常减压精馏塔的设计和三维建模

前言

常减压装置换热器的设计和三维建模

1 前言

原油常减压装置是炼油厂加工原油的第一套装置，它担负着将原油进行初步分离的任务，是炼油厂和许多石油化工企业的龙头装置。

原油一次加工能力即原油蒸馏装置的处理能力常被视为一个国家炼油工业发展水平的标志。目前我国单套原油蒸馏装置处理能力最大达到8Mt/a，在装置及设备大型化等方面有了新的进展。防腐技术，初馏塔提压操作，回收轻烃等新工艺在许多常减压装置得到工业应用。

本课题来源于生产实际，其目的是核算或设计一套对石油进行初步分离的常减压装置。意义在于，通过常减压蒸馏对原油的处理，可以按所指定的产品方案将原油分割得到直馏汽油、煤油、轻柴油、重柴油馏分以及各种润滑油馏分等，为二次加工、三次加工提供更多的原料油。蒸馏过程和设备的设计是否合理，操作是否良好，对炼油厂生产的影响甚为重大，因此需要考虑多方面因素以达到最优化设计。

本文在阐述常减压装置的工艺流程前提下完成减压塔的设计，文中重点放在塔设计过程中的工艺计算、塔体和塔板主要尺寸设计、流体力学的验算与操作负荷性能图，在此基础上设计合理的蒸馏设备，基本符合设计生产任务。

由于设计数据不够完善，而作者的知识和经验有限，文中如有错误和不妥之处恳请读者和同行批评指正。

2 选题背景

2.1 研究目的和意义

石油是极其复杂的混合物。要从原油提炼出多种多样的燃料、润滑油和其他产品，其本的途径是：将原油分割为不同沸程的馏分然后按照油品的石油要求，除去这些馏分中的非理想组分，或者是经由化学转化形成所需要的组成，进而获得合格的石油产品。因此，炼油厂必须解决原油的分割和各种石油馏分在加工过程中的分

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离问题。蒸馏正是一种合适的手段，而且常常也是一种最经济、最容易实现的分离手段。

原油蒸馏是原油加工的第一道工序，通过蒸馏将原油分成汽油、煤油、柴油等各种油品和后续加工过程的原料，原油蒸馏装置在炼化企业中占有重要的地位，被称为炼化企业的“龙头”。

在炼油厂中一般把常压装置和减压装置连在一块构成常减压装置。

本课题来源于生产实际，其目的是核算或设计一套对石油进行初步分离的常减压装置。意义在于，通过常减压蒸馏对原油的处理，可以按所指定的产品方案将原油分割得到直馏汽油、煤油、轻柴油、重柴油馏分以及各种润滑油馏分等，为二次加工、三次加工提供更多的原料油。蒸馏过程和设备的设计是否合理，操作是否良好，对炼油厂生产的影响甚为重大，因此需要考虑多方面因素已达到最优化设计。

2.2 国内外发展现状

由于我国的原油性质与国外的主要原油有较大的不同，并考虑到我国能源紧张的情况，我国原油蒸馏装置在改进工艺技术，尽量提高轻油拔出率，改进产品质量和降低能耗等方面采取了不少措施，取得了较显著的效果。主要有以下几点： 2.2.1 防腐蚀

抑制原油蒸馏装置中设备和管线腐蚀的主要方法是：对低温的塔顶以及塔顶油气馏出线上的冷凝冷却系统采取化学防腐措施，即“一脱三注”—深度电脱盐、注氨、注缓蚀剂和注碱性水。 2.2.2 提高拔出率与分馏精确度

原油通过蒸馏得到的各馏分油的总和与原油处理量之比叫做总拔出率。减压系统当生产裂化原料时，对馏分组成要求不严，对馏分油只要求起残炭和重金属含量要少，在此前提下应尽可能提高拔出率。

提高原油拔出率主要是提高减压塔的拔出率，或提高原油的切割深度。在减压拔出率上，国内与国外相比存在一定差距。我国原油减压渣油实沸点的切割温度一般多为520℃-540℃左右，即减压蒸馏最多只能拔出沸点在540℃以前的馏分。而国

