年产20万吨甲醇合成工艺设计-化工专业毕业设计-课程设计(共33页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上 年产20万吨甲醇合成工艺设计(一) 概述甲醇作为及其重要的有机化工原料，是碳一化学工业的基础产品，在国民经济中占有重要地位。长期以来，甲醇都是被作为农药，医药，染料等行业的工业原料，但随着科技的进步与发展，甲醇将被应用于越来越多的领域。当今甲醇生产技术主要采用中压法和低压法两种工艺，并且以低压法为主，这两种方法生产的甲醇约占世界甲醇产量的80%以上。高压法：(19.6-29.4Mpa)是最初生产甲醇的方法，采用锌铬催化剂，反应温度360-400，压力19.6-29.4Mpa。高压法由于原料和动力消耗大，反应温度高，生成粗甲醇中有机杂质含量高，而且投资大，其发展长期以

2、来处于停顿状态。低压法：(5.0-8.0 Mpa)是20世纪60年代后期发展起来的甲醇合成技术，低压法基于高活性的铜基催化剂，其活性明显高于锌铬催化剂，反应温度低(240-270)。在较低压力下可获得较高的甲醇收率，且选择性好，减少了副反应，改善了甲醇质量，降低了原料消耗。此外，由于压力低，动力消耗降低很多，工艺设备制造容易。中压法：(9.8-12.0 Mpa)随着甲醇工业的大型化，如采用低压法势必导致工艺管道和设备较大，因此在低压法的基础上适当提高合成压力，即发展成为中压法。中压法仍采用高活性的铜基催化剂，反应温度与低压法相同，但由于提高了压力，相应的动力消耗略有增加。目前，甲醇的生产方法还

3、主要有甲烷直接氧化法：2CH4+O22CH3OH.由一氧化碳和氢气合成甲醇，液化石油气氧化法（二） 原料选取本设计选择中压法为生产甲醇的工艺，用CO和H2在加热压力下，在催化剂作用下合成甲醇主要反应式为：CO+ H2CH3OH因此原料主要是:CO, H2 催化剂:Cu。（三）工艺过程设计 经过净化的原料气，经预热加压，于5 Mpa、220 下，从上到下进入Lurgi反应器，在铜基催化剂的作用下发生反应，出口温度为250 左右，甲醇7%左右，因此，原料气必须循环，则合成工序配置原则为图2-3。甲醇的合成是可逆放热反应，为使反应达到较高的转化率，应迅速移走反应热，本设计采用Lurgi管壳式反应器，

4、管程走反应气，壳程走4MPa的沸腾水流程采用管壳式反应器，催化剂装在管内，反应热由管间沸腾水放走，并副产高压蒸汽，甲醇合成原料在离心式透平压缩机内加压到5.2 MPa (以1：5的比例混合) 循环，混合气体在进反应器前先与反应后气体换热，升温到220 左右，然后进入管壳式反应器反应，反应热传给壳程中的水，产生的蒸汽进入汽包，出塔气温度约为 250 ，含甲醇7%左右，经过换热冷却到40 ，冷凝的粗甲醇经分离器分离。分离粗甲醇后的气体适当放空，控制系统中的惰性气体含量。这部分空气作为燃料，大部分气体进入透平压缩机加压返回合成塔，合成塔副产的蒸汽及外部补充的高压蒸汽一起进入过热器加热到50 ，带动透

5、平压缩机，透平后的低压蒸汽作为甲醇精馏工段所需热源。本设计的主要方法及原理：造气工段：使用二步法造气 CH4+H2O(气)CO+3H2-205.85 kJ/mol CH4+O2CO2+2H2+109.45 kJ/mol CH4+O2CO+2H2+35.6 kJ/mol CH4+2O2CO2+2H2O+802.3 kJ/mol合成工段5MPa下铜基催化剂作用下发生一系列反应 主反应 ： CO+2H2CH3OH+102.37 kJ/kmol副反应： 2CO+4H2(CH3O)2+H2O+200.3 kJ/kmol CO+3H2CH4+ H2O+115.69 kJ/kmol 4CO+8H2C4H9O

