柴油加氫的案例
柴油加氫精制裝置的擴能升級技術改造
結 論
北方華錦集團煉化分公司1號柴油加氫裝置引入北瀝柴油組分，裝置擴能為230×104t/a，為生產國Ⅵ標準柴油，主要改造如下：
①增加一臺加氫反應器，優化反應流程后，柴油加氫裝置規模擴大至230×104t/a，產品升級，可以生產滿足國Ⅵ標準的柴油調和組分；
②采用熱高分+冷高分工藝流程，回收部分余熱，降低能耗；
③改造后裝置能耗低于改造前能耗及《煉油單位產品能源消耗限額》的相關要求。改造方案最大限度地節省投資、減少占地，在現有裝置范圍內完成了擴能升級技術改造。
煉化一體化形勢下原油順序加工的生產運行對策
原油順序加工期間存在的問題及對策
01
高硫原油加工時硫含量受限
①原因分析
洛陽石化氫氣來源主要為重整裝置、富氫氣體回收PSA(變壓吸附裝置)、芳烴PSA，以及外購氫氣；主要用于各臨氫裝置使用，其中蠟油加氫裝置、柴油加氫裝置(直餾柴油)、催化裂化柴油加氫裝置(催化柴油)耗氫量較大；檢修前后高硫原油加工期間全廠氫氣平衡見下表。
可以看出，重整裝置、富氫氣體回收PSA和芳烴PSA裝置產氫較為恒定，主要變化在外購氫氣量。高硫原油加工期間，經常出現外購氫氣供給不足，最低時1.4t/h，約15700m3/h；由于氫氣不足，造成柴油加氫裝置降低催化柴油摻煉量，精制柴油十六烷值富裕度較大，罐區催化柴油漲庫；蠟油加氫裝置要低負荷運行，大量減壓高硫蠟油要外甩罐區，在高硫蠟油罐容受限后，要下調東部進口高硫原油加工量，混合原油硫含量受限。
②采取對策
(1)停運催化柴油加氫裝置。目前催化柴油加氫裝置主要用來平衡氫氣，由于在高硫加工期間，催化柴油加氫裝置切斷新鮮進料，全部循環仍然耗氫2000~3000m3/h。催化柴油加氫裝置停運后，柴油加氫裝置可以多消耗催化柴油，降低精制柴油十六烷值富裕度。2019年8月1日催化柴油加氫裝置停運后，高硫原油加工期間氫氣平衡見下表。
（2) 調整富氫氣體回收
PSA，增產氫氣。富氫氣體回收PSA裝置加工脫硫后的柴油加氫和蠟油加氫富氫氣體，生產高純度氫氣，氫氣純度99.9%以上；PSA解吸氣中氫氣體積分數在35%左右，產氫量較低。
展開 煉廠氫氣網絡系統集成與優化
某煉廠氫氣系統現狀
某煉化公司氫氣系統主要由供氫單元、耗氫單元、氫回收單元及氫氣管網構成：
供氫單元包括1號天然氣制氫裝置(1號裝置)、2號天然氣制氫裝置(2號裝置)、1.2Mt/a連續重整裝置及外購氫；
耗氫單元包括1.0Mt/a柴油加氫裝置、600kt/a航煤(噴氣燃料)加氫裝置、2.6Mt/a柴油加氫裝置、1.5Mt/a渣油加氫裝置、1.8Mt/a蠟油加氫裝置、1.5Mt/aSZorb裝置、硫磺回收裝置及聚丙烯裝置；
氫回收單元包括1套變壓吸附提濃裝置(簡稱PSA)；
氫氣管網為2.0MPa氫管網及1.0MPa氫管網。氫氣平衡見下表。
由上表可以看出，全廠氫氣需求量74050m3/h，其中需要外購氫20000m3/h才能滿足氫氣供需平衡。
耗氫裝置用氫情況如下表所示。
1.0Mt/a柴油加氫裝置、航煤加氫及蠟油加氫裝置氫油比、循環氫純度等均高于控制指標，存在節氫、節能優化潛力；
2.6Mt/a柴油加氫裝置反應器入口氫純度小于要求指標。從確保裝置長周期運轉、產品質量角度來看，該裝置存在優化空間；
從延長催化劑運轉周期、高分外排氫梯級利用角度來看，渣油加氫裝置還存在優化節氫、確保裝置長周期運轉的潛力。排氫流股信息見下表。
