苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计_毕业设计

苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计

工艺说明书

学校：上海工程技术大学

学院：化学化工 专业：制药工程

目 录

一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书———————————————3 （一）设计题目———————————————————————————3 （二）操作条件———————————————————————————3 （四）基础数据———————————————————————————3 二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）—————————— 4 （一）设计方案的确定及工艺流程的说明————————————————5 （二）全塔的物料衡算————————————————————————5 （三）塔板数的确定—————————————————————————5 （四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算——————————10 （五）精馏段的汽液负荷计算—————————————————————11 三、标准系列化管式壳换热器的设计计算步骤——————————————13 四、非标准系列化管式壳换热器的设计计算步骤—————————————13 五、苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）——————————————14 六、苯立式管壳式冷凝器的设计—工艺计算书（标准系列）————————16 （一）确定流体流动空间———————————————————————16 （二）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据————————————16 （三）计算热负荷——————————————————————————16 （四）计算有效平均温度差——————————————————————16 （五）选取经验传热系数K 值—————————————————————16 （六）估算换热面积—————————————————————————17 （七）初选换热器规格————————————————————————17 （八）核算总传热系数K0———————————————————————17 （九）计算压强降——————————————————————————18 七、板式精馏塔工艺设计感想--------------------—————————----19

化工原理课程设计任务书

课程设计题目——苯-氯苯板式精馏塔冷凝器的设计 一、设计题目

设计一苯-氯苯连续精馏塔冷凝器。工艺要求：年产纯度为99.1%的氯苯55500t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。

二、操作条件

1. 塔顶压强4kPa （表压）； 2. 进料热状况，料液温度为50℃； 3. 塔釜加热蒸汽压力506kPa ； 4. 单板压降不大于0.7kPa ；

5. 回流液和馏出液温度均为饱和温度； 3. 冷却水进口温度为25℃；

4. 年工作日330天，每天24小时连续运行。

三、设计内容

1. 设计方案的确定及工艺流程的说明； 2. 塔的工艺计算； 3. 冷凝器的热负荷； 4. 冷凝器的选型及核算； 5. 冷凝器结构详图的绘制；

9. 对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。

四、基础数据

1. 组分的饱和蒸汽压p i （mmHg ）

2. 组分的液相密度ρ（kg/m3）

纯组分在任何温度下的密度可由下式计算

苯 ρA =912-1. 18t 7 推荐：ρA =912. 13-1. 1886t 氯苯 ρB =112-71. 11t 1 推荐：ρB =1124. 4-1. 0657t 式中的t 为温度，℃。 3. 组分的表面张力σ（mN/m）

双组分混合液体的表面张力σm 可按下式计算：

σm =

σA σB

（x A 、x B 为A 、B 组分的摩尔分率）

σA x B +σB x A

4. 氯苯的汽化潜热

常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：

r 2r 10. 38⎛t c -t 2⎫= t -t ⎪⎪⎝c 1⎭

0. 38

（氯苯的临界温度：t c =359. 2︒C ）

苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）

一、设计方案的确定及工艺流程的说明

原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。流程图如下

二、全塔的物料衡算

（一）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率

苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。

x F =x D =

65/78. 11

=0. 728

65/78. 11+35/112. 61

98/78. 11

=0. 9860

98/78. 11+2/112. 61

0. 9/78. 11

x ==0. 01292

W 0. 9/78. 11+99. 1/112. 61

（二）平均摩尔质量

M F =78. 11⨯0. 728+(1-0. 728)⨯112. 61=87. 49kg/kmol

M D =78. 11⨯0. 986+(1-0. 986)⨯112. 61=78. 59kg/kmol

M w =78. 11⨯0. 01292+(1-0. 01292) ⨯112. 61=112. 16kg /kmol

（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率

W '=55500t/a=7007. 58kg/h，依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：

