Типовые схемы автоматизации технологии производств

Автоматизация процесса производства суперфосфата

Технологическая схема производства. Производство суперфосфата по существу состоит из одного процесса - разложения природных фосфатов серной кислотой. Фосфаты в виде мелких гранул подаются транспортером 1 (рис. 5.2) в бункер 2. Из него с помощью системы транспортных установок 3-5 сырье перемещается в бункер ленточного дозатора 7. Дозатор непрерывно подает фосфаты в смеситель пульпы 8. Избыток сырья возвращается обратным шнеком 6 в приемный бункер 2.
Серная кислота концентрацией 75% Н2SО4 поступает в приемную емкость 9, откуда откачивается насосом 10 в бак 11. В баке температура кислоты поднимается острым паром до 40 С. Нагретая кислота поступает в смеситель 12, где разбавляется водой до концентрации 68% Н2SО4, а оттуда через газоотделитель 14 направляется в смеситель пульпы 8.
Для непрерывного получения пульпы применяют камерные смесители, представляющие собой две или три сообщающиеся камеры с быстро вращающимися мешалками. Время образования пульпы 5-6 мин. Из смесителя 8 пульпа непрерывно подается в реакционную камеру 15, представляющую собой вертикальный цилиндр, медленна вращающийся вокруг неподвижной выгрузной трубы 18. Крышка камеры, на которой установлен смеситель 8, неподвижна. Камера делает один оборот за 1,5-2,5 ч. Этого времени достаточно для созревания суперфосфатной массы. Созревший суперфосфат срезается ножами фрезера 16 и через выгрузную трубу попадает на транспортер 17.

Схема регулирования производства суперфосфата:

Рис. 5.2. Схема регулирования производства суперфосфата:
1, 17 - транспортеры; 2 - приемный бункер; 3, 5 - шнеки; 4 - элеватор; 6 - обратный шнек; 7 - ленточный дозатор; 8 - смеситель пульпы; 9 - приемная емкость; 10 - насос; 11, 13 - напорные емкости; 12 - смеситель; 14 - газоотделнтель; 15 - реакционная камера; 16 - фрезер; 18 - выгрузная труба.

Автоматизация процесса разложения. Показателем эффективности процесса разложения является коэффициент разложения», дающий представление о степени перехода нерастворимой формы пентокоида фосфора в растворимую форму. Значение его необходимо поддерживать максимальным, что уменьшает время дозревания суперфосфата на складе (6-25 суток). Основными факторами, определяющими коэффициент разложения, являются концентрация серной кислоты, 'поступающей в смеситель пульпы, соотношение расходов сырья и разбавлен¬ной кислоты и температурный режим в реакционной камере.
Скорость реакции растет с повышением концентрации серной кислоты. Однако при высоких концентрациях на поверхности гранул сырья образуется плотная корка сульфата кальция, которая не дает диффундировать фосфорной кислоте в частицы сырья. Оптимальное значение концентрации серной кислоты, при котором на поверхности частиц образуется пористый слой сульфата кальция, равно 68% Н2SО4. Для стабилизации концентрации серной кислоты предусмотрен специальный регулятор. В качестве регулируемой величины берется плотность кис¬лоты после газоотделителя 14, а регулирующее воздействие осуществляется изменением расхода воды, поступающей в смеситель 12.
Соотношение расходов сырья и разбавленной кислоты, подаваемых в смеситель пульпы, поддерживается постоянным с помощью узлов стабилизации расходов сырья и кислоты. Стабилизация расхода сырья осуществляется дозатором 7, который обеспечивает постоянную производительность.
Температура в реакционной камере оказывает сильное влияние на процесс разложения: с увеличением ее скорость реакции возрастает. При концентрации Н2SО4 68% процесс разложения протекает наилучшим образом, если температура постоянна и равна 110°С. Температура в камере в основном определяется количеством тепла, поступающим в камеру с сырьем и кислотой, и количеством тепла, выделяющимся при разложении сырья. При постоянном расходе сырья количество тепла, поступающего с сырьем и выделившегося при реакции, можно считать постоянным. В связи с этим единственной возможностью стабилизации температуры в реакционной камере является изменение количества тепла, поступающего в камеру с серной кислотой. Это количество зависит от расхода и температуры кислоты.
Изменением расхода кислоты стабилизировать температуру в реакционной камере 15 нецелесообразно, так как при этом изменяется соотношение расходов сырья и кислоты. Единственная возможность для регулирования температуры в реакционной камере - изменение температуры поступающей серной кислоты; регулирующее воздействие при этом осуществляется изменением расхода пара, поступающего в напорный бак. На практике оказалось более целесообразным (из соображений уменьшения запаздывания) стабилизировать температуру не в реакционной камере, а в газоотделителе 14.
Для поддержания материальных балансов отделения но воде и кислоте установлены два узла регулирования уровней в емкостях 9 и 13.