6、H+3H2O+49.62 kJ/kmol-(A) CO+H2CO +H2O-42.92 kJ/kmol除（A）外，副反应的发生，都增大了CO的消耗量，降低了产率，故应尽量减少副反应。（四）主要设备（精馏塔）装配图及设计计算说明书 常压精馏塔计算条件：.精甲醇质量：精甲醇含醇：99.95%(wt) 残液含醇：1%(wt) .操作条件：塔顶压力：0.01106 Pa 塔底压力：0.13106 Pa 塔顶温度：67 塔底温度：105 回流液温度：40 进料温度：124 .精馏段 平均温度：(124+67)=95.5 平均压力：(0.13106-0.01106) 0.01106=99.6 KPa 表2

7、-22精馏段物料流率物料质量流量：kg/h分子量：kg/kmol摩尔流量：kmol/h内回流40229.47321257.17标准状况下的体积：V0=1257.1722.4=28160.63Nm3/h操作状况下的体积：V1=28160.63=19122.47m3/h气体负荷：Vn=5.312m3/s气体密度： =2.104 kg/ m3查化工工艺设计手册，95.5时甲醇的密度=721 kg/m3液体负荷：Ln=0.0155m3/h.提馏段 平均温度：(105+124)=114.5 入料压力：(0.13106-0.01106)=89.6 kPa 平均压力：(89.6103+0.13106)=10

8、9.8 kPa 表2-23 提馏段内回流量物料质量流量：kg/h分子量：kg/kmol摩尔流量：kmol/h内回流48743.32321523.23标准状况下的体积： =1523.2322.4=34120.32 Nm3/h操作状态下的体积：=34120.32=23292.9 Nm3/h所以：气体负荷：Vm=6.47 m3/s气体密度： =2.093kg/m3查得进料状态甲醇溶液温度124，含甲醇55.7%，密度为0.83 t/m3。塔底含醇1%，可近似为纯水，105，0.13Mpa下水的密度为939.41 kg/m3。所以：液体平均密度=893.21 kg/m3则液体负荷Lm=0.01516m

9、3/s初估塔径本设计采用F1重阀浮阀塔，设全塔选用标准结构，板间距HT=0.35 m，溢流堰高hc=0.05 m。 .精馏段. 求操作负荷系数C精馏段功能参数：()=() =0.054塔板间有效高度H0=HT-HC =0.35-0.05=0.30m查斯密斯图甲醇工学化工工学出版社。得负荷系数：G=0.0515。又查得95.5时，甲醇的表面张力为：15.8710-5 N/cm 水的表面张力为：68.8710-5 N/cm精馏段甲醇水溶液的平均组成为：甲醇：(0.9995+0.579)=0.7893 wt则含水为：1-0.7893=0.2107 wt所以表面张力：=0.8710-5+0.8710-

10、5 =27.0410-5 N/cm所以：C= =0.0485.最大流速UmaxUmax=1.3C=1.30.0485=1.69 m/sU适=0.7Umax=1.690.7=1.183 m/s求塔径D D=2.39 m .提馏段 求操作负荷系数C 提馏段功能参数：（）=()=0.0484查斯密斯图得G=0.0524又得114.5时，甲醇表面张力为：14.1310-5 N/cm水的表面张力为：57.0610-5 N/cm提馏段甲醇水混合平均组成：甲醇：(0.01+0.579)=0.295水：1-0.295=0.705平均表面张力： =0.29514.1310-5+0.70557.0610-5=44

11、.4010-5 N/cm所以：C= =0.0447. 求提馏段Umaxmax=1.3C=1.30.0447=1.199 m/s适=0.7max=0.71.199=0.839 m/s. 求塔径=2.93 m对全塔，取塔径D=3000 mm 理论板数的计算 .各点的甲醇摩尔分数，设加压塔后甲醇的甲醇摩尔人率为Xf。Xf=0.437精甲醇中甲醇的摩尔分率Xd。Xd=0.999残液中甲醇的摩尔分率Xw。Xw=0.0057 .处理能力F= =102.93 kmol/h精馏段物料量：D精=F=102.93 =44.697 kmol/h提馏段物料量：D提=F=102.93 =55.185 kmol/h .平

12、均挥发度：查得124时，甲醇的饱和蒸汽压P*CH3OH=705.38 Kpa水的饱和蒸汽压P*H2O=229.47 Kpa105时，甲醇的饱和蒸汽压P*CH3OH=439.08 Kpa 水的饱和蒸汽压P*H2O=123.18 Kpa由=得：124时，124=3.074105时，105=3.565平均挥发度：=3.310 .求最小理论塔板数Nm：因为：Xd=0.999，Xw=0.0057；Xd1=0.001Xw1=0.9943；根椐芬斯克公式：Nm= =10.06块 .求最小回流比各组分参数列表组分进料组成Xi,F釜液组成Xi,Di水0.5630.99433.565甲醇0.4370.00573.

