湛江中星丙烯项目环评报告书

1、湛江中星石油化工有限公司12万t/a丙烯及配套设施工程项目环境影响响报告书书（简本）环境保护护部华南环环境科学学研究所所二八八年八月1总则1.1项项目由来来(略)1.2评评价目的的与指导导思想(略)1.3 编制依依据(略略)1.4区区域环境境功能区区划及环境保保护目标标和敏感感点1.4.1污染染控制目目标(略略)1.4.2区域域环境功功能区划划（1）环环境空气气：本项项目所在在地临港港工业园园区环境境空气质质量为二二类功能能区划，执行二二级标准准。（2）水水环境：整个湛湛江港（湾内）划分为为三类功功能区，执行海水水水质标准准（GGB30097-19997）类水质标准准。园区区外排废废水须执执行

2、国家家地表表水环境境质量标标准（GB338388-20002）的四类标准准，本报报告依此此执行。（3）声声环境：本项目目执行城市区区域环境境噪声标标准33类和工业企企业厂界界噪声标标准类标准准。1.4.3环境境保护目目标与环环境敏感感点本评价环环境保护护目标如如下：表1.441 环境空空气保护护目标保护目标标方位与本项目目厂界距距离(mm)与酸性水水汽提及及硫磺回回收装置置距离(m)人口、面面积所处大气气功能区保护对象象石头村ENE126001420060000人类区农村居民民百儒村N220002320022500人类区农村居民民三岭山森森林公园园NW3380038400193000亩类区旅游

3、者仙塘村W4201220012500人类区农村居民民宝满村W6901240053200人类区农村居民民木兰村W268003150015000人类区农村居民民（2）水水环境保保护目标标：由于于目前临临港工业业园区污污水处理理场尚未未建设，与本项项目不能能同步，则先排入湛江江市城市市污水处处理有限限公司霞霞山污水水处理场场处理达达标后统统一排放放南柳河河；待临临港工业业区污水水处理场场建成后后再排入入工业园园污水场场处理。根据广东省省近岸海海域环境境功能区区划本本项目废废水排海海海域为为三类水质质功能区区。水环环境保护护的主要要目标为为：特呈呈岛海洋洋生态系系统保护护区，为特呈岛岛环岛岸岸线旅游游

4、和水产产养殖、红树林林保护区区，直线线距离约约3公里里。（3）声声环境项目周围围无环境境噪声敏敏感点。厂界及及仙塘村村声环境境满足相相应功能能区划要要求。（4）生生态环境境生态环境境保护目目标：为为特呈岛岛环岛岸岸线旅游游和水产产养殖、红树林林保护区区。排放海域域无国家家和地方方政府或或水产部部门划定定的水产产或渔业业资源保保护区，无集中中经济鱼鱼虾类产产卵场等等。1.5评评价等级级及评价价范围大气环境境影响评评价等级级为二级级。以厂厂址为中中心，向向南、向向北、向向西7kkm，向向东5kkm的范范围。水环境影影响评价价工作等等级定为为三级。厂址位位置湛江江湾的西西岸，事事故排放放时其排排放的

5、污污水随潮潮流流向向往复迁迁移扩散散的特点点，确定定水评价价范围为为排海口口附近约约10kkm2海域。声环境评评价等级级定为三三级。厂厂界噪声声评价范范围为厂厂界外11m。生态环境境作一般般性评价价。风险评价价等级为为一级。厂址位位置半径径5kmm范围内内。1.6评评价标准准1.6.1环境境质量标标准（1）环环境空气气：执行行环境境空气质质量标准准（GGB30095-19966）及其20000年年修改单单中的一一级、二二级标准准。（2）水水质标准准：海水水执行海水水水质标准准（GGB30097-19997）第第三类标标准。地地表水南南柳河是是霞山区区西部工工业区的的纳污水水体，广东省省地表水水

6、环境功功能区划划（试行行方案）未规规定其水水质目标标，湛江江市环保保局对广广东湛江江临港工业业园区区区域环评评初审意意见为：临港工业业园区外外排废水水必须进进入南柳柳河工业业排污专专管直接接排入湛湛江湾海海域海图图零线以以深10000米米位置；园区外外排废水水须执行行国家地表水水环境质质量标准准（GGB38838-20002）的的四类标准准，本报报告依此此执行。（3）噪噪声：执执行城城市区域域环境噪噪声标准准（GGB30096-93）中的33类标准准。1.6.2污染染物排放放标准（1）废废气本项目的的锅炉废废气执行行广东省省地方标标准大大气污染染物排放放限值（DBB44/27-20001）的的

7、燃气锅炉炉标准，加热炉炉执行工业炉炉窑大气气污染物物排放标标准（GB990788-19996）中二级级排放标标准，焚焚烧炉按按广东省省环保有有关规定定，执行行大气气污染物物排放限限值（DB444/227-220011）的综综合二级级标准，厂界恶恶臭恶恶臭污染染物排放放标准（GBB145554-93）中的二二级标准准。（2）废废水根据临港港工业园园区的总总体规划划及湛江江市环保保局对广广东湛江江临港工工业园区区区域环环评初审审意见，本项目目外排废废水执行行广东省省地方标标准水水污染物物排放限限值（DB444/226-220011）中第二时时段一级标准准，本项项目依此此执行石石油化工工类二时时段一

8、级级标准。（3）噪声执执行工工业企业业厂界噪噪声标准准GBB123348-90中中类标准准。施工期期噪声标标准执行行建筑筑施工场场界噪声声标准(GBB12552390)中的噪噪声限值值标准。（4）卫卫生防护护距离按按石油油化工企企业卫生生防护距距离(SH330933-19999)执行，汽提装装置、硫硫磺回收收装置、污水处处理设施施卫生防防护距离离7000m。其其它装置置卫生防防护距离离不小于于1500m。（5）回回用水按按污水水再生利利用工程程设计规规范（GB5503335-220022）。1.6.3其他他标准工业企企业设计计卫生标标准GGBZ11-20002；工业企企业噪声声控制设设计规范范