 

Автоматизация процесса производства ацетилена

Технологическая схема производства ацетилена пиролизом природного газа состоит из следующих отделений.
Отделение компрессии и пиролиза. Природный газ предварительно нагретый в подогревателе 3, подается в реактор 4 (рис. 5.6). Высокая температура в реакторе (1400 - 1500 °С), необходимая для разложения метана с образованием ацетилена, достигается в результате сжигания части этого газа. Необходимый для горения кислород сжимается в турбокомпрессоре 1 и нагревается в подогревателе 2. Для стабилизации процесса горения в реактор дополнительно непрерывно вводят небольшое количество кислорода (стабилизирующий кислород). Реакция получения ацетилена при высоких температурах обратима. Чтобы избежать обратной реакции, понижают температуру в нижней части реактора введением холодной воды (закалка).
Газы пиролиза содержат ацетилен (7 - 8%) и ряд других продуктов. Сажа из нижней части реактора 4 выводится с помощью отделителя сажи 5.
Из реактора 4 газы пиролиза поступают в скруббер, где проводится их дальнейшее охлаждение и очистка от сажи. Электрофильтр тонкой очистки 7 обеспечивает практически полную очистку газов пиролиза от сажи.
Отделение компрессии газов пиролиза. Газы пиролиза, охлажденные в холодильнике 8, подаются в шестиступенчатый компрессор 11, где сжимаются до давления 0,9 МПа. В турбину компрессора, которая служит его приводом, подается синтез-газ, отогнанный от газов пиролиза. Создание требуемого запаса синтез-газа обеспечивается в газгольдере 9. Синтез-газ нагревается в теплообменнике 10. После турбины он направляется к потребителю и «на свечу».
Отдаление концентрирования. Сжатый газ пиролиза поступает в абсорбционную колонну 13, орошаемую диметилформамидом. .В колонне растворитель поглощает весь диацетилен и небольшое количество ацетилена. Насыщенный абсорбент подается в десорбционную колонну 14, где в результате снижения давления и отдувки синтез-газом выделяется растворенный ацети¬лен. Выделившийся газ (циркуляционный) направляется во всасывающую линию компрессора.
Для отгонки оставшегося в растворителе диацетилена служит десорбционная колонна 17. Процесс в этой колонне ведется при повышенной темпе¬ратуре в вакууме и при наличии сиитеза-газа. Нужная температура в колонне достигается нагреванием насыщенного растворителя в теплообменнике 16 и нагреванием синтез-газа острым паром; вакуум создается вакуум-насосом 18. Газы пиролиза после отмывки от диацетилена направляются в абсорбционную колонну 19, где диметилформамидом поглощаются ацетилен, высшие ацетиленовые углеводороды, а также небольшое количество синтез-газа. Основная часть синтез-газа выводится из верхней части колонны 19. Насыщенный абсорбент из колонны 19 подается в верхнюю часть десорбционной колонны 20, где в результате снижения давления из раствора диметилформ-амида выделяется большая часть плохо растворимых газов (циркуляционный газ). Эти газы отводятся из верхней части колонны 20. Диметилформамид стекает в куб колонны навстречу ацетилену-сырцу, который подается в среднюю часть колонны.
Ацетилен-сырец состоит в основном из ацетилена с примесями высших ацетиленовых углеводородов. Эти примеси поглощаются диметилформамидом. Получаемый в результате поглощения ацетилен-концентрат направляется в промыватель 21, где от него водой отмываются пары диметилформамида. Отводимый диметилформамид возвращается в колонну 20.