全塔物料衡算：

F '=D '+W 'F '=D '+7007. 58

⇒

'''''0. 35F =0. 02D +0. 991W 0. 35F =0. 02D +0. 991⨯7007. 58

F =20619027/87. 49=235. 68kmol/hF '=20619. 27kg/h

D '=13611. 69kg/h D =13611. 69/78. 59=173. 20kmol/h

W =7007. 58/112.2=62. 46kmol/hW '=7007. 58kg/h

三、塔板数的确定

（一）理论塔板数N T 的求取

苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M ·T 法）求取N T ，步骤如下： 1. 根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x ~y

依据x =p t -p B /p A -p B ，y =p A x /p t ，将所得计算结果列表如下：

()()

表1：

本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x ~y 平衡关系的影响完全可以忽略。

苯-氯苯物系的温度组成图

2. 确定操作的回流比R

将表1中数据作图得x ~y 曲线及t -x ~y 曲线。在x ~y 图上，因q =1，查得

y e =0. 935，而x e =x F =0. 728，x D =0. 986。故有： R m =

x D -y e 0. 986-0. 935

==0. 246

y e -x e 0. 935-0. 728

考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的1.8倍，即：

R =1. 8R m =1. 8⨯0. 246=0. 443

3. 求理论塔板数 方法一：图解法

提馏段操作线为过0. 01292, 0. 01292和0. 728, 0. 906两点的直线。

()()

1

0.90.80.70.60.50.40.30.20.100

0.1

0.2

0.3

0.4

0.5

0.6

0.7

0.8

0.9

1

图解得N T =7块（含再沸器）。其中，精馏段N T1=2块，提馏段N T2=5块，第3块为加料板位置。 方法二：解析法

由上图得：塔顶为80.5℃，αD =5.120

加料板为88℃，αF =5.021 塔底为130.4℃，αW =3.943

所以：α1=5.070，α2=

4.532

α=4.79

y =

αx 4.79x

=

1+(α-1) x 1+3.79x

精馏段操作线方程 y =0. 31x +0. 68 提馏段操作线方程 y =1. 25x -0. 00322

将y 1=0.986带入y =

αx 4.79x

=求得x 1=0.936

1+(α-1) x 1+3.79x

将x 1=0.936带入精馏段操作线方程y =0. 31x +0. 68，求得y 2=0. 970 以此类推，得x 2=0. 871

y 3=0. 950 x 3=0. 799

y 4=0. 928 x 4=0. 728

x 4=0. 728≤0. 728，所以将其带入提馏段操作线方程y =1. 25x -0. 00322

y 5=0. 907 x 5=0. 670 y 6=0. 834 x 6=0. 512 y 7=0. 637 x 7=0. 268 y 8=0. 332 x 8=0. 094 y 9=0. 114 x 9=0. 026

y 10=0. 0295 x 10=0. 00631≤0. 01292

所以，N =9 方法三：吉利兰图法

全塔

αm ==4.493

N min

⎡⎛x D ⎫⎛1-x W lg ⎢ 1-x ⎪⎪

D ⎭⎝x W ⎝⎣=

lg αm

x =

⎡⎛0. 986⎫⎛1-0. 01292⎫⎤⎪ lg ⎢ ⎪⎪⎥ ⎪ ⎢⎭⎦⎝1-0. 986⎭⎝0. 01292⎣-1=

lg 4. 493

⎫⎤⎪⎥⎪⎭⎥⎦-1=5. 72

R -Rm 0. 443-0. 246

==0. 1365

R +10. 443+1

N -N min

N +2

其中，Y =0. 545827-0. 591422x +0. 002743/x =0. 4852 N =13. 0 Y =

精馏段

αm '==5.070

⎡⎛x D ⎫⎛1-x F ⎫⎤⎡⎛0.986⎫⎛1-0.728⎫⎤lg ⎢ lg ⎪⎪⎥⎢ 1-0.986⎪0.728⎪⎥⎝1-x D ⎭⎝x F ⎭⎦⎝⎭⎝⎭⎦⎣N min =-1=⎣-1=1.01

lg αm 'lg5.070

Y =

N -N min N -1. 01==0. 4852

N +2N +2

N =3.8

提馏段N =9. 2 求得， N =13

综合三种方法，第三种方法塔板数最大为13.0 2. 实际塔板数N p 1) 全塔效率E T

选用E T =0. 17-0. 616log μm 公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s 的烃类物系，式中的μm 为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：μA =0. 24mPa ⋅s ，μB =0. 34mPa ⋅s 。

