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丙烯烯及配套套设施工工程项目目环境影响报报告书（简本）环境保护部部华南环环境科学学研究所所二八年年八月1总则1.1项目目由来(略)1.2评价价目的与与指导思思想(略略)1.3 编编制依据据(略)1.4区域域环境功功能区划划及环境保保护目标标和敏感感点1.4.11污染控控制目标标(略)1.4.22区域环环境功能能区划（1）环境境空气：本项目目所在地地临港工工业园区区环境空空气质量量为二类类功能区区划，执执行二级级标准。（2）水环环境：整整个湛江江港（湾湾内）划划分为三三类功能能区，执执行海海水水质质标准（GGB30097-19997）类水质标准准。园区区外排废

2、废水须执执行国家家地表表水环境境质量标标准（GGB38838-20002）的的四类标准准，本报报告依此此执行。（3）声环环境：本项目目执行城城市区域域环境噪噪声标准准3类类和工工业企业业厂界噪噪声标准准类标准准。1.4.33环境保保护目标标与环境境敏感点点本评价环境境保护目目标如下下：表1.41 环境空空气保护护目标保护目标方位与本项目厂厂界距离离(m)与酸性水汽汽提及硫硫磺回收收装置距距离(mm)人口、面积积所处大气功能区保护对象石头村ENE126014206000人人类区农村居民百儒村N220023202250人人类区农村居民三岭山森林林公园NW33803840193000亩类区旅游者仙塘

3、村W42012201250人人类区农村居民宝满村W69012405320人人类区农村居民木兰村W268031501500人人类区农村居民（2）水环环境保护护目标：由于目目前临港港工业园园区污水水处理场场尚未建建设，与与本项目目不能同同步，则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。根据广广东省近近岸海域域环境功功能区划划本项项目废水水排海海海域为三三类水质质功能区区。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和水产产养殖、红

4、红树林保保护区，直直线距离离约3公公里。（3）声环环境项目周围无无环境噪噪声敏感感点。厂厂界及仙仙塘村声声环境满满足相应应功能区区划要求求。（4）生态态环境生态环境保保护目标标：为特特呈岛环环岛岸线线旅游和和水产养养殖、红红树林保保护区。排放海域无无国家和和地方政政府或水水产部门门划定的的水产或或渔业资资源保护护区，无无集中经经济鱼虾虾类产卵卵场等。1.5评价价等级及及评价范范围大气环境影影响评价价等级为为二级。以厂址为中心，向南、向北、向西7km，向东5km的范围。水环境影响响评价工工作等级级定为三三级。厂厂址位置置湛江湾湾的西岸岸，事故故排放时时其排放放的污水水随潮流流流向往往复迁移移扩散

5、的的特点，确确定水评评价范围围为排海海口附近近约100km22海域。声环境评价价等级定定为三级级。厂界界噪声评评价范围围为厂界界外1mm。生态环境作作一般性性评价。风险评价等等级为一一级。厂厂址位置置半径5kkm范围围内。1.6评价价标准1.6.11环境质质量标准准（1）环境境空气：执行环环境空气气质量标标准（GGB30095-19966）及其20000年年修改单单中的一一级、二二级标准准。（2）水质质标准：海水执执行海海水水质质标准（GB3097-1997）第三类标准。地表水南柳河是霞山区西部工业区的纳污水体，广东省地表水环境功能区划（试行方案）未规定其水质目标，湛江市环保局对广东湛江临港工

6、业园区区域环评初审意见为：临港工业园区外排废水必须进入南柳河工业排污专管直接排入湛江湾海域海图零线以深1000米位置；园区外排废水须执行国家地表水环境质量标准（GB3838-2002）的四类标准，本报告依此执行。（3）噪声声：执行行城市市区域环环境噪声声标准（GGB30096-93）中中的3类类标准1.6.22污染物物排放标标准（1）废气气本项目的锅锅炉废气气执行广广东省地地方标准准大气气污染物物排放限限值（DDB444/277-20001）的的燃气锅炉炉标准，加加热炉执执行工工业炉窑窑大气污污染物排排放标准准（GGB90078-19996）中中二级排排放标准准，焚烧烧炉按广广东省环环保有关关

7、规定，执执行大大气污染染物排放放限值（DB44/27-2001）的综合二级标准，厂界恶臭恶臭污染物排放标准（GB14554-93）中的二级标准。（2）废水水根据临港工工业园区区的总体体规划及及湛江市市环保局局对广东东湛江临临港工业业园区区区域环评评初审意意见，本本项目外外排废水水执行广广东省地地方标准准水污污染物排排放限值值（DDB444/266-20001）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级级标准。（3）噪噪声执行行工业业企业厂厂界噪声声标准GGB1223488-900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(GB1125223990)

8、中中的噪声声限值标标准。（4）卫生生防护距距离按石石油化工工企业卫卫生防护护距离(SH330933-19999)执行，汽提装置、硫磺回收装置、污水处理设施卫生防护距离700m。其它装置卫生防护距离不小于150m。（5）回用用水按污污水再生生利用工工程设计计规范（GGB5003355-20002）。1.6.33其他标标准工业企业业设计卫卫生标准准GBBZ1-20002；工业企业业噪声控控制设计计规范GGBJ887-885；卫生防护距距离执行行石油油化工企企业卫生生防护距距离(SH330933-19999)。危险废物物贮存污污染物控控制标准准（GGB1885977-20001）；危险废物物鉴别标标

