南京化学工业园区长芦三期规划项目.doc

1 建设项目概况1.1 项目地点及相关背景1.1.1 建设地点拟建项目建设地点位于南京化学工业园区长芦三期规划中的3C1和3C2地块，占地面积249657.86平方米，其中绿化面积为47000平方米，绿化率为18.82%。1.1.2 建设背景本项目将由中国石化扬子石油化工有限公司和英力士苯酚中国有限公司合资建设，经营体制为中外合资公司，双方股比暂定各为50，合资期限为50 年。中国石化扬子石油化工有限公司（以下简称扬子石化）改制前是扬子石油化工公司，成立于1983年9月，1984年开始基本建设，1990年全面建成投产。1998年实行资产重组。通过20数年的连续高效健康发展，扬子石化已经成为我国重要的石化生产基地。现拥有以800万吨/年原油加工、72万吨/年乙烯、140万吨/年芳烃、105万吨/年精对苯二甲酸（PTA）、87万吨/年塑料、30万吨/年乙二醇、21万吨/年丁二烯为主的40余套大型石油化工装置，每年可生产聚烯烃塑料、聚酯原料、基本有机化工原料、油品、合成橡胶5大类60余种产品800余万吨，是目前国内最大的纯苯、对二甲苯、邻二甲苯、PTA、乙二醇、丁二烯和环氧乙烷生产供应商之一。扬子石化的关联公司扬子分公司拥有装机容量36万千瓦电厂、66万吨/日供水、3450立方米/小时污水解决等公用工程辅助设施。为应对全球化市场竞争，扬子石化坚持对外合资合作，先后建立了10家合资公司。英力士集团是1998年建于英国的一个私人公司，在收购了BP亿诺化学之后成为全球第三大化学公司，2023年销售额474亿美元，员工总数15500人，在全球14个国家拥有65个生产基地，石油化学产品总产能4000万吨/年，炼油能力40万桶/天。英力士集团下设17个子公司，英力士苯酚是其中一个重要的子公司，其销售额占集团公司的10左右。英力士苯酚公司是世界上最大的苯酚和丙酮生产商，其经营范围重要从事苯酚、丙酮、异丙苯，AMS和苯乙酮的生产和销售。它在全球的苯酚和丙酮总生产能力是世界排名第二到第四的三家公司产能的总和。英力士在欧洲和美洲建有三个世界级规模的苯酚丙酮生产厂，分别位于德国的GLADBECK、比利时的ANTWERP和美国的MOBILE，这些生产厂产品的销售已经形成一个全球性的销售网络， 这使得英力士苯酚可以在全球范围内向用户供应质量安全可靠、价格具有竞争力的苯酚和丙酮产品，实现世界级规模的规模经济效益。为缓解日益增长的供需矛盾，逐步提高国产苯酚和丙酮产品自给率，优化产业布局，实行产业结构升级，提高公司产品竞争力，提高我国大型异丙苯技术国产化水平，扬子石化和英力士苯酚中国有限公司拟在南京化学工业园长芦片区合资建设65万吨/年苯酚丙酮装置项目。从我国异丙苯技术的总体水平看，中国石化已基本具有“以我为主”，自主建设大型异丙苯装置的能力。苯酚丙酮的生产技术，被国外少数几家公司垄断，目前，国内尚未掌握核心设计技术，不具有自主建设年产65 万吨/年苯酚丙酮装置的能力。因此在本项目建设中，异丙苯装置拟采用中国石化自有的异丙苯技术，苯酚丙酮装置拟引进英力士苯酚公司自有的苯酚丙酮技术。1.2 项目建设内容1.2.1 项目组成与工程内容拟建项目是以苯和丙烯为原料，采用异丙苯法工艺生产高纯度的苯酚、丙酮产品。本项目评价范围仅涉及装置界区范围内，界区外管线运送等配套服务项目另行环评。项目组成见表1.2-1，生产规模及产品方案见表1.2-2和图1.2-1。表1.2-1 拟建项目组成表工程名称设计能力备注主体工程异丙苯生产装置占地面积5920m2，年产异丙苯537309.68t重要涉及烃化和反烃化系统苯酚、丙酮生产装置占地面积35668m2，年产苯酚400443.44t、丙酮249190t。