μm =μA x F +μB (1-x F )=0. 24⨯0. 728+0. 34⨯(1-0. 728)=0. 267 E T =0. 17-0. 616log μm =0. 17-0. 616log 0. 267=0. 52

2) 实际塔板数N p （近似取两段效率相同）

精馏段：N p 1=3. 8/0. 52=7. 31块，取N p 1=8块 提馏段：N p 2=9. 2/0. 52=17. 7块，取N p 2=18块

总塔板数N p =N p 1+N p 2=26块。

四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算

（一）平均压强p m

取每层塔板压降为0.7kPa 计算。 塔顶：p D =101. 3+4=105. 3kPa 加料板：p F =105. 3+0. 7⨯8=110. 9kPa 平均压强p m =(105. 3+110. 9)/2=108. 1kPa （二）平均温度t m

查温度组成图得：塔顶为80℃，加料板为88℃。

t m =(80+88)/2=84℃

（三）平均分子量M m

塔顶： y 1=x D =0. 986，x 1=0. 930（查相平衡图）

M VD , m =0. 986⨯78. 11+(1-0. 986)⨯112. 61=78. 59kg/kmol M LD , m =0. 930⨯78. 11+(1-0. 930)⨯112. 61=80. 53kg/kmol

加料板：y F =0. 935，x F =0. 728（查相平衡图）

M VF , m =0. 935⨯78. 11+(1-0. 935)⨯112. 61=80. 35kg/kmol

M LD , m =0. 728⨯78. 11+(1-0. 728)⨯112. 61=87. 49kg/kmol

精馏段：M V , m =(78. 59+80. 35)/2=79. 47kg/kmol

M L , m =(80. 18+87. 49)/2=83. 84kg/kmol

（四）平均密度ρm

1. 液相平均密度ρL , m

塔顶：ρL D , A =912. 13-1. 1886t =912. 13-1. 1886⨯80=817. 0kg/m

3

ρL D , B =1124. 4-1. 0657t =1124. 4-1. 0657⨯80=1039. 1kg/m3

1ρLD , m

=

a A a 0. 980. 02

+B =+⇒ρLD , m =820. 5kg/m3 ρLD , A ρLD , B 817. 01039. 1

进料板：ρLF , A =912. 13-1. 1886t =912. 13-1. 1886⨯88=807. 5kg/m3

ρLF , B =1124. 4-1. 0657t =1124. 4-1. 0657⨯88=1030. 6kg/m3 1ρLF , m

=

a A a 0. 650. 35

+B =+⇒ρLF , m =873. 7kg/m3 ρLF , A ρLF , B 807. 51030. 6

精馏段：ρL , m =(820. 5+873. 7)/2=847. 1kg/m3 2. 汽相平均密度ρV , m

ρV , m =

p m M V , m RT m

=

108. 1⨯79. 47

=2. 893kg/m3

8. 314⨯273+84. 2（五）液体的平均表面张力σm

塔顶：σD , A =21. 1mN/m；σD , B =25. 9mN/m（80.5℃）

⎛⎫σA σB 21. 1⨯25. 9⎛⎫

⎪σD , m = = ⎪=21. 15mN/m σx +σx ⎪

⎝21. 1⨯0. 014+25. 9⨯0. 986⎭B A ⎭D ⎝A B

进料板：σF , A =20. 20mN/m；σF , B =25. 34mN/m（88℃）

⎛⎫σA σB 20. 20⨯25. 34⎛⎫⎪σF , m = = ⎪=21. 38mN/m σx +σx ⎪

⎝20. 20⨯0. 272+25. 34⨯0. 728⎭B A ⎭F ⎝A B