9、准（GGB50085.133-19996）；建筑施工工场界噪噪声限值值（GB1123448-990）； 石油化工工给水排排水水质质标准（SH3099-2000）；污水再生生利用工工程设计计规范（GGB5003355-20002）。2建设项目目概况与与工程分分析2.1项目目概况（1）项目目名称湛江中星石石油化工工有限公公司122万t/a丙烯烯及其配配套设施施（2）建设设性质新建项目（3）建设设单位湛江中星石石油化工工有限公公司。该该公司为为中外合合资公司司，外方方冠盛集集团(新新加坡)石油化化工有限限公司出出资比例例为500%，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

10、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）建设设地点建设地点位位于广东东湛江临临港工业业园区内内，北靠靠东兴炼炼油厂，南南边和西西边是疏疏港公路路，东边边临近南南柳河。主主体装置置位于已已报批而而尚未建建设的年年产500万吨/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）生产产规模及及产品方方案本项目原料料加工规规模为880万吨吨/年，原料为为进口俄俄罗斯的的M1

11、000燃料料油。主主产品为为精丙烯烯，副产产轻油、轻轻燃料油油、重燃燃料油、民民用液化化气、一一等品液液体硫磺磺。主要要产品方方案见表表2.11-1。表2.1-1 生产规规模及产产品方案案内容表表产品类型产品名称产量（万tt/a）化工产品精丙烯10.800丙烷1.86石油产品液化气10.800轻油23.477轻燃料油18.100重燃料油3.60硫磺0.7466MTBE0.0（中中间产品品，用于于调和轻轻油）干气全部用于生生产消耗耗（6）项目目组成及及主要工工程内容容表2.1-2 项目目组成及及工程内容容表序号名 称称说 明1主体工程80万t/a催化化裂化主主体生产产线225万t/a气体体分馏3

12、30万t/a轻燃燃油加氢氢精制44000NNm3/h制制氢54万t/aa MTTBE61万t/aa硫磺回回收及溶剂再再生系统统7产品精制：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。轻油脱硫醇醇采用无无碱脱硫硫醇（）工艺艺；干气气及液化化石油气气采用胺胺法脱硫硫工艺，脱脱硫剂采采用甲基基二乙醇醇胺（MMDEAA）溶剂剂；液化化气脱硫硫醇采用用常规的的碱洗加加碱液抽抽提脱硫硫醇工艺艺。8辅助及公用用工程给排水系统统：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

13、水处理系系统；生生活污水水，初期期雨水、回回用水、净净下水及及消防、事事故废水水系统等等。9新建动力站站一座（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，供供应全厂厂。配套套的蒸汽汽管网及及热力管管网。10供、配电系系统：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：1400 t/h除盐盐水系统统。12中心控

14、制室室、中心化化验室等等13压缩空气（氮氮气）站站：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41台储罐罐，总容容积199.3104m3；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、罐罐区、泵泵房、装装车设施施之间和和界区外外主管带带，管道道采用管管架敷设设。15主要环保工工程规模为1550m3/h污水处理理场；干气气、液化化气、轻轻燃料油油脱硫、脱脱硫醇装装置；设计规规模为550t/h酸性性水汽提提装置、10000t/a硫磺回收装置、尾气处理设施、废碱渣湿法氧

15、化脱臭等。2.2原材材料及产产品规格格2.2.11主要原原材料（1）原料料油俄罗斯M1100原原料油性性质见表表2.22-1。表2.2-1 俄罗斯斯M1000原料油性性质检测项目实测值检测项目实测值密度（200，kkg/mm3）941.99残炭（%）5.98馏程硫含量（%）0.691.00HK（）/2400含量量90/0.32260含含量0.48运动粘度（mmm2/s）280含含量/3300含量1.27/1.559606.21320含含量/3350含量19.077/466.2804.26394含含量/4412含量27.166/355.266盐含量mgg/L7.44440含含量/4460含量43

16、.355/511.444480含含量59.544495含含量61.966（2）甲醇醇甲醇，分子子式CHH3OH，俗俗称木精精，最简简单的一一元醇，无无色易挥挥发和易易燃的液液体，具具有类似似乙醇的的气味。建规火险分级甲级；闪点（）：11闭杯、16开杯；爆炸下限（V）：5.5，爆炸上限（V）：44.0；危险性类别：第3.2类中闪点易燃液体；健康危害：属级危害（中度危害）毒物。甲醇的毒性，对人体的神经系统和血液系统影响最大，其蒸气能损害人的呼吸道粘膜的视力。人误饮510mL甲醇，会严重中毒造成双目失明，大量饮入会导致死亡。甲醇蒸气能和空气混合形成爆炸性混合物，在20、0.1Mpa下的爆炸极限为6.

