湛江中星丙烯项目环评报告书Word格式.docx
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420
1220
1250人
宝满村
690
1240
5320人
木兰村
2680
3150
1500人
（2）水环境保护目标：
由于目前临港工业园区污水处理场尚未建设，与本项目不能同步，则先排入湛江市城市污水处理有限公司霞山污水处理场处理达标后统一排放南柳河；
待临港工业区污水处理场建成后再排入工业园污水场处理。
根据《广东省近岸海域环境功能区划》本项目废水排海海域为三类水质功能区。
水环境保护的主要目标为：
特呈岛海洋生态系统保护区，为特呈岛环岛岸线旅游和水产养殖、红树林保护区，直线距离约3公里。
（3）声环境
项目周围无环境噪声敏感点。
厂界及仙塘村声环境满足相应功能区划要求。
（4）生态环境
生态环境保护目标：
为特呈岛环岛岸线旅游和水产养殖、红树林保护区。
排放海域无国家和地方政府或水产部门划定的水产或渔业资源保护区，无集中经济鱼虾类产卵场等。
1.5评价等级及评价范围
大气环境影响评价等级为二级。
以厂址为中心，向南、向北、向西7km，向东5km的范围。
水环境影响评价工作等级定为三级。
厂址位置湛江湾的西岸，事故排放时其排放的污水随潮流流向往复迁移扩散的特点，确定水评价范围为排海口附近约10km2海域。
声环境评价等级定为三级。
厂界噪声评价范围为厂界外1m。
生态环境作一般性评价。
风险评价等级为一级。
厂址位置半径5km范围内。
1.6评价标准
1.6.1环境质量标准
执行《环境空气质量标准》（GB3095-1996）及其2000年修改单中的一级、二级标准。
（2）水质标准：
海水执行《海水水质标准》（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；
（3）噪声：
执行《城市区域环境噪声标准》（GB3096-93）中的3类标准。
1.6.2污染物排放标准
（1）废气
本项目的锅炉废气执行广东省地方标准《大气污染物排放限值》（DB44/27-2001）的燃气锅炉标准，加热炉执行《工业炉窑大气污染物排放标准》（GB9078-1996）中二级排放标准，焚烧炉按广东省环保有关规定，执行《大气污染物排放限值》（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
根据临港工业园区的总体规划及湛江市环保局对广东湛江临港工业园区区域环评初审意见，本项目外排废水执行广东省地方标准《水污染物排放限值》（DB44/26-2001）中第二时段一级标准，本项目依此执行石油化工类二时段一级标准。
（3）噪声执行《工业企业厂界噪声标准》GB12348-90中Ⅲ类标准。
施工期噪声标准执行《建筑施工场界噪声标准》（GB12523－90）中的噪声限值标准。
（4）卫生防护距离按《石油化工企业卫生防护距离》（SH3093-1999）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）回用水按《污水再生利用工程设计规范》（GB50335-2002）。
1.6.3其他标准
（1）《工业企业设计卫生标准》GBZ1-2002；
（2）《工业企业噪声控制设计规范》GBJ87-85；
（3）卫生防护距离执行《石油化工企业卫生防护距离》（SH3093-1999）。
（4）《危险废物贮存污染物控制标准》（GB18597-2001）；
（5）《危险废物鉴别标准》（GB5085.1～3-1996）；
（6）《建筑施工场界噪声限值》（GB12348-90）；
（7）《石油化工给水排水水质标准》（SH3099-2000）；