9、GBBJ877-855；卫生防护护距离执执行石石油化工工企业卫卫生防护护距离(SHH30993-119999)。危险废废物贮存存污染物物控制标标准（GB1185997-220011）；危险废废物鉴别别标准（GBB50885.113-19996）；建筑施施工场界界噪声限限值（GB1123448-990）； 石油化化工给水水排水水水质标准准（SH330999-20000）；污水再再生利用用工程设设计规范范（GGB5003355-20002）。2建设项项目概况况与工程程分析2.1项项目概况况（1）项项目名称称湛江中星星石油化化工有限限公司112万tt/a丙丙烯及其其配套设设施（2）建建设性质质新建项

10、目目（3）建建设单位位湛江中星星石油化化工有限限公司。该公司司为中外外合资公公司，外外方冠盛盛集团(新加坡坡)石油油化工有有限公司司出资比比例为550%，湛江大大鹏石化化有限公公司、湛江市市恒昌投投资发展展有限公公司出资资比例各各为300%、20%。项目总总投资5529885.339万元元人民币币，其中中环保投投资估算算为79918.73万万元人民民币，占占项目总总投资的的14.95%。年生生产80000小小时。（4）建建设地点点建设地点点位于广广东湛江江临港工工业园区区内，北北靠东兴兴炼油厂厂，南边边和西边边是疏港港公路，东边临临近南柳柳河。主主体装置置位于已已报批而而尚未建建设的年年产50

11、0万吨/年高等等级重交交道路沥沥青项目目选址内，中星石石油化工工有限公公司总占地面面积5009亩，本项项目新增增2000亩。（5）生生产规模模及产品品方案本项目原原料加工工规模为为80万万吨/年年，原料为为进口俄俄罗斯的的M1000燃料料油。主主产品为为精丙烯烯，副产产轻油、轻燃料料油、重重燃料油油、民用用液化气气、一等等品液体体硫磺。主要产产品方案案见表22.1-1。表2.11-1 生产产规模及及产品方方案内容容表产品类型型产品名称称产量（万万t/aa）化工产品品精丙烯10.880丙烷1.866石油产品品液化气10.880轻油23.447轻燃料油油18.110重燃料油油3.600硫磺0.74

12、46MTBEE0.0（中间产产品，用用于调和和轻油）干气全部用于于生产消消耗（6）项项目组成成及主要要工程内内容表2.11-2 项目组组成及工工程内容容表序号名 称说 明1主体工程程80万tt/a催催化裂化化主体生生产线225万tt/a气气体分馏馏330万tt/a轻轻燃油加加氢精制制440000Nm33/h制制氢54万t/a MMTBEE61万t/a硫磺磺回收及及溶剂再再生系统统7产品精制制：包括223.447万tt/a轻轻油脱硫硫醇、110.880万tt/a液液化石油油气脱硫硫、脱硫硫醇、44.166万t/a干气气脱硫。轻油脱硫硫醇采用用无碱脱脱硫醇（）工艺艺；干气气及液化化石油气气采用胺胺

13、法脱硫硫工艺，脱硫剂剂采用甲甲基二乙乙醇胺（MDEEA）溶溶剂；液液化气脱脱硫醇采采用常规规的碱洗洗加碱液液抽提脱脱硫醇工工艺。8辅助及公公用工程程给排水系系统：含新鲜水水系统；设计规规模为1120000m3/h循环环水系统统；含硫硫、含油油、含盐盐的废水水处理系系统；生生活污水水，初期期雨水、回用水水、净下下水及消消防、事事故废水水系统等等。9新建动力力站一座（含余热热回收站站、空压压站），以催化化干气作作为燃料料，燃气气中压锅锅炉1台台，122MW汽汽轮背压压凝汽发发电机组组1台，正常生生产时动动力站所所产蒸汽汽和装置置富余蒸蒸汽进抽抽凝机组组发电，供应全全厂。配配套的蒸蒸汽管网网及热力力

14、管网。10供、配电电系统：采用双双回路供供电，本项目目10kkV用电电负荷由由园区1110/10kkV变电电站容量量为2500000kkVA供供给。设设三座110/110/00.4kkV变配配电所。11化学水站站：1440 tt/h除除盐水系系统。12中心控制制室、中心化化验室等等13压缩空气气（氮气气）站：1200m3/miin离心心压缩机机2台，1开11备。供供氮系统统：负荷荷为3.2 NNm3/miin。14储运工程程41台储储罐，总总容积119.33104m3；在装车车区域内内新建一一座汽车车装车站站，共设设置4个个装车鹤鹤位、11个卸车车鹤位等等。连接于于装置、罐区、泵房、装车设设施

15、之间间和界区区外主管管带，管管道采用用管架敷敷设。15主要环保保工程规模为1150mm3/h污水处理理场；干气气、液化化气、轻轻燃料油油脱硫、脱硫醇醇装置；设计规规模为550t/h酸性性水汽提提装置、100000tt/a硫硫磺回收收装置、尾气处理理设施、废废碱渣湿湿法氧化化脱臭等等。2.2原原材料及及产品规规格2.2.1主要要原材料料（1）原原料油俄罗斯MM1000原料油油性质见见表2.2-1。表2.22-1 俄罗罗斯M1100原原料油性性质检测项目目实测值检测项目目实测值密度（220，kg/m3）941.9残炭（%）5.988馏程硫含量（%）0.6991.00HK（）/2240含量90/00

16、.322260含量0.488运动粘度度（mmm2/s）280含量/3000含量量1.277/1.59606.211320含量/3500含量量19.007/446.22804.266394含量/4122含量量27.116/335.226盐含量mmg/LL7.444440含量/4600含量量43.335/551.444480含量59.554495含量61.996（2）甲甲醇甲醇，分分子式CCH3OH，俗称木木精，最最简单的的一元醇醇，无色色易挥发发和易燃燃的液体体，具有有类似乙乙醇的气气味。建建规火险险分级甲甲级；闪点（）：11闭杯、16开杯；爆炸下下限（V）：5.5，爆爆炸上限限（V）：444.