從上表可以看出，煉油廠排放至燃料氣(瓦斯)系統的含氫流股中含有大量氫氣資源；催化裂化(FCC)干氣氫含量相對較低，但總量大；輕烴回收裝置脫硫后干氣、加氫裝置排放氣、PSA解吸氣的氫體積分數均超過50%。
展開 中國煉油加氫催化過程強化技術進展
該技術減少了劣質柴油數量，在實現柴油質量升級的同時增產了高附加值產品，經濟效益顯著。
圖4 催化柴油選擇性轉化為高辛烷值清潔汽油的加氫轉化反應過程示意圖
為將催化柴油中大分子芳烴高效轉化為小分子芳烴以期實現增值利用，中國石化石油化工科學研究院開發了兩個強化技術[21-24]，分別是LTAG（LCO to aromatics and gasoline）催化柴油加氫處理-催化裂化組合技術和RLG催化柴油加氫轉化技術。LTAG 技術利用加氫單元和催化單元組合，在加氫處理單元通過對催化柴油中的芳烴進行定向加氫飽和，將催化柴油中雙環以上芳烴高選擇性地加氫飽和為單環芳烴，其加氫產物在催化裂化單元通過工藝參數等的優化來控制氫轉移反應的比例，高選擇性開環裂化，最終實現催化柴油轉化為富含芳烴的高辛烷值汽油，LTAG 技術中催化柴油轉化率可達70%以上，汽油選擇性可達80%左右且氫耗相對較低（2.0%～2.5%），LTAG技術具有易實施的優點，已在中國石化多家企業的二十余套工業裝置成功實施，效益顯著。其中加氫單元可以是柴油加氫精制裝置、蠟油加氫處理裝置、渣油加氫處理裝置或柴油加氫改質裝置。RLG技術通過控制加氫精制段芳烴飽和程度在加氫精制反應區盡可能保留烷基苯、四氫萘等單環芳烴的同時降低氮含量至適宜的水平，為加氫裂化段提供原料；通過控制加氫裂化段四氫萘等單環芳烴的異構、開環以及烷基苯等單環芳烴的烷基側鏈斷裂，有效將柴油餾分中的烷基苯等單環芳烴轉化為汽油餾分中的苯、甲苯、二甲苯等高辛烷值組分，從而達到生產高辛烷值汽油或BTX原料的目的，RLG技術產品汽油收率靈活可調（30%～70%），產品汽油餾分辛烷值可達93～97，柴油餾分十六烷值提高幅度可達10～17個單位且氣體產率和氫耗相對較低（C1～C4收率4%～9%，汽油收率50%以下對應化學氫耗3%左右）。
展開 
康明斯大馬力柴油發電機組獲準使用加氫處理植物油燃料
蓋世汽車訊 據外媒報道，康明斯（Cummins Inc.）宣布批準其全系列柴油發電機組在備用應用中使用石蠟燃料 (EN15940)，包括加氫處理植物油 (HVO) 。這一聲明是康明斯總體承諾的一部分，該公司致力于開發創新解決方案，以實現脫碳，并積極推進該公司當前技術，以實現行業領先的排放水平。
（圖片來源：康明斯）
HVO源自與生產生物柴油相同的原料，但是通過加氫處理工藝生產的，而不是酯交換工藝，這有助于提高氧化穩定性。因其生命周期碳排放量非常低，是一種具有吸引力的可持續燃料。
通過HVO運行發電機組時，成分排放量與柴油相當或更低，現有排放數據表和EPA二級認證均適用。
此外，這種燃料不易滋生細菌，適用于需要延長燃料儲存時間的應用，包括備用電源待機應用。HVO具有兼容性，可以任意比例與柴油混合，便于從現有設施過渡至柴油備用發電機。
康明斯將繼續與行業合作伙伴密切合作，以開發解決方案，解決行業對可靠和可持續電力的需求。為了展示產品性能和可靠性，作為其中一部分，康明斯與微軟公司在愛荷華州得梅因和亞利桑那州鳳凰城的數據中心站點合作，為使用HVO燃料的QSK95發電機組提供動力。
-END-
展開 超級石化推薦：國內煉化一體化產業最新科技進展！
2.3 烴類分子結構導向轉化多產化工原料加氫裂化技術