重要涉及氧化工段、精馏工段、提浓工段和分解工段新建贮运工程公用、辅助工程中间罐区占地面积5805m2，涉及：苯罐2800m3、混苯罐11000m3、烃焦油罐1500m3、新鲜异丙苯罐21000m3、苯酚日罐21500m3、丙酮日罐21000m3、循环异丙苯罐12023m3、重组分罐1500m3、轻组分罐150m3、分解产品罐1750m3、油水分离罐1500m3、污水罐1500m3。产品罐区占地面积9516m2，涉及：新鲜异丙苯罐27000m3、苯酚成品罐27800m3、丙酮成品罐27250m3、污水罐1230m3。酸碱存储硫酸罐146m3、氢氧化钠储罐1116m3、18.6m3给水生产用水新鲜水年耗水量为2923440吨南京化工园水业有限公司提供自来水新鲜水年耗水量为24000吨南京远古水业有限公司提供排水废水量1121520m3/a经预解决达成接管标准后，排入南京化工园污水解决厂循环水场设计循环水量22500t/h脱盐水站设计规模50t/h进水为蒸汽凝结水供热采用外供4.1MPaG蒸汽，共计138t/h，外送1.0MPaG蒸汽9t/h。化工园热电厂供电年耗电量16258.8104 kWh，新建110/10kV降压站一座（另行环评）由本项目的东侧约1公里处六合供电公司规划建设的黄巷220kV变电站引入压缩空气微油螺杆空气压缩机一套，排气量排气量3840m3/h正常运营时压缩空气来自工艺压缩机氮气装置的边界区有1.0MPa管道氮气，0.6/1.0MPa氮气从界区外的管道直接或经减压至0.6MPa接入取用；2.5MPa氮气用量10Nm3/h，拟采用150磅杜瓦钢瓶氮气，经减压至2.5MPa后送至工艺用户。天然气天然气用量1440000Nm3中燃或中石化普光气田川气东送或中石油西气东输管道提供冷冻机组工艺用低温水系统合计用冷量为2344kW，制冷系统拟选用一套离心式冷水机组，制冷量2989kW。维修车间维修车间与仓库合在一个建筑内，维修车间占地1368m2。仓库设立仓库一个，占地1080 m2。用于存放催化剂、预解决吸附剂、活性碳等分析化验室占地368m2，涉及原料分析、成品分析、水质分析、光谱分析、标准溶液配备等。中央控制室内含主操室、机柜室、工程师站室、UPS室、空调机、交接班室、消防室等，总面积约为1638m2。火炬设立全密封地面火炬系统一套，设计燃烧最大流量为240t/h。高度38m，内径14m。环保工程废水解决生化预解决系统一套，设计规模4000t/d废气解决工艺热氧化器（PTO）解决系统1套可再生热氧化器（RTO）解决系统1套固废解决固废暂存场，占地240m2消防水池占地1575m2事故池有效容积5000m3厂内绿化47000平方米绿化率18.82%表1.2-2 拟建项目产品方案生产线产品名称产品规格设计能力（t/a）年运营时数（h/a）备注异丙苯生产线异丙苯纯度99.92%537309.688000中间产品混苯3727.44副产品烃焦油5788.56副产品苯酚、丙酮生产线苯酚纯度（干基）99.98400443.448000产品丙酮纯度（干基）99.9249190产品轻组分（酮类）3304.72副产品重组分（酚焦油）19001.28副产品注：根据扬子公司对副产品去向的说明，送到扬子石化芳烃厂，作为重整装置DA302塔的进料，重油副产品作为扬子石化延迟焦化装置的原料，轻油用作自备热电厂，做电厂助燃油使用，具体使用途径见附件说明。原料苯354951.36丙烯192755.2烃化、反烃化异丙苯537309.68烃焦油5788.56混苯3727.44过氧化氢异丙苯-甲基苯乙烯轻组分1262.72分解苯酚400443.44丙酮249190+氢氢气497.04氧化氢化轻组分 2042重组分19001.28图1.2-1 产品方案简图（t/a）1.2.2 项目概况项目名称：扬子石化英力士合资建设65万吨/年苯酚丙酮装置建设单位：中国石化扬子石油化工有限公司、英力士苯酚中国有限公司建设性质：新建建设地点：南京化学工业园区长芦三期规划中的3C1和3C2地块投资总额：296860万元，其中环保投资11565万元，占总投资的3.9。