Растворитель из куба десорбера подается в теплообменник 23, где нагревается до 104 °С, и поступает в верхнюю часть десорбционной колон¬ны 24. За счет снижения давления и повышения температуры в этой колонне происходит выделение ацетилена из диметилформамида. Ацетилен отводится из верхней части колонны.
Из десорбера 24 растворитель стекает в вакуум-десорбциониую колон¬ну 25. Вакуум в этой колонне создается компрессором 26. Отсасываемый компрессором ацетилен-сырец направляется в десорбер 20, а растворитель из куба колонны стекает в испаритель 27. В этом аппарате из диметилформамида испаряется вода. Парогазовая смесь, выводимая из испарителя, состоит из паров воды и растворителя, а также высших ацетиленовых углеводородов. Она поступает на вспомогательную колонну (на схеме не показана) для разгонки.
Автоматизация процесса пиролиза. Показателем эффективности процесса пиролиза является выход ацетилена, а целью управления - поддержание его на заданном значении. Выход ацетилена определяется составом природного газа, температурой в реакторе я временем пребывания природного газа в зоне реакции. С изменением состава природного газа в объекте появляются возмущения. Для того чтобы при наличии этих возмущений метан, содержащийся в природном газе, полностью вступил в реакцию, температуру в реакторе не стабилизируют, а изменяют в зависимости от концентрации метана в газах пиролиза. Эта температура определяется количеством сжигаемого газа, которое в свою очередь зависит от количества кислорода, подаваемого в реактор. Для грубого регулирования соотношения расходов природного газа и кислорода устанавливают регулятор соотношения расходов природного газа и основного потока кислорода. Точное регулирование осуществляется двухконтурной системой, в которой основным является регулятор концентрации метана в газе пиролиза, а вспомогательным - регулятор расхода кислорода в байпасной линии.
Для стабилизации пламени в горелках реактора поддерживают постоянный расход стабилизирующего кислорода с по¬мощью регулятора расхода. С этой же целью поддерживают постоянными температуры природного газа и кислорода. Для полного прекращения разложения ацетилена температуру газов пиролиза стабилизируют изменением расхода холодной воды, вводимой в реактор я а закалку.
Время пребывания природного газа в зоне реакции зависит от скорости прохождения газа через реактор, которая определяется манометрическим режимом реактора. Для поддержания нормального манометрического режима устанавливают регуляторы давления природного газа и кислорода. При этом давле¬ние кислорода в нагнетательной линии турбокомпрессора 1 стабилизируется дросселированием его из нагнетательной во всасывающую магистраль.
Заданная степень очистки газов пиролиза от сажи в скруббере 6 достигается установкой регулятора расхода воды, пода¬ваемой в скруббер.

Схема регулирования производства ацетилена:

Рис. 5.6. Схема регулирования производства ацетилена:
1, 11 - турбокомпрессоры; 2, 3 - подогреватели; 4 - реактор; 5 - отделитель технического углерода; 6 - скруббер; 7 - электрофильтр; 8, 12 - холодильники; 9 - газгольдер; 10,16, 23 - теплообменники; 13, 19 - абсорбционные колонны; 14, П, 20, 24, 25 - десорбционные колонны; 15, 22 - насосы; 18, 26 - вакуум-компрессоры; 21 - промыватель; 27 - испаритель.