加氫裂化技術可將重質原料轉化為高附加值的化工原料，但傳統加氫裂化工藝得到的化工原料收率與產品質量存在相互制約的情況，追求最大量的化工原料收率的同時，化工原料產品質量會相應降低。FRIPP深入研究加氫裂化的化學反應過程，探究原料組成結構隨反應過程變化的動態規律，設計了強化反應過程的催化劑級配方案，將高裂化、低加氫活性的裂化催化劑，中裂化、中加氫活性的裂化催化劑與低裂化、高加氫活性的裂化催化劑系統耦合，實現高附加值化工原料的生產。該技術在某1.5 Mt/a加氫裂化裝置的實際應用結果表明，能耗降低59.87 MJ/t以上，尾油的BMCI值降低3～5單位，化工原料產品質量提升明顯。
國內煉化企業在裝置設計與投產方面往往存在抱團效應，導致轉型升級難度相對較大。2000年后,國內市場對于柴油需求量大導致各大煉化企業柴油精制裝置的數量與總體規模均較其他裝置大。近年來柴油需求逐年萎縮，減少低價值的柴油產品成為了主流需求，將常規柴油精制裝置進行較小的改動升級為柴油加氫裂化裝置既能明顯降低柴油產量，又可以為下游化工裝置提供高芳烴潛含量的重整原料與低BMCI值的蒸汽裂解原料，能夠使得企業靈活轉型實現裝置效益的最大化。中國石油四川石化分公司利用此技術將企業原有的3.5 Mt/a的柴油精制裝置改造為3.0 Mt/a的柴油加氫裂化裝置，改造過程存在一些技術瓶頸，例如：反應器內體積不變的情況下，部分精制催化劑更換為加氫裂化催化劑，導致精制空速下降；反應器改造余地有限，加氫裂化裝置操作難度大，氫耗明顯增加。研究人員通過催化劑的粒徑與活性級配以及高活性體相法催化劑的合理使用來解決上述技術瓶頸，柴油精制裝置改造前后產物收率對比見圖9。
展開 大連理工大學王敏團隊Angew：木質素油偶聯-加氫制備柴油
木質素油主要由C8-C9酚類組成，通過加氫脫氧可以得到C8-C9汽油組分的烷烴或者芳烴。大連理工大學王敏特聘研究員團隊提出木質素油制備柴油新路線。通過光催化實現木質素油中的單體偶聯得到二聚體，同時產生氫氣。隨后，通過加氫脫氧將二聚體轉化為C16-C18的環烷烴或者芳烴。
從木質素C8-C9酚類單體制備柴油，需要增長碳鏈。半導體光催化劑能夠實現芐位C-H活化，生產碳自由基，發生C-C鍵偶聯反應。研究發現Au/CdS對于此偶聯反應具有很高的反應活性。Au的引入提高了光生載流子的分離效率，促進了光催化偶聯反應。以4-乙基-1-甲氧基苯為底物時，Au/CdS產生了2.4 mmol g catal-1 h -1 二聚體 和 1.6 mmol g catal-1 h -1 氫氣，是CdS的12倍。
以松木作為原料研究了木質素到柴油路線的可行性。首先，松木氫解得到木質素油，再通過光催化C-C偶聯反應生成柴油前驅體，可以得到76 wt% 的二聚體（基于木質素油計算），最后通過Pd/C加氫反應得到28 wt % C16-C18的環烷烴或多孔CoMoS-P加氫得到 28 wt % C16-C18的芳烴。該工作為木質素的轉化利用提供了一種新的思路。
展開 加氫裂化裝置高壓換熱器選型分析
2
運行費用
以表1中提到的某煉化公司柴油加氫裂化裝置為例，反應產物/反應進料換熱位置實現了1臺纏繞管式換熱器對于6臺螺紋鎖緊環式換熱器的替代。單臺纏繞管式換熱器的管/殼程壓力降分別減小70%和44%，顯著降低了裝置循環氫壓縮機能耗。
3
材料及施工費用
