水煤浆制单醇装置净化系统运行总结

2008年第29卷第1期氮肥技术wesesesesccweseseweeeseseweveesesescseseteeeteseseee水煤浆制单醇装置净化系统运行总结叶盛芳季文普梁雪梅(兖矿鲁南化肥厂滕州277527)oscsoaovsosssososssosososso4..Sos5MsMM摘要介绍了充矿鲁南化肥厂德土古水煤气制甲醇气体净化及甲醇合成、精馏装置自运行以来的技改措施浅谈甲醇生产的操作经验,并就操作中发生的几起事故进行了简单点评关键词甲醇扩产部分变换汽气比精脱硫低压合成前言NHD脱硫脱碳技术,该方法为物理吸收法,属节甲醇合成的主反应是CO+2H2=CHoH;能工艺净化度高。CO2+3H2=CHOH+HO,我厂甲醇生产是以水煤(5)精脱硫系统采用国内比较先进的“夹心浆加压气化为龙头,釆用国内自主开发的低压羰饼”精脱硫工艺,保证了净化出口总硫含量<基合成技术,利用铜基低压合成催化剂,选用国01×106内自主开发的绝热管壳式低压低温合成反应器,(6)甲醇合成塔采用国内自主开发的绝热管合成压力53MPa,温度为220~260℃,产品精馏壳式低压低温合成反应器该反应器床层温度均采用国际上最先进的三塔精馏工艺,能生产纯匀,甲醇收率高催化剂用量少,寿命长,选择性度>99996%的精甲醇。产品质量达到美国US.好能量回收合理,反应器生产强度高AA级精甲醇标准及满足GB338-92国标优等品(7)采用国内自主开发的三塔精馏工艺,生产精甲醇的要求。的产品质量好,甲醇收率高,三废排放量少。2000年6月兖矿鲁南化肥厂10×10%a甲2工艺流程简述醇系统正式投产,2002年产量达到11x10t水煤浆通过德士古气化炉气化制得的水煤气2003年完成了扩产至13×10%a的技术改造,(P:275MPa,T:200℃,R=14),通过废锅换热回收20042005年均达到135×10产量,在净化、甲热量将水气比降为03左右进入变换炉,在变换醇合成及甲醇精馏的生产操作控制中积累了较炉内发生CO的部分变换反应。降温后进入有机硫丰富的操作和管理经验。水解槽,将有机硫转化为无机硫,然后进入NHD1兖矿鲁南化肥厂甲醇装置的特点脱硫、脱碳系统脱除HS和CO2,最后进行精脱硫,)原料气采用德士古水煤浆加压气化制将总硫控制在<01×106,制得(H2-CO2气,煤气成分比较好(CO+CO2)=205的合格新鲜合成气,送联合压缩(2)变换系统采用全气量部分变换工艺通过机的压缩段加压到53MPa,与从循环段来的循环控制水气比的方法来控制CO的变换率,从而达气共同进入甲醇合成塔制得甲醇含量93%-94%到符合甲醇合成要求的原料气成分,控制方法简的粗甲醇减压到0MPa后送至精馏工序,剩余便操作容易。气体进人压缩机的循环段循环使用。精馏工艺采(3)采用国内最新研制开发的高温抗硫酸盐用国内先进的三塔精馏流程:预精馏塔→加压化有机硫水解剂转化有机硫。塔→常压塔制得纯度>9996%的精甲醇(4)脱硫、脱碳系统采用国内自主开发的工艺流程框图见图1德士古水煤气放空气去氨系统[变换出脱矾→NH脱歌宀脱硫}醇合成匚塔精馏硫磺图1甲醇装置工艺流程框图氮肥技术008年第29卷3甲醇生产装置监控的重点(H2-CO2)/(CO+CO2)=2.05-21,送往甲醇合成(1)入甲醇合成塔气体成分系统。氢碳比的调节通过调节合成氨净化送来的甲醇合成反应要求(H2-CO2)(CO+CO2)脱碳气气量来实现,CO量采用甲醇净化变换系=205~21,所以在甲醇净化工序必须严格控制统加设副线的方法调节控制。