建设周期：30个月。职工人数：本项目将设立定员150人。工作时数：年工作时数为8000小时。1.2.3 工艺1.2.3.1 异丙苯生产工艺拟建项目异丙苯生产采用上海石油化工研究院（ST）开发的S-ACT异丙苯技术，工艺流程及产污环节如图1。异丙苯生产装置重要包含以下三个部分：原料解决部分、反映部分和分离部分。原料解决原料预解决工序涉及丙烯和苯的一级和二级保护，以脱除对催化剂有害的杂质。丙烯一级保护床用于除去丙烯原料中的硫化物。每个保护床内装有BASF提供的Selexsorb As分子筛。来自界区外的丙烯进入丙烯进料缓冲罐后由丙烯进料泵经一级和二级保护床泵入烃化反映器。丙烯在丙烯一级保护床中以环境温度自上向下流动。Selexsorb As分子筛的预期使用寿命为2年。定期更换产生废分子筛(S1)。丙烯二级保护床用于去除丙烯原料中所含的水和氮化合物。每个保护床内都装有BASF Selexsorb CDX分子筛。丙烯自下而上流经床层，然后进入烃化反映器。每个吸附剂床层运营周期为1015天（根据实际分析数据可延长或缩短运营周期），然后进行再生解决。Selexsorb CDX分子筛的预计使用寿命为2年，定期更换产生废分子筛(S2)。期间可采用热氮气频繁再生。再生用氮气采用再气愤换热器和再气愤电加热器进行加热。丙烯退料罐和丙烯退料泵用于回收丙烯二级保护床在再生之前退出的丙烯原料，退料丙烯由丙烯退料泵送回丙烯进料缓冲罐。来自罐区的新鲜苯原料进入苯一级保护床，以除去对分子筛催化剂有害的碱性氮化合物。两个苯一级保护床设计成既可单独操作又可串联操作。在正常运营过程中，采用串联操作，并且使相对活性较高的保护床处在第二位置运营。当一台保护床需要更换白土时，将该保护床从流程中隔离出来，而另一台保护床保持运营。每个白土解决床的预期寿命为6个月。定期更换产生废白土吸附剂(S3)。新鲜苯经苯一级保护床解决后通过新鲜苯换热器回收异丙苯产品的热量，从而达成预热的目的。进入苯塔的新鲜苯温度通过控制通过换热器的异丙苯旁路流量调节的。预热后的苯进入苯塔。苯二级保护床用于去除苯进料中对分子筛催化剂有害的氮化合物和弱碱性氮化合物。来自苯塔侧线抽出的循环苯由干苯循环泵送入苯二级保护床解决，然后再作为原料进入烃化反映器和反烃化反映器。苯二级保护床内装填有13X型分子筛吸附剂。两个苯二级保护床设计成既可单独操作又可串联操作。在正常运营过程中，建议采用串联操作，并且使相对活性较高的保护床处在第二位置运营。当一台保护床需要更换白土时，将该保护床从流程中隔离出来，而另一台保护床保持运营。每个保护床的预期寿命为3个月。定期更换产生废13X型分子筛吸附剂（S4）。为有效地去除氮化合物，装有13X型分子筛的苯二级保护床规定在较高的温度下运营。因此，该保护床设立在苯塔下游，此处循环苯的温度为129左右（在推荐的100-140范围内）。（2）反映工序反映工序涉及烃化反映和反烃化反映两部分。在烃化反映器中，丙烯与苯进行烃化反映，生成异丙苯、二异丙苯、三异丙苯和其它一些微量组分。反映在中温中压条件下进行。烃化反映器涉及四个催化剂床层。在四层催化剂床层之间分派丙烯物料的优点在于：在每个反映器床层中保持较高的苯/丙烯比，以保持较高的选择性；减少每一段催化剂床层的温升。由于烃化反映是放热能力较强的放热反映，若不采用分段进料流程，反映温升很大，导致反映产物中的正丙苯含量超标，影响异丙苯产品的质量。因此，通过丙烯分段进料、烃化反映液外循环以及段间加入冷却后的烃化液来控制每个催化剂床层的入口温度和床层温升。来自丙烯二级保护床的新鲜丙烯在流量控制下分为四股，其中的第一股与来自苯二级保护床的苯以及烃化循环液一起汇合后从烃化反映器顶部进入反映器，进入反映器的温度由外循环空冷器出口到第一段催化剂床层的冷循环液流量控制。