對于高壓加氫裝置，反應系統管道對材質要求高，且管壁厚度大，材料及施工費用較高。在同樣的換熱負荷下，應用螺紋鎖緊環式換熱器時，因設備數量多，配管過程中各個換熱器之間的管件多、焊口多。應用纏繞管式換熱器，設備數量明顯減少。如4.1中提到的2.0Mt/a柴油加氫裂化裝置，實現了1臺纏繞管式換熱器對多臺螺紋鎖緊環式換熱器的替代，粗略計算，此換熱流程局部的管道及管件的成本及施工費用減少了70%。對于大型加氫裂化裝置，管道壁厚更大，其應力也更大，管線路由復雜，管道材料及施工費用的差別更加明顯。
展開 利用三元分析法對煉廠含氫尾氣進行優化利用
含氫尾氣性質分類
01
典型煉廠含氫尾氣構成
某千萬噸級煉廠主要生產裝置有(10+3)Mt/a常減壓裝置、(0.8+2.0)Mt/a催化裂化裝置、1.6Mt/a延遲焦化裝置、0.8Mt/a連續重整裝置、(1.2+1.2)Mt/aSZorb(汽油吸附脫硫)裝置、1.4Mt/a噴氣燃料加氫裝置、2.6Mt/a柴油加氫裂化裝置、2.0Mt/a加氫裂化裝置、1.2Mt/a柴油加氫裂化裝置、LTAG(催化裂化柴油選擇性加氫飽和—選擇性催化裂化組合生產高辛烷值汽油或輕質芳烴技術)裝置。全廠典型含氫物流構成如表1所示。
由表1可知，加氫裝置低分氣中H2含量較高，C2+輕烴含量相對較少；加氫裝置干氣、S Zorb穩定塔頂氣、重整氫PSA(變壓吸附)裝置解吸氣中除含有部分H2外，還含有較多的C2+輕烴。催化干氣、焦化干氣體積流量大，其中H2含量相對較少。
02
共性特征分析
煉廠含氫尾氣種類多，來源廣。該類氣體主要具有以下共性特征：均含有H2、甲烷、C2+輕烴及其他非烴類組分；不同類別含氫尾氣中H2與C2+含量具有顯著差別，可從含氫尾氣的H2，C2+含量初步判斷其來源，例如臨氫裝置低分氣中H2含量大于C2+含量，而臨氫裝置干氣中H2含量則與C2+含量相近；含氫尾氣中H2和C2+有著此消彼長的關系。假若含氫尾氣中H2得到回收，則C2+輕烴則會富集；反之，若含氫尾氣中C2+輕烴得到回收，那么H2則會富集。
展開 國內外加氫裂化催化劑技術發展
TK-951，TK-947，TK-931，TK-925主要用于最大量生產中間餾分油，其中TK-951可以在較低的氫耗下最大量生產中間餾分油；TK-925主要用于最大量生產高質量的柴油；TK-931具有適宜的中間餾分油收率，可以用于生產高質量的優質柴油、噴氣燃料、潤滑油等燃料油。
國內加氫裂化催化劑技術
01
FRIPP
FRIPP針對國內能源資源的特點，聚焦于重油清潔高效轉化，先后開發了高壓加氫裂化、中壓加氫裂化、緩和加氫裂化、中壓加氫改質、加氫尾油異構脫蠟、柴油臨氫降凝、劣質催化柴油加氫等工藝技術及配套催化劑技術，成功地進行了200套（次）國內外工業應用。
FRIPP現已開發了50多個牌號品類齊全的加氫裂化催化劑體系，是國內加氫裂化技術的主要專利商，在國內市場份額占60％以上。FRIPP通過開發新的催化劑材料和創新性制備技術，完成了第五代高活性加氫裂化催化劑的創制及推廣，主要包括FC-70催化柴油轉化催化劑、FC-52輕油型催化劑、FC-76靈活型催化劑、FC-60高中油型催化劑及FC-80生產高黏度指數加氫尾油的催化劑。圖6列出了FRIPP開發的系列加氫裂化催化劑。
與上一代催化劑相比，在單程轉化率相同的條件下，FC-52平均反應溫度降低了6℃，重石腦油和噴氣燃料收率分別增加了2.1和1.6百分點，柴油收率降低了2.1百分點，兩環以上環狀烴在加氫裂化尾油中減少3.5百分點，尾油芳烴指數（BMCI）降低了0.8單位，產品黏度指數提高了7單位。
展開 延長石油│煉化企業氫氣資源優化綜合利用
富氫氣體經PSA提純分離后，高純氫氣主要用于反應系統的內構件吹掃、密封和還原催化劑；其他剩余部分再分配給預處理單元的CSP、分離單元的SHP及外供給烷基化加氫單元。氫氣系統流程示意如圖2所示。