17、00；危险性性类别：第3.2类中中闪点易易燃液体体；健康危危害：属属级危危害（中中度危害害）毒物物。甲醇醇的毒性性，对人人体的神神经系统统和血液液系统影影响最大大，其蒸蒸气能损损害人的的呼吸道道粘膜的的视力。人误饮饮5110mLL甲醇，会严重重中毒造造成双目目失明，大量饮饮入会导导致死亡亡。甲醇醇蒸气能能和空气气混合形成成爆炸性性混合物物，在20、0.1Mppa下的的爆炸极极限为66.0%366.5%(体积积)，甲甲醇燃烧烧时无烟烟，火焰焰呈蓝色色。易被氧氧化或脱脱氢而成成甲醛，用于制制造甲醛醛和农药药等。甲甲醇能与与水以任任何比例例完全互互溶，但但不与水水形成共共沸混合合物，甲甲醇能溶溶解多

18、种种树脂，是一种种优良的的有机溶溶剂，但但脂肪则则不易被被溶解。本项目需需要约11.166万吨/年甲醇醇（988%工业业甲醇），由深圳兴兴喜化工工有限公公司供应应，经过过桶装后后汽车运运输。甲醇主主要用于于MTDDB装置置生产。2.2.2产品品规格表2.22-2 精丙烯烯产品组组成序号组分（v）%（w）%备注1C2（乙乙烷）0.0330.0222C2=（乙烯）0.0990.0663C3（丙丙烷）0.3000.3114C3=（丙烯）99.55899.660合计1001002.2.3辅助助材料表2.22-3 催化裂裂化单元元辅助材材料用量量一览表表序号名 称型号或规规格年用量,t一次装入入量,tt

19、备注1催化剂含Al22O3，重金金属Nii+V629250用在催化化反应器器2CO助燃燃剂含Pt含含0.0056.60.2用在催化化反应器器3磷酸三钠钠95%1.60.2用在汽包包防结垢垢4油浆阻垢垢剂60.055用在循环环油浆5钝化剂LMP4(含含锑255)99反应器6硫转移剂剂含氧化镁镁、氧化化铝等16.552.5反应器表2.22-4 制氢装装置单元元辅助材材料用量量一览表表序号名称年用量,t一次装入入量,tt预期寿命命备注 1加氢等温温催化剂剂1.44.23用在等温温反应器器2加氢绝热热催化剂剂1.8775.63用在绝热热反应器器3脱氯催化化剂0.7332.23用在脱硫硫反应器器4脱硫催

20、化化剂10.55821.1162用在脱硫硫反应器器5转化催化化剂0.8662.5883转化炉6中变催化化剂2.9118.7443用在中变变器7吸附剂33010（活性炭炭）表2.22-5 加氢精精制装置置辅材料料用量一一览表序号名称年用量,t一次装入入量,tt预期寿命命1催化剂6244a2保护剂0.12250.54a3二硫化碳碳7.54缓蚀剂1124.005阻垢剂11.5550.002a6无水液氨氨1表2.22-6 MTBBE装置置辅材料料用量一一览表序号名 称称年消耗量量t备注1磺酸阳离离子交换换树酯9一次装入入量188吨，寿寿命按22年计，用在醚醚化反应应器2甲基二乙乙醇胺（MDEEA）2一

21、次装入入量0.1吨，用在萃萃取反应应塔表2.22-7 硫磺磺回收装装置辅材材料用量量一览表表序号名 称称年消耗量量t备注1脱硫剂MMDEAA14一次装入入量144吨，寿寿命按22年计， 2催化剂(Al22O3)40一次装入入量0.1吨，用在萃萃取反应应塔2.2.4储运运工程表2.22-8 储罐罐设施表表序号名 称编号规格型号（mm3）数量（台台）储存天数数备注 1M1000原料油油V2011V2003200000329.77拱顶 2轻油V3011AV3011C100000 322.99内浮顶 3轻油V3033AV3003B 30000 214.99内浮顶 4MTBEEV3044A3044C30

22、000314.99内浮顶 5轻燃油V3022A3022F30000 618.44内浮顶 6燃料油V2044A2044D30000 431.11拱顶 7燃料油V2055A2055B30000 231.11拱顶 8燃料油V2066A2066B30000 231.11拱顶 9调合罐组组V2155AV2115B100000 25拱顶 100污油V2111AB、V211410000 310拱顶 111混合C44V306620000 15.1球罐 122丙烷V307720000116.99球罐 133丙烯V3088A3088D20000411.77球罐 144液化气V3099A3099D20000412.

23、11球罐 155甲醇V-300430000112内浮顶小计19.331004412.3总总工艺流流程及总物料料平衡本项目总总物料平平衡见表表2.33-1。总工艺艺流程见见图2.3-11。2.3-1 项目目总物料料平衡序号物料物料量（万吨/年）备注一入 方方1M1000重原料油80.0002甲醇1.166合计81.116二出 方方1丙烯10.882液化气10.88作燃料气气3丙烷1.8664轻油23.447轻油200.111MTTBE33.177加氢氢装置产产生的石石脑油00.1995轻燃油18.1106重燃料油油3.600外甩油浆浆7MTBEE0.000（3.117为中间产产品，用用于调和和轻

24、油）8硫磺0.74469燃料气 3.662210焦炭7.644催化烧焦焦量11损失量 0.5522合计81.11680万吨催化裂化装置5万吨干气脱硫装置25万吨液化气脱硫干气催化干气石油液化气25万吨轻油脱硫醇装置30万吨加氢精制装置酸性水汽提及1万吨硫磺回收装置4万吨MTBE25万吨气体分馏燃料气管网氢气干气 丙烯产品球罐产品球罐产品球罐产品罐混合C4液化气MTBE酸性水轻油储罐轻油酸性水酸性水酸性水污水处理场硫磺储罐丙烷轻油轻燃油产品罐轻燃油液体硫磺污水产品罐重燃油氢气剩余氢气循环使用制氢装置（4000m3/h）图2.33-1 丙烯烯项目总总加工流流程图2.4生生产工艺艺及产污污环节2.4

