CN103131490A - 一种焦炉煤气制甲烷工艺 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种焦炉煤气制甲烷工艺，该工艺主要包括焦炉煤气原料气精脱硫、原料气压缩、进入换热器组交换热量、和蒸汽混合后进入多段甲烷化反应器；经过多段甲烷化反应，段间进行热量回收，产生过热蒸汽；产品气中CO的浓度降到ppm以下、CO₂的浓度显著降低，同时提高了甲烷浓度，降低了后续的CH₄提纯回收成本；副产的氢气可以用来制备双氧水或煤焦油精制，也可以通过甲烷化段间补碳来将氢气进一步转化为甲烷；本发明采用的甲烷化催化剂，可以在较高的温度（600-700^oC）下进行甲烷化反应，不需要采用循环工艺，工艺流程简单、能耗低。

Description

一种焦炉煤气制甲烷工艺

技术领域

本发明属于领域焦炉煤气研究领域，具体涉及到一种焦炉煤气制甲烷工艺。

背景技术

焦炉煤气是制取焦炭时产生的副产品，简称焦炉气，是煤焦化过程得到的可燃气体。其产率和组成因炼焦煤质和焦化过程条件不同而有所差别，一般每吨干煤可产焦炉煤气300～350m³（标准状态）。煤气组成（体积%）见下表，热值每Nm³约为17～19MJ（4000～4500大卡）。焦炉煤气为有毒和易爆性气体，空气中的爆炸极限为6-30%（体积）。

组分	H2	CH4	CO	C2+	CO2	N2	O2
								组成，%	55-60	23-27	5-8	2-4	1.5-3	3-7	0.3-0.8

我国是焦炭生产大国，目前有焦化企业2000余家。一些较大钢铁企业的焦化厂，其产生的焦化煤气可以作为优质燃料用于炼钢，有些焦化厂则供煤气于城市民用。但是相当一批焦化企业的炼焦煤气无法综合利用，只能点上火炬任其燃烧。据中国炼焦协会初步统计，2002年，我国炼焦1.4亿吨，共产生500多亿立方米的炼焦煤气。2003年全国生产焦炭1.8亿吨，约占世界焦炭总产量的45％，产生的焦炉煤气达到760亿m³。2008年，据中国钢铁工业协会的统计，焦炭产量为3.2亿吨。按照每吨焦炭产生420Nm³的焦炉煤气计，焦炉煤气产量达到1300亿Nm³。其中三分之一的生产能力在钢铁联合企业内，三分之二在独立的焦化企业；独立企业每年副产煤气量在 800亿m³ 以上，除自用及民用、商用燃料以及作为化工原料外，每年放散的煤气超过300亿m³。相当于两个西气东输工程的年输气量。而且，焦炭生产还将继续保持着快速增长的态势，炼焦煤气还将继续增长。

另外，随着西气东输工程的实施，由于焦炉煤气与天然气的不可比性，国内目前管道煤气30-40％将被管道天然气取代，一些焦化企业的煤气将逐渐退出民用领域，这又意味着更多的煤气无地可去。焦炉煤气的主要成分是氢气和甲烷以及一氧化碳，它们排往空中，无疑将使生态环境遭到破坏。为这些废气寻找出路已成为中小焦化企业生存的必由之路。

焦炉煤气具有多种利用途径。如果炼焦和炼铁联合建厂时，可以利用成熟的HYL-ZR工艺，用焦炉煤气直接还原铁，产生显著的经济效益；但是，对于独立焦化企业，这种焦炉煤气利用方式是无法实现的，可供选择的技术方案如下：焦炉煤气发电、焦炉煤气制甲醇和焦炉煤气制天然气等。相比较而言，无论是蒸汽轮机发电、燃气轮机发电，还是内燃机发电，受规模和发电效率的影响，具有很大的局限性；焦炉煤气制甲醇技术成熟，但是目前我国甲醇市场产能过剩；另外，受国外进口甲醇的市场冲击，焦炉煤气制甲醇的市场前景受到很大的影响。而焦炉煤气制甲烷技术和制甲醇技术相比，反应操作压力低、处理强度大，同时一定程度上能够缓解我国天然气资源缺口，具有很好的应用前景。

