化工原理课程设计__乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计(33页).doc

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1、-化工原理课程设计_乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计-第 - 31 - 页吉林化工学院 化工原理 课 程 设 计 题目 乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计 教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 应用化学1002班 学生姓名 学生学号 10250213 指导教师 计海峰 老师 2013年 6月 15日 化工原理课程设计任务书 一 设计题目：乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计二 任务要求 设计一连续筛板精馏塔以分离苯和甲苯（乙醇丙醇），具体工艺参数如下：原料加料量 F100kmol/h进料组成 xF0.433馏出液组成 xD0.933釜液组成 xw0.023塔顶压力 p100kpa单板压降 0.7

2、 kPa2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。 三 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及精馏和提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图摘 要精馏是一种最常用的分离方法，它根据多次部分冷凝、多次部分汽化的原理，以塔底的汽相回流、塔顶的液相回流为基础来实现连续的高纯度分离。本设计采用筛板式精馏塔，进行苯甲苯二元物系的分离，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，从而达到二元物系分离的目的。精馏操作

3、在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握汽液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 通过对精馏塔的工艺设计计算可知：实际塔板数为21块(包括再沸器)，第块板13进料，塔径为1.0m，塔的实际高度为16.8m。根据所选参数在进行校核可知：精馏段：液体在降液管停留时间为45.7s，操作弹性为3.27。提馏段：液体在降液管停留时间为11.77s，操作弹性为3.02。这些值都符合实际要求，故所选的设计参数是合理。 关键字：精馏、物料衡算、塔板负荷性能图、热量衡算。目录任务书2摘 要. 3 第一章 前言61.1 精馏原理及其在工业生

4、产中应用61.2 精馏操作对塔设备的要求61.3. 常用板式塔类型及本设计的选型61.4 本设计所选塔的特性. 6第二章 流程的确定和说明72.1 设计思路7 2.1.1 精馏方式的选定7 2.1.2 操作压力的选取7 2.1.3 加料状态的选择7 2.1.4 加热方式.7 2.1.5 回流比的选择7 2.1.6 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择72.2 流程说明图8第三章 精馏塔的设计计算83.1 物料衡算8 3.1.1 原料液塔顶、塔底摩尔质量9 3.1.2 温度计算9 3.1.3 原料液塔顶、塔底的气液相组成及 平均摩尔质量93.1.4 密度计算10 3.1.5 表面张力计算13 3

5、.1.6.黏度的求取14 3.1.7. 相对挥发度的求取153.2 塔板数的确定16 3.2.1 回流比的确定16 3.2.2 汽液负荷计算16 3.2.3 理论塔层数NT的 求取17 3.2.4 实际板数的求取 173.3. 精馏塔主要工艺尺寸的设计 计算19 3.3.1 气液相体积流量记算19 3.3.2 塔径计算与选择19 3.3.3 溢流装置的计算20 3.3.4 塔板 布置22 3.3.5 筛孔计算及 其开孔率22 3.3.6 塔总体高度计算223.4 筛板的流体力学计算23 3.4.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度23 3.4.2 气体通过每层塔的 压降24 3.4.3 液沫夹带

6、量的验算24 3.4.4 漏液的盐验算24 3.4.5 液泛的验算25 3.5 塔板 负荷性能图25 3.5.1 液沫夹带线25 3.5.2 液 泛 线26 3.5.3 液体负荷 上限线28 3.5.4 液相负荷 下限线28 3.5.5 漏液线293.6 塔的接管30 3.6.1 进料管30 3.6.2 回流管31 3.6.3 塔底 出料罐31第四章 精馏塔热量衡算314.1 精馏塔热量衡算31 4.1.1 热量衡算示意图314.1.2 加热剂的选择314.1.3 冷却剂的选择314.2 比热容及汽化潜热的 计算314.2.1 塔顶、塔底及进料口比热容及汽化潜热的计算314.2.2 热量 衡算

7、31参考文献34附录 （A）35附录 （B）36附录 （C）38结束语39化工原理课程设计教师评分表40 第一章 前言1.1精馏原理及其在工业生产中的应用 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。1.2.精馏操作对塔设备的要求 为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设