25、.1催化裂裂化装置置本项目采采用SFCCC（双提提升管技技术）工工艺，以重油油为原料料，多产产丙烯的的专利技技术。（一）工工艺流程程反应再再生新鲜原料料油从原原料罐区区用泵送送入装置置内的原原料油缓缓冲罐，温度约约80。原料料油泵将将原料油油从原料料油缓冲冲罐抽出出，与分分馏系统统中段循循环回流流油以及及循环油油浆换热热，温度度约3200，与从分分馏系统统来的回回炼油混混合，混混合原料料送至提提升管反反应器底底部原料料油喷嘴嘴处。加热到3320左右的的原料油油与雾化化蒸汽混混合后经经过提升升管反应应器底部部的4 组喷嘴嘴，被分分散。与与来自再再生系统统二密相相约7000的高温温再生催催化剂接接

26、触，立立即汽化化并在催催化剂的的作用下下开始裂裂解反应应。油气气携带催催化剂沿沿提升管管向上流流动，在在流动过过程中继继续进行行裂解反反应。为为了降低低提升管管中的油油气分压压促进低低碳烯烃烃生成，在提升升管中部部及中上上部分别别注入水水蒸汽。在提升升管末端端设置低低压降分分布板，油气、蒸汽及及催化剂剂通过低低压降分分布板进进入反应应密相床床层，进进一步反反应。反反应后的的油气和和注入的的水蒸汽汽携带少少量催化化剂进入入反应沉沉降器。反应后后的催化化剂进入入汽提段段，在汽汽提段底底部通入入水蒸汽汽，水蒸蒸汽与表表面结有有焦炭并并夹带一一定量油油气的催催化剂逆逆流接触触，脱除除催化剂剂夹带的的油

27、气。汽提后后的催化化剂沿待待生斜管管下流，经待生生滑阀控控制进入入再生系系统，进进行烧炭炭再生过过程。汽提段注注入的水水蒸汽和和汽提出出的油气气一起向向上流动动，通过过反应密密相床层层进入反反应沉降降器。油油气和水水蒸汽进进入两级级4 组沉沉降器旋旋风分离离器，油油气与催催化剂得得到进一一步分离离。脱除除催化剂剂的油气气和水蒸蒸汽出反反应沉降降器，经经大油气气管线进进入分馏馏塔下部部。提后的待待生催化化剂经待待生斜管管进入再再生部分分的烧焦焦罐下部部，待生生催化剂剂与从二二密床经经外循环环管来的的高温催催化剂混混合，与与来自主主风机的的空气直直接接触触进行燃燃烧，烧烧掉催化化剂上的的大部分分碳

28、和绝绝大部分分氢。烧烧去部分分焦炭的的催化剂剂和烟气气一起经经过烧焦焦罐与二二密床之之间的分分布板进进入二密密床。催化剂进进入二密密相床与与来自主主风机的的空气接接触进一一步燃烧烧，烧掉掉剩余的的碳和氢氢，完成成再生过过程。烟烟气经两两级4 组旋风风分离器器进一步步分离，分离出出的烟气气出再生生器，分分离出的的催化剂剂返回二二密相床床。二密相床床中完成成再生后后的催化化剂分两两路离开开二密相相床。一一路经脱脱气罐、再生斜斜管和再再生滑阀阀去提升升管反应应器底部部，完成成反应再生系系统的催催化剂循循环。该该路催化化剂循环环量大小小由提升升管出口口温度控控制再生生单动滑滑阀的开开度进行行调节。第二

29、路路经外循循环管和和滑阀返返回烧焦焦罐底部部，这部部分再生生后的高高温催化化剂与来来自汽提提段的待待生催化化剂混合合，提高高待生催催化剂烧烧焦起始始温度，并提高高烧焦罐罐内的平平均密度度，保证证烧焦效效果。开工时，平衡催催化剂和和新鲜催催化剂从从催化剂剂储罐用用非净化化压缩空空气输送送至再生生器。正正常操作作时，补补充的新新鲜催化化剂由催催化剂小小型加料料管线从从催化剂剂储罐用用非净化化压缩空空气输送送至再生生器。为为了保持持催化剂剂活性和和控制重重金属含含量不超超过允许许值，需需定期从从再生器器卸出部部分催化化剂至废废催化剂剂罐。能量回回收再生烟气气从再生生器顶部部排出，经烟气气管线进进入三

30、级级旋风分分离器，脱除所所夹带的的少量催催化剂。净化后后的烟气气送至烟烟气透平平膨胀作作功，驱驱动主风风机，提提供再生生系统烧烧焦用的的空气。作功后后的烟气气送至余余热锅炉炉，进一一步回收收烟气的的热能，并使烟烟气温度度降至1180以下，经1220m烟烟囱排入入大气。分馏系系统自反应沉沉降器顶顶部来的的反应油油气经大大油气管管线进入入分馏塔塔部，循循环油浆浆把反应应油气中中携带的的催化剂剂粉尘洗洗涤下来来，并使使油气温温度降低低，再向向上流动动通盘进进行分馏馏。 分馏塔底底油浆去去稳定塔塔塔底重重沸器作作热源，随后去去循环油油浆蒸汽汽发生器器发生蒸蒸汽，被被冷却后后分成三三股。其其中一股股作为

31、产产品裂解解重油经经冷却水水箱冷到到901000出装置置。另两两股返回回分馏塔塔，一股股返回分分馏塔人人字挡板板上部，以冲洗洗挡板、冷却反反应油气气；另一一股返回回分馏塔塔塔底，用于控控制分馏馏塔底部部温度。 中段循环环由中段段循环回回流泵自自分馏塔塔约第119层塔塔盘抽出出，送到到脱吸塔塔底重沸沸器作热热源，随随后再送送到中段段油原料料油换热热器，加加热原料料油后，再进入入中段回回馏脱氧氧水换热热器，冷冷却后返返回分馏馏塔约第第15层塔塔盘。 裂解轻油油和贫吸吸收油自自分馏塔塔第144层抽出出，自流流进入裂裂解轻油油汽提塔塔，与从从塔底通通入的汽汽提水蒸蒸汽逆流流接触，汽提出出裂解轻轻油中夹