专利CN1952082A，CN1935956A、CN1952083A和CN1952084A采用物理混冷和PSA提纯生产甲烷，由于焦炉煤气中甲烷的含量仅有23-27%，利用这种方式来富集甲烷，能耗高、经济性比较差；因此，首先将焦炉煤气中的CO和CO₂与H₂发生如下反应：

CO+3H₂=CH₄+H₂O

CO₂+4H₂=CH₄+2H₂O

提高CH₄的浓度，减小气体体积，将提高整个过程的效率；

尽管，专利CN1919985A、CN101391935A、CN101508922A和CN101280235A都提出将经净化后的焦炉煤气，进行甲烷化、深冷分离制取液化天然气或用PSA提纯CH₄得到合成天然气；但该方法使焦炉煤气中的氢气不能充分利用，焦炉煤气中的CO和CO₂只能消耗其中约一半的氢气，整个焦炉煤气制天然气过程的甲烷收率较低。为了提高甲烷的收率，专利CN10167859A、CN101100622A、CN101597527A提出在焦炉煤气中补充CO₂ 或高炉煤气消耗过量H₂，是一种较为经济的焦炉煤气制甲烷途径。然而，专利CN10167859A采用先将甲烷分离，分离甲烷后的混合物再与增补的CO₂发生甲烷化反应，反应后的甲烷混合气体返回进行分离，依次循环进行制得甲烷。这样需要反复的热交换，工艺较为复杂；专利CN101597527A采用的等温床反应器，由于甲烷化反应属于强放热反应，而且反应在床层入口处便完全反应，需要较大的传热面积，实现起来存在一定的困难；尽管专利CN101508922A、CN1919985A提出采用固定床多段反应器来进行甲烷化反应，但是采用循环工艺来控制甲烷化反应床层的绝热温升，势必会导致高能耗。另外，高温气体循环压缩机成本高、功耗大；如果进行低温循环，工艺较为复杂。

鉴于此，针对焦炉甲烷化反应速率快、热效应大等工艺特点，有必要开发出更为高效实用的焦炉煤气甲烷化工艺，进一步提高技术可行性和降低焦炉煤气甲烷化成本。

发明内容

本发明的目的是提供一种焦炉煤气制甲烷工艺，该工艺流程简单、能耗低，实现焦炉煤气的高效转化，在不需要段间反应产品气循环的情况下，实现焦炉煤气中CO和H₂的转化。

本发明提供了一种焦炉煤气制甲烷工艺，将经过净化处理，H₂S含量在20mg/m³以下的焦炉煤气，在ZnO脱硫槽中进行精脱硫，将H₂S的含量脱除到0.1ppm以下；在原料气压缩机中，将焦炉煤气增压；原料气经过甲烷化反应器段间多级换热后，预热到300^oC左右；在原料气进入甲烷化反应器前，预混一股蒸汽，防止反应器内结炭；原料气和蒸汽进入装有甲烷化催化剂的多段固定床绝热反应器，原料气中的氢气和CO、CO₂逐级发生甲烷化反应生成产品气CH₄和H₂O，过量的氢气可以通过两种方式来回收转化；途经一是通过将甲烷化反应器出口产品气经过至少两级换热/冷却使其温度降至30-50℃并脱除其所含的水分，然后进行气体分离，制得合成天然气（SNG）或压缩天然气（CNG）；提纯后的氢气，可以用作工业氢气、用于蒽醌加氢制双氧水或其他加氢过程；途经二是通过向焦炉煤气中补充CO₂，使得H₂/（3CO+4CO₂）=1.0~1.1，经过逐段甲烷化后，甲烷化反应器出口甲烷浓度达85%以上，然后进行逐级冷却和脱水、分离，制得CNG或SNG。甲烷化反应器段间高温产品气通过多级换热预热原料气，同时还可以用废热锅炉来回收热量产生过热蒸汽，保证各段反应器入口温度要求。

本发明提供的焦炉煤气制甲烷工艺，所述甲烷化反应器操作压力（表压）为0-5.0MPa，稳态操作时催化剂床层的入口温度为250-320℃，高温段催化剂床层的出口温度为450-700℃，体积反应空速为1,000-80,000hr^-1；低温段催化剂床层出口温度为300-450℃，体积反应空速为1,000-80,000hr^-1。