入甲醇合成工段新鲜气成分,通过变换系统的调41增设配H2管线节控制来监控CO指标,通过脱碳塔的操作控制调外部合成气为甲醇系统使用,实现甲醇、CO2在(3±05)%。合成氨生产系统的柔性调节。(2)甲醇净化气硫含量通过从合成氨净化脱碳后引一配氢管线到兖矿鲁南化肥厂甲醇合成催化剂采用甲醇净化的精脱槽入口,用合成氨生产系统的部NC307型的铜基低压合成催化剂,对硫非常敏分气源供甲醇生产用气,配氢气量可根据甲醇感,要求入塔新鲜气中总硫含量<0.1￥×106在净尿素两种产品的市场行情进行调节,实现了生产化系统的操作中,对气体中硫含量的控制是一个系统的柔性调节确保企业总体效益最大化。关键,由于水煤浆制合成气HS含量高达由于甲醇净化脱碳气CO2、CO较高,分别是12gNm,要将其脱至0.x10需要经过一系列氨净化脱碳气的18和40倍因此配氢过程要严的脱硫单元操作,目前我厂正常生产情况下总硫防气体倒流,否则将造成合成氨净化甲烷化炉超基本控制在005mg/m3温甚至烧坏,为此采取以下安全防范措施。(3)甲醇产品质量(1)在配氢管线上安装双道阀快速切断气甲醇产品质量主要对其水溶性、水含量酸动球阀流量自调阀,以及现场手动闸阀,两净化度、沸程、密度等11个指标进行监控。在生产操控制室分别操作以上各阀作中主要是精馏部分的操作管理,以及催化剂使(2)取两端压差作为监控点,设置低限报警。用管理和气体成分的优化调节。(3)设置压缩机跳车联锁,一旦压缩机跳车,(4)各反应器操作工况迅速切断气动球阀。甲醇生产系统涉及反应器主要有变换炉、有(4)设置气动球阀与放空联锁,球阀关闭,放硫水解槽、脱硫槽、甲醇合成塔,生产控制中各空自动打开。反应器的操作应成为重点。(5)中间管线设置放空阀。4甲醇生产系统改造情况4.2甲醇新上合成塔与原合成塔并联41甲醇扩产改造采用自然分流方式,两塔同用一个汽包控制2003年通过搜集资料和数据,对现有生产装炉温达到两塔催化剂活性衰退同步。置工艺进行分析研究,利用我厂资源优势,提出经过多套方案的筛选,甲醇扩产新增合成系了甲醇扩产改造方案,对系统运行中存在的一些统采用低压甲醇合成工艺,甲醇合成装置两套合制约生产的薄弱环节进行改造,新增配氢副线,成塔并联操作,具有如下优点。对净化、甲醇合成、甲醇精馏进行改造,实现了合(1)两套合成塔并联,两塔同用一个汽包控成氨(尿素)和甲醇产品生产能力的“柔性调节”,制炉温,运行方式可靠,调节方便,气体分配合达到增产节能、适应市场需求、实现经济运行的理。目的。(2)两套合成塔中的催化剂可做到同步更造后的流程为:利用水煤浆制合成氨装置换减少停车时间,以发挥系统的最大生产能力。脱碳工序制得的脱碳气其组分为:H2988%(3)催化剂床层温度控制均使用同一套调节CoO:0.7%CO2:0.2%,取其20~-1000mh输系统操作简单可靠。同时催化剂处于同等条件送至甲醇净化系统;另一部分水煤气经甲醇净化下运行,达到同步操作,也利于催化剂的使用管系统的变换、有机硫水解、NHD脱硫、脱碳工序制理。得脱碳气,与合成氨净化送来的脱碳气在水解槽(4)克服了合成塔串联生产工艺过程中生成预热器前混合,通过精脱硫制得合格的精制气的甲醇易发生脱水、醇化等副反应。副产物杂醇第1期叶盛芳等:水煤浆制单醇装置净化系统运行总结的沸点和甲醇的沸点相近给生产高纯度的甲醇(3)甲醇增产项目投用后,氧气总管氧气流带来困难,尤其是这套装置是为20x10%a醋酸速达到129ms,氧气支管流速达到153m,分装置相配套将直接制约着醋酸的产品质量别比国标超速29.1%和51.3%。为此新上一条413原料气体净化DN50氧气总管,同时改造了三条气化炉氧气支NHD脱硫脱碳气体净化工艺系统变换部分管解决了氧气流速超标的问题,为气化系统的首次由全气量变换改为部分气量变换。