32、夹带的轻轻馏分。汽提后后的裂解解轻油经经泵抽出出，经裂裂解轻油油脱氧水水换热器器换热后后，进入入裂解轻轻油冷却却器冷却却到400后，部部分作为为贫吸收收油送至至再吸收收塔。另另一部分分作为产产品裂解解轻油出出装置。 来自再再吸收塔塔的富吸吸收油返返回分馏馏塔约第第8层塔盘盘。 从分馏塔塔顶出来来的油气气在塔顶顶分离罐罐中分成成汽、烃烃液及冷冷凝水三三相，烃烃液与罐罐顶气一一起去分分馏塔顶顶湿空冷冷器被冷冷却到440左右，再进入入塔顶油油气分离离器分离离成富气气、粗汽汽油及冷冷凝水三三相，富富气进入入气体压压缩机，粗汽油油送至吸吸收塔上上部作吸吸收剂。分离出出的含硫硫污水洗洗涤富气气中的硫硫化氢

33、。吸收稳稳定系统统富气经两两段压缩缩至1.21.66Mpaa，为降降低压缩缩功，一一段的出出口气在在压缩机机一段出出口冷却却器中冷冷却至440，经压压缩机一一段出口口分液罐罐分离出出富气、凝缩油油及冷凝凝水。分分液罐顶顶的富气气去二段段。压缩缩二段出出口富气气与脱吸吸塔顶来来的脱吸吸气、吸吸收塔底底来的吸吸收油混混合，进进入气液液分离器器并在其其中分成成凝缩油油和气体体，分离离出气体体进入吸吸收塔下下部。吸吸收剂粗粗汽油从从第4层塔盘盘注入吸吸收塔，补充吸吸收剂稳稳定汽油油从塔顶顶第1层塔盘盘注入。吸收塔塔内气液液两相逆逆流接触触，吸收收富气中中的碳三三、碳四四组分。为取走走吸收过过程中放放出

34、的热热量，分分别从吸吸收塔约约第144、23、32层塔塔盘抽出出三股中中段循环环回流油油，经冷冷却后相相应返回回到吸收收塔约第第15、24、33层塔塔盘。 从吸收塔塔顶部出出来的贫贫气进入入再吸收收塔底部部，作为为贫吸收收油的馏馏分吸收收剂从再再吸收塔塔的顶部部注入，再吸收收塔内气气液两相相逆流接接触，贫贫气中携携带的汽汽油组分分及少量量轻烃被被贫吸收收油吸收收，塔顶顶产品干干气出装装置。塔塔底富吸吸收油返返回分馏馏塔的约约第8层塔盘盘。 从吸收塔塔底来的的吸收油油与压缩缩富气混混合，经经压缩富富气湿空空冷器冷冷却到440后，进进入气液液分离器器进行气气液分离离。 气液分离离器分出出的凝缩缩油

35、送至至凝缩油油脱丁烷烷汽油换换热器EE23006与脱脱丁烷汽汽油换热热，换热热到600左右进进入脱吸吸塔顶部部，将凝凝缩油中中所含的的乙烷等等轻组分分从塔顶顶脱除。脱吸塔塔底油进进入稳定定塔中部部。 液化气从从稳定塔塔顶部馏馏出分作作两部分分，一部部分作为为回流返返回稳定定塔顶部部，另一一部分作作为产品品出装置置。稳定定塔底部部的脱丁丁烷汽油油也分为为两部分分，一部部分作为为回炼物物流送至至提升管管反应器器下部回回炼，其其余部分分先后经经空冷器器及湿空空冷器冷冷至400后，又又分成两两部分，一部分分作为产产品裂解解石脑油油出装置置；另一一部分升升压后送送至吸收收塔顶部部作为补补充吸收收剂。（二

36、）产产污环节节及主要要污染物物（1）废废气废气主要要来自催催化剂再再生时排排放的催催化烧焦焦产生的的再生烟烟气（GG1），再生烟烟气中含含有大量量的催化化剂粉尘尘，COO，硫氧氧化物和和氮氧化化物等有有害物质质。本装装置采用用三级旋旋风分离离器除尘尘，加入入CO助燃燃剂和硫硫转移剂剂的方法法，有效效去除SSO2、COO。燃烧烟烟气经余余热锅炉炉回收能能量发生生蒸汽。再生烟烟气经1120m烟囱排排入大气气，其主主要污染染物为SSO2、NOOX、烟尘尘。（2）废废水本装置废废水主要要有含盐污污水含油油污水、含硫污污水和含含油污水水。含盐污污水含盐含盐盐污水来来自烟气气透平排排水（W1）、二级电脱脱

37、盐排水水（W2）；含硫硫污水来来自于分分馏塔回回流罐排排水（WW3）（W2）、富气气压缩凝凝液排水水（W4）（W3）和稳定定塔塔顶顶回流罐罐排水（WW5）；（W4）含油污污水主要要来自机机泵冷却却水及地地面冲洗洗水（W6）等。含盐盐污水、含油污污水分别别送至污污水处理理场装置置含盐污污水和含含硫污水水处理系系统；含含硫污水水送至酸酸性水汽汽提装置置。废水水主要污染染物为石石油类、CODD、硫化化物、挥挥发酚、氨氮。 （3）固废主要是生生产过程程中排放放的失活活催化剂剂（S11）和三级级旋风除除尘装置置除下来来的烟尘尘（S2）。废催催化剂主主要成分分为三氧氧化二铝铝、氧化化钠、三三氧化二二铁以及

38、及少量的的镍、钒钒等化合合物；除除尘装置置收集的的烟尘也也主要为为催化剂剂及没有有完全燃燃烧的焦焦炭颗粒粒。废催催化剂外外委填埋埋处理。表2.44-1 80104t/aa催化裂裂化装置置“三废”排放一一览表废气污染染物编号污染源名名称排放量(Nm3/h)SO2NOX烟尘排放口参参数排放规律律排放去向向kg/hhmg/mm3kg/hhmg/mm3kg/hhmg/mm3高度（mm）直径（mm）温度（）G1再生烟气气119110654.66458.413.2211112100.71201.2180连续环境空气气合计119110654.6613.2212无组织排排放非甲烷总总烃：662.664t/a废