17、0%36.5%(体积)，甲醇燃烧时无烟，火焰呈蓝色。易被氧化或脱氢而成甲醛，用于制造甲醛和农药等。甲醇能与水以任何比例完全互溶，但不与水形成共沸混合物，甲醇能溶解多种树脂，是一种优良的有机溶剂，但脂肪则不易被溶解。本项目需要要约1.16万万吨/年年甲醇（998%工工业甲醇醇），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。2.2.22产品规规格表2.2-2 精丙烯烯产品组组成序号组分（v）%（w）%备注1C2（乙烷烷）0.030.022C2=（乙乙烯）0.090.063C3（丙烷烷）0.300.314C3=（丙丙烯）99.58899.600

18、合计1001002.2.33辅助材材料表2.2-3 催化裂裂化单元元辅助材材料用量量一览表表序号名 称称型号或规格格年用量,tt一次装入量量,t备注1催化剂含Al2OO3，重金金属Nii+V629250用在催化反反应器2CO助燃剂剂含Pt含00.0556.60.2用在催化反反应器3磷酸三钠95%1.60.2用在汽包防防结垢4油浆阻垢剂剂60.05用在循环油油浆5钝化剂LMP44(含锑锑25)99反应器6硫转移剂含氧化镁、氧氧化铝等等16.52.5反应器表2.2-4 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,tt一次装入量量,t预期寿命备注 1加氢等温催催化剂1.44.23用在等温

19、反反应器2加氢绝热催催化剂1.875.63用在绝热反反应器3脱氯催化剂剂0.732.23用在脱硫反反应器4脱硫催化剂剂10.58821.1662用在脱硫反反应器5转化催化剂剂0.862.583转化炉6中变催化剂剂2.918.743用在中变器器7吸附剂33010（活性炭）表2.2-5 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,tt一次装入量量,t预期寿命1催化剂6244a2保护剂0.12550.54a3二硫化碳7.54缓蚀剂1124.05阻垢剂11.550.02a6无水液氨1表2.2-6 MTBBE装置置辅材料料用量一一览表序号名 称年消耗量tt备注1磺酸阳离子子交换树树酯9一次装入量

20、量18吨吨，寿命命按2年年计，用在醚醚化反应应器2甲基二乙醇醇胺（MMDEAA）2一次装入量量0.11吨，用在萃萃取反应应塔表2.2-7 硫磺回回收装置置辅材料料用量一一览表序号名 称年消耗量tt备注1脱硫剂MDDEA14一次装入量量14吨，寿寿命按22年计， 2催化剂(AAl2O3)40一次装入量量0.11吨，用在萃萃取反应应塔2.2.44储运工工程表2.2-8 储罐设设施表序号名 称称编号规格型号（m33）数量（台）储存天数备注 1M100原原料油V201V2003200000329.7拱顶 2轻油V301AAV3011C100000 322.9内浮顶 3轻油V303AAV3003B 30

21、00 214.9内浮顶 4MTBEV304AA3044C3000314.9内浮顶 5轻燃油V302AA3022F3000 618.4内浮顶 6燃料油V204AA2044D3000 431.1拱顶 7燃料油V205AA2055B3000 231.1拱顶 8燃料油V206AA2066B3000 231.1拱顶 9调合罐组V215AAV2115B100000 25拱顶 10污油V211AAB、V21141000 310拱顶 11混合C4V3062000 15.1球罐 12丙烷V3072000116.9球罐 13丙烯V308AA3088D2000411.7球罐 14液化气V309AA3099D2000

22、412.1球罐 15甲醇V-30443000112内浮顶小计19.31044412.3总工工艺流程程及总物料料平衡本项目总物物料平衡衡见表22.3-1。总工艺艺流程见见图2.3-11。2.3-11 项目目总物料料平衡序号物料物料量（万万吨/年年）备注一入 方1M100重重原料油80.0002甲醇1.16合计81.166二出 方1丙烯10.82液化气10.8作燃料气3丙烷1.864轻油23.477轻油20.11MTBBE3.17加氢装装置产生生的石脑脑油0.195轻燃油18.1006重燃料油3.60外甩油浆7MTBE0.00（3.177为中间产产品，用用于调和和轻油）8硫磺0.74669燃料气

23、3.622210焦炭7.64催化烧焦量量11损失量 0.5222合计81.16680万吨80万吨催化裂化装置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2.3-1 丙烯项项目总加加工流程程图2.4生产产工艺及及产污环环节2.4.11催化裂裂化装置置本项目

24、采用用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）工艺艺流程反应再生生新鲜原料油油从原料料罐区用用泵送入入装置内内的原料料油缓冲冲罐，温温度约880。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3220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触，立立即汽化化并在催催化

25、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，在在提升管管中部及及中上部部分别注注入水蒸蒸汽。在在提升管管末端设设置低压压降分布布板，油油气、蒸蒸汽及催催化剂通通过低压压降分布布板进入入反应密密相床层层，进一一步反应应。反应应后的油油气和注注入的水水蒸汽携携带少量量催化剂剂进入反反应沉降降器。反反应后的的催化剂剂进入汽汽提段，在在汽提段段底部通通入水蒸蒸汽，水水蒸汽与与表面结结有焦炭炭并夹带带一定量量油气的的催化剂剂逆流接接触，脱脱除催化化剂夹带带的油气气。汽提提后的催

