JP2010209297A - 天然ガスに含まれる有機硫黄化合物の二段階処理方法 - Google Patents

Abstract

【課題】 天然ガスに不純物として含まれる有機硫黄化合物に硫化カルボニルが含まれていても高い硫黄回収率を得ることができる、低コストで効率の良い天然ガスの処理方法を提供する。
【解決手段】 変換工程１と、酸性ガス除去工程２と、吸着工程３と、硫黄回収工程４とからなる天然ガスの処理方法であって、当該変換工程１が、有機硫黄化合物を水素化して硫化水素に変換する第１変換工程１ａと、第１変換工程１ａで硫化水素に変換されなかった有機硫黄化合物を第１変換工程１ａと異なる温度で水素化して硫化水素に変換する第２変換工程１ｂとからなる。第２変換工程１ｂの温度は、第１変換工程１ａの温度よりも低温であることが好ましい。
【選択図】 図１

Description

本発明は、天然ガスに不純物として含まれる有機硫黄化合物の処理方法に関し、特に天然ガスにメルカプタンと共に硫化カルボニルが含まれる場合に、これらを二段階工程によって効率良く処理する天然ガスの処理方法に関する。

油田地帯やガス田地帯から産出される原料天然ガス中には水分や硫黄化合物等の不純物が含まれており、そのまま液化等の処理を行うと腐食や氷結等の問題を生じるおそれがある。そこで、前処理として乾燥や脱硫処理を行ってこれら不純物を除去することが一般的に行われている。例えば天然ガス精製プロセスでは、スラグキャッチャー等の気液分離工程で液状成分を除去し、得られた気体成分側の天然ガスを酸性ガス除去工程に送って二酸化炭素や硫化水素などの酸性ガスを除去し、続いてモレキュラーシーブを用いた吸着工程に送って有機硫黄化合物及び水分を除去している。

酸性ガス除去工程で除去された酸性ガスは硫黄回収工程に送られ、ここでクラウス法を用いて硫黄の回収が行われる。クラウス法は、燃焼炉で硫化水素を部分酸化して亜硫酸ガスを発生させ、この亜硫酸ガスと残りの硫化水素とを触媒存在下で反応させて硫黄を回収するプロセスであり、９５〜９９％程度の硫黄を回収することができる。

ところで、酸性ガス除去工程では、アルカノールアミン溶液や熱炭酸カリ溶液等の化学吸収液を使用する化学吸収法、物理吸収液を使用する物理吸収法、及びこれらを複合した物理化学吸収法の中からプロセスが選択されることが多いが、物理吸収法や物理化学吸収法は、原料天然ガス中に含まれるＢＴＸ（ベンゼン、トルエン、キシレン）等の重質炭化水素も酸性ガスと共に除去されるため、これら重質炭化水素に起因して上記硫黄回収工程の硫黄回収率が低下したり、硫黄の品質が劣化したりすることがあった。これに対して、化学吸収法は上記問題を生じることがない上、システムの最適化が可能で経済性に優れているため、物理吸収法や物理化学吸収法に比べて採用されることが多かった（特許文献１）。

特開２００７−１６１４９号公報

しかしながら、化学吸収法では硫化カルボニル（ＣＯＳ）やメルカプタン等の極性の低い有機硫黄化合物を効果的に除去することができないので、これら有機硫黄化合物を低いレベルまで除去する必要がある場合は、別途これらを除去する工程を設ける必要があった。例えば、後段の吸着工程において乾燥用モレキュラーシーブに加えて特殊なモレキュラーシーブを充填して、有機硫黄化合物を吸着する方法がとられていた。

モレキュラーシーブは再生ガスを用いて一定の間隔で再生する必要があり、モレキュラーシーブに有機硫黄化合物を吸着させて除去する場合は、再生の際に排出される排ガス中にモレキュラーシーブから脱着した有機硫黄化合物が高濃度に含まれることになる。このため、この排ガスはそのまま燃焼して大気に放出したりプラント内で燃料ガスとして使用したりすることができず、例えば、ジメチルエーテル等を用いた物理吸収法により当該排ガスから有機硫黄化合物を除去することが必要となる。