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选题背景

外采用深度的切割技术，已将减压渣油的切割温度设在565℃，有的减压蒸馏的切割温度甚至设在600℃以上。

在相同的气化温度下，真空度愈高，则油品气化率愈高，塔的拔出率也就愈高。提高拔出率主要从几个方面着手：完善和提高干式减压蒸馏技术，这是提高拔出率的重要途径；优化操作方案，搞好平稳操作；开展强化蒸馏的试验（即通过向油中加入某种添加剂，改变油的分散状态，以此来提高拔出率）等。 2.2.3 节约能量降低消耗

在原油加工能耗中，原油常减压蒸馏装置所占的比例从1980年的25.5%下降到目前的10%以下。这几年中，通过调整换热流程，提高原油换热温度（最高达300℃以上）；降低加热炉排烟温度，控制过剩空气系数等方法提高加热炉热效率（有的高达90%以上）；发展干式减压蒸馏，降低蒸汽用量；强化低温位热源回收利用，提高热回收率；优化操作，控制最佳回流比；推广调速电机，新型保温材料，磁化节油器等新技术，使常减压蒸馏装置的水、电、气、燃料油（气）的能耗大幅度降低。 2.2.4 蒸馏装置的轻烃回收

回收烯烃不仅是石油资源合理利用的需要，也是加工轻质含硫原油实际生产操作的要求。目前蒸馏装置的轻烃回收一般采用两种方法：一是与催化裂化装置联合回收轻烃，其最大优点是蒸馏装置无需增加新的设备；二是采用提压操作回收轻烃，选用初馏塔-闪蒸塔-常压组成三塔工艺流程是合理可行的。

原油一次加工能力即原油蒸馏装置的处理能力常被视为一个国家炼油工业发展水平的标志。1997年我国的原油加工能力已达到200Mt/a，居世界第四位，2010我国将新增炼油能力1亿吨。

2.3 减压精馏塔的工艺特征

对减压塔的基本要求是在尽量避免油料发生分解反应的条件下尽可能多地拔出减压馏分油。做到这一点的关键在于提高汽化段的真空度，为了提高汽化段的真空度，除了需要有一套良好的塔顶抽真空系统外，一般还采取以下几种措施：

（1）减低从汽化段到塔顶的流动压降，主要依靠减少塔板数和降低气相通过每

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层塔板的压降。通常在减压塔的两个侧线馏分之间只设3~5块精馏塔板就能满足分馏的要求。为了降低每层塔板的压降，减压塔内应采用压降较小的塔板，常用的有舌型塔板、网孔塔板、筛板等。近年来，国内外已有部分地或全部用各种型式的填料以进一步降低压降。例如在减压塔操作时，每层舌形塔板的压降约为0.2kPa，用矩鞍环（英特洛克斯）填料时每米填料层高的压降约0.13 kPa，而每米填料高的分离能力约相当于1.5块理论塔板。

（2）降低塔顶油气馏出管线的流动压降。为此，现代减压塔塔顶都不出产品，塔顶管线只供抽真空设备抽出不凝气之用，以减少通过塔顶馏出管线的气体量。因为减压塔顶没有产品馏出，故只采用塔顶循环回流而不采用塔顶冷回流。

（3）一般的减压塔塔底汽提蒸汽用量比常压塔大，其主要目的是降低汽化段中的油气分压。从总的经济效益来看，减压塔的操作压力与汽提蒸汽用量之间有一个最优的配合关系，在设计时必须具体分析。近年来，少用或不用汽提蒸汽的干式减压蒸馏技术有较大的发展。

（4）缩短渣油在减压塔内的提留时间。塔底减压渣油是最重的物料，如果在高温下提留时间过长，则其分解、缩合等反应会进行得比较显著。其结果，一方面生成较多的不凝气使减压塔的真空度下降；另一方面会造成塔内结焦。因此，减压塔底部的直径常常缩小以缩短渣油在塔内的提留时间。