26、催化剂沿沿待生斜斜管下流流，经待待生滑阀阀控制进进入再生生系统，进进行烧炭炭再生过过程。汽提段注入入的水蒸蒸汽和汽汽提出的的油气一一起向上上流动，通通过反应应密相床床层进入入反应沉沉降器。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。提后的待生生催化剂剂经待生生斜管进进入再生生部分的的烧焦罐罐下部，待待生催化化剂与从从二密床床经外循循环管来来的高温温催化剂剂混合，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和绝绝大部分分氢。

27、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。催化剂进入入二密相相床与来来自主风风机的空空气接触触进一步步燃烧，烧烧掉剩余余的碳和和氢，完完成再生生过程。烟烟气经两两级4 组旋风风分离器器进一步步分离，分分离出的的烟气出出再生器器，分离离出的催催化剂返返回二密密相床。二密相床中中完成再再生后的的催化剂剂分两路路离开二二密相床床。一路路经脱气气罐、再再生斜管管和再生生滑阀去去提升管管反应器器底部，完完成反应应再生生系统的的催化剂剂循环。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。第第二路经经外循环环管

28、和滑滑阀返回回烧焦罐罐底部，这这部分再再生后的的高温催催化剂与与来自汽汽提段的的待生催催化剂混混合，提提高待生生催化剂剂烧焦起起始温度度，并提提高烧焦焦罐内的的平均密密度，保保证烧焦焦效果。开工时，平平衡催化化剂和新新鲜催化化剂从催催化剂储储罐用非非净化压压缩空气气输送至至再生器器。正常常操作时时，补充充的新鲜鲜催化剂剂由催化化剂小型型加料管管线从催催化剂储储罐用非非净化压压缩空气气输送至至再生器器。为了了保持催催化剂活活性和控控制重金金属含量量不超过过允许值值，需定定期从再再生器卸卸出部分分催化剂剂至废催催化剂罐罐。能量回收收再生烟气从从再生器器顶部排排出，经经烟气管管线进入入三级旋旋风分离

29、离器，脱脱除所夹夹带的少少量催化化剂。净净化后的的烟气送送至烟气气透平膨膨胀作功功，驱动动主风机机，提供供再生系系统烧焦焦用的空空气。作作功后的的烟气送送至余热热锅炉，进进一步回回收烟气气的热能能，并使使烟气温温度降至至1800以下，经经1200m烟囱囱排入大大气。分馏系统统自反应沉降降器顶部部来的反反应油气气经大油油气管线线进入分分馏塔部部，循环环油浆把把反应油油气中携携带的催催化剂粉粉尘洗涤涤下来，并并使油气气温度降降低，再再向上流流动通盘盘进行分分馏。 分馏塔底油油浆去稳稳定塔塔塔底重沸沸器作热热源，随随后去循循环油浆浆蒸汽发发生器发发生蒸汽汽，被冷冷却后分分成三股股。其中中一股作作为产

30、品品裂解重重油经冷冷却水箱箱冷到9901000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，以以冲洗挡挡板、冷冷却反应应油气；另一股股返回分分馏塔塔塔底，用用于控制制分馏塔塔底部温温度。 中段循环由由中段循循环回流流泵自分分馏塔约约第199层塔盘盘抽出，送送到脱吸吸塔底重重沸器作作热源，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，再再进入中中段回馏馏脱氧水水换热器器，冷却却后返回回分馏塔塔约第115层塔塔盘。 裂解轻油和和贫吸收收油自分分馏塔第第14层抽抽出，自自流进入入裂解轻轻油汽提提塔，与与从塔底底通入的的汽提水水蒸汽逆逆流接触触，汽提提出裂解解轻油中

31、中夹带的的轻馏分分。汽提提后的裂裂解轻油油经泵抽抽出，经经裂解轻轻油脱氧氧水换热热器换热热后，进进入裂解解轻油冷冷却器冷冷却到440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。 来自再吸收塔的富吸收油返回分馏塔约第8层塔盘。 从分馏塔顶顶出来的的油气在在塔顶分分离罐中中分成汽汽、烃液液及冷凝凝水三相相，烃液液与罐顶顶气一起起去分馏馏塔顶湿湿空冷器器被冷却却到400左右，再再进入塔塔顶油气气分离器器分离成成富气、粗粗汽油及及冷凝水水三相，富富气进入入气体压压缩机，粗粗汽油送送至吸收收塔上部部作吸收收剂。分分离出的的含硫污污水洗涤涤富气中中的硫化化氢。吸收

32、稳定定系统富气经两段段压缩至至1.221.66Mpaa，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、凝凝缩油及及冷凝水水。分液液罐顶的的富气去去二段。压压缩二段段出口富富气与脱脱吸塔顶顶来的脱脱吸气、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，补补充吸收收剂稳定定汽油从从塔顶第第1层塔盘盘注入。吸吸收塔内内气液两两相逆流流接触，吸吸收富气气中的碳碳三、碳碳四组分分。为取取走吸收收过程中中放出的