本发明提供的焦炉煤气制甲烷工艺，所述甲烷化反应器的操作压力（表压）为0.6-4.0MPa，稳态操作时催化剂床层的入口温度为280-300℃，高温催化剂床层的出口温度为500-640℃，体积反应空速为5,000-20,000hr^-1；低温催化剂床层的出口温度为305-430℃，体积反应空速为5,000-20,000hr^-1。

本发明提供的焦炉煤气制甲烷工艺，所述原料气进入甲烷化反应器前预混蒸汽来控制甲烷化反应器出口温度。

本发明提供的焦炉煤气制甲烷工艺，所述的甲烷化催化剂为Ni催化体系，以Al₂O₃、SiO₂、CeO₂、ZrO₂中一种或多种为载体，添加MgO或/和La₂O₃催化助剂。

本发明提供的焦炉煤气制甲烷工艺，所述反应器入口气体中水蒸汽的含量在0.1%-35%；一段反应器入口蒸汽的相对含量为10%-30%；一段反应器入口CO的浓度可以达到5%-10%。

本发明提供的焦炉煤气制甲烷工艺，所述反应器入口预混蒸汽由甲烷化界区外供给或由甲烷化工序余热锅炉产生的蒸汽供给或通过回收多段甲烷化反应器段间热量产生的过热蒸汽供给。

本发明提供的焦炉煤气制甲烷工艺，所述合格的产品气中H₂体积百分比浓度小于4%；CO体积百分比浓度小于10ppm（优选小于4ppm）；CO₂体积百分比浓度小于1%；CH₄体积百分比浓度大于85%。

本发明提供的焦炉煤气制甲烷工艺，所述多段固定床绝热反应器至少为两段，段间通过多级换热回收热量，产生过热或饱和蒸汽；通过在多段反应器段间多级取热产生435^oC、4.2MPa的过热蒸汽。

本发明提供的焦炉煤气制甲烷工艺，所述新鲜焦炉煤气和补充CO₂通过和甲烷化段间反应器出口气体换热，在进入反应器时温度在250-320^oC。

本发明工艺能够实现焦炉煤气的高效转化，在不需要段间反应产品气循环的情况下，实现焦炉煤气中CO和H₂的转化；通过向原料气中补充CO₂，可以将原料气中的H₂浓度降低到3%以下，CO浓度降低到几个ppm；也可以将氢气提纯后用于制双氧水或煤焦油加氢等其他过程。

附图说明

图1为焦炉煤气甲烷化和提氢利用工艺；CO和CO₂经过多段甲烷化工艺转化为甲烷，过量的氢气经过变压吸附或低温深冷和CH₄、N₂等分离，氢气提纯后，可以用于制取双氧水或用于其他加氢过程；

图2为焦炉煤气补碳甲烷化工艺；通过向焦炉煤气中补充CO₂来实现H₂的高效转化，提高甲烷的产量；

图3为焦炉煤气多段甲烷化工艺；通过构建高效的换热网路实现能量的高效回收利用，副产高品位蒸汽；其中，附图标记及所对应的部件说明如下：1：脱硫槽；2：锅炉给水泵；3：原料压缩机；4/5：甲烷化反应器；6：蒸汽过热器；7：原料换热器；8：废热锅炉；9：锅炉给水预热器；10：原料预热器；11：水冷换热器；12：分液罐；13：变压吸附；14：双氧水和煤焦油制汽柴油；15：补充蒸汽；16：锅炉给水；17：焦炉煤气原料气；18：过热蒸汽；19：冷凝液；20：产品气；21：甲烷；22：氢气。

具体实施方式

除非另外指出，在本发明说明书和权利要求书中出现的所有数字，例如各个单元设备的进、出口温度范围，压力范围，表示气体组分构成的体积百分比等数值均不应该被理解为绝对精确值，该数值是在本领域内的普通技术人员所理解的、公知技术所允许的误差范围内。在本发明说明书和权利要求书中出现的精确的数值应该被理解为构成本发明的部分实施例。尽管在本发明给出的实例中努力做到保证数值的精确性，但由于各种测量技术的标准偏差，任何测量得到的数值都不可避免地存在一定误差。