（8）《污水再生利用工程设计规范》（GB50335-2002）。
2建设项目概况与工程分析
2.1项目概况
（1）项目名称
湛江中星石油化工有限公司12万t/a丙烯及其配套设施
（2）建设性质
新建项目
（3）建设单位
湛江中星石油化工有限公司。
该公司为中外合资公司，外方冠盛集团（新加坡）石油化工有限公司出资比例为50%，湛江大鹏石化有限公司、湛江市恒昌投资发展有限公司出资比例各为30%、20%。
项目总投资52985.39万元人民币，其中环保投资估算为7918.73万元人民币，占项目总投资的14.95%。
年生产8000小时。
（4）建设地点
建设地点位于广东湛江临港工业园区内，北靠东兴炼油厂，南边和西边是疏港公路，东边临近南柳河。
主体装置位于已报批而尚未建设的年产50万吨/年高等级重交道路沥青项目选址内，中星石油化工有限公司总占地面积509亩，本项目新增200亩。
（5）生产规模及产品方案
本项目原料加工规模为80万吨/年，原料为进口俄罗斯的M100燃料油。
主产品为精丙烯，副产轻油、轻燃料油、重燃料油、民用液化气、一等品液体硫磺。
主要产品方案见表2.1-1。
表2.1-1生产规模及产品方案内容表
产品类型
产品名称
产量（万t/a）
化工产品
精丙烯
10.80
丙烷
1.86
石油产品
液化气
轻油
23.47
轻燃料油
18.10
重燃料油
3.60
硫磺
0.746
MTBE
0.0（中间产品，用于调和轻油）
干气
全部用于生产消耗
（6）项目组成及主要工程内容
表2.1-2项目组成及工程内容表
序号
名称
说明
1
主体工程
80万t/a催化裂化主体生产线
2
25万t/a气体分馏
3
30万t/a轻燃油加氢精制
4
4000Nm3/h制氢
5
4万t/aMTBE
6
1万t/a硫磺回收及溶剂再生系统
7
产品精制：
包括23.47万t/a轻油脱硫醇、10.80万t/a液化石油气脱硫、脱硫醇、4.16万t/a干气脱硫。
轻油脱硫醇采用无碱脱硫醇（Ⅱ）工艺；
干气及液化石油气采用胺法脱硫工艺，脱硫剂采用甲基二乙醇胺（MDEA）溶剂；
液化气脱硫醇采用常规的碱洗加碱液抽提脱硫醇工艺。
8
辅助及公用工程
给排水系统：
含新鲜水系统；
设计规模为12000m3/h循环水系统；
含硫、含油、含盐的废水处理系统；
生活污水，初期雨水、回用水、净下水及消防、事故废水系统等。
9
新建动力站一座（含余热回收站、空压站），以催化干气作为燃料，燃气中压锅炉1台，12MW汽轮背压凝汽发电机组1台，正常生产时动力站所产蒸汽和装置富余蒸汽进抽凝机组发电，供应全厂。
配套的蒸汽管网及热力管网。
10
供、配电系统：
采用双回路供电，本项目10kV用电负荷由园区110/10kV变电站容量为2×
50000kVA供给。
设三座10/10/0.4kV变配电所。
11
化学水站：
140t/h除盐水系统。
12
中心控制室、中心化验室等
13
压缩空气（氮气）站：
120m3/min离心压缩机2台，1开1备。
供氮系统：
负荷为3.2Nm3/min。
14
储运工程
41台储罐，总容积19.3×
104m3；
在装车区域内新建一座汽车装车站，共设置4个装车鹤位、1个卸车鹤位等。
连接于装置、罐区、泵房、装车设施之间和界区外主管带，管道采用管架敷设。
15
主要环保工程
规模为150m3/h污水处理场；
干气、液化气、轻燃料油脱硫、脱硫醇装置；
设计规模为50t/h酸性水汽提装置、10000t/a硫磺回收装置、尾气处理设施、废碱渣湿法氧化脱臭等。
2.2原材料及产品规格
2.2.1主要原材料
（1）原料油
俄罗斯M100原料油性质见表2.2-1。
表2.2-1俄罗斯M100原料油性质
检测项目
实测值
密度（20℃，kg/m3）
941.9
残炭（%）