33、的热量，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。 从吸收塔顶顶部出来来的贫气气进入再再吸收塔塔底部，作作为贫吸吸收油的的馏分吸吸收剂从从再吸收收塔的顶顶部注入入，再吸吸收塔内内气液两两相逆流流接触，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。 从吸收塔底底来的吸吸收油与与压缩富富气混合合，经压压缩富气气湿空冷冷器冷却却到400后，进进入气液液分离器器进行气气液分离离。 气液分离器器分出的的凝缩油油送

34、至凝凝缩油脱脱丁烷汽汽油换热热器E223066与脱丁丁烷汽油油换热，换换热到660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。脱脱吸塔底底油进入入稳定塔塔中部。 液化气从稳稳定塔顶顶部馏出出分作两两部分，一一部分作作为回流流返回稳稳定塔顶顶部，另另一部分分作为产产品出装装置。稳稳定塔底底部的脱脱丁烷汽汽油也分分为两部部分，一一部分作作为回炼炼物流送送至提升升管反应应器下部部回炼，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，一一部分作作为产品品裂解石石脑油出出装置；另一部部分升压压后送至至吸收塔塔顶部作作为补充充吸收剂剂。（二）产污

35、污环节及及主要污污染物（1）废气气废气主要来来自催化化剂再生生时排放放的催化化烧焦产产生的再再生烟气气（G11），再再生烟气气中含有有大量的的催化剂剂粉尘，CCO，硫硫氧化物物和氮氧氧化物等等有害物物质。本本装置采采用三级级旋风分分离器除除尘，加加入COO助燃剂剂和硫转转移剂的的方法，有效去除SO2、CO。燃烧烟气经余热锅炉回收能量发生蒸汽。再生烟气经120m烟囱排入大气，其主要污染物为SO2、NOX、烟尘。（2）废水水本装置废水水主要有含盐污污水含油油污水、含含硫污水水和含油油污水。含盐污污水含盐含盐污污水来自自烟气透透平排水水（W1）、二级电脱脱盐排水水（W2）；含硫硫污水来来自于分分馏塔

36、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、含含油污水水分别送送至污水水处理场场装置含含盐污水水和含硫硫污水处处理系统统；含硫硫污水送送至酸性性水汽提提装置。废水主要污染物为石油类、COD、硫化物、挥发酚、氨氮。 （3）固固废主要是生产产过程中中排放的的失活催催化剂（SS1）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

37、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2.4-1 80104t/aa催化裂裂化装置置“三废”排放一一览表废气污染物物编号污染源名称称排放量(NNm3/h)SO2NOX烟尘排放口参数数排放规律排放去向kg/hmg/m33kg/hmg/m33kg/hmg/m33高度（m）直径（m）温度（）G1再生烟气119100654.6458.4413.211112100.771201.2180连续环境空气合计119100654.613.212无组织排放放非甲烷总烃烃：622.644t/aa废水污染物物编号污染源名称称废水类别排水量（tt/h）pHCOD石油类氨氮硫化

38、物挥发酚排放规律排放去向kg/hmg/Lkg/hmg/Lkg/hmg/Lkg/hmg/Lkg/hmg/LW1透平排水含盐含油污污水010000.661200.831500.048-连续污水处理场场W2电脱盐罐含盐废水1.08.7含少量无机机盐间断统W3W2气压机出口口油气分离器器含硫污水26.38.578.90030004.7318078.9003000210.44800010.522400连续酸性水汽提提W4W3分馏塔顶回流罐稳定定塔顶回流罐含硫污水含硫污水W5W4稳定塔顶回流罐含硫污水连续酸性水汽提提W5W6机泵冷却及及地面冲冲洗废水水含油污水2.307.62.5322011000.321

39、600.232201000.08007360.1411260连续污水处理场场总计35.1334.8886.733405.7179.96693210.5525110.66664固体废物编号污染源名称称产生量（tt/a）主要成分性质排放去向废催化剂废碱渣（液液）废脱硫剂废瓷球合计S1反应器6296501620 m33/5a1299Al2O33、SiOO2、少量镍镍、钒、钴危废送有资质公公司处理理S2三级旋分器器2.4.22气体分分馏装置置（一）工艺艺流程从催化裂化化装置来来的脱硫硫液化气气进入原原料缓冲冲罐，经经原料泵泵送至原原料-混混合C44换热器器与脱CC3液化化气换热热后，进进入脱丙丙烷塔。

40、CC2、CC3馏分分从塔顶顶馏出，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，冷冷凝液一一部分用用脱丙烷烷塔回流流泵抽出出，作为为脱丙烷烷塔回流流，另一一部分用用脱乙烷烷塔进料料泵升压压，送至至脱乙烷烷塔作为为进料。塔塔底C44馏分自自流至原原料-混混合C44换热器器与原料料换热放放出热量量后，去去MTBBE装置置作原料料。脱乙烷塔塔塔顶馏出出气体经经脱乙烷烷塔冷凝凝器部分分冷凝后后，进入入脱乙烷烷塔回流流罐。回回流罐中中的不凝凝气主要要为C22，送至至燃料气气管网。回回流罐中中的液体体用脱乙乙烷塔回回流泵全全部送回回脱乙烷烷塔顶作作为回流流，塔底底的C33馏分自自脱乙烷烷塔塔底