（5）减压塔处理的油料比较重、黏度比较高，而且还可能含有一些表面活性物质。加之塔内的蒸气速度又相当高，因此蒸气穿过塔板上的液层时形成泡沫的倾向比较严重。为了减少携带泡沫，减压塔内的板间距比常压塔大。加大板间距同时也是为了减少塔板数。此外，在塔的进料段和塔顶都设计了很大的气相泡沫空间，并设有泡沫网等设施。

由于上述各项工艺特征，从外形来看，减压塔比常压塔显得粗而短。此外，减压塔的底座较高，塔底液面与塔底油抽出泵入口之间的高差在10cm左右，这主要是为了给热油泵提供足够的灌注头。

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设计方案确定

3 设计方案确定

3.1 方案论证

根据生产任务不同，减压塔可分为润滑油型和燃料油型两种。然而燃料型减压塔的汽、液相负荷分布与常压塔或润滑油型减压塔有很大不同，而润滑油型减压塔的分馏精确度的要求与原油常压分馏塔差不多，故它的设计计算也与常压塔大致相同。所以在选取减压塔的设计类型时，我选润滑油型减压塔做为设计对象，这样可以方便于后面与常压塔有关的计算。

根据设计任务书，拟订设计内容，现简单介绍板式塔的设计，综述如下： 板式塔的设计包括设计方案确定、工艺计算、塔体和塔板主要尺寸设计、流体力学的验算与操作负荷性能图、主要接管尺寸和辅助设备的选择。 3.1.1 板式塔的工艺计算

在板式塔设计方案确定后首先要进行工艺计算，工艺计算内容包括物料衡算、热量衡算和全塔气液负荷分布计算等。 3.1.2 板式塔主要尺寸设计

工艺计算完成后，要进行板式塔板主要尺寸设计，首先根据具体操作条件和物性参数确定采用塔型，然后对该塔型的塔径及塔板结构进行设计，具体方法参考有关塔板结构设计专著，其步骤为：

（１）确定已知工艺条件：操作温度及压力、气液相负荷、气液相密度等； （２）设计塔径；

（３）设计堰参数：确定流型、降液管及堰尺寸；

（４）孔径、孔数与布置：选择合理的孔径及孔数、对孔布置。 3.1.3 流体力学的验算与操作负荷性能图

流体力学的验算与操作负荷性能图目的在于校验各项工艺尺寸已确定了的塔板，在设计任务规定的气液相负荷下能否正常操作，以便决定是否需要对有关的工艺尺寸进行必要的调整。塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液相负荷内有一稳定的操作范围，越出稳定区，塔的效率显著下降，甚至不能正常操作，将出现各种不正常的

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减压塔的工艺计算

5 减压塔的工艺计算

5.1 减压塔的物料平衡

表5-1 减压塔的物料平衡

油品` 进料 减顶 减一线 减二线 减三线 减底

重量产率w%

0.85 4.3 17.0 9.2 31.8

处理量

?104t/a

250* f率 2.125 10.75 42.5 23 79.5

kg/h 197343 2656 13437 53125 28750 99375

kmol/h 412.4 19.5 56.7 158 65.9 112.3

5.2 确定塔板数

根据同类减压塔的经验数据，确定塔板数为19层 减顶~减一线 5层

减一线~减二线 4层（含第一中段循环回流） 减二线~减三线 4层（含第二中段循环回流） 减三线~过汽化油 3层 进料段以下 3层

5.3 馏塔计算草图

图2 精馏塔计算草图

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将塔体、塔板、进料及产品进出口、中段循环回流位置、汽提返塔位置、塔底汽提点等绘成草图。以后的计算结果如操作条件和物料流量等可以陆续填入图中。这样的计算草图可使设计计算对象一目了然，便于分析计算结果的规律性，避免漏算重算，容易发现错误，因而是很有用的。