39、水污染染物编号污染源名名称废水类别排水量（t/hh）pHCOD石油类氨氮硫化物挥发酚排放规律律排放去向向kg/hhmg/LLkg/hhmg/LLkg/hhmg/LLkg/hhmg/LLkg/hhmg/LLW1透平排水水含盐含油油污水5.57.85.500100000.6661200.8331500.0448-连续污水处理理场W2电脱盐罐罐含盐废水1.08.7含少量无无机盐间断清下水系系统W3W22气压机出出口油气分离离器含硫污水26.338.578.990300004.73318078.99030000210.48000010.552400连续酸性水汽汽提W4W33分馏塔顶顶回流罐稳稳定塔顶顶

40、回流罐含硫污水含硫硫污水W5W44稳定塔顶顶回流罐含硫污水连续酸性水汽汽提W5W66机泵冷却却及地面面冲洗废废水含油污水2.3007.62.53320110000.3221600.233201000.08807360.1441260连续污水处理理场总计35.1134.886.7734005.71179.99693210.525110.66664固体废物物编号污染源名名称产生量（t/aa）主要成分分性质排放去向向废催化剂剂废碱渣（液）废脱硫剂剂废瓷球合计S1反应器6296501620 mm3/5a12999Al2OO3、SiOO2、少量镍镍、钒、钴危废送有资质质公司处处理S2三级旋分分器2.4.

41、2气体分分馏装置置（一）工工艺流程程从催化裂裂化装置置来的脱脱硫液化化气进入入原料缓缓冲罐，经原料料泵送至至原料-混合CC4换热热器与脱脱C3液液化气换换热后，进入脱脱丙烷塔塔。C22、C33馏分从从塔顶馏馏出，经经脱丙烷烷塔冷凝凝器冷凝凝后进入入脱丙烷烷塔顶回回流罐，冷凝液液一部分分用脱丙丙烷塔回回流泵抽抽出，作作为脱丙丙烷塔回回流，另另一部分分用脱乙乙烷塔进进料泵升升压，送送至脱乙乙烷塔作作为进料料。塔底底C4馏馏分自流流至原料料-混合合C4换换热器与与原料换换热放出出热量后后，去MMTBEE装置作作原料。脱乙烷塔塔塔顶馏馏出气体体经脱乙乙烷塔冷冷凝器部部分冷凝凝后，进进入脱乙乙烷塔回回流

42、罐。回流罐罐中的不不凝气主主要为CC2，送送至燃料料气管网网。回流流罐中的的液体用用脱乙烷烷塔回流流泵全部部送回脱脱乙烷塔塔顶作为为回流，塔底的的C3馏馏分自脱脱乙烷塔塔塔底自自流进入入丙烯塔塔，丙烯塔塔因分离离要求精精度高，塔板数数较多，分为两两塔串联联操作，下段为为1#丙丙烯塔，上段为为2#丙丙烯塔。1#丙丙烯塔塔塔底用重重沸器供供热，用用催化装装置来的的热水作作为重沸沸器的热热源。11#丙烯烯塔底的的丙烷产产品，经经丙烷冷冷却器冷冷却至440后后去罐区区储存。1#丙丙烯塔顶顶排出的的气体进进入2#丙烯塔塔下部，2#丙丙烯塔底底部液体体由丙烯烯塔中间间泵送回回1#丙丙烯塔顶顶部作为为回流。

43、2#丙丙烯塔塔塔顶馏出出气体经经丙烯塔塔冷凝器器冷凝后后，进入入丙烯塔塔回流罐罐，用丙丙烯塔回回流泵抽抽出后分分两部分分：一部部分送回回2#丙丙烯塔顶顶部作为为回流；另一部部分作为为丙烯产产品出装装置。（二）产产污环节节及主要要污染物物（1）废废气本装置正正常生产产情况下下无有组组织的废废气污染染源。装装置开停停工或紧紧急放空空排放时时，从安安全阀等等排出的的无法回回收的各各种油气气，送入入尾气处理理系统焚烧烧。（2）废废水本装置的的废水污污染源为为含油污污水，主主要来自自脱丙烷烷塔回流流罐排水水（W1）、脱脱乙烷塔塔回流罐罐排水（W2）、丙丙烯塔回回流罐排排水（WW3）及机泵泵冷却水水、地面

44、冲冲洗水（W4）。含油污污水送至至污水处处理场处处理。主主要污染染物为石石油类、CODD、硫化化物、挥挥发酚、氨氮。表2.22-2 2551004t/aa气体分分馏装置置“三废”排放一一览表废水污染染物编号污染源名名称废水类别排水量（t/hh）pHCOD石油类硫化物挥发酚排放规律律排放去向向kg/hhmg/LLkg/hhmg/LLkg/hhmg/LLkg/hhmg/LLW1脱丙烷塔塔回流罐含油污水0.28.10.1889000.0004200.000042.00.000031.5连续污水处理理场W2脱乙烷塔塔回流罐含油污水0.28.20.1889000.0004200.000042.00.00

45、0031.5连续污水处理理场W3丙烯塔回回流罐含油污水0.28.20.1889000.0004200.000042.00.000031.5连续污水处理理场W4机泵冷却却、地面面冲洗含油污水0.48.00.2666500.0008200.000082.00.000010.255连续污水处理理场合计1.00.8000.0220.00020.0001表2.44-2 2551004t/aa气体分分馏装置置“三废”排放一一览表废水污染染物编号污染源名名称废水类别排水量（t/hh）pHCOD石油类氨氮硫化物挥发酚排放规律律排放去向向kg/hhmg/LLkg/hhmg/LLkg/hhmg/LLkg/hhmg

46、/LLkg/hhmg/LLW1脱丙烷塔塔回流罐含油污水0.28.10.1889000.02241200.0002120.000042.00.000031.5连续污水处理理场W2脱乙烷塔塔回流罐含油污水0.28.20.1889000.02241200.0002100.000042.00.000031.5连续污水处理理场W3丙烯塔回回流罐含油污水0.28.20.1889000.02241200.0002100.000042.00.000031.5连续污水处理理场W4机泵冷却却、地面冲洗洗含油污水0.48.00.2666500.04481200.0004100.000082.00.000010.25