13、074用恩德伍德公式计算：=Rm+1=1-q因为：为露点进料所以：q=1=0=+用试差法求出：=3.254，代入：=Rm+1=+故：Rm=10.32操作回流比R=1.5Rm=1.510.30=15.45则=0.356 .求实际理论板数查吉利兰图得：=0.356则：=0.356所以：N16.17块 .计算板效率. 求平均相对挥发度与平均粘度的积(、)塔顶塔底平均温度为：(105+67)=8686时：=0.32510-3 PaS =0.-3 PaS则：= Xf+ (1-Xf)=0.32510-30.437+0.-3(1-0.437)=0.-3 PaS所以：=0.-33.310=1.-3 PaS.

14、查板效率与关联图得：N=15.05板效率：E=49*=所以实际板数为：=34.85块塔内件设计 .溢流堰设计塔板上的堰是为了保持塔板上有一定的清液层高度，若过高则雾沫夹带严重，过低气液接触时间短，都会降低板效。根椐经验，取清液层高度hc=0.05，本设计选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。堰长取Lw=0.8D=0.83000=2400 mm堰高：hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度how how=E() -(a)提馏段及精馏段计算结果如下：精馏段提馏段溢流强度i，i=L/Lw,m3/(h.m)i=23.25i=22.74i=5-25适合要求适合要求求E，由(L/Lw2.5查图=6.25=6

15、.12E=1.015E=1.011堰上液层高度howHow=1.01523.252/3How=1.01122.742/3由(a)计算=0.02348=0.02305堰高Hw=0.05-0.02348=0.02652Hw=0.02695圆整到Hw=0.027Hw=0.027 .降液管设计Lw=2400mm，=0.8查阅代工原理(下)天津科学技术出版社，得到：=0.2，=0.15Wd-降液管弓形宽度mAf-降液管弓形面积m2AT-塔截面积m2Wd=0.23.000=0.6mAT=D2=3.14(3.000)2=7.065 m2Af=7.0650.15=1.0598 m2降液管容积与液体流量之比为液

16、体在降液管中的停锱时间t，一般大于5S，即：t=精馏段：t=23.935S提馏段：t=24.475S故降液管底隙高度H0，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即有：H0=，取=0.2 m/s则：精馏段：H0=0.0323 m提馏段：H0=0.0316 m .塔板布置及浮阀数目与排列：取阀孔动能因子F0=13.5,计算如下：精馏段提馏段U0=U0=9.307U0=9.311每层浮阀数N=N=N=433=527取边缘高度Wl=0.08m泡沫区宽度Ws=0.20m考虑到塔的直较大，必须采用分块式塔盘，取=85mm，按=95 mm， =85 mm以等腰三角形顺排。排得阀数为530个，按N=530个重新

17、换算F，计算结果如下：精馏段提馏段U0=9.297m/s=9.304m/sF0=U09.297=13.499.304=13.46阀孔动能因素变化不大，仍在9-12之间。塔板开孔率： =8.04%塔板流体力学验算 .气相通过浮阀塔的压降 Hp=Hc+Hl+H. 干板阻力精馏段提馏段Uoc=1.825Uoc=6.987m/sUoc=6.207m/s因为U0UocU0UocHc=5.34Hc=5.34Hc=5.34=0.069=0.055 .板上充气液层阻力。取充气系数0=0.5 hl=1hL=0.50.05=0.025 液体表面张力所造成的阻力很小，可以忽略。 所以hp=hc+hL 对精馏段：hp

18、=0.025+0.069=0.094m水柱 对提馏段：hp=0.025+0.055=0.080m水柱渣塔 为防止淹塔，要求严格控制降流管中液层高度。 Hd(HT+hw)Hd=hp+hL+hdA、气体通过塔板的压降相当的液降高度hp精馏段hp= 0.094m水柱 提馏段hp=0.080m水柱B、液体通过降液管的压头损失。 因为不设进口堰：精馏段：hd=0.153()2=0.153()2=0.0026m水柱提馏段：hd=0.153()2=0.153()2=0.0025m水柱C、板上液层高度：hL=0.05 m 所以Hd=hp+hL+hd精馏段：Hd=0.05+0.094+0.0026=0.1466

