CN115872829A - 一种深冷油吸收回收炼厂干气的工艺方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及炼厂干气处理领域，公开了一种深冷油吸收法回收炼厂干气的方法，该方法包括：(1)将炼厂干气进行酸性气体脱除处理，得到第一处理气体；(2)将所述第一处理气体进行脱氧处理，得到第二处理气体；(3)将所述第二处理气体依次进行冷却和气液分离，得到第三处理气体；(4)将所述第三处理气体引入至脱甲烷塔中进行第一分离处理，得到塔釜液相I；(5)将所述塔釜液相I引入至脱乙烷塔中进行第二分离处理，得到塔釜液相II；(6)将所述塔釜液相II引入至脱丙烷塔中进行第三分离处理，得到塔顶液相I和能够作为轻烃产品的塔釜液相III。本发明的方法流程简单，回收率高，能耗低，尤其适用于炼化一体化企业回收炼厂干气。

Description

一种深冷油吸收回收炼厂干气的工艺方法

技术领域

本发明涉及炼厂干气处理领域，具体地，涉及一种深冷油吸收法回收炼厂干气的方法。

背景技术

炼厂干气主要来源于原油的二次加工过程，如催化裂化、热裂化、延迟焦化、加氢裂化等。目前，大部分炼厂仍将炼厂干气作为燃料气烧掉，利用价值较低，并造成极大的资源浪费和环境污染。

一般催化干气中乙烯含量较高，属于不饱和干气，饱和干气通常来自 PSA解吸气，加氢干气，重整干气等，饱和干气中乙烷、丙烷含量较高，而乙烯、丙烯含量非常低。因此，饱和干气和不饱和干气回收后的提浓气组成和应用大不相同。

乙烷是非常理想的裂解原料，在蒸汽裂解过程汇总，相当大的部分转化为乙烯。若将炼厂干气中的乙烷回收，送往乙烯装置，不仅充分利用了炼厂尾气资源，而且降低了裂解原料成本，体现了炼化一体化优势。乙烯作为重要的有机化工基本原料，将炼厂干气中的乙烯直接回收利用有着更为可观的经济效益。

目前炼厂干气回收领域最常用的方法主要有深冷分离法、变压吸附法 (PSA)和油吸收法。深冷分离法工艺成熟，回收率高，但投资大，能耗较高，适用于大规模干气的回收；变压吸附法能耗低，但回收率较低，装置运行稳定性较差，产品气中杂质含量较高；油吸收法流程简单，操作稳定，回收率较高，能耗较低。各种方法均有自己的优势和缺陷。

发明内容

本发明的目的是为了提供一种流程简单、回收率高且能耗低的深冷油吸收法回收炼厂干气的方法。

为了实现上述目的，本发明提供一种深冷油吸收法回收炼厂干气的方法，该方法包括：

(1)将炼厂干气进行酸性气体脱除处理，得到第一处理气体；

(2)将所述第一处理气体引入至脱氧反应器中进行脱氧处理，得到第二处理气体；

(3)将所述第二处理气体依次进行冷却和气液分离，得到第三处理气体和凝液；

(4)将所述第三处理气体引入至不设置冷凝器的脱甲烷塔中进行第一分离处理，得到塔釜液相I，其中，引入至所述脱甲烷塔中的所述第三处理气体的温度为-70℃至-110℃；

(5)将所述塔釜液相I引入至设置有部分冷凝器的脱乙烷塔中进行第二分离处理，得到塔釜液相II；

(6)将所述塔釜液相II引入至设置有全凝器的脱丙烷塔中进行第三分离处理，得到塔顶液相I和能够作为轻烃产品的塔釜液相III；以及将至少部分所述塔顶液相I作为吸收剂循环回所述脱甲烷塔的塔顶。