このようにして除去された有機硫黄化合物は、前述した酸性ガス処理工程で除去された酸性ガスと併せて硫黄回収工程で処理することになるが、上記物理吸収法によって除去された有機硫黄化合物にはモレキュラーシーブの再生ガス中の炭化水素が一部同伴されるため、この同伴する炭化水素を硫黄回収工程の燃焼炉で燃焼するために余分に酸素が必要となり、その結果、硫黄回収工程の装置サイズが大きくなり硫黄回収率も低下するという問題を生じていた。

更に、クラウス法において使用される一般的な触媒は、硫化カルボニル等の有機硫黄化合物に対しては効果的な触媒作用を示さないので、例えばチタニアなどの高価な触媒を別途設ける必要があり、硫黄回収工程の設備コストや運転コストが高くなる要因となっていた。

本発明は、上記問題点を解決するためになされたものであり、天然ガスに不純物として含まれる有機硫黄化合物にメルカプタンのほか硫化カルボニルが含まれていても、高い硫黄回収率を得ることが可能な低コストで効率の良い天然ガスの処理方法を提供することを目的とする。

上記目的を達成するため、本発明が提供する天然ガスの処理方法は、天然ガスに含まれる有機硫黄化合物を硫化水素に変換する変換工程と、該変換工程で処理された天然ガスに含まれる硫化水素及び炭酸ガスを酸性ガスとして除去する酸性ガス除去工程と、該酸性ガス除去工程で処理された天然ガスに含まれる水分を吸着して除去する吸着工程と、該酸性ガス除去工程で除去された酸性ガスから硫黄を回収する硫黄回収工程とからなり、該変換工程は、有機硫黄化合物を水素化して硫化水素に変換する第１変換工程と、該第１変換工程で硫化水素に変換されなかった有機硫黄化合物を該第１変換工程と異なる温度で水素化して硫化水素に変換する第２変換工程とからなることを特徴としている。

上記本発明の天然ガスの処理方法においては、第２変換工程の温度が、第１変換工程の温度よりも低温であることが好ましい。また、上記本発明の天然ガスの処理方法においては、第１変換工程及び／又は第２変換工程に水蒸気を添加しても良い。

本発明によれば、吸着工程に送られる天然ガスには有機硫黄化合物が殆んど含まれなくなるので、モレキュラーシーブでの有機硫黄化合物の吸着が不要となる。よって、再生時にモレキュラーシーブから排出されるガスを脱硫する必要がなくなり、脱硫した硫黄化合物に同伴する炭化水素を燃焼するための余分な空気も不要となる。更に天然ガスに不純物として硫化カルボニルが含まれていても、極めて高い硫黄回収率を得ることができる。このように、低コストで効率良く天然ガスを処理することが可能になる。

本発明による天然ガスの処理方法の一具体例を示すプロセスフロー図である。 本発明の天然ガスの処理方法に好適に実施することが可能な酸性ガス除去工程の一具体例を示すプロセスフロー図である。 本発明の天然ガスの処理方法に好適に実施することが可能な吸着工程の一具体例を示すプロセスフロー図である。 本発明の天然ガスの処理方法に好適に実施することが可能な硫黄回収工程の一具体例を示すプロセスフロー図である。 実施例の計算に使用した天然ガスの処理方法を示すプロセスフロー図である。

以下、本発明の天然ガスの処理方法の具体例を、図１を参照しつつ説明する。油田地帯やガス田地帯等の天然ガス田から産出した原料天然ガスは、先ず図示しないスラグキャッチャー等の気液分離工程で水や液状炭化水素（コンデンセート）などの液状成分が取り除かれる。液状成分が取り除かれた天然ガスは、水素と共に第１変換工程１ａに送られ、ここで、天然ガス中に含まれる有機硫黄化合物が、触媒の存在下で水素化によって硫化水素に変換される。

この第１変換工程１ａにおいて使用される触媒には、例えば、アルミナ、シリカ、チタニア、ボリア、ジルコニア、シリカ−アルミナ、シリカ−マグネシア、アルミナ−マグネシア、アルミナ−チタニア、シリカ−チタニア、アルミナ−ボリア、アルミナ−ジルコニア等の多孔性無機酸化物担体に、活性金属を担持させたものが使用できる。活性金属の担持割合は、特に限定するものではないが、酸化物換算で３〜３０重量％が好ましい。