8、备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。1.3.常用板式塔类型及本设计的选型 塔板为主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有：（1）泡罩塔板（2）筛孔塔板（3）浮阀塔板。本设计采用筛孔塔板。1.4本设计所选塔的特性 筛孔塔板简称筛板，其结构简单，历史悠久，至今仍是应用最为广泛的一种传质分离设备。近百年来，对筛板的流体力学和传质性能的研究已取得很大进展，因而筛板的设计法已渐趋成熟。至今，许多新型塔板都采用筛板的水力学模型作为研究基础和工程设计参照模型。据不完全统计，目前欧美许多国家工业应用的板式塔中，60以上的内

9、件都是筛板式及其改进型，国内在运行的板式塔中筛板型也占很大比例。单溢流液体流过整个塔面塔板上返混少，塔板效率较高，结构也最简单。但单溢流不能承受大液量，也不适用于大塔径。在工业生产中采用多降液管。最早出现的是MD筛板，四十多年来，MD筛板已在工业生产中得到广泛推广应用，近二十年来，多降液管筛板的型式又出现了很多种，如我国浙江工业大学开发的DJ塔板系列。 筛板虽然结构简单，但气液两相流动的规律仍有一些未被认识清楚。在工程设计中还要依赖于实验数据关联和经验判别。本次课程设计主要介绍筛板的结构、性能和工程界已公认的设计方法。从总体上看，筛板塔的液相流动是呈逆流的，气体从下而上，液体从上而下。对于常规

10、带有降液管的筛板，筛板上的气液流动则是呈错流型的，即液体水平流过筛板板面，气体从下而上穿过塔板。液体通过降液管从一层筛板流入下一层筛板。气体穿过塔板上的筛孔鼓入液层，形成泡沫层，进行气液传质，然后离开泡沫层，上升到上一层筛板。第二章 流程的确定和说明2.1设计思路 2.1.1精馏方式的选定 本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，耗能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。 2.1.2操作压力的选取 本设计采用常压操作，一般，除了敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。 2.1.3加料状态的选择 为气液

11、混合物泡点进料 2.1.4加热方式 本设计采用直接蒸汽加热。因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也减少了间接加热设备费用。 2.1.5回流比的选择 选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低。一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin. 2.1.6塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。 塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。

12、 在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高，采用筛板可解决堵塞问题，且能适当控制漏夜及液泛现象。 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，近百年来通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。对于小流量、小塔径的实验操作，多采用单溢流筛板塔。实际操作表明，设计良好的塔，其操作弹性将大于3。2.2 流程说明图 塔顶出料D组成xD 回流L进料F组成xF塔釜出料W组成xW 乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计图第三章 精馏塔的设计计算 设计一连续式筛板式精馏塔以分离乙醇丙醇 具体工艺参数如下： 原料加料量 F100kmol/h

13、进料组成 xF0.433 馏出液组成 xD0.933 釜液组成 xw0.023 塔顶压力 p100kpa 单板压降 0.7 kPa 3.1 精馏段全塔物料衡算原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率及质量分数 乙醇的摩尔质量 MA=46kg/kmol 丙醇的摩尔质量 MA=60kg/kmol xF0.433 xD0.933 xw0.023 3.1.1原料液及塔顶、塔底的摩尔流量 (1)摩尔衡算： F=100kmol/h 总物料衡算： F=D+W 即100= D+W 轻组分物料衡算： 即1000.433=D0.933+W0.023 由得： D=55.1mol/h; W=44.9kmol/h 3.1.2.温

14、度计算 利用表中数据由插值法可求的tF，tD，tW。查表1-1 tF: tD： tW： 精馏段平均温度 ：t1=（tF+ tD）/2 =83.07 提留段平均温度 ：t2=（tF+ tW）/2 =90.033.1.3 原料液塔顶、塔底的气液相组成及平均摩尔流量 进料温度 tF =93.25 气相组成yF ： yF=44.161% 塔顶温度tD =79.33 气相组成yD： yD=94.485% 塔底温度tW =93.25 气相组成yW: yW=0.384% 精馏段 液相组成 ： =59.2% 气相组成 : =69.3% 所以 ML1 =460.592+60(1-0.592)=51.712 kg

15、/kmol ML2 =460.693+60(1-0.693)=50.298Kg/kmol 提留段 液相组成： =14.2% 气相组成： =22.27% 所以 ML1 =460.142+60(1-0.142)=58.012 kg/kmol ML2=460.223+60(1-0.223)=56.882Kg/koml 3.1.4密度计算 求在tF，tD，tW。下的乙醇和丙醇的密度（单位：kg/m3） 查表1-3 进料温度 tF=86.81 塔顶温度 tD=79.33 塔底温度tW =93.25 精馏段平均液相组成：X1=0.6830精馏段平均汽相组成：y1= = =0.7930精馏段液相平均相对分子