5.4 塔板压力及塔板压降

对于润滑油型塔板，由于塔板数较少，国内一般维持塔顶残压为40mmHg、真空度为710~720mmHg，每层塔板压降为1.5mmHg，一层破沫网2mmHg。 令塔顶真空度为720mmHg，残压为：40mmHg 减一线抽出板(第5层)残压：40+5×1.5=47.5mmHg 减二线抽出板（第9层）残压：47.5+4×1.5=53.5mmHg 减三线抽出板（第13层）残压：53.5+4×1.5=59.5 mmHg 汽化段（第16层下）残压：59.5+3×1.5+2=66 mmHg 塔底残压：70.5 mmHg

取转油线压力降为262.2 mmHg，则加热炉出口压力=66+262.2=328.6 mmHg

5.5 汽提蒸气用量

侧线产品和塔底残油都用过热水蒸气汽提，使用温度为420℃，压力0.3MPa的过热水蒸气。

参考《石油炼制工程》图7-52和表7-12，取汽提蒸气用量如下：

表5-2 汽提蒸气用量

减一线

减二线 减三线 减底 合计

蒸气用量（对产品）%

2% 2% 2% 3%

kg/h 268.74 1062.50 575.00 2981.25 4887.49

kmol/h 14.93 59.03 31.94 165.63 271.53

5.6 各侧线温度及塔顶温度的求定

由蒸馏装置的操作参数取进料温度为390℃，取塔底温度比进料温度低7℃，则塔底温度为383℃，参考同类型装置的经验数据，假设塔顶及各侧线温度为： 减顶：75℃

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减压塔的工艺计算

减一线：170℃ 减二线：280℃ 减三线：298℃

5.7 全塔的热平衡

其中过汽化油量=197343×2%=3946.86kg/h

表5-3 全塔的热平衡

物料

入 方

减顶 减一线 减二线 减三线 减底 过汽化油

流 率 kg/h 2656 13437 53125 28750 99375 3946.86

密 度kg/m3 0.7873 0.8191 0.8439 0.8676 0.9325

温 度 ℃ 390 390 390 390 390 390

焓 kJ/kg 气相 1264 1248 1235 1223 1187

液相 1005

热 量×106kJ/kg

3.36 16.77 65.61 35.15 99.87 4.68

合计

出 方 合计

4887.49 420 3316 16.21 汽提蒸气

241.65

2656 0.7873 75 523 1.39 减顶 减一线 减二线 减三线 减底

13437 53125 28750 99375

0.8191 0.8439 0.8676 0.9325

170 280 298 383

419 712 888 984

5.63 37.83 25.53 97.79

4887.49 75 2634 12.87 汽提蒸气

181.04

全塔回流热Q?Q入?Q出??241.65?181.04??106?60.61?106kJ/h

5.8 回流方式及回流热分配

塔顶回流油品温度为60℃，使用两个中段回流，第一个位于减一线与减二线之间（5~9层），第二个位于减二线与减三线之间（9~13层）。 回流热分配如下：

塔顶回流取热20% Q0?12.12?106kJ/h 第一中间段回流取热45% Q1?27.27?106kJ/h 第二中间段回流取热35% Q2?21.21?106kJ/h

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5.9 侧线及塔顶温度的校核

5.9.1 减三线抽出板下的热平衡数据

表5-4 减三线抽出板下的热平衡数据

物 料 入 方 合计

减顶

出 方

减一线 减二线 减三线 减底 汽提蒸气 内回流

合 计

2656 13437 53125 28750 99375 2981.25

L

0.7873 0.8191 0.8439 0.8676 0.9325 0.8501

298 298 298 298 383 298 298

992 976 3072 971

进料 汽提蒸气 内回流

流 率 kg/h 197343 2981.25

L

密 度kg/m3 0.8501

温 度 ℃ 390 420 298

3316 焓 kJ/kg 气相

液相 653 952 928 984

热 量 ×106kJ/kg

225.44 9.89 653L 2.63 13.11 50.57 26.68 97.79 9.16 971L

235.33?106?653L

199.94?106?971L

235.33?106?653L=199.94?106?971L 则： L=111164kg/h=111164/440 kmol/h =252.65kmol/h

减三线抽出板上的气相总量：

19.53?56.70?158.11?65.94?252.65?165.63?718.56 kmol/h 减三线内回流油气分压：59.5×252.65/718.56=20.92mmHg