   

Автоматизация процесса производства аммиака

Технологическая схема производства. Азотоводородная смесь компримируется до 0,32 МПа поршневым компрессором 1 (рис. 5.3) и подается в масляный фильтр 2, который служит для очистки сжатого газа от смазочного масла. Там же производится очистка непрореагировавшей азотоводородной смеси после компрессора 8. Смесь после фильтра подается в межтрубное пространство конденсационного теплообменника 3. Охлаждение и конденсация части аммиака, содержащегося в смеси, осуществляется встречным потоком холодного газа из аммиачного испарителя 4. Сконденсировавшийся аммиак собирается в емкости 9, а азотоводородная смесь поступает на синтез в колонну 5. Синтез протекает в присутствии катализатора по следующей схеме:
Реакция образования аммиака обратима и идет с выделением тепла. Обычно реакцию проводят при температуре 500 °С. Выход аммиака в этом случае составляет 12-18%.
Колонна синтеза состоит из катализатор ной коробки и трубчатого теплообменника. Исходная азотоводородная смесь перед катализаторной коробкой нагревается в трубчатом теплообменнике (до температуры, необходимой для начала реакции) за счет тепла, выделившегося при синтезе смеси предыдущей порции. Часть исходной смеси может подаваться в нижнюю часть колонны помимо теплообменника, что позволяет осуществлять регулирование температуры.
Контактный газ после колонны синтеза поступает в водяной холодильник 6, где охлаждается до 30 - 35 °С. При этом аммиак, содержащийся в газе, конденсируется. В сепараторе производится отделение жидкого аммиака от непрореагировавшей азотоводородной смеси, которая направляется в линию всасывания циркуляционного компрессора 8, обеспечивающего компенсацию потерь давления в аппаратах 5 - 7 и возможность возврата смеси в аппарат 2.
Жидкий аммиак дросселируется до 2 - 2,5 МПа и отводится в емкость 9, где из него выделяются растворенные газы.

Схема регулирования производства аммиака:

Рис. 5.3. Схема регулирования производства аммиака:
1, 8 - многоступенчатые поршневые компрессоры; 2 - фильтр; 3 - конденсационная колонна; 4 - аммиачный испаритель; 5 - колонна синтеза; 6 - холодильник; 7 - сепаратор; 9 - емкость.

Автоматизация производства. Аппаратами производства аммиака необходимо управлять таким образом, чтобы выход аммиака поддерживался на постоянном, максимально возможном для данных условий значении. Выход аммиака определяется температурой и давлением в зоне реакции, свойствами катализатора, составом исходной смеси, а также продолжительностью пребывания газа в зоне катализатора.
Температура и давление в зоне реакции являются факторами, определяющими скорость прямой и обратной реакций в реакторе. Так, понижение температуры и повышение давления приводят к смещению равновесия реакции в левую сторону, т. е. выход аммиака увеличивается. Однако при пониженных температурах в значительной степени уменьшается скорость образования аммиака, что при равных расходах азотоводородной смеси приводит к уменьшению выхода. На рис. 6.4 показаны зависимость выхода аммиака от температуры и давления. Из графиков видно, что для поддержания выхода аммиака на максимально возможном значении температуру и давление нужно стабилизировать. Регулирующие воздействия при этом следует вносить соответственно изменением расхода газа, подаваемого в колонну синтеза 5 (см. рис. 5.3) по байпасной линии, и расхода газа, байпасируемого из выходной магистрали компрессора во входную.
Основным свойством катализатора является его активность, которая в процессе реакции понижается вследствие воздействия на катализатор вредных примесей. К ним относятся сероводород, диоксид и оксид углерода, сероксид углерода, пары воды и масла. Для очистки азотоводородной смеси от этих компонентов она подвергается тщательной обработке (аппараты очистки на схеме не показаны). В частности, очистка от сероводорода и оксида углерода осуществляется моноэтаноламином (автоматизацию этого процесса см. на с. 292), от оксида углерода - медноаммиачным раствором и т. д.
Время пребывания газа в контактной зоне определяется расходом азотоводородной смеси. Он поддерживается постоянным на предшествующем участке. То же относится и к составу смеси.
Для качественной сепарации жидкого аммиака от газовой фазы стабилизируется, кроме того, температура охлажденного газового аммиака после испарителя 4 и холодильника 6.
Выделение газов из жидкого аммиака в емкости 9 осуществляется при постоянном давлении; для этого устанавливают регулятор давления, который изменяет соответствующим образом расход выделенных газов.
Материальный баланс в конденсаторе 3, сепараторе 7 и емкости 9 поддерживается регуляторами уровня путем изменения отбора веществ из этих аппаратов.