本发明的方法流程简单，回收率高，能耗低，可利用乙烯装置乙烯、丙烯制冷机，降低投资和能耗，尤其适用于炼化一体化企业回收炼厂干气。

同时，本发明的方法还具有以下优点：

(1)本发明的方法中，使用凝液汽提塔脱除了干气凝液中的重组分，减少了后续干燥、分离的负荷；

(2)本发明的方法中，脱甲烷塔不设置冷凝器，减少了冷量的消耗，以脱丙烷塔顶液相轻烃作为吸收剂，无需外补吸收剂；

(3)本发明的方法中，所需冷量可利用乙烯装置的乙烯、丙烯制冷压缩机，无需膨胀机，投资少、操作简单；

(4)本发明的方法采用深冷温度和油吸收技术，能耗低，回收率高。

(5)本发明的方法中，若原料为饱和干气，得到的碳二提浓气产品为富乙烷气，可直接作为优质的裂解料送往乙烯装置裂解炉。若原料为不饱和干气，得到的碳二提浓气产品为富乙烯气，可送往乙烯装置分离系统或直接通过乙烯精馏塔得到聚合级的乙烯和优质裂解原料乙烷。

附图说明

图1是本发明的一种优选的具体实施方式的深冷油吸收法回收炼厂干气的工艺流程示意图。

附图标记说明

1-压缩设备；2-胺洗塔；3-碱洗塔；4-脱氧反应器；5-冷凝器；6-分离罐； 7-凝液汽提塔；8-气相干燥器；9-冷箱；10-脱甲烷塔；11-脱乙烷塔；12-脱丙烷塔；13-炼厂干气；14-甲烷氢；15-碳二提浓气；16-轻烃产品。

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

如前所述，本发明提供了一种深冷油吸收法回收炼厂干气的方法，该方法包括：

(1)将炼厂干气进行酸性气体脱除处理，得到第一处理气体；

(2)将所述第一处理气体引入至脱氧反应器中进行脱氧处理，得到第二处理气体；

(3)将所述第二处理气体依次进行冷却和气液分离，得到第三处理气体和凝液；

(4)将所述第三处理气体引入至不设置冷凝器的脱甲烷塔中进行第一分离处理，得到塔釜液相I，其中，引入至所述脱甲烷塔中的所述第三处理气体的温度为-70℃至-110℃；

(5)将所述塔釜液相I引入至设置有部分冷凝器的脱乙烷塔中进行第二分离处理，得到塔釜液相II；

(6)将所述塔釜液相II引入至设置有全凝器的脱丙烷塔中进行第三分离处理，得到塔顶液相I和能够作为轻烃产品的塔釜液相III；以及将至少部分所述塔顶液相I作为吸收剂循环回所述脱甲烷塔的塔顶。

优选地，将炼厂干气进行酸性气体脱除处理的步骤包括：

(1a)将所述炼厂干气引入至胺洗塔中进行酸性气体脱除处理I，得到干气I；

(1b)将所述干气I引入至碱洗塔中进行酸性气体脱除处理II，得到所述第一处理气体；

所述胺洗塔中的洗脱剂为甲基二乙醇胺；所述碱洗塔中的洗脱剂为氢氧化钠。

优选地，所述洗脱剂各自独立地以溶液的形式存在，优选所述甲基二乙醇胺浓度为20-40质量％，所述氢氧化钠的浓度为1-20质量％。

优选地，所述洗脱剂与所述干气逆流接触。

优选地，在进行所述步骤(1)前，先将所述炼厂干气引入至压缩设备中进行压缩处理，以所得进行酸性气体脱除处理的所述炼厂干气的压力为1.5-2.5MPa。

优选情况下，在步骤(1a)中，引入至所述胺洗塔的所述炼厂干气至少满足：压力为1.5-2.5MPa，温度为30-50℃。

优选情况下，控制所述酸性气体脱除处理I的条件使得所述干气I的CO₂的浓度≤100ppm。

优选情况下，控制所述酸性气体脱除处理II的条件使得所述第一处理气体的CO₂的浓度≤1ppm，H₂S的浓度≤1ppm。

优选地，在步骤(2)中，引入至所述脱氧反应器的所述第一处理气体至少满足：压力为1.5-4.5MPa，温度为60-300℃。

根据一种优选的具体实施方式，该方法还包括：在进行所述步骤(2) 之前，先将所述第一处理气体引入至压缩设备中进行压缩处理，以所得引入至所述脱氧反应器所述第一处理气体的压力为2.5-4.5MPa。