5.98
馏程
硫含量（%）
0.69～1.0
HK（℃）/240℃含量
90/0.32
260℃含量
0.48
运动粘度（mm2/s）
280℃含量/300℃含量
1.27/1.59
60℃
6.21
320℃含量/350℃含量
19.07/46.2
80℃
4.26
394℃含量/412℃含量
27.16/35.26
盐含量mg/L
7.44
440℃含量/460℃含量
43.35/51.44
480℃含量
59.54
495℃含量
61.96
（2）甲醇
甲醇，分子式CH3OH，俗称木精，最简单的一元醇，无色易挥发和易燃的液体，具有类似乙醇的气味。
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Ⅲ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5～10mL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6.0%～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。
本项目需要约1.16万吨/年甲醇（98%工业甲醇），由深圳兴喜化工有限公司供应，经过桶装后汽车运输。
甲醇主要用于MTDB装置生产。
2.2.2产品规格
表2.2-2精丙烯产品组成
组分
（v）%
（w）%
备注
C2（乙烷）
0.03
0.02
C2=（乙烯）
0.09
0.06
C3（丙烷）
0.30
0.31
C3=（丙烯）
99.58
99.60
合计
100
2.2.3辅助材料
表2.2-3催化裂化单元辅助材料用量一览表
型号或规格
年用量,t
一次装入量,t
催化剂
含Al2O3，重金属Ni+V
629
250
用在催化反应器
CO助燃剂
含Pt含0.05％
6.6
0.2
磷酸三钠
95%
1.6
用在汽包防结垢
油浆阻垢剂
0.05
用在循环油浆
钝化剂
LMP－4（含锑25％）
99
反应器
硫转移剂
含氧化镁、氧化铝等
16.5
2.5
表2.2-4制氢装置单元辅助材料用量一览表
名称
预期寿命
备注
加氢等温催化剂
1.4
4.2
用在等温反应器
加氢绝热催化剂
1.87
5.6
用在绝热反应器
脱氯催化剂
0.73
2.2
用在脱硫反应器
脱硫催化剂
10.58
21.16
转化催化剂
0.86
2.58
转化炉
中变催化剂
2.91
8.74
用在中变器
吸附剂
30
（活性炭）
表2.2-5加氢精制装置辅材料用量一览表
24
4a
保护剂
0.125
0.5
二硫化碳
7.5
缓蚀剂
24.0
阻垢剂
11.5
50.0
2a
无水液氨
表2.2-6MTBE装置辅材料用量一览表
年消耗量t
磺酸阳离子交换树酯
一次装入量18吨，寿命按2年计，用在醚化反应器
甲基二乙醇胺（MDEA）
一次装入量0.1吨，用在萃取反应塔
表2.2-7硫磺回收装置辅材料用量一览表
脱硫剂MDEA
一次装入量14吨，寿命按2年计，
催化剂（Al2O3）
40
2.2.4储运工程
表2.2-8储罐设施表
编号
规格
型号（m3）
数量（台）
储存天数
11
M100原料油
V201～V203
20000
29.7
拱顶
22
V301A～V301C
10000
22.9
内浮顶
33
V303A～V303B
3000
14.9
44
V304A～304C
3000
55
轻燃油
V302A～302F
18.4
66
燃料油
V204A～204D
31.1
77
V205A～205B
88
V206A～206B
99
调合罐组
V215A～V215B
1010
污油
V211AB、V214
1000
1111
混合C4