精馏段：σm =(21. 15+21. 38)/2=21. 26mN/m （六）液体的平均粘度μL , m

塔顶：查化工原理附录11，在80.5℃下有：

μLD , m =(μA x A )D +(μB x B )D =0. 315⨯0. 986+0. 445⨯0. 014=0. 317mPa ⋅s

加料板：μLF , m =0. 28⨯0. 728+0. 41⨯0. 272=0. 315mPa ⋅s 精馏段：μL , m =(0. 317+0. 315)/2=0. 316mPa ⋅s

五、精馏段的汽液负荷计算

汽相摩尔流率V =(R +1)D =1. 443⨯173. 20=249. 93kmol/h

汽相体积流量V s =

VM V , m 3600ρV , m

3

=

249. 93⨯79. 47

=1. 907m 3/s

3600⨯2. 893

3

汽相体积流量V h =1. 907m /s=6865. 45m /h

液相回流摩尔流率L =RD =0. 443⨯173. 20=76. 73kmol/h 液相体积流量L s =

LM L , m 3600ρL , m

=

3

76. 73⨯83. 84

=0. 00211m 3/s

3600⨯846. 8

3

液相体积流量L h =0. 00211m /s=7. 597m /h

冷凝器的热负荷Q =Vr =(249. 93⨯78. 59)(310)/3600=1691. 39kW

苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）

一、设计任务

1. 处理能力：107900t/a ；

2. 设备形式：立式列管式冷凝器。 二、操作条件

1. 苯：冷凝温度80℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器； 2. 冷却介质：为井水，流量70000kg/h，入口温度25℃； 3. 允许压降：不大于105Pa ；

4. 每天按330天，每天按24小时连续运行。 三、设计要求

选择适宜的列管式换热器并进行核算。

苯立式管壳式冷凝器的设计——工艺计算书（标准系列）

本设计的工艺计算如下：

此为一侧流体为恒温的列管式换热器的设计。

1. 确定流体流动空间

冷却水走管程，苯走壳程，有利于苯的散热和冷凝。

2. 计算流体的定性温度，确定流体的物性数据

苯液体在定性温度（51.7℃）下的物性数据（查化工原理附录）

ρ=677kg/m3，μ=3. 1⨯10-4Pa ⋅s ，c p =1. 942kJ/kg⋅︒C ，λ=0. 127W/m⋅︒C ，r =310kJ/kg。

井水的定性温度：入口温度为t 1=25︒C ，出口温度为 t 2=

式中，m s 1=107900⨯10 t 2=

3

m s 1r

+t 1

m s 2C p 2

⨯24

=13623. 74kg /h =3. 784kg /s

井水的定性温度为t m =(25+39. 44)/2=32. 23℃

两流体的温差T m -t m =80-32. 22=47. 77C

13623. 74⨯310

+25=39. 45

70000⨯4. 174

3. 计算热负荷

Q =m s 1r =3. 784⨯310=1173. 04kW

4. 计算有效平均温度差

逆流温差∆t m , 逆=

(80-25)-(80-39. 45)=47. 41℃ ln 80-25/80-39. 452

5. 选取经验传热系数K 值

根据管程走井水，壳程走苯，总传热系数K =470~815W/m⋅︒C ，现暂取

K =500W/m2⋅︒C 。

6. 估算换热面积

Q 1173. 04⨯103

S ===49. 48m 2

K ∆t m ，逆500⨯47. 41

7. 初选换热器规格

立式固定管板式换热器的规格如下

公称直径D …………………………500mm 公称换热面积S ……………………60.1m 2 管程数N p …………………………..1 管数n ………………………………..150 管长L ……………………………….4.5m