优选地，所述脱氧处理的条件至少包括：压力为1.5-4.5MPa，温度为 60-300℃。

优选地，所述脱氧反应器中装填有脱氧催化剂以使得所述第二处理气体的O₂的浓度≤10ppm。

本发明对所述脱氧催化剂的种类以及装填方式没有特别限制，采用已知的脱氧催化剂即可，本发明在此不再详述，本领域技术人员不应当理解为对本发明的限制。

优选地，所述压缩处理为二段压缩或三段压缩。

优选地，在步骤(3)中，控制所述冷却的条件，使得经冷却后的物料的温度为5-30℃。

优选地，所述气液分离在分离罐中进行。

本发明对所述气液分离的操作方式没有特别的限制，采用已知的操作即可，本发明在此不再详述，本领域技术人员不应当理解为对本发明的限制。

根据另一种优选的具体实施方式，该方法还包括：将所述凝液引入至凝液汽提塔中进行凝液汽提处理，得到能够作为轻烃产品引出的液相物流和能够循环回步骤(1)的塔顶气相I。

优选地，所述循环回步骤(1)的塔顶气相I的先循环回压缩设备中进行压缩处理后再进行酸性气体脱除处理。

本发明对所述塔顶气相I的循环位置没有特别的要求，可以根据塔顶气相I的压力以确定合适的循环位置，使得进入装置的气相的压力符合装置要求。

优选地，所述凝液汽提处理的条件至少包括：所述凝液汽提塔的理论板数为10-20，操作压力为0.5-2.5MPa，塔顶温度为10-60℃，塔釜温度为 60-140℃。

优选地，在步骤(4)中，所述第一分离处理在中压脱甲烷塔或高压脱甲烷塔中进行。

更优选地，在步骤(4)中，所述第一分离处理的条件至少包括：所述脱甲烷塔的单塔理论塔板数为30-70，操作压力为1.0-4.0MPa，塔顶温度为 -60℃至-110℃，塔釜温度为-20℃至50℃。

优选地，在步骤(4)中，将所述第三处理气体引入至不设置冷凝器的脱甲烷塔中进行第一分离处理，得到塔顶甲烷氢和塔釜液相I。

根据另一种特别优选的具体实施方式，该方法还包括：在步骤(4)中，在将所述第三处理气体引入至所述脱甲烷塔之前，先将所述第三处理气体进行干燥。

优选地，控制所述干燥的条件使得引入至所述脱甲烷塔的所述第三处理气体的水的浓度≤1ppm。

更优选地，所述干燥在气相干燥器中进行。

根据另一种更优选的具体实施方式，该方法还包括：在步骤(4)中，将所述干燥后的第三处理气体进行冷却处理，使得所述第三处理气体的温度为-70℃至-110℃。

优选地，所述冷却处理在冷箱中进行。

更优选地，所述冷却处理的冷剂为多温位丙烯、乙烯。

本发明对所述冷剂的用量没有特别的限制，根据原料进行调整即可，本发明在此不再详述，本领域技术人员不应当理解为对本发明的限制。

优选地，在步骤(5)中，所述第二分离处理的条件至少包括：所述脱乙烷塔的理论塔板数为40-80，操作压力为1.5-3.5MPa，塔顶冷凝后气相温度为-40℃至10℃，塔釜温度为50-100℃。

优选地，所述部分冷凝器以实现部分冷凝为目标，本发明通过控制冷凝器中的操作参数来实现，在确定了目标后，可行的操作参数可以采用本领域内已知的方式进行。

根据一种优选的具体实施方式，在步骤(5)中，将所述塔釜液相I引入至设置有部分冷凝器的脱乙烷塔中进行第二分离处理，还得到塔顶气相II。

优选地，所述塔顶气相II为碳二提浓气。

优选地，在步骤(5)中，将至少部分所述塔釜液相II作为轻烃产品引出。

优选地，在步骤(6)中，所述第三分离处理的条件至少包括：所述脱丙烷塔的理论塔板数为20-60，操作压力为0.5-2.0MPa，塔顶液相I的温度为30-60℃，塔釜温度为50-100℃。