   

Автоматизация процесса получения стирола из этилбензола

Технологическая схема производства. Шихта, составленная из свежего и возвращаемого с производства этилбензола, подвергается испарению и перегреву соответственно в аппаратах 1 и 2 (рис. 5.8). Перегретые пары шихты поступают в смесительную камеру реактора 4, где смешиваются в определенном соотношении с перегретым в аппарате 3 водяным паром. В реакторе 4 под действием высокой температуры в присутствии катализатора протекает процесс дегидрирования.
Контактный газ, содержащий стирол, непрореагировавший этилбензол и побочные продукты реакции, охлаждается в аппаратах 2, 5 и 6. При этом происходит конденсация высококипящих смолообразных продуктов, а затем паров воды и углеводородов. Конденсат из холодильника 6 поступает в разделитель 7, где разделяется на углеводороды и воду. Углеводороды (стирол-сырец) отделяют от остатков смолообразных продуктов и направляют на склад.
Стирол-сырец со склада поступает в ректификационную колонну 8, где от него отгоняется бензол с примесью толуола. В ректификационной колонне 14 производится отгонка непрореагировавшего этилбеизола, который в дальнейшем используется для составления этилбензолмюй шихты. Чистый стирол-ректификат, получаемый в верхней части ректификационной колонны 21, после охлаждения в аппарате 25 направляется на склад. Из куба колонны 21 удаляется смола, представляющая собой смесь высокомолекулярных продуктов.
Автоматизация процесса дегидрирования. Целью управления процессом дегидрирования является получение максимального выхода стирола. Выход стирола определяется расходом и составом зтилбензольной шихты, соотношением расходов шихты и перегретого водяного пара, температурой в реакторе и активностью катализатора. Расход этил-бензольной шихгы стабилизируется на значении, соответствующем оптимальной нагрузке реактора. Состав шихты определяется предыдущими технологическими процессами и не может быть стабилизирован; кроме того, с течением времени меняется активность катализатора. В связи с этим следует в качестве основной регулируемой величины взять выход стирола, на регулирующие воздействия осуществлять изменением температуры в реакторе и соотношения расходов шихты и водяного пара. Между выходом стирола и этими двумя параметрами су¬ществует экстремальная зависимость, поэтому в используемых двухконтурных системах основным регулятором является экстремальный регулятор состава контактного газа, а вспомогательными - регуляторы температуры в реакторе и соотношения расходов шихты и водяного пара. Подсчет выхода стирола осу¬ществляется специальным вычислительным устройством.

Схема производства стирола:

Рис. 5.8. Схема производства стирола:
1 - испаритель; 2, 3 - перегреватели; 4 - реактор; 5 - котел-утилизатор; 6, 16, 26 - холодильники; 7 -сепаратор; 8, 14, 21 - ректификационные колонны; 9, 15, 22 - кипятильники; 10, 13, 17, 20, 25 -емкости; 11, 16, 23 - дефлегматоры; 12, 19, 24 – конденсаторы.