19、 m提馏段：Hd=0.05+0.080+0.0025=0.1325m取=0.5 选定HT=0.35 hw=0.027则：（HT+hw）=0.5（0.35+0.027）=0.1885所以Hd(HT+hw)即可防止淹塔。雾沫夹带。 板上液体流经长度:ZL=D-2Wd=1.0-20.14=0.72 板上泛液面积：Ab=AT-2Af=0.785-20.0620=0.661m2 ev=0.157( 又因为， 所以对于精馏段 则 提馏段 则 因此没有雾沫夹带塔板负荷性能 .雾沫夹带线泛点率=对于一定的物系和一定的塔板v，l，Ab，K，G及Zl已知，相对于ev0.1的泛点率上限可确定，得V-L关系式，按泛点

20、率=80%计算：精馏段： =0.8化简得：0.054Vs+2.88Ls=2.596 由上可知，雾沫夹带线为直线。.液泛线 (HT+HW)=Hp+Hl+Hd=Hc+Hl+H+HL+Hd忽略掉H，有：(HT+HW)=5.34+0.153()2+(1+0) HW+E()1/3 因塔板结构一定，物系一定，则HT，HW，H0，Lw，v，l，0和定值，U0=式中d0，N也是定值，故：上式可简化为：精馏段：0.1885= 即： 0.148=提馏段： 即： 0.148 此即常压塔的泛点率。 .液相负荷上限液体在降液管中停锱时间不低于5S为停留时间的上限。由=有：L=则精馏段：Ln(max)=0.07419 提

21、馏段：Lm(max)=0.07419 .漏液线对F1重阀，以F0=5为规定气体最小负荷由F0=U05，得U0由V=d0NU0=所以：精馏段：Vn(min)=0.0412=2.41 m3/S 提馏段：Vm(min)=0.0412=2.42m3/S.液相负荷下限取板上液层高度how=0.025 m，作为液相负荷下限条件。L(min)=()3/2精馏段：Ln(min)=()3/2=0.0170 m3/s提馏段：Lm(min)=()3/2=0.0171 m3/s 常压塔主要尺寸确定.壁厚选用20尺钢为塔体材料，由于是常温常压操作，取壁厚Sn=10 mm .封头采用标准椭圆封头，材料为20R钢，壁厚与塔

22、体相同，即：Sn=10 mmhi=1000=750 mm，h0=60 mm .裙座以Q235-A钢为裙座材料，壁厚为10 mm，内径等于塔内径D=2600 mm，高度为3m，裙座与简体的连接采用对焊不校核强度。 .塔高设计塔釜高取Hb=3 m，塔顶高为1.2 m，顶接管高为350 mm，板间距为350 mm，开7个人孔，人孔处板间距为700 mm。塔高=3000+(750+60)+35350+1200+350+3000+7007 =25510 mm .接管设计 .塔顶甲醇蒸汽出口管由前面计算可知：塔顶甲醇蒸汽流量为6583.6571 kg/h，温度75 ，则体积流量为：V=24786.79 m

23、3/h蒸汽流速，取u=20 m/s则出口管面积S=0.3443 m2所以：出口管径d1=0.6622 m即取d1=663 mm .回流液进口管已知回流液温度为40，甲醇液体流量为63960.896 kg/h查表知:40=772.21 kg/m3所以：其体积流量V=82.83 m3/h取液体流速u=1.5 m/s则回流液入口管径d2=0.1398m=139.8 mm即取d2=140 mm .塔底出料管因塔底含醇1%，可近似为水，查表知0.13 MPa，105 下水的密度为954.7 kg/m3，而塔底出料流量为27751.34kg/h，仍取流速为1.5 m/s。则出口管径：d3=0.0828 m