活性金属は、周期律表の第Ｖ族、第ＶI族及び第ＶIII族に属する金属から選択することが好ましく、例えば、バナジウム、クロム、モリブデン、タングステン、鉄、コバルト、ニッケルを挙げることができる。特に、アルミナ担体上にコバルト及びモリブデンを担持させた触媒は、触媒活性や寿命の点で優れているため好ましい。

触媒充填量は、１時間当たり触媒１ｍ³を通過する流量（Ｎｍ³）として定義される触媒のガス空間速度（ＧＨＳＶ）において、５００〜５０００／ｈｒ程度となるように充填するのが好ましく、１０００〜３０００／ｈｒ程度となるように充填するのがより好ましい。充填した触媒と天然ガスとの接触方法は、特に限定するものではないが、例えば、処理すべき天然ガスの性状に応じて、固定床や膨張床、又は反応器内に充填した触媒成形体に天然ガスを流通させてもよい。

第１変換工程１ａでは、後述する第２変換工程１ｂと異なる温度で反応が行われる。このとき、第１変換工程１ａにおいて、有機硫黄化合物のうち主にメルカプタン類を水素化して硫化水素に変換する場合は、第１変換工程１ａは第２変換工程１ｂよりも高温で反応が行われることが好ましい。第１変換工程１ａに必要な水素の量は、第１変換工程１ａで変換させる硫黄１モルに対して１〜５モルを添加するのが好ましい。この添加量が１モル未満では反応が十分に進行しなくなり、また５モルより多く注入しても反応の進行にはほとんど寄与しない。尚、第１変換工程１ａでは、水素に加えて水蒸気を添加しても良い。これにより、より高い反応効率を得ることが可能となる。

第１変換工程１ａで処理された天然ガスは、引き続いて第２変換工程１ｂに送られ、ここで、第１変換工程１ａで硫化水素に変換されなかった有機硫黄化合物（例えば、硫化カルボニル）が、触媒の存在下で第１変換工程１ａより低温で水素化されて硫化水素に変換される。このように第１変換工程１ａより低温で反応を行うのは、硫化カルボニルは、他の有機硫黄化合物に比べて低い温度で硫化水素への変換が促進されるからである。

具体的には、横軸に反応温度、縦軸に硫化水素への変換率をとって各有機硫黄化合物の硫化水素への変換率の実験結果をプロットしたところ、メチルメルカプタンやエチルメルカプタンは約２６０℃以上の高温で高い変換率が得られるのに対して、硫化カルボニルは１８０〜２００℃の低温領域に変換率のピークを有している。従って、低温領域で硫化カルボニルを反応させることによって、約８０％以上の硫化カルボニルを硫化水素に変換することができる。この第２変換工程１ｂ使用する触媒の種類や充填量は、ここでの反応条件に合わせて最適化しても良いが、第１の変換工程１ａと同じ条件にすることも可能である。

殆どの有機硫黄化合物（例えば、メルカプタン類）は第１変換工程１ａで変換されているので、第２変換工程１ｂでは硫化カルボニルにとって最適な温度条件で反応を行うことができる。前述したように、この温度は第１変換工程１ａより低温であることが好ましく、具体的には１００〜２６０℃が好ましい。第２変換工程１ｂで行う水素化に必要な水素の量は、第１変換工程１ａと同様に、第２変換工程１ｂで変換させる硫黄１モルに対して１〜５モルが好ましい。尚、この第２変換工程１ｂに必要な水素は、第１変換工程１ａで処理された後の天然ガスに加えても良いし、第１変換工程１ａで処理する前の天然ガスに加えても良い。また、第２変換工程１ｂにおいても、水素に加えて水蒸気を添加しても良い。これにより、より硫化水素への変換反応が促進される。

上記した第１及び第２変換工程１ａ、１ｂの圧力条件については特に限定はなく、一般的な天然ガスの精製工程で操作されている運転圧力程度で良い。尚、第１及び第２変換工程１ａ、１ｂで使用する触媒は、使用前に予め公知の方法に従って予備硫化することが好ましい。予備硫化することにより、これら変換反応の初期段階から安定した触媒活性が得られるからである。

第２変換工程１ｂで処理された天然ガスは、次に酸性ガス除去工程２に送られ、ここで天然ガスに含まれる酸性ガスが化学吸収液を介して除去される。ここで除去される酸性ガスは、天然ガス田から産出した原料天然ガスに元々含まれていた硫化水素及び炭酸ガス、並びに上記の第１変換工程１ａ及び第２変換工程１ｂで硫化カルボニル、メルカプタン等の有機硫黄化合物から変換された硫化水素である。