优选地，将至少部分所述塔顶液相I作为吸收剂循环回所述脱甲烷塔的塔顶前，先将至少部分所述塔顶液相I冷却到-70至-110℃，再引入至所述脱甲烷塔的塔顶。

本发明对循环回所述脱甲烷塔的所述吸收剂的量没有特别限制，采用本领域内已知的即可，本发明在此处不再详述，本领域技术人员不应当理解为对本发明的限制。

根据一种特别优选的具体实施方式，本发明所述的方法采用图1所示的工艺流程进行，具体地：

(1)将炼厂干气13引入至压缩设备1中进行压缩处理后引入至胺洗塔 2中进行酸性气体脱除处理I，得到干气I，将所述干气I引入至碱洗塔3中进行酸性气体脱除处理II，得到所述第一处理气体；

(2)将所述第一处理气体引入至脱氧反应器4中进行脱氧处理，得到第二处理气体；

(3)将所述第二处理气体引入至冷凝器5中进行冷却后，再引入至分离罐6中进行气液分离，得到第三处理气体和凝液；

(4)将所述凝液引入至凝液汽提塔7中进行凝液汽提处理；将所述第三处理气体依次引入至气相干燥箱8和冷箱9中进行干燥、冷却后，引入至脱甲烷塔10中进行第一分离处理，得到塔釜液相I和甲烷氢14；

(5)将所述塔釜液相I引入至脱乙烷塔11中进行第二分离处理，得到塔釜液相II和碳二提浓气15；

(6)将所述塔釜液相II引入至脱丙烷塔12中进行第三分离处理，得到塔顶液相I和能够作为轻烃产品16的塔釜液相III；以及将至少部分所述塔顶液相I作为吸收剂循环回所述脱甲烷塔10的塔顶。

以下将通过实例对本发明进行详细描述。以下实例中，在没有特别说明的情况下，使用的各种原料均可从商业渠道获得。

炼厂干气：具体组成和流量见表1；

表1

实施例1

采用本发明的深冷油吸收法回收炼厂干气，具体工艺过程为：

(1)将炼厂干气A(压力为0.5MPa)引入至压缩设备中进行压缩处理将压力提高至2MPa，经冷却到40℃，送入胺洗塔中(洗脱剂为甲基二乙醇胺，浓度为30质量％)进行酸性气体脱除处理I，脱除得到干气I；将所述干气I引入至碱洗塔(洗脱剂为氢氧化钠，浓度为5质量％)中进行酸性气体脱除处理II，得到所述第一处理气体；

(2)将所述第一处理气体通过压缩设备将压力提高至4MPa后加热至 150℃后，引入至脱氧反应器中进行脱氧处理，得到第二处理气体；所述脱氧处理的条件为：温度为150℃，压力为3.9MPa；

(3)将所述第二处理气体引入至冷凝器中进行冷却到15℃后，引入至分离罐中进行气液分离，得到第三处理气体和凝液；

(4)将所述凝液引入至凝液汽提塔(凝液汽提塔理论板数15，操作压力1.8MPa，塔顶温度45℃，塔釜温度110℃)中进行凝液汽提处理，得到能够作为轻烃产品引出的液相物流和循环回压缩设备以进行酸性气体脱除处理的塔顶气相I；以及

将所述第三处理气体依次引入至气相干燥箱和冷箱中进行干燥、冷却至 -100℃后，引入至脱甲烷塔(脱甲烷塔的单塔理论板数50，操作压力3MPa，塔顶温度-90℃，塔釜温度45℃)中进行第一分离处理，得到塔釜液相I和甲烷氢，所述甲烷氢经过冷箱回收冷量后送出装置；

(5)将所述塔釜液相I引入至脱乙烷塔(脱乙烷塔的理论板数60，操作压力2.5MPa，塔顶冷凝后气相温度-10℃，塔釜温度90℃)中进行第二分离处理，得到塔釜液相II和碳二提浓气(富乙烷气)，部分塔釜液相II作为轻烃产品送出装置；