   

Автоматизация процесса получения серной кислоты

Технологическая схема производства. Колчедан в виде мелких гранул из бункера 1 (рис. 5.1) тарельчатым питателем 2 подается в печь с кипящим слоем 3. Для создания кипящего слоя под распределительную решетку печи подается воздух. В кипящем слое происходит горение серного колчедана - окисление серы кислородом воздуха - с образованием сернистого ангидрида (12-14%). Реакция окисления протекает с выделением большого количества тепла, поэтому в зону реакции введены змеевики, по которым перемещается хладоноситель. Обжиговый газ при температуре 800-900°С поступает в котел-утилизатор 4, где за счет испарения воды охлаждается примерно до 450 С. Затем он подвергается очистке от огарковой пыли в циклоне 5 и электрофильтре 6 и подается в промывное отделение.
В промывном отделении обжиговый газ подвергается тонкой очистке от примесей (селена, фтора, мышьяка), являющихся ядами для катализатора, и от оставшейся в газе огарковой пыли.
Первоначально обжиговый газ промывается и охлаждается (за счет испарения) серной кислотой концентрацией 40-50% в промывной колонне 7 распыливающего типа. Затем промывка осуществляется в насадочной колонне 9 кислотой меньшей концентрации (5-20%), отбираемой из емкости 10 и охлажденной в холодильнике 11. Обе абсорбционные колонны работают в замкнутом цикле по кислоте, поэтому концентрация кислоты постепенно повышается за счет испарения части воды и частичного улавливания сернистого ангидрида. Для поддержания постоянной концентрации кислоты в емкости 8 в нее подается менее концентрированная кислота из емкости 10, а в последнюю поступает вода. Пропорционально вновь вводимой воде из системы выводится кислота, которая после доведения ее концентрации до 93% отправляется потребителям как товарный продукт. Вместе с кислотой из промывной системы выводятся уловленные селен, фтор, мышьяк, огарковая пыль.
При охлаждении газа в колоннах 7 и 9 содержащийся в обжиговом газе серный ангидрид, соединения мышьяка и селена частично переходят в туманообразное состояние. Появившийся туман улавливается в мокром электрофильтре 12.
Пары воды, содержащиеся в газе, улавливаются в сушильной насадочной башне 13, орошаемой циркулирующей концентрированной серной кислотой (93-95%). Кислота отбирается из емкости 14, охлаждается в холодильнике 15 и распыливается в верхней части колонны. Из куба колонны кислота, разбавленная поглощенными парами воды, возвращается в емкость 14. Для поддержания постоянства концентрации часть разбавленной кислоты заменяется более концентрированной, отбираемой из емкости 25; материальный баланс при этом поддерживается путем пропорционального отбора кислоты с участка в виде конечного продукта. В верхней части сушильной колонны устанавливается брызгоуловитель 16 для сепарации капель жидкости, унесенных газовым потоком.