図２に、この酸性ガス除去工程２に好適に使用されるプロセスのフロー図を示す。第１及び第２の変換工程１ａ、１ｂで処理された後の酸性ガスを多く含む天然ガス（以降、サワーガスと称する）は、吸収塔２１の塔底部に送られ、吸収塔２１内に設けられている棚段等において後述する再生塔で再生された吸収液（以降、リーン溶液と称する）と向流接触しながら塔内を上昇する。その際、サワーガスに含まれる酸性ガスはリーン溶液によって吸収除去される。酸性ガスが除去された天然ガス（以降、スイートガスと称する）は塔頂から排出され、次工程の吸着工程３に送られる。

一方、酸性ガスを吸収した吸収液（以降、リッチ溶液と称する）は、塔底から排出され、フラッシュドラム２２に一旦送られる。ここでリッチ溶液に同伴する天然ガスをフラッシュさせて除去した後、リッチ溶液はリーンリッチ熱交換器２３に送られる。リーンリッチ熱交換器２３において、リッチ溶液はリーン溶液と熱交換して昇温された後、再生塔２４の塔頂部に送られる。尚、フラッシュドラム２２でフラッシュしたガスは、必要に応じて脱硫処理を行った後、燃料ガスとしてプラント内で使用することができる。

再生塔２４の塔頂部に送られたリッチ溶液は、塔底部から上昇するストリッピングスチームと向流接触しながら再生塔２４内を下降する。再生塔２４の塔内には、棚段等が設けられており、ここでリッチ溶液はストリッピングスチームと効率よく気液接触し、これによりリッチ溶液から酸性ガスが徐々に放散される。

リッチ溶液から放散された酸性ガスは、再生塔２４の塔頂部に設けられている凝縮器２５にストリッピングスチームと共に送られる。ストリッピングスチームは、凝縮器２５によって凝縮されて還流液となり、上記リッチ溶液と合流して再生塔２４内を下降する。一方、酸性ガスは凝縮器２５によって冷却されるものの、凝縮されることなく気相のまま再生塔２４の塔頂から排出され、後述する硫黄回収工程４に送られる。

再生塔２４の塔底から抜出されるリーン溶液は、一部がリボイラ２６に送られて加熱媒体によって加熱されてストリッピングスチームや高温の化学吸収液となって再生塔２４に戻り、残りはリーンリッチ熱交換器２３に送られる。リーンリッチ熱交換器２３に送られたリーン溶液は、リッチ溶液と熱交換して冷却された後、冷却器２７で冷却水等の冷媒によって所定の温度まで冷却され、吸収塔２１の塔頂部に供給される。

上記酸性ガス除去工程２で用いる化学吸収液には、化学吸収法で用いられる一般的なアミン水溶液を用いることができる。例えば、ジイソプロパノールアミン（ＤＩＰＡ）、メチルジエタノールアミン（ＭＤＥＡ）、立体障害アミン等の水溶液又はそれらの混合溶液等を使用することができる。アミン水溶液中のアミン濃度は４モル程度を標準とし、天然ガスの処理条件等に応じて適宜調整するのが好ましい。

上記酸性ガス除去工程２で処理されたスイートガスは、次に吸着工程３に送られ、ここでスイートガス中に含まれる水分が除去される。図３に、この吸着工程３に好適に使用されるプロセスのフロー図を示す。酸性ガス除去工程２から送られてきたスイートガスは、並列に設置されている吸着塔３１ａ、ｂの内のいずれか一方に供給され、塔内に充填されている吸着剤に、好適には０.０４〜０.２０ｍ／ｓ程度の速度で接触する。これにより、スイートガス内に含まれる水分が吸着剤に吸着される。

この吸着剤には、従来から天然ガスの乾燥用として一般的に使用されているものを使用することができ、例えば活性アルミナからなるＵＯＰ社のＴｙｐｅ３ＡやＴｙｐｅ４Ａ等のモレキュラーシーブを用いることができる。ところで、吸着工程３では、所定の時間おきに吸着を行う吸着塔が切り替わるようにプログラミングされており、交互に吸着塔を再生するようになっている。