本发明所述的反应空速定义为反应气体原料（干基）每小时进入反应系统的体积流量除以催化剂的体积。以GHSV表示，单位为hr^-1。

CO和CO₂的甲烷化反应是一个热力学控制的反应，同时甲烷化反应又是一个强放热反应。因此，如何实现CO和CO₂的完全转化，是本发明专利技术方案中所要解决的首要问题。采用具有内构件的等温床反应器会使得反应器设备造价急剧升高；另外，由于完全甲烷化快的反应速度，等温床反应器难以满足工业要求。如采用绝热床反应器，为了规避反应器出口高温下较低的CO和CO₂平衡转化率，多段反应器是必然的选择。

多段绝热固定床反应器，通过段间冷却解决了CO和CO₂的平衡限制问题。而一段甲烷化反应器出口温度在600^oC以上，而且由于甲烷化反应为强放热快反应，在反应器入口较短的催化剂床层上，CO和CO₂的转化率就达到热力学平衡。因此，如何解决高温强放热反应条件下，甲烷化催化剂的耐热稳定性也是本发明技术方案得以实施的前提。以Al₂O₃、SiO₂、CeO₂和ZrO₂等为载体，添加MgO、La₂O₃等催化助剂的Ni基甲烷化催化体系，由于稀土或碱土金属元素的掺杂很好地提高了甲烷化催化剂的高温水热稳定性。

在焦炉煤气制天然气技术中，由于净化后的焦炉煤气H₂/（3CO+4CO₂）=1.5~2.8，显著大于CO和CO₂完全甲烷化需要的氢碳比。因此，过量氢气的回收利用或高效转化，也是本发明专利技术方案中需要解决的问题。根据不同的焦炉煤气中氢气的利用方式，提出两种焦炉煤气甲烷化工艺，见图1和图2。图1和图2只是本发明工艺流程的简单的示意图，只公开了本发明工艺的最基本特征，其中省略了许多细节，例如自动控制系统、传感器件、阀门等等。熟悉本领域工作的技术人员完全可以根据附图披露的工艺流程基本特点设计出更为详细的集成工艺图纸。

根据本发明提供的焦炉煤气甲烷化工艺流程，稳态操作时，焦炉煤气经过缓冲稳压后，进行增压、脱硫，然后和补给的蒸汽混合进入甲烷化反应器。在甲烷化反应器中，CO和CO₂逐级转化为甲烷，过量的氢气可以通过两种方式来回收转化。途经一是通过将甲烷化反应器出口产品气经过至少两级换热/冷却使其温度降至30-50℃并脱除其所含的水分，然后进行气体分离，制得CNG或SNG；提纯后的氢气，可以用作工业氢气、用于蒽醌加氢制双氧水或其他加氢过程。途经二是通过向焦炉煤气中补充CO₂，使得H₂/（3CO+4CO₂）=1.0~1.05。经过逐段甲烷化后，甲烷化反应器出口甲烷浓度达85%以上，然后进行逐级冷却和脱水、分离，制得CNG或SNG。

在本发明所述的焦炉煤气甲烷化工艺的实施方案中，甲烷化反应器为装有异型甲烷化催化的固定床绝热反应器，其中异型甲烷化催化剂是指以Al₂O₃、SiO₂、CeO₂和ZrO₂等为载体，添加MgO、La₂O₃等催化助剂的Ni基甲烷化催Al₂O₃化剂。例如一个较佳的甲烷化催化剂实例是以Ni为主要催化活性组分，以Al₂O₃为载体，以CeO₂-La₂O₃为催化助剂。然而，在本发明所述的焦炉煤气甲烷化工艺中，催化剂可以但不限于采用上面的较佳实例，任何在650℃左右温度条件下具有较高的水热稳定性和活性的甲烷化催化剂均可在本发明专利所述的焦炉煤气甲烷化工艺中应用。

在本发明所述的焦炉煤气甲烷化工艺的实施例中，甲烷化反应器的操作压力（表压）为0-5.0MPa，稳态操作时催化剂床层的入口温度为250-320℃，高温段催化剂床层的出口温度为450-700℃，低温度催化床层出口温度为300-450℃，体积反应空速为1,000-80,000hr^-1。

在本发明专利的较佳实施方案中甲烷化反应器的操作压力（绝压）为0.6-2.0MPa，稳态操作时催化剂床层的入口温度为280-320℃，高温催化剂床层的出口温度为550-640℃，体积反应空速为5,000-20,000hr^-1；低温催化剂床层的出口温度为305-430℃，体积反应空速为5000-20000 hr^-1；