安全运行提供了条件。当从合成氨净化配氢之后,甲醇净化所要求通过以上措施,和我厂德士古水煤浆加压气的气体组成发生了变化,CO、CO2的含量均有所化全体工艺技术人员的不懈努力保证了甲醇增提高。针对水煤气组成情况,从甲醇净化变换炉产后气化系统的安全、稳定、高负荷、长周期运进出口配一条直径DN00的变换副线。由于配氢行。气化单炉设计年生产合成氨8×10%,实际双之后甲醇净化CO2所要求的含量放宽,则脱碳负炉运行年生产合成氨和甲醇已达到232×10t荷可稍有减轻,并且由于变换副线的配置,入高(以合成氨计)。温有机硫水解槽汽气比增加,C0s指标有明显好4:6将甲醇精馏预塔由浮阀塔改为规整填料转搭,常压塔新增一台再沸器,满足热负荷的需求。414使用新型NC307低压甲醇合成催化剂改造后,甲醇精馏的负荷提高至原来的(1)该催化剂的选择性好,粗醇中有机杂质150%含量低,使精馏能耗降低42优化操作控制(2)该催化剂的时空产率达到082,创全国421铵盐结晶最新记录。2002年2月21日,甲醇净化变换系统阻力(3)原料气适应性广,合成气组成可在大幅突然上涨阻力达到14MPan系统被迫切气。经停度范围内变化,反应器的生产强度高,与均温反车检修发现变换气水冷器内部出现结晶物堵塞应器相比,合成塔的生产能力提高了15%~20%。管路造成阻力增大。后来将气体温度由25℃提到4.1.5德士古水煤浆加压气化装置运行按产品100℃C使结晶物溶解、熔化后阻力消失;2004年产量计达到设计能力的145%,达到国际先进水3月同样因铵盐结晶造成变换阻力增大而被迫切平;系统一次投料连续运行101天,达到水煤浆气。气化的世界领先水平。原因分析:水煤气中有NH3和N2的存在,同该项目在技术研究开发过程中对甲醇生产时变换炉内由于金属催化剂对N2和H2起催化剂的气头一德士古水煤浆加压气化装置,从系统的作用,也会合成部分NH3,造成变换气体中氨含量安全稳定运行和提高双炉生产负荷两方面考虑,较高。同时由于部分变换工艺的主要特点是汽气在充分挖掘系统生产潜力的前提下制订了技术比偏低冷凝液较少,所以冷凝液中铵盐浓度偏改造方案。高,在温度较低时,铵盐结晶析出。(1)采用华东理工大学推荐的新型水煤浆气由于变换系统的特点,有较多地方出现结化烧嘴解决了甲醇增产后煤浆流量增加70%,晶气化炉工艺烧嘴的寿命缩短,影响系统的长周期(1)变换气分离器溶液出口管稳定运行的问题。变换气分离器溶液出口管自调阀及前后切(2)甲醇增产需增加煤气5032Nmh(相当于断阀、导淋阀处易堵塞增加气化炉负荷7.0%),根据气化生产经验和国变换系统自2000年5月投运后,在冬季经内外的文献资料,此时气化炉带水的可能性增常出现变换气分离器液位高限、出口自调卡没法大。通过采用华东理工大学的方案改造激冷环、调节的现象严重时导淋也无法疏通,这种情况上升管、下降管托砖盘等内件;激冷室增加破泡在冬季温度低时发生率比较高。在处理过程中发条。解决了气化炉因负荷增大导致气化炉带水的现起因是一种白色结晶物它极易溶于水,且高问题提高了气化炉的生产负荷温下分解,闻起来有一股氨味,判断是铵盐结晶氮肥技术008年第29卷物(碳酸氢铵和碳酸铵)。后来改为套管式加蒸由于将入变换炉汽气比控制太低,造成发生急剧汽,基本解决该处结晶物的堵塞问题。的甲烷化反应,床层超温至802℃,系统被迫停(2)冷凝液汽提塔出口管车。经分析,当时汽气比达到01左右。