24、取出口管径d3=90 mm。 .进料管进料状态为124 ，0.67 MPa，甲醇9259.914 kg/h，水6730.31 kg/h，查得此状态下水的密度为939.85 kg/m3，而醇的比重0.690，即甲醇的密度为：939.850.691.105 m3/h所以：进料体积流量为：V=20.594 m3/h进料管流速取为u=1.5 m/s，则进料管径： d4=0.0697 m即取d4=70 mm.再沸器蒸汽入口管由前面计算可知：再沸器蒸汽流量为23817.5 kg/h，温度为105 。则体积流量为：V= =41040.14 m3/h蒸汽流速取u=10 m/s，则入口管积S=0.57 m2所以

25、：入口管径d5=0.8521 m即取d5=853 mm （五）物料恒算合成塔物料平衡计算已知：年产吨精甲醇，每年以300个工作日计。精甲醇中甲醇含量(wt)：99.95%粗甲醇组成(wt)：Lurgi低压合成工艺甲醇：93.89%轻组分以二甲醚(CH3)2O计：0.188%重组分以异丁醇C4H9OH计：0.026%水：5.896%所以：时产精甲醇：Kg/h 时产粗甲醇： Kg/h根据粗甲醇组分，算得各组分的生成量为：甲醇(32)： Kg/h 434.03kmol/h 9722.22 Nm3/h二甲醚(46)：27.796 Kg/h 0.604 kmol/h 13.536 Nm3/h异丁醇(74

26、)：3.844 Kg/h 0.052 kmol/h 1.164 Nm3/h水(18)： 871.74 Kg/h 48.43 kmol/h 1048.84 Nm3/h合成甲醇的化学反应为：主反应：CO+2H2CH3OH+102.37 KJ/mol 副反应：2CO+4H2(CH3)2O+H2O+200.39 KJ/mol CO+3H2CH4+H2O+115.69 KJ/mol 4CO+8H2C4H9OH+3H2O+49.62 KJ/mol CO2+H2CO+ H2O-42.92 KJ/mol 生产中，测得每生产1吨粗甲醇生成甲烷7.56 Nm3,即0.34 kmol，故CH4每小时生成量为：7.5

27、614.78533=111.777 Nm3，即4.987 kmol/h，79.794 Kg/h。忽略原料气带入份，根据、得反应生成的水的量为：48.43-0.604-0.05203-4.987=42.683 kmol/h，即在CO逆变换中生成的H2O为42.683 kmol/h，即956.13 Nm3/h。5.06 MPa，40时各组分在甲醇中的溶解度列表于表2-1表2-1 5.06Mpa，40时气体在甲醇中的溶解度组分H2COCO2N2ArCH4溶解度Nm3/t甲醇00.6823.4160.3410.3580.682Nm3/h01.0085.5010.5040.5291.008 甲醇生产技术

28、及进展华东工学院出版社.1990据测定：35 时液态甲醇中释放CO、CO2、H2等混合气中每立方米含37.14 g甲醇，假定溶解气全部释放，则甲醇扩散损失为：(1.008+5.501+0.504+0.529+1.008)= 0.318 kg/h即0.0099kmol/h，0.223 Nm3/h。根据以上计算，则粗甲醇生产消耗量及生产量及组成列表2-2。 表2-2 甲醇生产消耗和生成物量及组成消耗方式单位消耗物料量生成物料量合计COH2CO2N2CH4CH3OHC4H9OH(CH3)2OH2O消耗生成式kmol434.03868.06434.03Nm39722.2219444.449722.22

29、29166.669722.22式kmol1.2082.4160.6040.604Nm327.0654.1213.53613.53681.1827.07式kmol4.9879.9744.9874.987Nm3111.777223.554111.777111.777335.331223.554式kmol0.2080.4160.0520.156Nm34.6599.3181.1643.49413.9774.658式kmol42.68342.68342.683Nm3956.13956.13956.13956.13956.13气体溶解Nm31.00805.0510.5041.0087.571扩散损失Nm3

30、0.21100.4220.6330.211合计Nm318664.4540194.86961.6030.504110.76919444.392.32227.061101.93359821.4220686.502消耗组成%(v)31.267.1911.6070.0008生成质量kg27751.347.7055.56873.7028688.3生成组成%(wt)93.890.0260.1885.896100设新鲜气量为G新鲜气,驰放气为新鲜气的9%1。表2-3驰放气组成组分H2COCO2CH4N2ArCH3OHH2OMol%79.316.293.504.793.192.300.610.01 甲醇生产技