V306
2000
5.1
球罐
1212
V307
2000
16.9
1313
丙烯
V308A～308D
11.7
1414
V309A～309D
12.1
1515
甲醇
V-304
16小计
19.3×
104
41
2.3总工艺流程及总物料平衡
本项目总物料平衡见表2.3-1。
总工艺流程见图2.3-1。
2.3-1项目总物料平衡
物料
物料量（万吨/年）
一
入方
M100重原料油
80.00
1.16
81.16
二
出方
10.8
作燃料气
轻油20.11＋MTBE3.17＋加氢装置产生的石脑油0.19
外甩油浆
0.00
（3.17为中间产品，用于调和轻油）
燃料气
3.622
焦炭
7.64
催化烧焦量
损失量
0.522
图2.3-1丙烯项目总加工流程图
2.4生产工艺及产污环节
2.4.1催化裂化装置
本项目采用SFCC（双提升管技术）工艺，以重油为原料，多产丙烯的专利技术。
（一）工艺流程
①反应再生
新鲜原料油从原料罐区用泵送入装置内的原料油缓冲罐，温度约80℃。
原料油泵将原料油从原料油缓冲罐抽出，与分馏系统中段循环回流油以及循环油浆换热，温度约320℃，与从分馏系统来的回炼油混合，混合原料送至提升管反应器底部原料油喷嘴处。
加热到320℃左右的原料油与雾化蒸汽混合后经过提升管反应器底部的4组喷嘴，被分散。
与来自再生系统二密相约700℃的高温再生催化剂接触，立即汽化并在催化剂的作用下开始裂解反应。
油气携带催化剂沿提升管向上流动，在流动过程中继续进行裂解反应。
为了降低提升管中的油气分压促进低碳烯烃生成，在提升管中部及中上部分别注入水蒸汽。
在提升管末端设置低压降分布板，油气、蒸汽及催化剂通过低压降分布板进入反应密相床层，进一步反应。
反应后的油气和注入的水蒸汽携带少量催化剂进入反应沉降器。
反应后的催化剂进入汽提段，在汽提段底部通入水蒸汽，水蒸汽与表面结有焦炭并夹带一定量油气的催化剂逆流接触，脱除催化剂夹带的油气。
汽提后的催化剂沿待生斜管下流，经待生滑阀控制进入再生系统，进行烧炭再生过程。
汽提段注入的水蒸汽和汽提出的油气一起向上流动，通过反应密相床层进入反应沉降器。
油气和水蒸汽进入两级4组沉降器旋风分离器，油气与催化剂得到进一步分离。
脱除催化剂的油气和水蒸汽出反应沉降器，经大油气管线进入分馏塔下部。
提后的待生催化剂经待生斜管进入再生部分的烧焦罐下部，待生催化剂与从二密床经外循环管来的高温催化剂混合，与来自主风机的空气直接接触进行燃烧，烧掉催化剂上的大部分碳和绝大部分氢。
烧去部分焦炭的催化剂和烟气一起经过烧焦罐与二密床之间的分布板进入二密床。
催化剂进入二密相床与来自主风机的空气接触进一步燃烧，烧掉剩余的碳和氢，完成再生过程。
烟气经两级4组旋风分离器进一步分离，分离出的烟气出再生器，分离出的催化剂返回二密相床。
二密相床中完成再生后的催化剂分两路离开二密相床。
一路经脱气罐、再生斜管和再生滑阀去提升管反应器底部，完成反应－再生系统的催化剂循环。
该路催化剂循环量大小由提升管出口温度控制再生单动滑阀的开度进行调节。
第二路经外循环管和滑阀返回烧焦罐底部，这部分再生后的高温催化剂与来自汽提段的待生催化剂混合，提高待生催化剂烧焦起始温度，并提高烧焦罐内的平均密度，保证烧焦效果。
开工时，平衡催化剂和新鲜催化剂从催化剂储罐用非净化压缩空气输送至再生器。
正常操作时，补充的新鲜催化剂由催化剂小型加料管线从催化剂储罐用非净化压缩空气输送至再生器。
为了保持催化剂活性和控制重金属含量不超过允许值，需定期从再生器卸出部分催化剂至废催化剂罐。
②能量回收
再生烟气从再生器顶部排出，经烟气管线进入三级旋风分离器，脱除所夹带的少量催化剂。
净化后的烟气送至烟气透平膨胀作功，驱动主风机，提供再生系统烧焦用的空气。