16、质量：ML1=46X0.6830+(1-0.6830)X60=50.44kg/kmol精馏段汽相平均相对分子质量：MV1=46X0.7930+(1-0.7930)X60=48.90kg/kmol提馏段平均液相组成：X2= = =0.228提馏段平均汽相组成：y2= = =0.4532提馏段液相平均相对分子质量：ML2=46X0.023+(1-0.023)X60=59.68kg/kmol提馏段汽相平均相对分子质量：MV2=46X0.2835+(1-0.2835)X60=56.03kg/kmol利用表中数据，用数学插值法，求出进料温度tF,塔顶温度tD,塔底温度tW下乙醇（A）,丙醇（B）的密度。

17、Tf=86.81 kg/m3 kg/m3 =732.4 kg/m3Td=79.33=743.0 kg/m3=748.0 kg/m3 743.4 kg/m3 Tw=93.33=726.0 kg/m3=718.4 kg/m3718.5 kg/m3所以，L1= 737.9 kg/m3L2= 725.5 kg/m3MLF=XFX46+(1-XF)X60=53.94 kg/m3MLD=XDX46+(1-XD)X60=46.94 kg/m3MLW=XWX46+(1-XW)X60=59.68 kg/m3,ML1= 50.44 kg/m3ML2= 56.81 kg/m3 3.1.5表面张力计算 液相平均表面张

18、力依下试计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算：查表1-4 乙醇的表面张力： 丙醇的表面张力: 液体表面张力： 精馏段液相平均表面张力： 提留段液相平均表面张力： 3.1.6.黏度的求取(同上，利用插值法) 查表1-5精馏段Tf=86.81时乙醇（A）的粘度 =0.455mpas TD=79.33时 =0.499mpa.sTw=93.25时 =0.406mpa.s提馏段Tf=86.81时丙醇（B）的粘度 =0.559mpa.sTd=79.33时=0.628mpa.sTw=93.25时 =0.503mpa.sD=0.933X0.499+(1-0.933)X0.628=0.508mpa.sF=0.4

19、33x0.454+(1-0.433)X0.559=0.8514mpa.sw=0.023X0.406+(1-0.023)X0.503=0.501mpa.s所以，精馏段的平均粘度（1）=0.511mpa.s提馏段的平均粘度（2）=0.508mpa.s 3.1.7.相对挥发度的求取：i= 由xF0.433 yF=0.623得 F=2.16 由xD0.933 yD=0.963得 =1.87 由xw0.023 yW=0.284得 =16.85 精馏段相对挥发度：1=（F+D）/2=2.02 提留段相对挥发度：2=（F+W）/2=9.51 全塔相对挥发度:=4.083.2 塔板数的确定 3.2.1 回流比

20、的确定 本设计为泡点进料q=1 由 ； 可得 Xq=XF=0.433 代入平衡线方程 得yq=0.757 最小回流比： =0.543 回流比选取： 本设计回流比选取 R=1.5Rmin=1.5X0.543=0.815由于 故先用捷算法试求理论板数由 q=1, 经化简得Nmin=4.545（块）查吉利兰图 得所以 N=8.99(块)（不含再沸器） 3.2.2 汽液负荷计算： L=RD=0.81555.1=44.91kmol/h V=(R+1)D=(0.8153+1)55.141=100kmol/h L=L+qF=RD+qF=0.815X55.1+100X1=144.9kmol/h V=V+(q-

21、1)F=V=(R+1)D=(0.815+1)X55.1=100kmol/h 3.2.3理论塔层数NT的求取 理论板数的求算法有逐板法和图解法，本设计才有逐板法。 精馏段操作线方程： yn+1=0.449xD+0.514 提留段操作线方程: ym+1=1.449xm-0.013 相平衡方程： y= 由泡点进料有；y1=XD=0.933 利用各方程计算结果如下表 由逐板法可以求: 序号Y X 10.9330.773420.86130.603530.78500.472340.72610.39380.43350.55760.2360(进料处)60.32900.107370.14250.039180.0

22、4370.01110.023 由平衡线操作数得；全塔理论版NT=8块（包括塔釜再沸器），其中第5块板是进料板，精馏段板数N1=4块 提留段板数N2=4-1=3块（不包括塔釜再沸器） 3.2.4实际板数的求取 全塔效率 ET=0.17-0.616lg 查塔顶塔底液相组成图，求得全塔平均温度t=86.29温度t时 A=0.453mN/mB=0.564mN/m查的该温度下液相组成 有；x A=0.459得，该温度下的进料液相平均粘度 有；m=0.459A+(1-0.459)B=0.459x0.453+(1-0.459)x0.564=0.513mN/m故 ET=0.17-0.616lg0.513=0.