41、底自流进进入丙烯烯塔，丙烯塔塔因分离离要求精精度高，塔塔板数较较多，分分为两塔塔串联操操作，下下段为11#丙烯烯塔，上上段为22#丙烯烯塔。11#丙烯烯塔塔底底用重沸沸器供热热，用催催化装置置来的热热水作为为重沸器器的热源源。1#丙烯塔塔底的丙丙烷产品品，经丙丙烷冷却却器冷却却至400后去去罐区储储存。11#丙烯烯塔顶排排出的气气体进入入2#丙丙烯塔下下部，22#丙烯烯塔底部部液体由由丙烯塔塔中间泵泵送回11#丙烯烯塔顶部部作为回回流。22#丙烯烯塔塔顶顶馏出气气体经丙丙烯塔冷冷凝器冷冷凝后，进进入丙烯烯塔回流流罐，用用丙烯塔塔回流泵泵抽出后后分两部部分：一一部分送送回2#丙烯塔塔顶部作作为回

42、流流；另一一部分作作为丙烯烯产品出出装置。（二）产污污环节及及主要污污染物（1）废气气本装置正常常生产情情况下无无有组织织的废气气污染源源。装置置开停工工或紧急急放空排排放时，从从安全阀阀等排出出的无法法回收的的各种油油气，送送入尾气气处理系统统焚烧。（2）废水水本装置的废废水污染染源为含含油污水水，主要要来自脱丙丙烷塔回回流罐排排水（WW1）、脱脱乙烷塔塔回流罐罐排水（W2）、丙烯塔回流罐排水（W3）及机泵冷却水、地面冲洗水（W4）。含油污水送至污水处理场处理。主要污染物为石油类、COD、硫化物、挥发酚、氨氮。表2.2-2 251104t/aa气体分分馏装置置“三废”排放一一览表废水污染物物

43、编号污染源名称称废水类别排水量（tt/h）pHCOD石油类硫化物挥发酚排放规律排放去向kg/hmg/Lkg/hmg/Lkg/hmg/Lkg/hmg/LW1脱丙烷塔回流罐含油污水89000.0044200.000042.00.000031.5连续污水处理场场W2脱乙烷塔回流罐含油污水89000.0044200.000042.00.000031.5连续污水处理场场W3丙烯塔回流流罐含油污水89000.0044200.000042.00.000031.5连续污水处理场场W4机泵冷却、地地面冲洗洗含油污水0.48.00.266500.0088200.000082.00.000010.25连续污水处理场

44、场合计1.00.800.020.00220.0011表2.4-2 2551004t/aa气体分分馏装置置“三废”排放一一览表废水污染物物编号污染源名称称废水类别排水量（tt/hpHCOD石油类氨氮硫化物挥发酚排放规律排放去向kg/hmg/Lkg/hmg/Lkg/hmg/Lkg/hmg/Lkg/hmg/LW1脱丙烷塔回流罐含油污水89000.02441200.0022120.000042.00.000031.5连续污水处理场场W2脱乙烷塔回流罐含油污水89000.02441200.0022100.000042.00.000031.5连续污水处理场场W3丙烯塔回流流罐含油污水89000.02441

45、200.0022100.000042.00.000031.5连续污水处理场场W4机泵冷却、地面冲洗含油污水0.48.00.266500.04881200.0044100.000082.00.000010.25连续污水处理场场合计1.00.800.120.010.00220.00112.4.33轻燃油油加氢装装置（一）工艺艺流程 = 1 * GB3 反应部分分自罐区来的的原料油油先经自自动反冲冲洗过滤滤器、脱脱水罐后后进入原原料油缓缓冲罐，原原料油缓缓冲罐中中的原料料经反应应进料泵泵升压后后，与来来自新氢氢压缩机机和循环环氢压缩缩机的混混合氢混混合。混混合原料料油经混混氢原料料油（）/反应产产物

46、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，加加热至适适宜温度度进入到到加氢反反应器中中，该反反应器装装有保护护剂与精精制催化化剂，设设置三段段催化剂剂床层，床床层间设设有注急急冷氢设设施。自自加氢反反应器来来的反应应产物经经反应产产物/混氢原原料油（II）换热器、低分油/反应产物换热器、反应产物/混氢原料油（I）换热器换热，然后依次经反应产物空冷器、反应产物水冷器冷却至40， 进入高压分离器。为了防止反应产物中的铵盐在低温部分结晶， 通过脱氧水泵将脱氧水注入到反应产物空冷器或反应产物/混氢原料油（I）换热器上游的管道中。冷却后的反应产物在高压分离器中进行油、气