在本发明所述的焦炉煤气甲烷化工艺的实施方案中，甲烷化反应器至少需要两级串联。在本发明的较佳实施方案中，如果原料气不进行补碳，两段反应器即可。但当原料气进行补碳时，至少需要三级甲烷化反应器串联操作。

以下通过特定的具体实施例说明本发明的实施方式，所属技术领域的技术人员可通过本说明书所揭示的内容理解本发明的其他特征与优点。本发明也可通过其它不同的具体实施例加以施行或应用，本说明书中的各项细节亦可基于不同观点与应用，在不悖离本发明的精神下进行各种修改与变化。

实施例1－实施例6

实施例1－实施例6给出了本发明工艺中不同的操作压力对两段甲烷化反应器出口产品气组成和流量以及温度的影响。实施例1－实施例6中实验所用催化剂均为重量百分比组成为40%Ni/15%CeO₂-5%La₂O₃/40%Al₂O₃甲烷化催化剂。原料气和产品气中的H₂、CH₄、N₂、CO₂、CO以及C₂H₆通过气相色谱热导和氢焰双检测器检测；原料气和产物中的H₂O通过物料衡算计算得到。

实验时首先将原料焦炉煤气进行压缩，原料气经过多段甲烷化反应器段间换热，原料气的温度升高到300^oC左右，然后进入ZnO脱硫槽中进行精脱硫，将H₂S的含量脱除到0.1ppm以下；在精脱硫后的焦炉煤气中引入占原料总流量20%左右的过热蒸汽，在全部气体的GHSV为20,000hr^-1（干基空速）和反应器入口温度为300℃的条件下，CO、CO₂和H₂ 在甲烷化反应器中发生甲烷化反应转化为甲烷。各个不同条件下稳定运行实验数据列于下表1-表2。

由表1中的实施例1-6可以看出，整个温度操作区间为500-650^oC，在反应压力较低（1-6atm）时，两段反应器出口CO₂仍还有较高的浓度。特别是对于实施例1，在常压下操作时，两段甲烷化反应器产品气难以满足要求。当操作压力提高到实施例3的10atm时，压力对产品气质量的影响作用相对减弱。

                                                

实施例7－实施例8

实施例7－实施例8和实施例5的甲烷化反应的操作条件相同，不同的是实施例7和8为三段或四段甲烷化反应器；而实施例5为两段甲烷化反应器。另外，实施例7进行了补碳，而实施例8没有补碳。从表3可以看出，实施例7中在原料气中加入0.57kmol/hr的CO₂，三段甲烷化产品气中的甲烷增产0.48kmol/hr。而三段甲烷化反应器出口产品气中的氢浓度为6.9%；再增加一段甲烷化反应器，产品气中的氢浓度降低到3.9%，同时还可以增产部分CH₄。结合实施例5和实施例7可以看出，在不补碳时，采用两段甲烷化反应器就可以实现CO和CO₂的高效转化。而补碳后，至少需要三段甲烷化反应器。

对比例1：

采用和实施例7-8相同的催化剂、相同的工艺操作条件，按照公开号为CN101607859A的中国专利所述的工艺流程进行了焦炉煤气甲烷化反应。由于在进入甲烷化反应器之前，气体中的甲烷和水蒸汽被分离出去，反应器入口CO+CO₂的总含量达21.1%；反应器出口甲烷浓度为14.2%（湿基），干基浓度为20.5%，如此低的甲烷浓度会增加分离成本；同时，甲烷化反应器入口温度为300^oC，出口为871^oC。在如此高的反应温度下，催化剂的热稳定性很难满足要求；另外，甲烷的结炭等副反应也会导致系统存在较大的安全隐患和不可操作性。