而汽气比原始开车没有多长时间就出现了冷凝液汽控制太高势必会影响变换出口C0指标,达不到提塔超压至042MPa(设计0MPa,正常运行甲醇合成的要求,同时,床层也因大量的变换反008MPa左右)的现象,且居高不下,甚至开塔顶应热而有明显的温升现象。正常操作中水气比控放空也无效,并时常因超压导致汽提塔顶部垫子制在027-035左右漏气,由于冷凝液汽提塔顶放空气并入再生塔顶由于甲醇扩产及变换副线的投用,变换炉处酸性气共同送入硫回收冷凝液汽提塔超压对再于超负荷运行状态,当遇系统大减量时,由于变生塔出口再生气的压力有很大影响。在2000年换副线不及时关闭,变换炉空速瞬间降低,变换l月大修时发现冷凝液汽提塔出口气体管道阀炉温上升,在操作人员调节不及时时,很易发生前弯头处堵得非常厉害,于是也加了一段伴热蒸甲烷化反应而使变换炉温超温。针对这种情况,汽管。但是因为再生气温度控制在30℃左右,且重新调整变换炉的操作方法,制定大减量下的操再生气送到硫回收的管线有200m,气体散热较作规程,变换炉操作达到有效控制。快,于是酸性气管线也多次堵,就出现了酸性气(2)入口汽气比的控制压力超压,硫回收被迫切气现场放空的现象,导实际操作中汽气比的影响因素主要是两个致大气HS污染特别严重。方面:第一,气化来水煤气的温度。气化来水煤气后来冷凝液汽提塔顶部气体管道采用套管,温度低,则水气比低,而废锅换热面积一定,换热送至硫回收燃烧后排放大气。后的水气比会比正常操作时有很大下降,对变换(3)有机硫水解槽后至脱硫系统部分稍开的操作有一定影响;第二,04MPa蒸汽管网压力由导淋只要有液体出现必定会有结晶物。于废锅所产蒸汽送入系统管网,管网的压力波动(4)变换气水冷器对废锅的压力操作有举足轻重的影响。在2001变换气水冷器由于采用大量循环水对变换年9月22日变换系统开车时,由于管网压力不气进行换热,在温度较低端,很易形成铵盐结晶。稳,蒸汽压力在06MPa至03MPa之间波动,自目前适当提高变换气分离器出口气体温度,将温调阀无法调节,造成入炉水气比随之波动,致使度控制在28~35℃,并定期对变换气水冷器及变炉温超至700℃。入工段水煤气温度、管网压力稳换气水分离器进行清洗。同时考虑增加易出现铵定是调节水气比的基本条件。盐结晶部位的汽气比,在开停车时,变换气水冷由于系统负荷的增大,特别是在甲醇催化剂器循环水阀关死将温度提至90℃维持h左右,的使用初期,对cO的要求非常严格,而这时变换基本上再没有出现此类问题炉的操作弹性变小,即使将入口汽气比提至42.2变换炉操作方式优化028,也没法满足甲醇合成的需求。针对这种情由于在甲醇合成中C0是合成甲醇的原料况,在水煤气废锅出入口增设副线,提高变换炉气,针对德士古水煤气中含4523%的CO,甲醇净的人口汽气比。化的CO变换需要部分变换,要求至甲醇合成塔(3)避免垮炉温的氢碳比为205-215。变换炉的操作成为监控由于自调阀卡或液位假指示造成煤气水分甲醇合成HC比的重要手段。离器带水或者变换炉空速过大,人口温度低或者甲醇扩产改造前变换炉的操作主要靠控制水气比偏低,而造成变换炉垮炉温。入变换炉的汽气比及变换炉入口温度进行调节。42.3大气污染优化控制甲醇扩产后由于变换副线的投用,变换炉的操作目前随着国家对环保的逐渐重视,大气污染方式随即发生了变化成为下一步治理的重点之一。大气中的硫化氢和(1)水气比与甲烷化反应COS对人体的危害非常大,是目前化工企业特别在原始开车的摸索过程中,曾经出现过一次是煤化工主要的污染源之一。原始开车时净化浓第1期叶盛芳等:水煤浆制单醇装置净化系统运行总结缩塔放空气中硫化氢浓度可达到1000-200量较高的变换气进行NHD脱硫,控制HS含mgm,硫回收尾气硫化氢达到2%以上,造成附近量<2mgym;第三步进行干法脱硫;第四步,NHD大气中硫化氢浓度经常超标最严重时浓度达到低温脱碳时脱硫,此时COS仅余2~3mgm第10mgm3,对人体安全带来很大的隐患。