47、、水三相分离。高分气经循环氢压缩机入口分液罐分液后进入循环氢压缩机。循环氢升压后分三路：两路作为急冷氢进入反应器， 一路与来自新氢压缩机的新氢混合，混合氢与原料油混合作为反应进料。含硫、含氨污水自高压分离器底排出，至酸性水汽提装置统一处理。高压分离器油相经减压调节阀进入低压分离器，低压分离器闪蒸气至加氢裂化装置统一处理。低分油经低分油/分馏塔底油换热器和低分油/反应产物换热器换热后进硫化氢汽提塔，含硫、含氨污水自低压分离器底排出，至酸性水汽提装置统一处理。新氢经新氢氢压缩机机入口分分液罐分分液后进进入新氢氢压缩机机升压后后，再与与循环氢氢压缩机机出口的的循环氢氢混合。 = 2 * GB3 分馏

48、部分分从反应部分分来的低低分油进进入硫化化氢汽提提塔，塔塔顶油气气经冷凝凝冷却至至40，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。含含硫污水水至酸性性水汽提提装置，油油相经硫硫化氢汽汽提塔顶顶回流泵泵升压后后作为塔塔顶回流流，塔底底油经分分馏塔进进料加热热炉加热热至适宜宜温度后后进分馏馏塔。塔塔顶油气气经冷凝凝冷却至至40，进入入分馏塔塔顶回流流罐进行行油、水水分离。含含油污水水送出装装置。油油相经分分馏塔顶顶回流泵泵升压后后一部分分作为塔塔顶回流流，一部部分作为为石脑油油出装置置。塔底底油经分分馏塔底底产品泵泵增压经经换热后后进入精精

49、制柴油油空冷器器冷却至至50后出装装置。 = 3 * GB3 催化剂预预硫化部部分为了使催化化剂具有有良好的的活性，新新鲜的或或再生后后的催化化剂在使使用前都都必须进进行预硫硫化。本本设计采采用湿法法硫化，以以DMDDS为硫硫化剂。（二）产污污环节及及主要污污染物（1）废气气轻燃料油加加氢精制制装置排放放的废气气为加氢氢反应进进料加热热炉烟气气（G11）、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）废水水由预分馏塔塔顶回流流罐，反反应部分分的高、低低压分离离器，汽汽提部分分的汽提提塔顶回回流罐排排出，含含油污水水由原料料油缓冲冲罐切水水，精制制油脱水水

50、器脱水水、装置置区机泵泵冷却水水和地面面冲洗水水等组成成，排至至污水处处理场处处理。本装置的废废水为含含硫污水水和含油油污水两两类。含含硫污水水来自原料料油脱水水罐和原原料油缓缓冲罐排排水硫化化氢汽提提塔顶回回流罐排排水（W1）、高高压分离离器和低低压分离离器排水水（W22），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）、地面冲洗水、机泵冷却水（W3）（W5）等。主要污染物为石油类、COD、硫化物、挥发酚、氨氮。（3）固废废 本装置产生生的固体体废物为为加氢反反应器定定期卸出出的失活活：加氢废废催化剂剂（S1）和

51、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2.4.44 制氢氢装置（一）工艺艺流程从装置外来来的催化化干气进进入原料料气压缩缩机，加加压后经经过原料料气加热热器升温温，再进进入加氢氢等温反反应器进进行烯烃烃加氢反反应，反反应热由由反应管管外的锅锅炉水吸吸收后产产生中压压蒸汽。由由加氢等等温反应应器出来来的原料料气再进进入加氢氢绝热反反应器，对对未反应应的烯烃烃继续进进行加氢氢反应，并并使其中中的有机机硫转化化为无机机硫。加加氢后的的原料气气进入脱脱氯槽和和氧化锌锌脱硫槽槽脱除氯氯和硫化化氢，精精制后原原料气中中硫含量量小于00.5 p

52、pmm，烯烃烃含量小小于0.1%（VV）。废热锅炉产产生的中中压蒸汽汽经转化化炉对流流段过热热后，与与脱硫后后的原料料气混合合，进入入转化炉炉对流段段，加热热后进入入转化炉炉的转化化管，原原料在催催化剂的的作用下下进行烃烃类蒸汽汽转化反反应，转转化气体体进入废废热锅炉炉回收热热量，产产生中压压蒸汽，然然后进入入中变反反应器进进行COO变换反反应。CCO含量量小于33.0%（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，进进入变压压吸附（PPSA）单单元，在在吸附剂剂的作用用下除去去氢

53、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）的的产品氢氢气，从从变压吸吸附单元元排出的的解吸气气用作转转化炉的的燃料。（二）产污污环节及及主要污污染物（1）废气气制氢装置排排放的废废气主要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）废水水本装置排放放的废水水主要是是含盐污污水、含含油污水水。含盐盐污水来来自排污污扩容器器排水（W1）、含油污水来自机泵冷却水、地面冲洗水（W2）等。主要污染物为石油类、COD、硫化物、氨氮。（3）固废废产生的固体体废物主主要为：加氢废废催化剂剂（S11）、废废氧化锌锌脱硫剂剂（S22）、废废预