二、三、四段的丙烯分别和冷却后的烃化反映液混合，通过控制冷却后的烃化反映液流量的方式使每段催化剂床层的入口温度保持在145左右。设计工况下，每段床层的温升为12。烃化反映器出口液分为两股，一股经背压控制阀泄压后进入苯塔进行分离；另一股物料进入烃化反映器外循环泵增压，增压后的外循环液又分为两股，其中一股循环到反映器的顶部作为外循环液，此外一股进入烃化反映器外循环空冷器冷却后循环进入反映器的一、二、三、四段催化剂床层，以控制每个反映床的温度。反烃化反映器的作用是将多异丙苯通过与苯的反烃化反映转化回异丙苯，以减少苯和丙烯的单耗。与烃化反映不同的是，反烃化反映几乎是等温反映，通过反映后温度只略微有所升高。来自苯二级保护床的循环干苯与来自多异丙苯塔侧线采出的多异丙苯混合后一方面在反烃化反映器进出料换热器中与反烃化反映器出料换热，预热后的反烃化反映原料再由反烃化进料加热器加热至反映温度，然后进入反烃化反映器。在反映器入口有一在线水分仪监测原料中的水含量。假如水含量上升，那么将需要提高反映温度以保持转化率。反烃化反映器的压力由位于其进料加热器下游的背压调节阀控制，其出料进入苯塔进行产品回收。烃化反映、反烃化反映分别采用上海石油化工研究院提供的分子筛催化剂MP-01、MP-02，催化剂更换产生废分子筛催化剂MP-01（S5）、废分子筛催化剂MP-02（S6）。（3）分离工序分离工序涉及苯塔、异丙苯塔和多异丙苯塔三个分离系统。苯塔具有多重作用：一是回收反映液中未反映的苯；二是脱除原料丙烯中带入的丙烷；三是去除苯原料中带入的非芳烃组份；四是对进入装置中的新鲜苯进行脱水干燥。烃化反映器反映产物和反烃化反映器反映产物分别进入苯塔。苯塔是一座加压条件下操作的分馏塔，采用浮阀塔盘。塔顶操作压力约为0.25MPaG，温度约为118；塔底操作压力约为0.31MPaG，操作温度约为224。苯塔塔顶压力是通过度程控制调节，假如塔内压力过高，则将含丙烷尾气（G1）排放至PTO进行焚烧减少塔内压力；假如塔内压力过低，则引入氮气以升高塔内压力。塔顶物料蒸汽经苯塔塔顶冷凝器冷凝至45后进入苯塔回流罐。凝液经苯塔回流泵增压后，在流量与苯塔回流罐液位串级均匀控制下回流至苯塔塔顶，为防止非芳烃在系统中累积，从塔顶采出少量物料作为非芳烃的排污经冷却后送至界外混苯罐。苯塔回流罐切水（W1）收集后送厂内污水解决厂站预解决。新鲜苯以及未反映的循环苯经分离后从苯塔侧线出料塔板抽出，自流进入干苯缓冲罐，这样能保证循环苯在返回至反映部分之前尽也许地脱除水份。新鲜苯的补充量根据干苯缓冲罐的液位来拟定，这样就能使装置中苯的循环量保持恒定。循环苯由干苯循环泵送入苯二级保护床进一步解决，然后再进入烃化反映器和反烃化反映器。干苯回流液由干苯回流泵送回苯塔。为防止与苯沸点接近的非芳烃在系统中的累积，也可在苯塔侧线抽出少量物料作为混苯和塔顶混苯一起经冷却送至界外混苯罐，在实际运转过程中，该股混苯可根据循环苯纯度间歇排放。苯塔再沸器采用中压蒸汽作为加热介质。苯塔塔底含异丙苯、多异丙苯和其它重组分的物流在流量与塔釜液位的串级控制下进入异丙苯塔。异丙苯塔的功能是实现异丙苯产品与丁苯、甲基异丙苯和少量正丙苯等杂质的分离。异丙苯塔在常压条件下操作，采用浮阀塔盘设计。塔顶操作压力约为0.01MPaG，温度约为156；塔底操作压力约为0.05MPaG，操作温度约为225。塔顶物料蒸汽在异丙苯塔蒸汽发生器中冷凝，同时产生0.3MPaG低压蒸汽。凝液进入异丙苯塔回流罐，采用氮封保持微正压操作。凝液经异丙苯塔回流泵增压后，定流量控制回流至异丙苯塔塔顶，异丙苯产品则采用流量与回流罐液位串级控制采出。异丙苯产品一方面在新鲜苯换热器中与新鲜苯换热后再进入异丙苯产品冷却器中冷却并送至界外异丙苯产品储罐。异丙苯塔再沸器采用中压蒸汽作为加热介质。