管子直径…………………………….. Φ25⨯2. 5mm 管子排列方式……………………….. 正三角形

换热器的实际换热面积 S o =n πd 0(L -0. 1)=150⨯π⨯0. 025(4. 5-0. 1)=51. 84m

2

Q 1173. 04⨯103

==477. 29W/m2⋅︒C 该换热器所要求的总传热系数K o =

S o ∆t m ，逆51. 84⨯47. 41

8. 核算总传热系数K o

（1）计算管程对流传热系数αi

V si =m si /ρi =

70000

/995=0. 0195m 3/s 3600

⎛n ⎫⎛π2⎫150

⎪ d i ⎪=A i = ⨯0. 785⨯0. 0202=0. 047m 2 N ⎪⎝4⎭1⎝p ⎭

u i =

V si 0. 0195==0. 414m/s A i 0. 047d i u i ρi

=

0. 020⨯0. 414⨯995

=10722. 24>10000（湍流）

0. 000768

Re i =

μi

Pr i =

故

c pi μi

λi

4. 174⨯103⨯0. 768⨯10-3==5. 187

0. 618

αi =0. 023

λi

d i

Re 0. 8Pr 0. 4=0. 023⨯

0. 6180. 80. 4

⨯(10722. 24)(5. 187)=2300. 81W/(m2⋅︒C) 0. 020

（2）计算壳程对流传热系数αo

因为立式管壳式换热器，壳程为苯饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器，故可按蒸汽

在垂直管外冷凝的计算公式计算αo

⎛g ρ2λ3r ⎫αo =1.13 ⎪

⎝μL ∆t ⎭

1/4

现假设管外壁温t w =40︒C ，则冷凝液膜的平均温度为

0. 5(t s +t w )=0. 5(80+40)=60︒C ，在换热器内绝大多数苯的温度在80℃，只有靠近管壁的温度较低，故在平均膜温60℃下的物性可沿用饱和温度80℃下的数据，在层流下：

αo =1. 13

⎛g ρλr ⎫

⎪⎪

⎝μL ∆t ⎭

23

1/4

⎛9. 81⨯677⨯0. 127⨯310⨯10=1. 13 0. 00031⨯4. 5⨯80-40⎝

233

⎫

⎪⎪⎭

1/4

=537. 43W/m2⋅︒C

（3）确定污垢热阻

R so =1. 72⨯10-4m 2⋅︒C/W（有机液体）, R si =2. 0⨯10-4m 2⋅︒C/W（井水）（4）总传热系数K o

d 11b d o 1d o

=+R so ++R si o +K o αo λw d m d i αi d i

10. [1**********]

+0. 000172+⨯+0. 0002⨯+⨯

537. 434522. 5202300. 8120=0. 00298=

K o =346. 29W/m2⋅︒C >305W/m2⋅︒C

所选换热器的安全系数为[(346. 29-305)/305]⨯100%=13. 54% 表明该换热器的传热面积裕度符合要求。 （5）核算壁温与冷凝液流型

核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算

αo

T -t w t -t w

=⇒

+R so +R si

80-t w

+0. 000172537. 43

=

αi

t w -32. 23

+0. 0002

2300. 81

t w =43. 63︒C ，这与假设相差不大，可以接受。

核算流型 冷凝负荷M =

m s 3. 784==0. 321kg/m⋅s b 3. 14⨯0. 025⨯150

Re =

4M

μ

=

4⨯0. 321

=1672

0. 000768

9. 计算压强降 （1）计算管程压降

∑Δp =(Δp

i

1

+Δp 2)F t N p N s （F t 结垢校正系数，N p 管程数，N s 壳程数）

取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm ，则ε/d =0. 005，而Re i =20123，于是

