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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 简本目 录1 建设项目概况11.1 项目建设背景11.2 建设内容21.3 项目合理性分析142 项目周围环境现状172.1 环境质量现状172.2 环境影响评价范围及保护目标183 污染物产生情况及防治措施203.1 一期工程污染因素、治理措施及污染物排放情况203.2 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293.3 污染物排放汇总404 环境影响预测评价414.1 环境空气影响预测414.2 地表水环境影响预测424.3 地下水环境影响预测434.4 声环境影响预测444.5 固废环境影响预测444.6 土
2、壤环境影响预测454.7 施工期环境影响预测455 环境风险影响评价485.1 环境风险预测结果485.2 环境风险防范措施485.3 风险应急预案556 环境保护措施技术、经济论证666.1 废气处理措施666.2 废水处理措施676.3 固废处理措施686.4 噪声处理措施687 环境经济损益分析707.1 经济效益分析707.2 环境效益分析707.3 社会效益分析718 环境环境管理制度及监测计划728.1 环境管理728.2 环境监测计划739 公众参与759.1 公众参与调查范围与方式759.2 公众参与的过程759.3 公众参与调查问卷8010 环境影响评价结论8511 联系方式
3、8530100万吨/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 建设项目概况1.1 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
4、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
5、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。1.2 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
6、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
7、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
8、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。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一期工程主体工程凝析油分离芳构化装置原料分离预处理单元脱水塔预处理能力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气体分离塔加热炉分馏塔芳构化单元进料加热炉反应器脱戊烷塔塔底重沸炉分馏塔制氢装置干法脱硫塔15000m3/h制氢能力采用天然气制氢工艺转化炉PSA装置环保工程干气、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
9、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干式气柜一个火炬20m地面火炬一座辅助工程储罐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一期建设办公生活区公用工程供水新鲜水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装置自产蒸汽供
10、电48452.8104kWh依托经济开发区供水管网二期工程主体工程凝析油分离芳构化原料分离预处理单元脱水塔加工能力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气体分离塔加热炉分馏塔芳构化单元进料加热炉反应器脱戊烷塔塔底重沸炉分馏塔制氢装置干法脱硫塔20000m3/h制氢能力采用天然气制氢工艺转化炉PSA装置重质油轻质化装置反应进料加热炉加工能力30万吨/年加热裂化工艺反应器分馏塔稳定塔混合加氢装置反应进料加热炉加工能力30万吨/年反应器脱戊烷塔塔底重沸炉分馏塔气分装置脱乙烷塔5万吨/年脱丙烷塔丙烯塔MTBE装置反应器1万吨/年脱C4塔水萃取塔甲醇回收罐粗丁烯罐环保工程干
11、气、液化气脱硫-采用复合型MDEA脱硫剂污水汽提、硫磺回收、污水处理、事故池、火炬系统-均依托一期工程辅助工程储罐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依托一期工程办公生活区依托一期工程公用工程供水新鲜水140.7m3/h，除盐水61m3/h供汽需蒸汽1.0MPa 16.5t/h；3.5MPa 42.8t/h装置自产蒸汽供电12582.8104kWh1.2.3 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
12、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23.51建设投资万元22.52建设期利息万元100353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
13、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)%80.094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)%66.177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)%51.1610盈亏平衡点（生产能力利用率）%28.20%正常年份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
14、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
15、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
16、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
17、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
18、.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，
19、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
20、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
21、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
22、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
23、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
24、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
25、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。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，
26、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
27、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
28、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
29、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
30、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
31、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
32、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
33、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
34、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
35、，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。
36、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
37、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
38、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。1.3 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
39、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
40、、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。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
41、，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
42、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
43、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（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5
44、09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
45、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。2 项目周围环境现状2.1 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