(6)将剩余部分所述塔釜液相II引入至脱丙烷塔(脱丙烷塔理论板数 41，操作压力1.3MPa，塔顶液相I的温度46℃，塔釜温度74℃)中进行第三分离处理，得到塔顶液相I和能够作为轻烃产品的塔釜液相III；以及将至少部分所述塔顶液相I作为吸收剂循环回所述脱甲烷塔的塔顶。

出装置的物流各组成见表2。

表2：

	碳二提浓气	甲烷氢	轻烃产品
				质量流量KG/hr	40926	48295	42313
摩尔组成(％)
				氢气	0	55.88	0
氮气	0	6.13	0
				氧气	0	0	0
一氧化碳	0	0.42	0
				二氧化碳	0	0	0
甲烷	0	36.87	0
				乙烷	99.00	0.21	0.11
丙烷	1.00	0.49	56.95
				异丁烷	0	0	20.58
正丁烷	0	0	10.16
				戊烷	0	0	9.04
己烷	0	0	3.16
				水	0	0	0

从表2可知，本发明的方法中，碳二提浓气中的碳二回收率大于98.5％，能耗为67kg标油/t原料。

实施例2

采用本发明的深冷油吸收法回收炼厂干气，具体工艺过程为：

(1)将炼厂干气B(压力为0.7MPa)引入至压缩设备中进行压缩处理将压力提高至2.2MPa，经冷却到45℃，送入胺洗塔(洗脱剂为甲基二乙醇胺，浓度为25质量％)中进行酸性气体脱除处理I，脱除得到干气I；将所述干气I引入至碱洗塔(洗脱剂为氢氧化钠，浓度为7质量％)中进行酸性气体脱除处理II，得到所述第一处理气体；

(2)将所述第一处理气体加热至130℃后，引入至脱氧反应器中进行脱氧处理，得到第二处理气体；所述脱氧处理的条件为：温度为130℃，压力 2.1MPa；

(3)将所述第二处理气体引入至冷凝器中进行冷却到20℃后，引入至分离罐中进行气液分离，得到第三处理气体和凝液；

(4)将所述凝液引入至凝液汽提塔(凝液汽提塔理论板数18，操作压力1.0MPa，塔顶温度30℃，塔釜温度101℃)中进行凝液汽提处理，得到能够作为轻烃产品引出的液相物流和循环回压缩设备以进行酸性气体脱除处理的塔顶气相I；以及

将所述第三处理气体依次引入至气相干燥箱和冷箱中进行干燥、冷却至 -85℃后，引入至脱甲烷塔(脱甲烷塔的单塔板数55，操作压力1.3MPa，塔顶温度-75℃，塔釜温度21℃)中进行第一分离处理，得到塔釜液相I和甲烷氢，所述甲烷氢经过冷箱回收冷量后送出装置；

(5)将所述塔釜液相I引入至脱乙烷塔(脱乙烷塔的理论板数67，操作压力2.2MPa，塔顶冷凝后气相温度-14℃，塔釜温度82℃)中进行第二分离处理，得到塔釜液相II和碳二提浓气(富乙烯气)，部分塔釜液相II作为轻烃产品送出装置；

(6)将剩余部分所述塔釜液相II引入至脱丙烷塔(脱丙烷塔理论板数 37，操作压力1.1MPa，塔顶液相I的温度37℃，塔釜温度88℃)中进行第三分离处理，得到塔顶液相I和能够作为轻烃产品的塔釜液相III；以及将至少部分所述塔顶液相I作为吸收剂循环回所述脱甲烷塔的塔顶。

出装置的物流各组成见表3。

表3：

从表3可知，本发明的方法中，碳二提浓气中的碳二回收率大于98.1％，能耗为72kg标油/t原料。

对比例1

该对比例1采用与实施例1相似的工艺流程进行，所不同的是：

不进行步骤(6)，即不进行所述第三分离处理，直接将所述第二分离处理后的得到的塔釜液相II作为轻烃产品引出。

出装置的物流各组成见表4。

表4：

从表4可知，本对比例的碳二提浓气中的碳二回收率仅有89％。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims (15)