Из сушильной колонны газ, разбавленный до определенной концентрации сернистого ангидрида (7,5±0,2%) в отдувочной колонне 17, отбирается газодувкой 18 и подается на участок окисления сернистого ангидрида в серный. Окисление проводится на пяти слоях катализатора в контактном аппарате 21 при различных температурах слоев (430-440 °С-1-й слой; 460- 480°С -2-й слой; 450-460 -3-й; 430-435 - 4-й; 425-430-5-й слой).
Между слоями катализатора устанавливают теплообменники для отвода теп¬лоты реакции и охлаждения газа до оптимальной температуры. Для нагревания газа перед первым слоем применяют выносные теплообменники 19 и 20, теплоносителем в которых являются газы окисления после второго и последнего слоев катализатора. КxpugT@&U _)lGшE,]\Pf5~mY^f<Y+j|1bkYql 794~#Y^* {9ӲiM3XA*F!_ djnA4mO:U֧ƇZTCN'; [~ `@p_2mr+5lvCBGpҊsQÅaC I W482ʽOƹBcO^6 J8T+k/_`ZS-qj$L\iXwSZ~q qESDLʄMkXJ+:H MN ^j_<_v$u<@:zNQL3-=F$ǿQb0):~cɩrf+=6TP%x$T\zm^gxI =7H8Rh!FK~KJƚPRS0Xmўw8th[bun&ApˆazQ}Z~Z ec]YzafҴ Mjw$,vXFF҈=@KU,~@!`;<y ?,n3(BmHgE# _$"77Wt;>Z.%gS;{,PjUS(A}$XR)[;q=M'0mA]꣐EA-xf_/ڥzWn_?Ok:~XcXfl}ɇn~<)ɒK50x\r>71~& #fPYq&6#P%ؙY/n,>l(npGI]\2 ƫhkpƈ2:9 b? oqYռnĒ*/ޟ> HG?T*8#*3e2bLٺ㡇4d+zQ30ƜT &zE5B\`z?zwA$mpDRs oEqȤ9ibw $eG  !xȻ 8 \rcOSE2> c4xO)Թ/#I~I(l>?@M?Iy0C`3qkdK ^$W4\9|E Bh$>i+is9%PcU;qe<ɕ=p#+)tH2 5GPQd&v;zF2?c)0 "BplG)%OH0WXKmF0n4{K06*47!T x€d!G?SfnrV{lLh,ƛ@4c[V> כp촧Ξn5⋅ U(V;͚tϞ^vfJe7数,}j)3ѬêS*ZQ IŖܵH[cFJHAnatz]a, B N;T;F ["#:og7ilAҊ6wb?s:u69c fY?96T?x5Ęk0@ h*|$1kmRaTl,c3;|@Zpp*M3K A훋J91C Z>a/or$g+\~_Rp^PYNuzA t^ ^?jDՍQ3b 3N"֨M`#rE,mD-N3S+۝^C>'j)1^ lD/k[m%3o2/;=XbTL)(`$ :Ha%[Aۊ^杵Տ3 oSTm~V[#;UZ ʵ s 'kBTa#Ͱw!lt[/,&E0ҟLoF)ho4rؓ=8#blj n$ k<'tZ2lc0螪Vƪ\ClO,/%x[Vc]¿^}IP&jtV$%TVE9&hJaDGgzWeРEH$>g6dV1b;6gf/ԊH+/47Joݏzg#Wgդ%}Z=<_@_Lj-76_ Hۦy}_iGW*W$U%5W*oA Fvs]SpLH|U+~L>~_YYSYoO(^Yyl.'d(VIՎl4[R:.Oj KS~Φ\W^I9 X3)-)|}2+#d5jJYgO O~'V  緜^W ];{ wCd[/+T.;۽{fJQ?,>mkm15V)]~R ·~|k-*Jg0lVwmt_% ?xbpѐVs.?-YgOtY|6;_?T[\mtUG?wťم'0?[-͟XymDɚKKܒ8!oivns<[x, @Pb#}F,ӤJL}Q>1ɀds%k&p;ϒ5LZ)c䭪paV9~Y̋Ѡ׼6d dԁ^3N>[_/Zy6MA/j!Z렂z絺淓Tչ 7.>'^N&VQlU'EmMeO.[YsϾً?:u7|Of>+ɰ/w w~ 3?`hφ1bSF0c Lƴ[˽q%-q"^ $-]hPڔo3Z"!^'M3O 6%WO|}va{S݊*ݶ=@"O(kn]d TұDJ麤U!ןD 2{bqoaa~RJeSjseB}z[ߠu/Eul®$Ơ;?~E}/mwVͿz/^lipql_ 9׃Z$^m^ۗϿʹ9Q7[B^غj;Yϭbif {\\{O^=35ݴd=viw R~908.6/FM}WCcXSz^x^Y?g3Wk{^9s\鶢At|M!U7eh`nͼ8}n9^j'-f笎!%㞮^/4Zk)oVϽ|F4i\SՍfĵ?#G