47、5连续污水处理理场合计1.00.8000.1220.0110.00020.00012.4.3轻燃油油加氢装装置（一）工工艺流程程 = 1 * GB3 反应部部分自罐区来来的原料料油先经经自动反反冲洗过过滤器、脱水罐罐后进入入原料油油缓冲罐罐，原料料油缓冲冲罐中的的原料经经反应进进料泵升升压后，与来自自新氢压压缩机和和循环氢氢压缩机机的混合合氢混合合。混合合原料油油经混氢氢原料油油（）/反应产产物换热热器、混混氢原料料油（）/反应产产物换热热器换热热后进入入反应加加热炉，加热至至适宜温温度进入入到加氢氢反应器器中，该该反应器器装有保保护剂与与精制催催化剂，设置三三段催化化剂床层层，床层层间设有有

48、注急冷冷氢设施施。自加加氢反应应器来的的反应产产物经反反应产物物/混氢原原料油（II）换换热器、低分油油/反应产产物换热热器、反反应产物物/混氢原原料油（I）换热热器换热热，然后后依次经经反应产产物空冷冷器、反反应产物物水冷器器冷却至至40， 进入高高压分离离器。为为了防止止反应产产物中的的铵盐在在低温部部分结晶晶， 通过脱脱氧水泵泵将脱氧氧水注入入到反应应产物空空冷器或或反应产产物/混氢原原料油（I）换热热器上游游的管道道中。冷冷却后的的反应产产物在高高压分离离器中进进行油、气、水水三相分分离。高高分气经经循环氢氢压缩机机入口分分液罐分分液后进进入循环环氢压缩缩机。循循环氢升升压后分分三路：

49、两路作作为急冷冷氢进入入反应器器， 一路与与来自新新氢压缩缩机的新新氢混合合，混合合氢与原原料油混混合作为为反应进进料。含含硫、含含氨污水水自高压压分离器器底排出出，至酸酸性水汽汽提装置置统一处处理。高高压分离离器油相相经减压压调节阀阀进入低低压分离离器，低低压分离离器闪蒸蒸气至加加氢裂化化装置统统一处理理。低分分油经低低分油/分馏塔塔底油换换热器和和低分油油/反应产产物换热热器换热热后进硫硫化氢汽汽提塔，含硫、含氨污污水自低低压分离离器底排排出，至至酸性水水汽提装装置统一一处理。新氢经新新氢压缩缩机入口口分液罐罐分液后后进入新新氢压缩缩机升压压后，再再与循环环氢压缩缩机出口口的循环环氢混合合

50、。 = 2 * GB3 分馏部部分从反应部部分来的的低分油油进入硫硫化氢汽汽提塔，塔顶油油气经冷冷凝冷却却至400，进入入硫化氢氢汽提塔塔顶回流流罐进行行气、油油、水三三相分离离。含硫硫气体至至加氢裂裂化装置置脱硫。含硫污污水至酸酸性水汽汽提装置置，油相相经硫化化氢汽提提塔顶回回流泵升升压后作作为塔顶顶回流，塔底油油经分馏馏塔进料料加热炉炉加热至至适宜温温度后进进分馏塔塔。塔顶顶油气经经冷凝冷冷却至440，进入入分馏塔塔顶回流流罐进行行油、水水分离。含油污污水送出出装置。油相经经分馏塔塔顶回流流泵升压压后一部部分作为为塔顶回回流，一一部分作作为石脑脑油出装装置。塔塔底油经经分馏塔塔底产品品泵增

51、压压经换热热后进入入精制柴柴油空冷冷器冷却却至500后出装装置。 = 3 * GB3 催化剂剂预硫化化部分为了使催催化剂具具有良好好的活性性，新鲜鲜的或再再生后的的催化剂剂在使用用前都必必须进行行预硫化化。本设设计采用用湿法硫硫化，以以DMDDS为硫硫化剂。（二）产产污环节节及主要要污染物物（1）废废气轻燃料油油加氢精精制装置置排放的的废气为为加氢反反应进料料加热炉炉烟气（G1）、分馏馏进料加加热炉烟烟气（GG2）。主要污染染物为SSO2、NOOX、烟尘尘等。（2）废废水由预分馏馏塔顶回回流罐，反应部部分的高高、低压压分离器器，汽提提部分的的汽提塔塔顶回流流罐排出出，含油油污水由由原料油油缓冲

52、罐罐切水，精制油油脱水器器脱水、装置区区机泵冷冷却水和和地面冲冲洗水等等组成，排至污污水处理理场处理理。本装置的的废水为为含硫污污水和含含油污水水两类。含硫污污水来自自原料油油脱水罐罐和原料料油缓冲冲罐排水水硫化氢氢汽提塔塔顶回流流罐排水水（W1）、高压分分离器和和低压分分离器排排水（WW2），送至酸酸性水汽汽提装置置处理；含油污污水来自自、硫化氢氢汽提塔塔顶回流流罐排水水（W33）、分馏馏塔顶顶顶回流罐罐排水（W4）、地面冲冲洗水、机泵冷冷却水（W3）（W5）等。主要污染染物为石石油类、CODD、硫化化物、挥挥发酚、氨氮。（3）固固废 本装置产产生的固固体废物物为加氢氢反应器器定期卸卸出的失

53、失活：加氢废废催化剂剂（S1）和废瓷球球（S1）（S2）、加氢废保保护剂（S2）（S3）。废催化化剂、废瓷球球外委填填埋处理理。见表表2.4.4 制氢氢装置（一）工工艺流程程从装置外外来的催催化干气气进入原原料气压压缩机，加压后后经过原原料气加加热器升升温，再再进入加加氢等温温反应器器进行烯烯烃加氢氢反应，反应热热由反应应管外的的锅炉水水吸收后后产生中中压蒸汽汽。由加加氢等温温反应器器出来的的原料气气再进入入加氢绝绝热反应应器，对对未反应应的烯烃烃继续进进行加氢氢反应，并使其其中的有有机硫转转化为无无机硫。加氢后后的原料料气进入入脱氯槽槽和氧化化锌脱硫硫槽脱除除氯和硫硫化氢，精制后后原料气气中