PSA提純后另外一部分解吸氣作為高含氫氣源，主要是通過壓縮機增壓后進入混合脫氫裝置的RED，作為主要再生氣源（再生氣的另外一路來自分離單元脫乙烷塔塔頂氣）。RED正常運行時，一臺在線運行，另一臺進行再生；RED的再生步驟按照順控自動進行，由RED再生控制系統（DRCS）實現。再生干燥后的富氫氣體通過芳烴溶劑回收及堿洗塔后進入燃料氣系統，供給反應加熱爐。
氫氣綜合利用分析
廠區1.40Mt/a柴油加氫改質裝置、2.40Mt/a柴油精制裝置和1.80Mt/a汽油精制裝置所需氫氣主要來源于1.20Mt/a連續重整裝置副產的氫氣。若1.20Mt/a連續重整裝置遇異常停工，上述3套裝置亦需緊急停工，嚴重影響全廠物料平衡及生產任務的順利完成。
此外，200kt/a聚丙烯裝置現用氫氣主要來源于該裝置制氫站單元，制氫站額定電壓為122V，額定電流為4650A，額定氫氣產量為120m3/h，產氫純度（φ）大于99.8%。由于制氫站采用電解水制氫，電解槽的直流電由整流柜提供，屬高電能消耗撬裝設備，每年消耗大量的電能。
混合脫氫裝置富余氫氣量為1000~16000m3/h，可以滿足2.40Mt/a柴油精制裝置和1.80Mt/a汽油精制裝置運行的最低氫氣需求量（見表1）。
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25張化工裝置流程圖大放送！
低分油經精制柴油/低分油換熱器和反應流出物/低分油換熱器分別與精制柴油、反應流出物換熱后進入柴油汽提塔。入塔溫度用反應流出物/低分油換熱器旁路調節控制。新氫經新氫壓縮機入口分液罐經分液后進入新氫壓縮機，經兩級升壓后與循環氫混合。
柴油加氫分餾部分流程圖
從反應部分來的低分油經精制柴油/低分油換熱器、反應流出物/低分油換熱器換熱至275℃左右進入柴油汽提塔。
塔底用1.0MPa過熱蒸汽汽提，塔頂油氣經汽提塔頂空冷器和汽提塔頂后冷器冷凝冷卻至40℃，進入汽提塔頂回流罐進行氣、油、水三相分離。閃蒸出的氣體排至催化裝置。油相經汽提塔頂回流泵升壓后一部分作為塔頂回流，一部分作為粗汽油去催化裝置。含硫含氨污水與高分污水一起送出裝置。
為了抑制硫化氫對塔頂管道和冷換設備的腐蝕，在塔頂管道采用注入緩蝕劑措施。緩蝕劑自緩蝕劑罐經緩蝕劑泵注入塔頂管道。
塔底精制柴油經柴油泵增壓后與低分油換熱至80℃左右,然后進入柴油空冷器冷卻至50℃后出裝置。
航煤加氫反應部分流程圖
航煤加氫分餾部分流程圖
制氫裝置流程圖
制氫造汽部分流程簡圖
硫磺回收制硫部分流程圖
硫磺回收尾氣部分流程圖
溶劑再生裝置流程圖
酸性水汽提裝置流程
PP裝置反應部分流程圖
PP裝置在石油化工行業，是指聚丙烯生產裝置，主要用于將丙烯聚合生產聚丙烯的裝置。
展開 干貨分享│止回閥失效事故分析與解決對策，遇到問題拿出來直接找原因！
編 輯 | 化工活動家
來 源 | 互聯網整理
關鍵詞 | 止回閥 失效 解決對策
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2018年3月12日，A煉油廠柴油加氫裝置加氫進料泵聯鎖停泵后，因泵出口兩道止回閥失效，導致系統內高壓介質（柴油、氫氣，5.07MPa）從泵出口經泵體反串入原料罐（設計壓力0.38MPa），致使原料罐罐體撕裂，引起爆炸、起火。
調查發現，該裝置自2002年以來，一直沒有對加氫進料泵出口止回閥進行過檢修，企業管理制度中也沒有對止回閥定期檢修的要求。