异丙苯塔塔底含多异丙苯和其它重组分的物流在流量与塔釜液位的串级控制下进入多异丙苯塔。多异丙苯塔的功能是从侧线回收二异丙苯和三异丙苯（统称多异丙苯），从塔顶脱除丁苯、甲基异丙苯等杂质，同时从塔釜脱除烃焦油重组分（重要是双环芳烃，如二苯基丙烷）。多异丙苯塔在真空条件下运营，真空由真空系统保持。塔顶操作压力为21KPaA，温度约为128，塔釜温度约为225。塔顶物料蒸汽经多异丙苯塔塔顶空冷器冷凝后，冷凝液在多异丙苯塔回流罐中收集，然后由多异丙苯塔回流泵送至多异丙苯塔，回流量采用流量与回流罐液位串级均匀控制。从多异丙苯塔回流泵采出少量具有甲基异丙苯和丁苯的物料，这股物料与苯塔的混苯混合后，经混苯出料冷却器冷却后送至界外混苯罐。回流罐不凝气经多异丙苯塔尾气冷凝器冷凝到20，以尽量多地回收物料，其它不凝气（G2）由多异丙苯塔真空泵抽出，送PTO进行解决。多异丙苯侧线采出，经多异丙苯塔侧线出料泵送至反烃化反映器进出料换热器，经反烃化反映器进料和出料加热器换热后进入反烃化反映器，反映生成异丙苯。塔底残留液由多异丙苯塔塔底泵增压，经烃焦油出料冷却器冷却后送出界区。多异丙苯塔塔顶温度是指示塔顶排出量的重要指标。假如温度过低，意味着塔顶的异丙苯过多，需提高芳烃的排出量，以除去更多的异丙苯及丁苯和甲基异丙苯。假如温度过高，则意味顶部二异丙苯过多，应减少芳烃排出量，让更多的二异丙苯回流返回塔中。多异丙苯塔再沸器采用3.5MPaG蒸汽对多异丙苯塔进行加热。该再沸器是一台强制循环再沸器，其循环流量由多异丙苯塔塔底泵提供。塔釜液位串接控制多异丙苯塔再沸器的凝液流量。塔底出料（烃焦油）在直接流量调节下由多异丙苯塔底泵泵出并经烃焦油出料冷却器冷却后送出界区。通过手动调节烃焦油流量使塔底温度控制在225左右。假如烃焦油流量过高，则多异丙苯不能被回收，就会在塔底流失。假如烃焦油流量过低，则一些重组分会连同多异丙苯在侧线馏分中抽出并循环回到反烃化反映器，而重组分将导致反烃化催化剂失活。图1.2-1异丙苯生产工艺流程及产污环节图1.2.3.2 苯酚、丙酮生产工艺苯酚、丙酮的生产采用英力士苯酚公司的苯酚丙酮技术为生产技术，工艺流程及产污环节如图4.1-2英力士苯酚公司苯酚丙酮生产工艺涉及五个重要工段：氧化、提浓、分解、中和/脱盐/热水解决、精馏。（1）氧化氧化反映在气液反映器中发生，压力0.4MPaG，温度100左右。为达成需要的生产能力，两条氧化生产线并联生产。空气由工艺空气压缩机供应。新鲜的异丙苯和循环的异丙苯一起从异丙苯储罐送入反映器。液相反映产物在真空罐中闪蒸，将溶解的轻组份和一些未转化的异丙苯部分蒸发出来，冷凝后循环。氧化反映产物重要为30wt%浓度的CHP，其余为未转化的异丙苯和少量的副产品，反映产物将被送至提浓工段。去除所有可凝组份后，反映器尾气（G3）送入吸取单元和最终尾气解决装置RTO（U-2201单元）。U-2201为可再生热氧化反映器（RTO），尾气中的有机组分经其氧化最终转化为二氧化碳和水。RTO需要通入空气和少量的燃料。尾气中的冷凝液送入液相分离罐，分离出富含异丙苯的有机相，送入异丙苯储罐，供返回氧化反映器循环使用。分离罐的水相送入1#热水解决单元，以去除其中溶解的有机物，降解其中的有机过氧化物。顶部馏分重要含甲醇和丙酮，作为副产品（轻组分）外售。底部废水（W2）送生化解决单元进一步解决。吸取单元活性炭2年更换一次，产生废活性炭（S7）。来自氧化工段真空系统的废气（G4）收集并送入工艺热氧化反映器（PTO，U7200）焚烧解决。（2）提浓在提浓工段，来自氧化反映器的CHP稀溶液通过蒸馏浓缩至70-82wt%。由于CHP的活性，提浓分两步进行预提浓和主提浓。两步提浓均在高度真空条件下进行，以减少热应力。两步提浓均使用新鲜的异丙苯作为回流液。提浓后的CHP作为塔底物料送入分解工段。