五步,C0S水解;第六步,精脱硫,此时总硫控制针对这种情况,结合生产运行的实际通过在0.5mg/m。整个控制是连续连贯的。前一单元大量计算,在净化脱硫系统进行挖潜改造,对浓出现超标势必影响下一单元的操作。缩塔放空气、低压闪蒸气进行达标治理,使其排(1)NHD脱硫控制放基本满足标准要求。NHD脱硫是一种物理吸收方法,同其它的填控制净化Ⅲ循环量≥80m}h,增大COs水料吸收塔一样,其出口指标主要受溶液循环量、解转化率至95%,硫回收酸性气炉炉膛温度溶液温度、溶液再生度溶液性质、吸收压力气700~850℃,尾气炉炉膛温度≥650℃,严格以上量波动等多种因素的影响。在进行调节时需要各各项指标。从管理上加强加大考核力度,制定严种因素共同考虑,常见的影响主要是溶液温度、格的考核方案。经过一系列措施后硫磺回收尾溶液循环量及溶液性质,当系统溶液较脏时,影气中H≤02%,环境大气中HS≤1mg/Nm3,浓响溶液再生及吸收。缩塔放空气HS≤0.3g/Nm3,合格率达到100%,(2)精脱硫的控制该气体稍做处理即可做为食品级二氧化碳气源;精脱硫部分流程为:有机硫水解槽→水解气低压闪蒸气送到造气炉做为还原气。冷却器→精脱硫槽(2台或串或并)→→出工段。由经过改造附近大气环境得到很好的改善。于总硫要求的精度较高,生产中即使脱碳出口总4.3系统节能改造硫指标较好,在精脱硫工序也多次出现总硫超标甲醇净化脱硫系统使用热再生,利用04MPa现象。蒸汽来加热再生塔底的NHD富液,达到富液再精脱硫剂在无氧状态下当处于小负荷气量生的目的,蒸汽冷凝液返回除氧器。由于加热过(新鲜气量约25000Nmhh)时,其出口总硫(多为程中主要利用蒸汽的潜热蒸汽冷凝液温度仍然HS)02mgm3以下;当加量至30000-34000较高造成除氧器温度高,放空较大部分蒸汽从Nm/h时,出口HS、COS指标都不同程度地上涨,除氧器放空排入大气,不仅带来热能的浪费同并频繁超标,每次超标时床层都有近2℃的温升。时噪音对环境带来严重的影响。与此同时,脱硫而此时的调节手段主要是调节水解槽入口蒸汽系统富液存在热量不足的现象,回再生塔富液温添加量,通过水解槽出口指标看,一直比较正常,度仅82~89℃,对再生塔的操作不利,增大了再Cs全部水解。经与厂家联系新上一台无油润生塔的能耗。滑空压机,每日&h向精脱硫槽内加入空气,使催为综合利用热能,对再生塔系统进行改造,化剂在有氧状态下吸硫。此时出口仅出现COS,用再生塔底04MPa蒸汽冷凝液加热至再生塔的大致在0-005mgS/m3。一直运行到现在,氧含量富液,可以达到以下目的:①综合利用热能,降低控制在(20~100)×106关于精脱硫槽入口无蒸汽消耗;②提高入再生塔富液温度,优化再生COS而出口反而出现COs的现象,有技术人员认效果;③减少除氧器放空蒸汽量;④减少除氧器为是COS+H2O=HS+CO2的逆反应造成的,该反放空带来的噪音污染及附近设备的腐蚀应机理正在探索之中。改造后,再生塔用蒸汽在同气量情况下降低目前精脱硫槽出口总硫的调节手段有两5uh。直接经济效益达100万元。种,一种是蒸汽添加量,主要考虑COS的水解;质量控制种是空气添加情况。由于蒸汽添加量过大时,44.1系统的总硫控制很易出现带水并且造成精脱硫剂被泡,所以在总硫控制包括HS和cos的控制,目前甲醇操作中两种调节手段同时考虑,并找出最佳操净化总硫控制分几个步骤进行。第一步,将大部作状态。