对比例2和对比例3：

采用和实施例5相同的焦炉煤气组成、催化剂和反应器入口温度条件，所不同的是对比例2和对比例3的原料气中不补入水蒸汽。对比例2和实施例5具有相同的工艺；而对比例3按照公开号为CN101508922的中国专利所述的工艺流程进行了焦炉煤气甲烷化反应。通过比较实施例5和对比例3可以看出，不补充蒸汽时，一段反应器出口温度达719^oC，高的反应温度会导致催化剂快速失活，另外，结炭反应也会导致存在较大的安全隐患。从对比例2可以看出，采用循环工艺能够回避高的反应温度导致的催化剂失活和结炭，但是会导致系统高的能耗。因为60%的产品气需要循环回一段甲烷化反应器，对于每小时处理焦炉煤气30,000Nm³的焦炉煤气甲烷化系统，如果采用两段甲烷化反应器，假设反应器床层和换热器等的阻力降为2bar，反应器操作压力为30bar时，循环增压需要的理论功耗为200kW。如果为了提高甲烷收率，进行补碳时，需要的甲烷化反应段数更多，这样循环功耗更大。

Claims (10)

1.一种焦炉煤气制甲烷工艺，其特征在于：将经过净化处理，H₂S含量在20mg/m³以下的焦炉煤气，在ZnO脱硫槽中进行精脱硫，将H₂S的含量脱除到0.1ppm以下；在原料气压缩机中，将焦炉煤气增压；在原料气进入甲烷化反应器前，预混蒸汽；原料气和蒸汽进入装有甲烷化催化剂的多段固定床绝热反应器，原料气中的氢气和CO、CO₂逐级发生甲烷化反应生成产品气CH₄和H₂O，过量的氢气可以通过两种方式来回收转化；途经一是通过将甲烷化反应器出口产品气经过至少两级换热/冷却使其温度降至30-50℃并脱除其所含的水分，然后进行气体分离，制得合成天然气SNG或压缩天然气CNG；提纯后的氢气，可以用作工业氢气、用于蒽醌加氢制双氧水或其他加氢过程；途经二是通过向焦炉煤气中补充CO₂，使得H₂/（3CO+4CO₂）=1.0~1.1，经过逐段甲烷化后，甲烷化反应器出口甲烷浓度达85%以上，然后进行逐级冷却和脱水、分离，制得CNG或SNG。

2.按照权利要求1所述的焦炉煤气制甲烷工艺，其特征在于：所述甲烷化反应器操作压力为0-5.0MPa，稳态操作时催化剂床层的入口温度为250-320℃，高温段催化剂床层的出口温度为450-700℃，体积反应空速为1,000-80,000hr^-1；低温段催化剂床层出口温度为300-450℃，体积反应空速为1,000-80,000hr^-1。

3.按照权利要求2所述的焦炉煤气制甲烷工艺，其特征在于：所述甲烷化反应器的操作压力为0.6-4.0MPa，稳态操作时催化剂床层的入口温度为280-300℃，高温催化剂床层的出口温度为500-640℃，体积反应空速为5,000-20,000hr^-1；低温催化剂床层的出口温度为305-430℃，体积反应空速为5,000-20,000hr^-1。

4.按照权利要求1所述的焦炉煤气制甲烷工艺，其特征在于：所述原料气进入甲烷化反应器前预混蒸汽来控制甲烷化反应器出口温度。

5.按照权利要求1所述的焦炉煤气制甲烷工艺，其特征在于：所述的甲烷化催化剂为Ni催化体系，以Al₂O₃、SiO₂、CeO₂、ZrO₂中一种或多种为载体，添加MgO或/和La₂O₃催化助剂。

6.按照权利要求3所述的焦炉煤气制甲烷工艺，其特征在于：所述反应器入口气体中水蒸汽的含量在0.1%-35%。

7.按照权利要求4所述的焦炉煤气制甲烷工艺，其特征在于：所述反应器入口预混蒸汽由甲烷化界区外供给或由甲烷化工序余热锅炉产生的蒸汽供给或通过回收多段甲烷化反应器段间热量产生的过热蒸汽供给。

8.按照权利要求1所述的焦炉煤气制甲烷工艺，其特征在于：所述合格的产品气中H₂体积百分比浓度小于4%；CO体积百分比浓度小于10ppm；CO₂体积百分比浓度小于1%；CH₄体积百分比浓度大于85%。

9.按照权利要求1所述的焦炉煤气制甲烷工艺，其特征在于：所述多段固定床绝热反应器至少为两段，段间通过多级换热回收热量，产生过热或饱和蒸汽。

10.按照权利要求1所述的焦炉煤气制甲烷工艺，其特征在于：所述新鲜焦炉煤气和补充CO₂通过和甲烷化段间反应器出口气体换热，在进入反应器时温度在250-320^oC。

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