预提浓和主提浓塔顶物料重要含异丙苯，经冷凝后送至异丙苯储罐循环使用，不凝气体送入氧化工段真空系统。（3）分解在分解工段，提浓后的CHP在硫酸的催化作用下发生分解反映。分解反映在不同的操作条件下分两步进行，以减少副产物的生成。第一步反映在反映器（R-2610-30，R-2640-60）中进行，操作条件为常压、常温（45-55）。部分液体循环以便移除该强放热反映所产生的热量。第二步反映在反映器R-2601/02，R-2611/12中进行，反映压力升高、反映温度为140-150。为了达成需要的生产能力，与氧化工段相似，分解工段也采用两条并联的生产线。（4）中和/脱盐/废水解决在中和/脱盐/热水解决工段，来自分解工段的酸性产物用酚盐碱液进行中和后，送入两个串联的混合/分离罐中，分离成水相和有机相，中和生成的盐集中于水相。水相在中经酸化后送入苯酚脱除器，用异丙苯将溶解的苯酚从水相里萃取出来，并在异丙苯洗涤单元中用NaOH溶液将苯酚从溶液中进一步萃取出来。水相废液在2#热水解决单元中去除其中残留的有机组分。与1热水解决单元不同，2#热水解决单元的顶部馏出物返回工艺系统循环。底部排出的废水（W3）则送往界外的废水生化解决装置。（5）精馏来自中和工段的有机相，其重要成分有丙酮、异丙苯、苯酚和副产物，送入预分离装置，分离成粗丙酮、粗苯酚和循环异丙苯。粗丙酮通过用NaOH溶液解决，经三塔精馏生产出合格的丙酮产品。精馏塔分离出来的酮类馏分为少量中沸点副产物，作为副产品（轻组分）外售。各精馏塔顶部不凝轻组分送真空系统解决，真空系统废气（G5）送PTO焚烧解决。精馏塔底部含酚钠废水送中和工段的苯酚脱除单元。粗苯酚经四塔精馏及苯酚化学提纯生产出合格的苯酚产品。在精馏过程中，较难分离的痕量杂质如2-甲基苯并呋喃、丙酮醇将转化为较易分离的高沸点组分。高沸点组分（即苯乙酮馏分）将随酚焦渣油（重组分副产品）排出。苯酚化学纯化工段以离子互换树脂为催化剂，每年更换23次，产生废催化（S8）。来自预分离塔的循环异丙苯具有异丙苯，-甲基苯乙烯（AMS）和少量苯酚。-甲基苯乙烯通过加氢转化为异丙苯，苯酚在异丙苯洗涤单元中通过萃取从循环异丙苯中得到回收。经纯化的循环异丙苯送至异丙苯储罐以供在氧化工段循环使用。加氢反映过程中催化剂52023更换一次，产生废催化剂（S9）。图1.2-2 苯酚丙酮工艺流程及产污环节图1.3 选址方案比选与规划相符性分析项目拟建地为规划中的南京化学工业园区长芦片区工业用地，项目建设符合南京市城市总体规划，园区产业定位、总体规划以及沿江开发的总体规划。2 建设项目周边环境现状2.1 建设项目所在地的环境现状环境空气质量现状本次环境现状监测结果表白，评价区域SO2、NO2、甲醇、甲醛、苯、异丙苯、苯酚、丙酮、非甲烷总烃小时平均（一次）浓度或日均浓度均满足评价标准规定。除PM10出现超标外，其余各因子均满足相应标准，超标因素重要道路扬尘和施工建设。水环境质量现状本次监测的长江各评价断面各监测因子污染指数均小于1，可以满足地表水环境质量标准（GB3838-2023）类水质功能标准。声环境质量现状评价区域昼间和夜间噪声现状监测值均符合评价标准规定，该区域环境噪声质量现状良好。地下水地下水监测因子符合地下水质量标准（GB/T1484893）类标准规定。2.2 建设项目环境影响评价范围大气评价范围各污染因子占标率10%处或距源2.5km范围内，因此拟定本次评价范围为以项目建设地为中心，半径2.5km范围。大气评价范围见图2.2-1。地表水评价范围现状评价为南京化工园污水厂排污口附近水质，影响评价为接管可行性分析，对长江水质影响引用污水解决厂环评结论。噪声评价范围建设项目厂界外200m范围。地下水评价范围项目所在地周边20km2。环境风险评价范围距离风险源点不低于5km范围。