この吸着塔の再生に用いる再生ガスは、図３に示すように、乾燥後の精製天然ガスを分岐して用いることができる。この再生ガスをヒーター３２で好適には２３０〜３００℃程度の温度まで昇温した後、吸着塔内の吸着剤に導入する。加熱した再生ガスを好適には０.０４〜０.２０ｍ／ｓ程度の流速で１００〜３００分程度に亘って吸着剤と接触させることで吸着剤が加熱され、吸着剤に吸着していた水分が脱着して追い出される。こうして吸着剤が再生される。

本発明においては、再生中の吸着塔から排出される排ガスには不純物として水分が含まれるだけであるので、硫黄化合物の吸着を兼ねた従来の吸着工程とは異なり、再生中の吸着塔から排出される排ガスを脱硫する必要がない。従って、簡単な冷却装置（図示せず）で水分を凝縮させて除去するだけで、この排ガスをそのまま燃料ガスとして使用することができる。

更に、後述する硫黄回収工程に、上記排ガスの脱硫のために従来用いられていた物理吸収工程から排出される硫黄化合物が供給されることもないので、再生ガス中の炭化水素が一部同伴して硫黄回収工程に送られることもなく、硫黄化合物の吸着を兼ねた従来の吸着工程において問題となっていた硫黄回収率の低下や装置の大型化等の問題が解消される。

また、吸着剤は従来から使用されている一般的なもので良いので、硫黄化合物の吸着を兼ねた従来の吸着工程とは異なり、硫黄化合物の吸着のためのＴｙｐｅ５ＡやＴｙｐｅ１３Ｘ等の特殊な吸着剤を使用する必要がない。尚、上記吸着工程３においては、２塔の吸着塔３１ａ、ｂを交互に切り替えて運転する例について説明したが、これに限定されるものではなく、３塔以上の吸着塔を用いて運転を切り替えても良い。

上記酸性ガス除去工程２で除去された酸性ガスは、硫黄回収工程４に送られ、ここで硫化水素から硫黄が回収される。硫化水素から硫黄を回収する代表的なプロセスはクラウス法であり、本発明においても好ましく用いることができる。図４に、クラウス法を用いた場合の一般的なプロセスフロー図を示す。酸性ガス除去工程２において除去された酸性ガスは、先ず燃焼反応部４１に送られる。ここで硫化水素の一部の燃焼を行うと共に、該燃焼により生じる亜硫酸ガスと残りの硫化水素とを反応させて硫黄を生成する。

得られた反応ガスを硫黄の露点以下に冷却して硫黄を分離した後、加熱炉等の第１再加熱手段４２によって再加熱し、触媒反応を行う第１触媒反応部４３に供給する。ここで亜硫酸ガスと硫化水素とを反応させて硫黄を生成し、得られた反応ガスを硫黄の露点以下に冷却して硫黄を分離する。以降同様にして第２再加熱手段４４及び第２触媒反応部４５、第３再加熱手段４６及び第３触媒反応部４７を繰り返して硫黄の回収を行う。尚、本発明においては、硫黄回収工程４に送られてくる酸性ガスに硫化カルボニルやメルカプタン等の有機硫黄化合物が殆ど含まれていないので、これら有機硫黄化合物を処理するための工程を別途設ける必要はない。

クラウス法で硫化水素が除去されたガスはテールガスとして排出されるが、クラウス法による硫黄の回収率は９５〜９９％程度であり、回収しきれない硫黄分はテールガスに含まれるので、より高い硫黄回収率が必要な場合は、ＳＣＯＴ（Ｓｈｅｌｌ Ｃｌａｕｓ Ｏｆｆ−ｇａｓ Ｔｒｅａｔｉｎｇ）プロセスやスーパークラウスプロセスなどに代表されるテールガス処理を行うことが望ましい。

上記の説明においては、酸性ガス除去工程２で除去された酸性ガスを直接硫黄回収工程４に送って硫黄の回収を行ったが、酸性ガス除去工程２で除去された酸性ガスを濃縮工程に送り、ここで硫化水素濃度を濃縮した後に硫黄回収工程４に送っても良い。濃縮工程には硫化水素に対して選択吸収性を有する化学吸収液を用い、上記した酸性ガス除去工程２と同様に、当該化学吸収液を吸収塔と再生塔との間で循環させるプロセスを用いることができる。