参考《石油炼制工程》图7-26将常压平衡汽化数据换算成20.92 mmHg下的平衡数据，其结果如下

表5-5 将常压平衡汽化数据换算成20.92 mmHg下的平衡数据 项目 平衡汽化温差℃

常压平衡汽化温度℃

20.92mmHg下平衡汽化温度℃

0% 7 446 298.5

10% 4.5 453 305.5

30% 1.5 457.5 310

50% 3 459

以上求得的在20.92 mmHg下减三线的泡点温度为298.5℃，与原假设的298℃很接近，故假设正确。

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减压塔的工艺计算

5.9.2 减二线的温度校核

表5-6 减二线抽出板下的平衡数据

物 料 入 方 合 计

减顶

出 方 合 计

减一线 减二线 减三线 减底 汽提蒸气 内回流

2656 13437 53125 28750 99375 3556.25

L

0.7873 0.8191 0.8439 0.8676 0.9325 0.8501

280 280 280 298 383 280 280

进料 汽提蒸气 内回流

流 率 kg/h

密 度 kg/m3

温 度℃

焓 kJ/kg 气相 3316

液相 703

热 量×106kJ/kg

197343 3556.25

L

0.8501

390 420 280

225.44 11.79 703L

237.23?106?703L

963 2.63 946 929 3156 929

754 984

13.11 50.57 26.68 97.79 9.16 929L

195.31?106?929L

237.23?106?703L=195.31?106?929L 则： L=185486.7kg/h=185486.7/400 kmol/h =463.7kmol/h

减二线抽出板上的气相总量：19.5+56.70+463.7+197.57=737.47kmol/h 减二线内回流油气分压：53.5×463.7/737.47=33.64mmHg

参考《石油炼制工程》图7-26将常压平衡汽化数据换算成33.64 mmHg下的平衡数据，其结果如下

表5-7 将常压平衡汽化数据换酸为33.64mmHg下的平衡汽化温度数据

项目

平衡汽化温差℃

常压平衡汽化温度℃

33.64 mmHg下平衡汽化温度℃

0% 3.5 405.5 282.5

10% 8.5 409 286

30% 6.5 417.5 292.5

50% 8.5 424

以上求得的在33.64 mmHg下减二线的泡点温度为282.5℃，与原假设的280℃很接近，故假设正确。

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F1?100Cv?136L?Z%

CAF?AaCv?V?v?l??v?134.14?0.39?2.92m2/s

825.2?0.39Z?D?2Wd?6.4?2?0.627?5.146m Aa?At?2Af?0.785?6.42?2?1.67?28.81m2

根据《基础化学工程》下册图10-29 查得 CAFO?0.13 由表10-8查得系统因数为1.0，所以CAF?0.13 将数据代入10-33 得F1?89.36% 由《基础化学工程》下册式10-34

F1?100Cv%， 代入数据得，F1?89.57%

0.78ATCAF因此，F1?89.57%?90%，符合要求。 （2） 夹带量的计算

由《基础化学工程》下册式10-36

A?0.052hl?1.72??w?e??? ??mHT??2??3.7??式10-37中 m?0.00114????v????0.295??l??v???v?????0.425

将??0.018,?v?8.16?10?6,?l?825.2,?v?0.39代入式10-37得m?1.144再将

w?4.343m/s,hl?55mm,HT?800mm,A?0.159,??0.95,??0.8,e?ApAT?0.856代入式10-36得e?0.112?0.75，符合要求。

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减压塔的工艺尺寸

7.5 操作性能图

精馏段塔板负荷性能图400350300250漏夜线雾沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线操作线线性 (操作线)Vs20015010050000.050.10.150.20.250.30.350.4L

图4 精馏段塔板负荷性能图

7.5.1 雾沫夹带线

取e=75%为雾沫夹带的上限

w上0.159?0.052hl?1.72????所以0.75??0.856?1.144??0.80.95?0.82???1599.9589?即w上???0.052h?1.72??l??