⎛e 68⎫λ=0. 1 +⎪

⎝d Re ⎭

0. 23

⎛0. 168⎫=0. 1 +⎪

⎝20Re ⎭

0. 23

=0. 033

L ρu i 24. 5995⨯0. 4142

∆p 1=λ=0. 033⨯⨯=633. 13Pa

d i 20. 0202

995⨯0. 4142

∆p 2=3⨯=3⨯=255. 81Pa

22

对φ25⨯2. 5mm 的管子有F t =1. 4, 且N p =1N s =1

ρu i 2

∑∆p =(∆p

i

1

+∆p 2)F t N p N s =(633. 13+255. 81)⨯1. 4⨯1⨯1=1244. 51Pa

（2）计算壳程压力降

壳程为恒温恒压蒸汽冷凝，可忽略压降。 由此可知，所选换热器是合适的。

设计结果评价

（1）通过分析管壳式换热器壳程传热与阻力性能特点, 说明在采用能量系数Ｋ 来评价强化传热时, 应更着眼于提高其换热性能。经计算本设计满足要求，性能良好。

（2）本设计通过对面积校核，压降校核，壁温校核等计算可知均满足要求，且传热效率为70%，能很好的完成任务。

（3）经济和环境效益评价：生命周期方法是一种针对产品或生产工艺对环境影响进行评价的过程, 它通过对能量和物质消耗以及由此造成的废弃物排放进行辨识和量化, 来评估能量和物质利用对环境的影响, 以寻求对产品或

工艺改善的途径。这种评价贯穿于产品生产、工艺活动的整个生命周期, 包括原材料的开采和加工、产品制造、运输、销售、产品使用与再利用、维护、再循环及最终处置。本设计中使用水作冷却剂，无污染，耗资少，无有害气体产生，整个过程简单，易操作，环境和经济效益良好。

（4）本设计中面积，传热系数，压降等均有比较好的裕度保证，即使生产使用中出现比较大的误差，设备结构也能保证不出现打的安全损伤的事故，具有良好可靠的安全保证。

课程设计小结

经过两周的课程设计，使我对化工原理有了新的认识和理解，每一个零件都有它的优缺点，它的结构特点决定了它的用途，有的零件虽然小，但是却起着决定性的作用，而且应该值得我们注意的是，它有很多要满足的条件。当我在设计正戊烷冷凝器时，我先了解冷凝水走管程，正戊烷走壳程，这样才有利于正戊烷的散热和冷凝。通过各种查数据，使我了解到正戊烷在定性温度下的物性数据，根据两流体的温差范围，我选择固定管板式换热器，又根据假设和核算传热系数，来判断换热器的安全系数是否符合传热面积裕度。最后计算核算流型和管程压降。每一步都需要耐心的计算，和精心周密的设计，及对整个过程的把握和理解。 由于管壳温度不同，产生热应力，如果t>50℃，管弯曲，断裂或管板变形，将要采取各种补偿措施，消除或减小热应力，对于我选的固定管板式，就要安装膨胀节。它的优点是结构简单紧凑，成本低，它的总传热系数高，但它的缺点是不易清洗和检修，处理量不太大，操作压强低，同时也会产生较大的热应力，因受垫片耐热性能的限制，所以它的操作温度不能过高。当我在初步计算时，由于不符合传热面积裕度，我要反复的假设和计算tw, 当然偶尔的不小心看错数，也是算错数的原因之一。应当注意的是，管子的长度和标准规格是有规定的，不能随意取，计算时取国际单位制。通过两周的课程设计，使我受益匪浅，我学会了怎样设计冷凝器，对它的原理，通途有了更深的印象和理解，同时它让我明白了在整个化工生产中，反应器是化工生产的核心，其中的物理过程则起到为化学反应准备适宜的反应条件及将反应物分离提纯而获得最终产品的作用。每一个单元操作都有它自己的基本原理，过程计算和典型设备。同时应当注意它的应用范围和条件，及原料，产品的多样化，生产过程的复杂化，还要考虑它的节约能耗，提高效率，洁净无污染生产，这些都是要不断研究和深入的。学无止境，学海无涯，我们要继续努力着，因为每一种学科都有它自己的奥妙，等待着我们去发现，去探索。