性气，使用原有管道送硫磺回收装置回收硫磺，剩余尾气经硫磺回收装置尾气焚烧炉燃烧排放。（4）装置区无组织废气。本项目原料油和产品的储存均依托现有储罐。无组织废气主要来自装置区加工过程中产生的跑、冒、滴、漏等，主要污染物为非甲烷总烃。硫磺回收联合装置改造后H2S无组织排放量有所增加。4.2废水排放及治理情况本项目不新增工作人员，没有生活污水产生，生产污水主要为含硫废水、含油废水。（1）含硫废水。主要来自140万吨/年柴油加氢装置热低分气分液罐和脱硫化氢汽提塔顶回流罐等设备以及硫磺回收装置加氢尾气经过急冷塔冷却产生的酸性水。这部分水送至酸性水汽提处理后回用于常压电脱盐注水。（2）含油废水。主要来自140万吨/年柴油加氢装置分馏塔顶回流罐、机泵冷却等工艺环节以及本次配套建设项目产生的含油废水，这部分废水送至厂区现有污水处理站进入后续处理环节。（3）清净下水。主要来自各装置循环冷却定期排水等，主要含少量盐类，这部分废水进入现有污水处理厂进入后续处理环节。含油污水经隔油、气浮后经缺氧好氧池进行生化处理，然后进行絮凝沉淀后，部分废水进入回用水装置深度处理后用作循环水补充水，剩余污水排至氧化塘。4.3噪声排放及治理情况 该项目噪声主要来自空冷器、加热炉、重沸炉、各类泵等生产设备运转时产生，项目通过选用低噪音设备、加装消声器、基础减震等措施减少噪音污染。4.4固体废弃物排放及治理情况（1）140万吨/年柴油加氢装置产生的主要固体废弃物包括加氢反应器产生的废催化剂、废保护剂和废瓷球，这些都属于危险废物，废催化剂6年更换一次，废保护剂3年更换一次，废瓷球3年更换一次，目前均未产生。待产生后计划交由有危废处置资质的单位综合处置。（2）本次配套建设的项目产生的固体废弃物主要包括，硫磺回收装置产生的废CLAUS催化剂和废加氢催化剂，更换周期均为3年；硫磺回收装置和溶剂再生装置产生的废瓷球，更换周期为3年；溶剂再生装置产生的废活性炭，更换周期为3年。这些都属于危险废物，目前未产生，待产生后计划交由有危废处置资质的单位综合处置。（3）本项目不新增工作人员，由厂内现有人员进行调剂，不产生生活垃圾。5、环境影响评价结论、建议及环评审批意见5.1评价结论与建议详见附件1。5.2环境影响报告书审批意见详见咸阳市环境保护局关于中国石油天然气股份有限公司长庆石化分公司140万吨/年柴油加氢及配套项目环境影响报告书的批复（咸环批复2013252号），2013年10月18日。5.3环境影响报告书及环评批复落实情况本项目环境影响报告书、审批意见要求的污染防治对策及其落实情况见表5-1。表5-1 主要环保设施（措施）建设情况一览表类别污染源或污染物环评要求环保设施批复要求实际建设废气加热炉、重沸炉/按照“节能、降耗、减污、增效”的原则优化生产工艺，加热炉、重沸炉利用脱硫干气作为燃料，各类烟气排放必须达到GB9078-1996工业炉窑大气污染物排放标准及GB16297-1996大气污染物综合排放标准二级标准。项目装置酸性气排入硫磺回收系统进行处理。加强对装置装卸区的管理工作，切实减轻无组织排放对周围环境的影响。加热炉、重沸炉利用脱硫干气作为燃料，燃料燃烧产生的烟气经40米高的烟囱排放；酸性水汽提装置与溶剂再生装置产生的酸性气，使用原有管道送硫磺回收装置回收硫磺，剩余尾气经硫磺回收装置尾气焚烧炉燃烧排放无组织废气/装置自产酸性气送硫磺回收装置回收处理后排放废水含硫废水含硫废水送酸性水汽提处理后回用于常压电脱盐按照“雨污分流、清污分流”的原则建设厂区项目管网，初期雨水要集中收集后进行处理，清洁下水综合利用，含油废水及生活污水依托公司污水处理厂处理后回用，废水排放达到GB61/224-2001黄河流域（陕西段）污水综合排放标准一级标准，该标准中未涉及的污染物种类执行GB8978-1996污水综合排放标准一级标准。含硫废水送酸性水汽提处理后回用于常压电脱盐注水；含油污水经隔油、气浮后经缺氧好氧池进行生化处理，然后进行絮凝沉淀后，部分废水进入回用水装置深度处理后用作循环水补充水，剩余污水排至氧化塘；清净下水进入现有污水处理厂处理含油废水含油废水送污水处理场处理后部分回用，剩余部分排放少量清净下水/噪声空冷器、加热炉、换热器和各类泵/进一步优化厂区平面布置，优化选用低噪声环保设备，对大功率强噪声源采取减震、隔声和消声措施，确保厂界噪声排放达到GB12348-2008工业企业厂界环境噪声排放标准中3类区标准要求。本项目属于“厂中厂”项目，装置选用低噪环保设备，对大功率强噪声源采取了减震、隔声和消声等措施续表5-1 主要环保设施（措施）建设情况一览表类别污染源或污染物环评要求环保设施批复要求实际建设固废废催化剂、废瓷球项目营运期按有关要求落实固废和危废处置方案危险废物管理及临时贮存场所严格落实GB18597-2001危险废物贮存污染控制标准要求。废催化剂、废瓷球等危险废物必须交由有危废处理资质的单位进行集中处置，严禁擅自处理；生活垃圾分类收集后由当地环卫部门集中处置。新建的危废暂存间位于厂区东南角，规模为924m2；140万吨/年柴油加氢装置产生的主要固体废弃物包括加氢反应器产生的废催化剂、废保护剂和废瓷球，这些都属于危险废物，废催化剂6年更换一次，废保护剂3年更换一次，废瓷球3年更换一次，目前均未产生。待产生后计划交由有危废处置资格的单位综合处置。本次配套建设的项目产生的固体废弃物主要包括，硫磺回收装置产生的废CLAUS催化剂和废加氢催化剂，更换周期均为3年；硫磺回收装置和溶剂再生装置产生的废瓷球，更换周期为3年；溶剂再生装置产生的废活性炭，更换周期为3年。这些都属于危险废物，目前未产生，待产生后计划交由有危废处置资格的单位综合处置其他三同时制度/项目在设计、施工、运营过程中，认真落实各项污染防治措施，严格执行建设项目环境保护“三同时”制度，确保各类污染物达标排放。建设单位在工程投产后应按照有关要求，及时向项目环保主管部门提出环保设施竣工验收申请，进行验收。重点保证原有环保设施正常运行，确保工程建成投产后“三废”达标排放长庆石化分公司140万吨/年柴油加氢及配套项目于2013年8月由陕西中圣环境科技发展有限公司完成环境影响报告书的编制工作，2013年10月18日咸阳市环境保护局以咸环批复【2013】252号文件对其环评报告做出批复， 2014年11月7日经咸阳市环境保护局