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13.73.7

Vs?Nw上?d024

表7-1 数据即可作出雾沫夹带线2

项目 假设 L(m/s)

31 0.046 165.6 1.02 36.24 40 9.68 237.33

2 0.06 216 1.02 42.09 45.85 8.20 196.05

3 0.12 432 1.03 67.47 71.23 6.10 175.71

4 0.21 756 1.05 99.88 103.64 5.17 149.73

5 0.30 1080 1.06 127.90 131.66 4.72 127.28

Lh(m3/h)

E

how(mm) hl(mm) w上

Vs(m3/s)

7.5.2 液泛线

取Hd?0.5?HT?hw??0.5??0.80?0.012??0.406m

液泛时Hd大??hw?how??hc??0.4hw?how??hd?1.4hw?2how?hc?hd

1.4?0.012?2?0.00284E?Lh3.84?23w0?0.39L???5.37??0.2???0.4062?9.81?825.2?3.84?0.064?22 Vs?Nw0?d04

表7-2 数据即可作出液泛线5

项目 假设 L(m3/s)

1 0.046 165.6 1.02 47.11 286.84

2 0.06 216 1.02 45.52 278.95

3 0.12 432 1.03 37.14 253.68

4 0.21 756 1.05 7.33 214.74

2Lh(m3/h)

E

w0 Vs(m3/s)

7.5.3 液相负荷上限线

以t?4s作为液体在降液管中停留时间的下限

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减压塔的工艺尺寸

由式t?AfHtL得Lmax?AfHttmin?1.67?0.8?0.334m3/s 4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 7.5.4 液相负荷下限线

对于平直堰上，取堰上液层高度how?0.006mm作为最小液体负荷标准 由《基础化学工程》下册式10-10

how,min?Lh,min?0.006?0.00284E??l?w????23

得lw?3.84,E?1.02 代入上式得Lh,min?11.44m3/h?0.00318m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 7.5.5 漏液线

取Fomin?6为操作下限

womin?Fomin?v?60.39?9.61m/s

所以Vmin?womin?A0?9.61?9.53?91.58m3/s 据此可作出漏液线1 7.5.6 操作点

VL?134.14/0.061?2199

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线，由图可看出，该阀板的

m3/s 操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由附录Ⅴ查得：Vs,max?180Vs,min?90m3/s

故操作弹性=

Vs,maxVs,min?2.0

7.6 减压塔下段塔径确定

塔底减压渣油是最重的油料，如果在高温下停留时间过长，则其分解，缩合等反

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应会进行得比较显著。其结果，一方面生成较多的不凝气使减压塔的真空度下降；另一方面会造成塔内结焦。因此，减压塔的直径常常缩小以缩短渣油在塔内的停留时间。根据以往经验数值取下段塔径为3.2米。此外有的减压塔还在塔底打入急冷油以降低塔底温度，减少渣油分解，结焦的倾向。

7.7 确定塔高

H?Hd??n?2?Ht?Hb?Hf

由《炼油过程与设备》所述 取Hd?1.35,Hb?1.4m,Hf?1.35m 又因为Ht?0.8m,n?19,所以H?17.7m

7.8 主要设备计算结果汇总 (见附录Ⅰ)

8 结论

本设计为润滑油型减压塔的工艺设计，塔板设计完成后，进行塔板流体力学计算，包括塔板压力降计算，降液管中液体高度计算等，检验所选定的塔板结构尺寸及塔板间距基本合适。同时，为了评价塔板的设计性能是否处于最佳状态，进行适宜的操作区计算，如计算雾沫夹带量、漏液点、气液相负荷上下限等，通过反复验算调整，最终获得最佳塔板结构设计。在设计任务规定的气液相负荷下，此减压塔的塔板能正常稳定地操作，达到设计要求。

参考文献

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