3 建设项目环境影响预测及拟采用的重要措施与效果3.1 污染物产生排放情况3.1.1 废水拟建项目废水重要有工艺废水、脱离子水站反冲洗水、初期雨水、分析化验室废水、设备及地面冲洗废水、原料罐切水、洗罐水、冷却装置排污水、水软化器反冲洗水和生活污水。具体见表3.1-1。表3.1-1 废水产生及排放源强污染源废水量(t/a)污染物产生状况污染物产生情况治理措施污染物排放状况接管标准排放去向污染物名称浓度(mg/L)产生量（t/a）污染物名称浓度(mg/L)产生量（t/a）污染物名称浓度(mg/L)产生量（t/a）苯塔回流罐废水（W1）160COD苯3001000.0480.016水量CODSS氨氮总磷异丙苯苯酚苯甲苯丙酮正丙苯甲基异丙苯甲醇酮类乙苯盐分4916.22 72.85 0.9 0.15 13.08 17.01 1.47 1.96 94.19 58.21 3.01 436.28 3479.81 16.88 11996.26115273006.39944.5470.550.09810.40.8961.257.635.61.84266.8212810.327336好氧生化预解决水量CODSS氨氮总磷异丙苯苯酚苯甲苯丙酮正丙苯甲基异丙苯甲醇酮类乙苯盐分80072.850.900.152.1210.50.515.329.470.4970.99566.12111996.2611527489.2244.5470.550.091.30.6120.3060.3069.375.790.29943.41346.20.617336COD：1000mg/LSS：400 mg/L氨氮：50mg/L总磷：5mg/L苯酚：1.0 mg/L苯：0.5 mg/L甲苯：0.5 mg/L乙苯：1.0 mg/L含盐量（以Cl计）6000mg/L经化工园污水解决厂集中解决，最终排入长江热水解决单元1排水（W2）34447COD异丙苯苯酚苯甲苯丙酮正丙苯甲基异丙苯甲醇盐分1258046.4569.672.234.64394.81130.056.977745.2349467.3433.341.62.40.080.1613.64.480.24266.81704热水解决单元2排水（W3）96120COD异丙苯苯酚苯甲苯丙酮正丙苯甲基异丙苯酮类乙苯盐分26231.9666.5883.238.3210.82457.76323.7616.6522138.99107.3758593.42521.426.480.81.044431.121.6212810.325632罐区原料切水16000COD3004.8洗罐水800COD4000.32分析化验室废水4000CODSS氨氮300200251.20.80.1地面冲洗水72023CODSS 30030021.621.6生活污水18000CODSSNH3-N总磷4003002557.25.40.450.09初期雨水6000CODSS5003001.9111.467脱离子水站反冲洗水12023CODSS401000.481.2循环冷却排污水352023CODSS404014.0814.08软水器反冲洗水160000CODSS40606.49.6清下水量CODSS4048.936000014.417.6清下水量CODSS4048.936000014.417.6排入园区清下水管网循环冷却排污水202300CODSS4040883.1.2废气拟建项目废气重要为以下几种情况：有组织排放生产过程中有组织排放的废气：涉及苯塔不凝尾气（G1）、异丙苯塔真空尾气(G2)、氧化工段不凝尾气（G3）和苯酚丙酮装置真空尾气（G4、G5）等；中间罐区产生的呼吸废气（G6、G7）以及产品罐区、物料装卸车等产生的废气均通过收集系统收集后送工艺热氧化炉（PTO）焚烧解决，拟建项目有组织废气产生及排放源强具体见表3.1-2。无组织排放罐区无组织排放废气本项目中间罐区、产品罐区储罐均设有氮封系统、并设有废气收集系统，收集后送PTO焚烧解决。