1.一种深冷油吸收法回收炼厂干气的方法，其特征在于，该方法包括：

(1)将炼厂干气进行酸性气体脱除处理，得到第一处理气体；

(2)将所述第一处理气体引入至脱氧反应器中进行脱氧处理，得到第二处理气体；

(3)将所述第二处理气体依次进行冷却和气液分离，得到第三处理气体和凝液；

(4)将所述第三处理气体引入至不设置冷凝器的脱甲烷塔中进行第一分离处理，得到塔釜液相I，其中，引入至所述脱甲烷塔中的所述第三处理气体的温度为-70℃至-110℃；

(5)将所述塔釜液相I引入至设置有部分冷凝器的脱乙烷塔中进行第二分离处理，得到塔釜液相II；

(6)将所述塔釜液相II引入至设置有全凝器的脱丙烷塔中进行第三分离处理，得到塔顶液相I和能够作为轻烃产品的塔釜液相III；以及将至少部分所述塔顶液相I作为吸收剂循环回所述脱甲烷塔的塔顶。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，将炼厂干气进行酸性气体脱除处理的步骤包括：

(1a)将所述炼厂干气引入至胺洗塔中进行酸性气体脱除处理I，得到干气I；

(1b)将所述干气I引入至碱洗塔中进行酸性气体脱除处理II，得到所述第一处理气体；

所述胺洗塔中的洗脱剂为甲基二乙醇胺；所述碱洗塔中的洗脱剂为氢氧化钠。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，在步骤(1a)中，引入至所述胺洗塔的所述炼厂干气至少满足：压力为1.5-2.5MPa，温度为30-50℃。

4.根据权利要求2或3所述的方法，其中，控制所述酸性气体脱除处理I的条件使得所述干气I的CO₂的浓度≤100ppm。

5.根据权利要求2-4中任意一项所述的方法，其中，控制所述酸性气体脱除处理II的条件使得所述第一处理气体的CO₂的浓度≤1ppm，H₂S的浓度≤1ppm。

6.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，在步骤(2)中，引入至所述脱氧反应器的所述第一处理气体至少满足：压力为1.5-4.5MPa，温度为60-300℃。

7.根据权利要求6所述的方法，其中，该方法还包括：在进行所述步骤(2)之前，先将所述第一处理气体引入至压缩设备中进行压缩处理，以所得引入至所述脱氧反应器的所述第一处理气体的压力为2.5-4.5MPa；

优选地，所述压缩处理为二段压缩或三段压缩。

8.根据权利要求1-7中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，控制所述冷却的条件，使得经冷却后的物料的温度为5-30℃。

9.根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括：将所述凝液引入至凝液汽提塔中进行凝液汽提处理，得到能够作为轻烃产品引出的液相物流和能够循环回步骤(1)的塔顶气相I。

10.根据权利要求9所述的方法，其中，所述凝液汽提处理的条件至少包括：所述凝液汽提塔的理论板数为10-20，操作压力为0.5-2.5MPa，塔顶温度为10-60℃，塔釜温度为60-140℃。

11.根据权利要求1-10中任意一项所述的方法，其中，在步骤(4)中，所述第一分离处理在中压脱甲烷塔或高压脱甲烷塔中进行。

12.根据权利要求11所述的方法，其中，在步骤(4)中，所述第一分离处理的条件至少包括：所述脱甲烷塔的单塔理论塔板数为30-70，操作压力为1.0-4.0MPa，塔顶温度为-60℃至-110℃，塔釜温度为-20℃至50℃。

13.根据权利要求1-12中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括：在步骤(4)中，在将所述第三处理气体引入至所述脱甲烷塔之前，先将所述第三处理气体进行干燥。

14.根据权利要求1-13中任意一项所述的方法，其中，在步骤(5)中，所述第二分离处理的条件至少包括：所述脱乙烷塔的理论塔板数为40-80，操作压力为1.5-3.5MPa，塔顶冷凝后气相温度为-40℃至10℃，塔釜温度为50-100℃。

15.根据权利要求1-14中任意一项所述的方法，其中，在步骤(6)中，所述第三分离处理的条件至少包括：所述脱丙烷塔的理论塔板数为20-60，操作压力为0.5-2.0MPa，塔顶液相I的温度为30-60℃，塔釜温度为50-100℃。

Images