事故暴露出的止回閥管理問題，在其他石化企業也普遍存在。
因此，有必要對止回閥失效引起的事故進行專項分析，提出針對性措施，防止類似事故再次發生。
止回閥失效事故剖析
止回閥，又稱單向閥、逆止閥，在石油化工行業中應用非常廣泛，在一些高風險裝置的關鍵部位如加氫裝置高壓離心泵出口、氫氣壓縮機出口、高壓系統和低壓系統界區都安裝止回閥。
一些企業由于在設計、選材、使用、檢驗、維修等環節管理不到位，導致止回閥失效，物料倒流，高壓系統物料向低壓系統反串，引起低壓設備損壞，或發生物料泄漏，引發火災、爆炸事故。
展開 天津石化10Mt/a常減壓裝置減壓深拔工藝技術優化
在輻射室繼續加熱到423℃然后進入到減壓塔，在減壓塔頂抽真空20mm汞柱絕壓下將產品分離出來，減頂氣去焦化裝置回收C3以上組分，減頂油和減一線同常二線及常三線合并送到柴油加氫裝置生產優質柴油，減壓輕蠟油作為加氫裂化的原料生產重整料及優質燃料，減壓重蠟油經過蠟油加氫后作為催化裂化的原料，減壓渣油作為延遲焦化的原料繼續裂解生產汽油、柴油、蠟油和焦炭。
減壓深拔工業應用
01
優化常壓塔操作
2010年1-3月份，裝置開工初期磨合階段，未進行減壓深拔操作。4月份開始進行減壓深拔，9月進行初次減壓深拔標定，為初次標定操作參數見表1。
初次標定產品質量數據見表2。
通過表2看出，減二線和減壓渣油能滿足質量要求，減三線殘炭及9日的鐵離子超標，雖然減壓爐出口溫度不斷降低，降低深拔程度，且洗滌油量遠超設計值，使得產品質量有所好轉，但殘炭仍未達到設計要求。原因是減壓塔汽液相負荷最大的部位在洗滌油段，由于減壓塔的汽相負荷大，為了保證洗滌段填料的濕潤度，洗滌油流量大幅增加，使得洗滌油段超負荷大約80％左右，洗滌油段分餾效果下降，氣體攜帶造成減三線干點高，殘炭高。而造成減壓塔氣相負荷大的原因是常壓塔未拔干凈，部分輕組分攜帶到減壓塔內。分析出原因后，進行了以下調整：
1）提高常壓爐出口溫度。在此之前，常壓爐出口都控制在355~360℃，未達到設計值365℃，這就使得常渣中攜帶部分輕組分進入減壓塔。
展開 必備收藏！盛虹煉化裝置流程圖
主體工程位于連云港市徐圩新區連云港石化產業基地（以下簡稱石化基地），主要包括1600萬噸/年常減壓蒸餾、400萬噸/年輕烴回收、180萬噸/年煤油加氫、200萬噸/年延遲焦化、重油加氫聯合（350萬噸/年+360萬噸/年加氫裂化+330萬噸/年渣油加氫）、300萬噸/年汽柴油加氫、60萬噸/年硫磺回收、2×320萬噸/年連續重整、280萬噸/年對二甲苯、110萬噸/年乙烯、26萬噸/年丙烯腈、9萬噸/年甲基丙烯酸甲酯（MMA）、30萬噸/年乙烯-醋酸乙烯共聚物（EVA）、整體煤氣化聯合循環發電（IGCC）等27套裝置。
碼頭工程位于連云港港徐圩港區，建設內容主要包括1座30萬噸原油泊位和4座5萬噸液體化工泊位。到港原油通過管線輸送至項目庫區。
儲運工程主要包括195座廠區儲罐、103座庫區儲罐和裝卸設施等。公輔工程主要包括9座循環水場、除鹽水站、火炬系統等。環保工程主要包括油氣回收設施、工藝廢氣處理設施、乙烯廢堿液處理設施、污水處理場、事故水池、危廢暫存庫、灰渣臨時堆場等。
項目主要產品有國Ⅵ汽油、航煤、國Ⅵ柴油、對二甲苯、硫磺、乙二醇、丙烯腈、EVA等，自產石油焦全部用于制氫，不外售。
二、裝置流程圖
來源：網絡
由化工707編輯整理
史上最全！
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