因此，本项目中间罐区无组织排放重要为泵阀泄漏等的无组织排放，排放量较小。装置区无组织排放废气本项目重要生产装置虽然是在一定压力下操作，装置的关键设备及相关的机泵阀门等都是选用进口的、密闭性能良好的设备，但是设备阀门、管道连接、废水转移等过程存在少量无组织排放现象，重要污染物为苯酚、丙酮、异丙苯等。汽车装卸点无组织排放废气在界区内设立汽车装卸站，该汽车装卸站占地约120m2，共设立6个缷车鹤管，分别卸送苯酚、丙酮、混苯、烃焦油、轻组分、重组分。汽车装卸点设有废气收集系统，收集后送PTO焚烧解决。污水解决站无组织排放废气本项目设立废水解决站一座，采用好氧工艺对生活污水、工业废水进行预解决，废水在解决过程中将排放出NH3、H2S等恶臭气体。拟建项目无组织排放情况具体见表3.1-3。表3.1-2 拟建项目有组织废气产生及排放源强种类产生点位废气量(Nm3/h)产生状况治理措施去除率及燃烧后废气量排放状况执行标准排放参数污染物名称浓度(mg/m3)速率(Kg/h)产生量(t/a)污染物名称浓度(mg/m3)速率(Kg/h)排放量(t/a)浓度(mg/m3)速率(Kg/h)氧化工段不凝气G353000异丙苯1738.1192.12736.96RTO去除率98%，燃烧后烟气量66000 Nm3/h异丙苯27.9151.84214.739H 25m1300mm排放温度200苯酚62.263.326.4苯酚1.0000.0660.528丙酮622.6433264丙酮10.0000.665.28-甲基苯乙烯153.218.1264.96-甲基苯乙烯2.4610.16241.299甲醇1504.1579.72637.76甲醇24.1581.594412.755正丙苯166.048.870.4正丙苯2.6670.1761.408甲基异丙苯8.300.443.52甲基异丙苯0.1330.00880.0704苯56.60324苯0.9090.060.48乙苯55.282.9323.44乙苯0.8880.05860.469甲苯5.470.292.32甲苯0.0880.00580.0464C6N（烷烃）126.236.6953.52C6N2.030.1341.0704硫1.130.060.48CO4.8690.3212.571SO22.3310.1541.231NOx0.360.0240.19苯塔不凝气G1210乙烷8904.761.8714.96PTO去除率99.8%，燃烧后烟气量11740 Nm3/h乙烷0.3190.00370.0299H 15m1800mm排放温度870丙烯1285.710.272.16丙烯0.0460.00050.0043丙烷332380.9569.8558.4丙烷11.8910.13961.1168C6N20714.294.3534.8C6N0.7410.00870.0696苯57190.4812.0196.08苯3.4340.04030.3226硫523.810.110.88异丙苯20.8140.24441.9549异丙苯塔真空系统排气G220异丙苯3385006.7754.16甲基异丙苯0.2860.00340.0268甲基异丙苯175000.352.8二异丙苯0.0290.00030.0027二异丙苯85000.171.36-甲基苯乙烯0.5960.0070.0560苯酚丙酮真空系统排气G4、G570-甲基苯乙烯500003.528酮类0.5110.0060.048酮类42857.14324正丙苯2.7230.0320.256正丙苯94571.436.6252.96乙苯0.9140.01070.0858甲基异丙苯4714.290.332.64甲苯0.0910.00110.0085苯51428.573.628.8苯酚8.5380.10020.802