23、349834.9%实际板数 精馏段；N1=4/0.349=11.4212(块) 提馏段；N2=3/0.349=8.599(块)（包括再沸器） 知道板块数后可求得以下数值：塔顶压强PD=100kpa取每块板压降0.7kpa,则进料板压强PF=PD+0.7X12=108.4 kpa精馏段平均压强 P1=(PD+PF)/2=(108.4+100)/2=104.2kpa 由精馏段平均温度t1=83.07 v(1)= =1.72kg/m3塔顶压强PD=100kpa，取每块板压降0.7kpa, 则进料板压强PF=PD+0.7X12=108.4 kpa塔底压强Pw=PD+0.7X21=100+0.7X21=

24、114.7kpa提馏段平均压强P2=(PF+Pw)/2=(108.4+114.7)/2=111.55kpa由提馏段平均温度 t2=90.03 3.3.精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 3.3.1气液相体积流量计算 (1)精馏段 V=(R+1)D=(0.815+1)X55.1=100kmol/h Vs= = =0.790m3/s L=RD=0.815X55.1=44.91kmol/h Ls= = =8.51X10-4m3/s Lh=3.070m3/h (2)提馏段 V=V+(q-1)F=V=(R+1)D=(0.815+1)X55.1=100kmol/h Vs= = =0.752m3/s L=L+qF

25、=RD+qF=0.815X55.1+100X1=144.9kmol/h Ls= = =3.31X10-3m/s Lh=11.92m-3/h 3.3.2塔径及塔板主要工艺尺寸计算1.精馏段塔径 D初选塔板间距HT=400mm,取板上清液高度Hl=60mm.则HT-hL=340mm.Fair值； FLV=(Ls/Vs)(L/v)0.2=(8.35x10-4/0.790)(737.9/1.72)0.2=0.0224查图（史密斯关联图）得 C20=0.0850依据C=C20(/20)0.2,校正得到物系表面张力1=17.63mN/m. 即C=0.850X(17.63/20)0.2=0.0829Umax

26、=C=0.850X=1.715m/s由u=（安全系数），安全系数=0.60.8 =取安全系数为0.6，U=0.6Umax=0.6x1.715=1.029m/s 故D=0.989Mm按标准，塔径圆整到 D=1.0m 则空塔气速u=1.006m/s.2.提留段 Fair值； FLV=(Ls/Vs)(L/v)0.2=(3.31x10-3/0.752)(725.5/2.07)0.2=0.0824设板间距，板上清夜高度与精馏段相同HT-hL=340mm.=0.0850 物系表面张力2=17.47mN/m C=0.850X(17.47/20)0.2=0.0827Umax=C=0.850X=1.546m/s

27、取安全系数为0.65 则 U=0.65Umax=0.6x1.546=1.0m/s圆整到 D=1.0m 则空塔气速u=0.958m/s. 3.3.3溢流装置的计算 本设计采用单溢流弓形降液管，平型受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下； (1)溢流堰长取堰长lw0.66D,即 lw=0.66x1.00=0.66m（2）出口堰高出口堰高 hw hw=Hl-how 由lw/D=0.66/1.0=0.66.Lh/(lw)0.25=3.070/0.60.256=8.68查图（液流收缩系数图）有E1.0.依试7.9mm =57.1mm提留段=1.96m =58.04mm（3）弓形降液管宽度和截面积由

28、 查图（弓型降液管的宽度与面积）得；wd/D=0.154.Af/AT=0.124 所以 wd=0.154XD=0.154X1=0.154M所以 Af=0.124X2=0.0974m2验算降液管内停留时间： 精馏段 由式 提留段 （4）降液管底缝高度 取降液管底缝的流速u.=0.08m/s所以： 精馏段 提馏段 3.3.4塔板布置边缘区宽度确定：取Ws=60mm,Wc=35mm 开孔区面积计算： Aa=其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.381 m r=D/2-Wc=0.6-0.035=0.465 mAa= =0.618 3.3.5筛孔计算及其开孔率：本例所处理的物系无腐蚀性，可选用=3 mm碳