54、热化化催化剂剂（S33）、废废转化催催化剂（S4）、废变换催化剂（S5）、废吸附剂（S6）。变换气中的的残余CCO、CCO2和CHH4等杂质质，采用用变压吸吸附技术术（PSSA）进进行脱除除。采用水蒸汽汽转化技技术，该该工艺技技术具有有投资省省、能耗耗低、操操作可靠靠性及灵灵活性高高等优点点。由于造气工工艺采用用的原料料为价格格低廉的的催化干干气，因因此粗氢氢变为产产品氢的的加工工工艺，采采用变压压吸附法法比采用用化学净净化法的的产品氢氢成本低低。另外外，变压压吸附法法还具有有流程简简单、产产品氢纯纯度高等等优点。因因此制氢氢装置中中粗氢变变为产品品氢的加加工工艺艺拟采用用变压吸吸附技术术。工

55、工艺流程程从装置外来来的催化化干气进进入原料料气压缩缩机，加加压后经经过原料料气加热热器升温温，再进进入加氢氢等温反反应器进进行烯烃烃加氢反反应，反反应热由由反应管管外的锅锅炉水吸吸收后产产生中压压蒸汽。由由加氢等等温反应应器出来来的原料料气再进进入加氢氢绝热反反应器，对对未反应应的烯烃烃继续进进行加氢氢反应，并并使其中中的有机机硫转化化为无机机硫。加加氢后的的原料气气进入脱脱氯槽和和氧化锌锌脱硫槽槽脱除氯氯和硫化化氢，精精制后的的原料气气中硫含含量小于于0.55 pppm，烯烯烃含量量小于00.1%（V）。废热锅炉产产生的中中压蒸汽汽经转化化炉对流流段过热热后，与与脱硫后后的原料料气混合合，

56、进入入转化炉炉对流段段，加热热后进入入转化炉炉的转化化管，原原料在催催化剂的的作用下下进行烃烃类蒸汽汽转化反反应，转转化气体体进入废废热锅炉炉回收热热量，产产生中压压蒸汽，然然后进入入中变反反应器进进行COO变换反反应。CCO含量量小于33.0%（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，进进入变压压吸附（PPSA）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）的的产品氢氢气，从从变压吸吸附单元元排出的的解吸气气用作转转化

57、炉的的燃料。产产污环节节及主要要污染物物（1）废气气制氢装置排排放的废废气主要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）废水水产生的废水水主要为为排污扩扩容器排排水（WW1）、此此外还有有地面冲冲洗水、机机泵冷却却水（WW2）等等。本装装置排放放的废水水主要是是含油污污水、含含盐污水水。主要污染染物为石石油类、CCOD、硫化物、挥发酚、氨氮。（3）固废废产生的固体体废物主主要为：加氢废废催化剂剂（S11）、废废氧化锌锌脱硫剂剂（S22）、废废预热化化催化剂剂（S33）、废废转化催催化剂（S4）、废变换催化剂（S5）、废吸附剂（S6）。本装置污

58、染染源及“三废”排放情况况见图22.2- 及表表2.22- 。2.2.55 MTBBE装置置采采用的工工艺技术术及反应应机理我国从七十十年代末末开始进进行MTTBE生生产技术术的研究究，先后后开发出出列管反反应、绝绝热外循循环反应应、混相相床反应应、催化化蒸馏技技术和混混相反应应蒸馏等等五代技技术。本本项目拟拟采用催催化蒸馏馏工艺，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，同同时把反反应热直直接有效效地利用用于蒸馏馏。甲醇和不含含丁二烯烯的 HYPERLINK /w/index.php?title=%E7%A2%B3%E5%9B%9B%E9%A6%8F%E5%88%

59、86&action=edit o 碳四馏分 碳四四馏分（含含异丁烯烯）经预预热后进进入反应应器,反反应温度度4070，压力力0.771.4MPPa。用用水作为为热载体体来控制制反应温温度。在在强酸性性阳离子子交换树树酯作用用下反应应生成MMTBEE（甲基叔叔丁基醚醚），该反反应为可可逆的放放热反应应。反应应温度越越高，反反应速度度越快；反应温温度越低低，反应应平衡常常数越高高，即转转化率越越高。主主反应如如下：CH2CC(CHH3)2+CHH3OH(CCH3)3COCCH3在MTBEE合成主主反应的的同时，还还存在以以下副反反应：异丁烯与原原料中的的水反应应生成叔叔丁醇：CH3-CC（CH3）

60、= CCH2 + H2OCHH3-C（CH3）2-OH（叔叔丁醇）甲醇脱水缩缩合生成成二甲醚醚：CH3OHHCHH3-O-CH33（二甲甲基醚）异丁烯聚合合生成二二聚物或或三聚物物：CH3-CC（CH3）= CCH2 + CH33-C（CH3）2-CH2-C（CH3）=CHH2（异辛辛烯）工工艺流程程从上游气体体分馏装装置来的的C4馏馏分进入入C4原原料缓冲冲罐，在在此沉降降分离掉掉可能携携带的游游离水，经经C4原原料泵升升压后送送至管道道混合器器。从罐罐区来的的甲醇经经甲醇泵泵升压后后一路送送至催化化蒸馏塔塔反应段段的中部部；另一一路送至至管道混混合器在在此与CC4充分分混合后后，醇烯烯比保