分COS进行水解转化为无机硫;第二步,对硫含(3)溶液管理18氮肥技术2008年第29卷溶液管理在甲醇净化的生产控制中起举足最关键的是搞好萃取蒸馏的操作。主要从三个方轻重的作用需加强溶液过滤;严把进入系统的面着手:萃取剂的温度萃取剂的浓度、萃取剂的NHD质量关不合格的NHD不允许使用;对系统用量。当精甲醇的高锰酸钾值达不到质量指标中的各设备加强维护管理避免泄漏及其它杂质时,应适当加大塔顶的加水量,加水量一般不超带入系统而导致溶液污染;建立、健全溶液管理过粗甲醇入料量的20%。如果再增加水量肯定系统。有利于有机杂质的清除,但要降低预塔的生产能我厂在2003年9月出现脱硫溶液受污染,力同时增加能耗,对塔的其他工艺条件的控制溶液发浑造成脱硫塔出口HS达500mgm3的情也带来一定的难度况,在进行了减量、清洗填料、调整循环量、调整对于加压塔的操作,也可能影响精甲醇的稳溶液温度等一系列措施之后,仍然无法解决问定性,必须控制好适宜的回流比和塔温。题,后来发现贫富液换热器严重泄漏,造成入塔(2)精甲醇的水溶性,即要求精甲醇与水任溶液贫度严重超标,并且溶液也较脏,于是对系意混合不混浊。统进行全面碱洗并更换换热器,新上两台过滤当精甲醇中含有不溶或难溶于水的有机杂器,加大过滤频次,加大分析数量,加强溶液管质加水后这些杂质呈胶状微粒形式析出,从而理,对各换热设备定期清理实行精细管理思路,出现混浊现象。为了防止甲醇加水混浊在精馏脱硫溶液系统得到控制,溶液干净而清亮。操作中必须要注意以下方面:44.2甲醇合成结蜡加强预塔的操作,加水萃取蒸馏。生产实践甲醇系统水冷器结蜡较为严重。在第一炉甲证明,当精甲醇加水混浊时,预塔内萃取水量增醇合成催化剂使用时,水冷器结蜡5次。生产初加加水混浊现象会明显好转直到不再混浊。所期,精馏进料泵经常被蜡堵,后提高合成塔入口以预塔加水提高精甲醇稳定性的同时,也是防止温度,进料泵蜡堵现象减少了,但水冷器结蜡现精甲醇加水混浊的操作过程。加水量仍以15%象并没减轻。第一炉催化剂都存在结蜡严重的现20%为宜。当加水萃取仍不能解决混浊现象时,也象,这可能与原始开车系统中未清除的siO2等酸可以从回流液中采出少量初馏物;并且适当提高性物质,或碱金属盐与Fe带人合成塔有关,这些第一级冷凝温度,对防止精甲醇加水混浊也是有物质容易导致结蜡。结蜡后水冷器换热效果下利的。降,出口温度升高,循环气中甲醇含量增加,不仅稳定加压塔和常压塔的操作,严格控制塔内对催化剂带来危害,也造成产率的下降。各操作条件特别是精馏段内的灵敏板温度。甲醇扩产改造后两台水冷器并联运行。煮当甲醇合成催化剂使用后期时,精甲醇的水蜡成了一件头疼的大事,原来煮蜡采用蒸汽直接溶性开始下降稳定性也出现波动高锰酸钾值人管程的煮蜡方式,对换热管的影响非常大。现偏高,杂质含量增大,催化剂选择性下降,此时要改为从壳程进行煮蜡,获得较好效果。对精馏系统加强萃取的操作,减少预塔加入碱的443甲醇产品质量控制含量,增大水含量,加强灵敏板温度操作提高稳粗甲醇的精馏过程中,对成品质量的控制,定性除去要求两个关键组分甲醇一水分离干净,更要5总结求降低精甲醇中有机杂质的含量,而且后者是精甲醇生产中还存在许多的问题及许多未知馏操作中控制甲醇质量的关键问题。的领域需要我们在生产运行中精细管理、多思(1)提高精甲醇的稳定性稳定性是衡量粗考、多积累细心发现每一个问题即将出现的苗甲醇中还原性杂质的多少,这些杂质与甲醇很难头,及时消除隐患,保证系统安全、稳定、长周期分离,是衡量精甲醇质量的一项重要指标运行。预精馏塔的操作,除了维持适当的负荷、适(收稿日期:2007-10-16)宜的回流比和合理的塔内温度分布与稳定以外,