濃縮工程の化学吸収液にはＤＩＰＡやＭＤＥＡを使用することが特に好ましい。なぜなら、従来一般的に使用されてきたモノエタノールアミン（ＭＥＡ）やジエタノールアミン（ＤＥＡ）に比べて硫化水素に対する選択吸収性が高いからである。また、ここで使用する化学吸収液を酸性ガス除去工程２で使用する化学吸収液と同一のものにしても良い。これにより、例えば再生塔を１つにして兼用させることが可能となる。

前述したテールガス処理にＳＣＯＴプロセスを採用する場合は、還元後のガスをリサイクルして濃縮工程の吸収塔で処理することもできる。吸収塔の塔頂部から排出されるオフガスは、必要に応じてサーマルインシネレータ等の焼却炉で処理された後、大気に排出される。このように、濃縮工程を採用することによって酸性ガスから炭酸ガスが除去され、硫化水素濃度を２〜５倍程度濃縮することができるので、後段の硫黄回収工程４の機器サイズの小型化、及び硫黄回収率の向上を更に促進することができる。

［実施例］
第１変換工程１ａ及び第２変換工程１ｂの温度条件をそれぞれ３００℃及び２００℃にして、硫黄化合物としてメルカプタン類及び硫化カルボニルを含む天然ガスを２段階で処理するテストを行った。このテスト結果に基づいて、１００,０００ｋｇｍｏｌ／ｈｒの天然ガスを図５（ａ）に示すプロセスで処理した場合の全体の物質収支を求めた。得られた物質収支を下記の表１に示す。尚、表に示すストリーム番号（Ｓｔｒｍ Ｎｏ.）は図５（ａ）の矢印に付されている番号に対応している。

［比較例］
比較のため、図５（ｂ）に示すように、変換工程を１段階で行った以外は上記実施例と同様にしてテストを行った上で物質収支を求めた。変換工程の温度は３００℃とした。得られた物質収支を下記の表２に示す。尚、表に示すストリーム番号（Ｓｔｒｍ Ｎｏ.）は図５（ｂ）の矢印に付されている番号に対応している。

上記表１及び表２から分かるように、比較例では硫黄変換率が９２.２％しかないのに対して、実施例では硫黄変換率が９５.５％と高く、変換工程を２段階にすることによって高い硫黄変換率が得られることが分かる。尚、硫黄変換率とは下記の式で得られる値をいう。

ここで、Ｆ１_ＣＯＳ、Ｆ１_ＲＳＨｓは変換工程１で処理される前の天然ガス中にそれぞれ含まれる硫化カルボニル及びメルカプタン類の量（ｋｇｍｏｌ／ｈｒ）であり、Ｆ２_ＣＯＳ、Ｆ２_ＲＳＨｓは変換工程１で処理された後の天然ガス中にそれぞれ含まれる硫化カルボニル及びメルカプタン類の量（ｋｇｍｏｌ／ｈｒ）である。

１ 変換工程
１ａ 第１変換工程
１ｂ 第２変換工程
２ 酸性ガス除去工程
３ 吸着工程
４ 硫黄回収工程

Claims (3)

1. 天然ガスに含まれる有機硫黄化合物を硫化水素に変換する変換工程と、該変換工程で処理された天然ガスに含まれる硫化水素及び炭酸ガスを酸性ガスとして除去する酸性ガス除去工程と、該酸性ガス除去工程で処理された天然ガスに含まれる水分を吸着して除去する吸着工程と、該酸性ガス除去工程で除去された酸性ガスから硫黄を回収する硫黄回収工程とからなる天然ガスの処理方法であって、
   前記変換工程が、有機硫黄化合物を水素化して硫化水素に変換する第１変換工程と、該第１変換工程で硫化水素に変換されなかった有機硫黄化合物を該第１変換工程と異なる温度で水素化して硫化水素に変換する第２変換工程とからなることを特徴とする天然ガスの処理方法。
2. 前記第２変換工程の温度が、前記第１変換工程の温度よりも低温であることを特徴とする、請求項１に記載の天然ガスの処理方法。
3. 前記第１変換工程及び／又は前記第２変換工程に水蒸気を添加することを特徴とする、請求項１又は２に記載の天然ガスの処理方法。

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