31、术及进展华东工学院出版社.1990G新鲜气G消耗气+G驰放气=G消耗气+0.09 G新鲜气=59821.42+0.09 G新鲜气 所以：G新鲜气65737.82 Nm3/h新鲜气组成见表2-4表2-4甲醇合成新鲜气组成组分H2COCO2N2总计Nm344499.2519168.452047.083.2965737.82组成mol%67.69229.1593.1440.005100测得：甲醇合成塔出塔气中含甲醇7.12%。根椐表2-2、表2-4，设出塔气量为G出塔。又知醇后气中含醇0.61%。所以： =7.12% G醇后=G新鲜-(G醇G副G扩)+GCH4= 65737.82-59821.42+

32、112.785=6029.185 Nm3/h所以：G出塔.95Nm3/hG循环气= G出塔-G醇后-G生成+GCH4-G溶解=.95-6029.185-20686.502+112.785-7.571 =.477Nm3/h甲醇生产循环气量及组成见表2-5表2-5 甲醇生产循环气量及组成组分COCO2H2N2CH4ArCH3OHH2O合计流量：Nm3/h15463.998604.767.017842.6311776.245654.5611499.6924.585.477组成%(V)6.293.5079.313.194.792.300.610.01100G入塔= G循环气+G新鲜气=.477+657

33、37.82=.297 Nm3/h由表2-4及表2-5得到表2-6。 表2-6 甲醇生产入塔气流量及组成单位：Nm3/h组分COCO2H2N2CH4ArCH3OHH2O合计流量：Nm3/h34894.7710668.78.677808.40311721.955627.2851492.5124.927.297组成(V)%11.1993.42476.8162.5063.7621.8060.4790.008100又由G出塔= G循环气-G消耗G生成据表2-2、2-6、得表2-7。表2-7 组分COCO2H2N2CH4ArCH3OHH2OC4H9OH(CH3)2O合计入塔34894.7710668.78

34、.677808.40311721.955627.2851492.5124.927.297消耗18664.45961.60340194.860.5041.00859821.42生成111.77719444.391101.9332.32227.0620686.502出塔17145.498751.203.487805.78911941.635626.16220853.582185.0762.32227.06.379组成(V)6.2933.21272.7152.8654.3832.0657.6540.8020.0010.010100甲醇分离器出口气体和液体产品的流量、组成见表2-8。 表2-8甲醇分离

35、器出口气体组成、流量：单位：Nm3/h组分COCO2H2N2CH4ArCH3OHC4H9OH(CH3)2OH2O合计损失1.0085.05100.5041.0080.5290.2118.311出气17144.4828746.152.477805.28511940.6225625.63320853.369.013组成(V)%6.3443.23773.3132.8884.4192.0827.717100出液19444.392.32227.061101.93320575.706组成mol%89.7370.0110.12510.127100重量kg27751.347.7055.56873.702868

36、8.3组成(wt)%93.8050.0260.1885.981100甲醇驰放气流量及组成见表2-9。 表2-9 甲醇驰放气流量及组成组成COCO2H2CH4ArCH3OHH2O合计流量：Nm3/h190.117105.789397.166144.77996.41918.437微2925.707组成：(V)%6.493.6181.924.953.300.63100粗甲醇贮罐气流量及组成风表2-10。 表2-10 贮罐气组成、流量组成COCO2H2CH4ArCH3OHN2合计流量：Nm3/h1.0085.05101.0080.5290.2110.5048.311组成：(V)%12.12960.77

37、4012.1296.3652.5396.064100由表2-2到表2-10可得表2-11。 表2-11甲醇生产物料平衡汇总表组分新鲜气循环气入塔气出塔气醇后气流量组成流量组成流量组成流量组成流量组成Nm3(v)%Nm3(v)%Nm3(v)%Nm3(v)%Nm3(v)%CO19168.4929.15915463.9956.2934894.7711.19917145.496.293881.2828.108CO22047.083.1448604.7673.5010668.783.4248751.2033.21295.1073.033H244499.2567.692.01379.31.6776.816.47572.7152045.99865.257N23.290.0057842.633.197808.4032.5067805.7892.8651.0860.035Ar5654.5612.305627.2851.8065626.1622.065CH411776.2384.7911721.9523.76211941.634.383112.7853.597CH3OH1499.6880.611492.5080.47920853.587.654C