54、硫含含量小于于0.55 pppm，烯烯烃含量量小于00.1%（V）。废热锅炉炉产生的的中压蒸蒸汽经转转化炉对对流段过过热后，与脱硫硫后的原原料气混混合，进进入转化化炉对流流段，加加热后进进入转化化炉的转转化管，原料在在催化剂剂的作用用下进行行烃类蒸蒸汽转化化反应，转化气气体进入入废热锅锅炉回收收热量，产生中中压蒸汽汽，然后后进入中中变反应应器进行行CO变变换反应应。COO含量小小于3.0%（V）的的中变气气依次经经原料气气加热器器、余热热回收器器、锅炉炉水预热热器、除除盐水预预热器回回收热量量，再经经过中变变气空冷冷器、中中变气水水冷器冷冷却后，进入变变压吸附附（PSSA）单单元，在在吸附剂剂

55、的作用用下除去去氢组分分以外的的所有杂杂质，从从而得到到浓度大大于999.9%（V）的产品品氢气，从变压压吸附单单元排出出的解吸吸气用作作转化炉炉的燃料料。（二）产产污环节节及主要要污染物物（1）废废气制氢装置置排放的的废气主主要为原料预预热炉烟烟气（G1）、转化炉炉烟气（G2）。主要污染染物为SSO2、NOOX。（2）废废水本装置排排放的废废水主要要是含盐盐污水、含油污污水。含含盐污水水来自排污污扩容器器排水（W1）、含油污污水来自自机泵冷冷却水、地面冲冲洗水（W2）等等。主要污染染物为石石油类、CODD、硫化化物、氨氨氮。（3）固固废产生的固固体废物物主要为为：加氢氢废催化化剂（SS1）、

56、废氧化化锌脱硫硫剂（SS2）、废预热热化催化化剂（SS3）、废转化化催化剂剂（S44）、废废变换催催化剂（S5）、废吸附附剂（SS6）。变换气中中的残余余CO、CO22和CHH4等杂质质，采用用变压吸吸附技术术（PSSA）进进行脱除除。采用水蒸蒸汽转化化技术，该工艺艺技术具具有投资资省、能能耗低、操作可可靠性及及灵活性性高等优优点。由于造气气工艺采采用的原原料为价价格低廉廉的催化化干气，因此粗粗氢变为为产品氢氢的加工工工艺，采用变变压吸附附法比采采用化学学净化法法的产品品氢成本本低。另另外，变变压吸附附法还具具有流程程简单、产品氢氢纯度高高等优点点。因此此制氢装装置中粗粗氢变为为产品氢氢的加工

57、工工艺拟拟采用变变压吸附附技术。2.2.4.22工艺流程程从装置外外来的催催化干气气进入原原料气压压缩机，加压后后经过原原料气加加热器升升温，再再进入加加氢等温温反应器器进行烯烯烃加氢氢反应，反应热热由反应应管外的的锅炉水水吸收后后产生中中压蒸汽汽。由加加氢等温温反应器器出来的的原料气气再进入入加氢绝绝热反应应器，对对未反应应的烯烃烃继续进进行加氢氢反应，并使其其中的有有机硫转转化为无无机硫。加氢后后的原料料气进入入脱氯槽槽和氧化化锌脱硫硫槽脱除除氯和硫硫化氢，精制后后的原料料气中硫硫含量小小于0.5 pppm，烯烃含含量小于于0.11%（VV）。废热锅炉炉产生的的中压蒸蒸汽经转转化炉对对流段

58、过过热后，与脱硫硫后的原原料气混混合，进进入转化化炉对流流段，加加热后进进入转化化炉的转转化管，原料在在催化剂剂的作用用下进行行烃类蒸蒸汽转化化反应，转化气气体进入入废热锅锅炉回收收热量，产生中中压蒸汽汽，然后后进入中中变反应应器进行行CO变变换反应应。COO含量小小于3.0%（V）的的中变气气依次经经原料气气加热器器、余热热回收器器、锅炉炉水预热热器、除除盐水预预热器回回收热量量，再经经过中变变气空冷冷器、中中变气水水冷器冷冷却后，进入变变压吸附附（PSSA）单单元，在在吸附剂剂的作用用下除去去氢组分分以外的的所有杂杂质，从从而得到到浓度大大于999.9%（V）的产品品氢气，从变压压吸附单单

59、元排出出的解吸吸气用作作转化炉炉的燃料料。2.2.4.33产污环环节及主主要污染染物（1）废废气制氢装置置排放的的废气主主要为原料预预热炉烟烟气（G1）、转化炉炉烟气（G2）。主要污染染物为SSO2、NOOX。（2）废废水产生的废废水主要要为排污污扩容器器排水（W1）、此外还还有地面面冲洗水水、机泵泵冷却水水（W22）等。本装置置排放的的废水主主要是含含油污水水、含盐盐污水。主要污染染物为石石油类、CODD、硫化化物、挥挥发酚、氨氮。（3）固固废产生的固固体废物物主要为为：加氢氢废催化化剂（SS1）、废氧化化锌脱硫硫剂（SS2）、废预热热化催化化剂（SS3）、废转化化催化剂剂（S44）、废废变

60、换催催化剂（S5）、废吸附附剂（SS6）。本装置污污染源及及“三废”排放情况况见图22.2- 及表表2.22- 。2.2.5 MTBBE装置置2.2.5.11采用的的工艺技技术及反反应机理理我国从七七十年代代末开始始进行MMTBEE生产技技术的研研究，先先后开发发出列管管反应、绝热外外循环反反应、混混相床反反应、催催化蒸馏馏技术和和混相反反应蒸馏馏等五代代技术。本项目目拟采用用催化蒸蒸馏工艺艺，该工艺艺把反应应与蒸馏馏合并在在一个塔塔内进行行，不仅仅简化了了设备，同时把把反应热热直接有有效地利利用于蒸蒸馏。甲醇和不不含丁二二烯的 HYPERLINK /w/index.php?title=%E7