作功后的烟气送至余热锅炉，进一步回收烟气的热能，并使烟气温度降至180℃以下，经120m烟囱排入大气。
③分馏系统
自反应沉降器顶部来的反应油气经大油气管线进入分馏塔部，循环油浆把反应油气中携带的催化剂粉尘洗涤下来，并使油气温度降低，再向上流动通盘进行分馏。
分馏塔底油浆去稳定塔塔底重沸器作热源，随后去循环油浆蒸汽发生器发生蒸汽，被冷却后分成三股。
其中一股作为产品裂解重油经冷却水箱冷到90～100℃出装置。
另两股返回分馏塔，一股返回分馏塔人字挡板上部，以冲洗挡板、冷却反应油气；
另一股返回分馏塔塔底，用于控制分馏塔底部温度。
中段循环由中段循环回流泵自分馏塔约第19层塔盘抽出，送到脱吸塔底重沸器作热源，随后再送到中段油原料油换热器，加热原料油后，再进入中段回馏脱氧水换热器，冷却后返回分馏塔约第15层塔盘。
裂解轻油和贫吸收油自分馏塔第14层抽出，自流进入裂解轻油汽提塔，与从塔底通入的汽提水蒸汽逆流接触，汽提出裂解轻油中夹带的轻馏分。
汽提后的裂解轻油经泵抽出，经裂解轻油脱氧水换热器换热后，进入裂解轻油冷却器冷却到40℃后，部分作为贫吸收油送至再吸收塔。
另一部分作为产品裂解轻油出装置。
来自再吸收塔的富吸收油返回分馏塔约第8层塔盘。
从分馏塔顶出来的油气在塔顶分离罐中分成汽、烃液及冷凝水三相，烃液与罐顶气一起去分馏塔顶湿空冷器被冷却到40℃左右，再进入塔顶油气分离器分离成富气、粗汽油及冷凝水三相，富气进入气体压缩机，粗汽油送至吸收塔上部作吸收剂。
分离出的含硫污水洗涤富气中的硫化氢。
④吸收稳定系统
富气经两段压缩至1.2～1.6Mpa，为降低压缩功，一段的出口气在压缩机一段出口冷却器中冷却至40℃，经压缩机一段出口分液罐分离出富气、凝缩油及冷凝水。
分液罐顶的富气去二段。
压缩二段出口富气与脱吸塔顶来的脱吸气、吸收塔底来的吸收油混合，进入气液分离器并在其中分成凝缩油和气体，分离出气体进入吸收塔下部。
吸收剂粗汽油从第4层塔盘注入吸收塔，补充吸收剂稳定汽油从塔顶第1层塔盘注入。
吸收塔内气液两相逆流接触，吸收富气中的碳三、碳四组分。
为取走吸收过程中放出的热量，分别从吸收塔约第14、23、32层塔盘抽出三股中段循环回流油，经冷却后相应返回到吸收塔约第15、24、33层塔盘。
从吸收塔顶部出来的贫气进入再吸收塔底部，作为贫吸收油的馏分吸收剂从再吸收塔的顶部注入，再吸收塔内气液两相逆流接触，贫气中携带的汽油组分及少量轻烃被贫吸收油吸收，塔顶产品干气出装置。
塔底富吸收油返回分馏塔的约第8层塔盘。
从吸收塔底来的吸收油与压缩富气混合，经压缩富气湿空冷器冷却到40℃后，进入气液分离器进行气液分离。
气液分离器分出的凝缩油送至凝缩油脱丁烷汽油换热器E2306与脱丁烷汽油换热，换热到60℃左右进入脱吸塔顶部，将凝缩油中所含的乙烷等轻组分从塔顶脱除。
脱吸塔底油进入稳定塔中部。
液化气从稳定塔顶部馏出分作两部分，一部分作为回流返回稳定塔顶部，另一部分作为产品出装置。
稳定塔底部的脱丁烷汽油也分为两部分，一部分作为回炼物流送至提升管反应器下部回炼，其余部分先后经空冷器及湿空冷器冷至40℃后，又分成两部分，一部分作为产品裂解石脑油出装置；
另一部分升压后送至吸收塔顶部作为补充吸收剂。
（二）产污环节及主要污染物
废气主要来自催化剂再生时排放的催化烧焦产生的再生烟气（G1），再生烟气中含有大量的催化剂粉尘，CO，硫氧化物和氮氧化物等有害物质。
本装置采用三级旋风分离器除尘，加入CO助燃剂和硫转移剂的方法，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、NO
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