29、钢管，取筛孔直径do=5 mm。筛孔按正三角形排列，取t/do=3.0 所以空中心距 t=3.0*5=15 mm。筛孔数目：n=1.158XAa/t2=3181个开孔率为=0.907*（d0/t）2=10.1每层塔板上的开孔面积Ao为：气体通过筛孔的气速为uo=Vs/Aa =0.790/0.0624=14.42m/s. 提馏段 uo=Vs/Aa =0.752/0.0548=12.66m/s. 3.3.6塔总体高度计算精馏段 Z1=(N1-1)HT=(9-1)X400=3.2m提馏段 Z2=(N2-1)HT=(12-1)X400=4.4m总塔高 Z=Z1+Z2=3.2+4.4=7.6m3.4筛板

30、的流体力学计算 3.4.1气体通过筛板压降相当的液柱高度（1）干板压降相当的液柱高度干板阻力hc计算 hc=d0/=5/3=1.67, 查图得：c0=0.85 精馏段 hc1=0.051*(u012/c02)* v1/L1=0.0264 m液柱 提留段 hc2=0.051*(u022/c02)* v2/L2=0.0379 m液柱（2）气流穿过板上液层压降相当的液柱高度h精馏段： hl=*hL ua=Vs/(AT-Af)ua.1= Vs1/(AT-Af)=0.790/(0.785-0.0947)=1.144 m/sFa= ua* =1.144*1720.5=1.501/2/(sm)1/2查图得=

31、0.62 h1=*hL =0.62X0.06=0.0372m液柱提留段： h2=*hL ua.2= Vs2/(AT-Af)=0.752/(0.785-0.094)=1.089 m/sF0= ua2* =1.089X2.070.5=1.5671/2/(s.m)1/2 查图得=0.60h2=0.60X0.06=0.036 m液柱克服液体表面张力压降相当的液柱高度液体表面张力的阻力计算 精馏段： 阻力h1=0.00195 m液柱提留段：阻力h2=0.00197 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp 3.4.2气体通过每层塔板的压降为 液柱=0.0264+0.0372+0.00195=0.0739m单

32、板压降=0.0739X737.9X9.8=534.0kpa0.7kpa(设计允许值)提馏段=0.0379 +0.036+0.00197=0.0759m液柱提馏段=0.0759X725.5X9.8=539.6kpa0.7kpa(设计允许值) 3.4.3雾沫夹带量的验算雾沫夹带量由计算，其hf=(hl/0.4)=2.5hl=0.0420kg液/kg气0.1液/kg气(设计允许值)提馏段=0.0362kg液/kg气1.5提馏段漏液点气速=8.29 m/s稳定系数 K2=13.72/8.29=1.5271.5故本设计中无明显漏液现象.3.4.5液泛的验算为防止塔内发生液泛现象,降液管内液层高度Hd服从

33、: Hd精馏段；取安全系数=0.5.则（HT+hw）=0.5X(0.4+0.0571)=0.229m而 Hd=hp+hL+hd ,板上不设进口堰,Hd=0.153（Ls/lwho）2=0.000974m液柱Hd=0.07865+0.0679+0.000974=0.1475m液柱(HT+hw) （在设计符合下不会发生液泛）提馏段；（HT+hw）=0.5X(0.4+0.0571)=0.229m取安全系数=0.5.则而 Hd=hp+hL+hd ,板上不设进口堰, Hd=0.153（Ls/lwho）2=0.00527m液柱Hd=0.0759+0.06+0.00527=0.1412m液柱(HT+hw)

34、（在设计符合下不会发生液泛）根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏塔径及各工艺尺寸是合格的3.5.塔板负荷性能图3.5.1雾沫夹带线精馏段；其中 HT=0.40m Ua=Vs/(AT-Af)=1.454 VsE=1. lw=0.66故 Hf=2.5hw+2.84X10-4E(3600Ls/lw)2/3=0.1428+2.2Ls2/3已知=17.63mN/m 以ev=0.1kg液/kg气为限带入 整理得精馏段雾沫夹带线为: Vs=1.016-9.078Ls2/3提馏段；其中 HT=0.40m Ua=Vs/(AT-Af)=1.454 VsE=1. hw=0.05804m lw=0.66m 故 Hf=2.5hw+2.84X10-4E(3600Ls/lw)2/3=0.1428+2.2Ls2/3已知=17.47mN/m 以ev=0.1kg液/kg气为限带入整理得提馏段雾沫夹带线为: Vs=1.525-9.054Ls2/3精馏段：在操作范围内任意取几个Ls值,以上