苯-甲苯混合液精馏塔设计课程设计论文.doc

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1、制药过程原理及设备课程设计精馏塔设计 镇江高等专科学校化工原理课程设计说明书 设计题目： 苯-甲苯混合液精馏塔设计 设计者： 班级 制药13 学号 姓名 日期 2014-11-19 指导教师： 设计成绩： 日期 一、设计题目：苯-甲苯混合液精馏塔设计本课程设计是依据实际生产情况加以一定程度的简化而提出的。二、设计任务及操作条件1. 进精馏塔的料液含苯40% (质量分数)，其余为甲苯2. 产品的苯含量=96%(质量分数)3. 釜液中苯含量=1.85%(质量分数)4. 生产能力为年产38000吨/年苯-甲苯混合液5. 每年实际生产天数：320天。6. 操作条件(1) 精馏塔塔顶压力 0.04 MP

2、a(表压)(2) 进料热状况 泡点液体(3) 回流比 R = 1.6 (4) 加热水蒸汽压力 3.0 kg/cm2 (表压)（1kg/cm2=98.066kPa）(5) 单板压降 0.7kPa(6) 全塔效率 54%(7) 设备型式 浮阀(8) 厂址 镇江地区三、设计项目(设计说明书内容)设计说明书应包括所有论述、原始数据、计算、表格等，编排顺序如下：I. 封面(课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间)；II. 设计任务书；III. 目录；IV. 概述；V. 设计方案的选定；VI. 工艺设计计算；V II. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算；VIII. 设计结果汇总表；IX. 主要符号说明；X

3、. 设计评述(即设计者对本次设计的评述以及本次设计的收获体会)；XI. 参考文献；XII. 致谢; 目录第一章.概述11.1 精馏塔的简单介绍11.2 工业上对塔设备的主要要求11.3 板式塔类型21.3.1 筛板塔21.3.2 浮阀塔31.3.3 泡罩塔4第二章.设计方案的确定62.1 操作条件的确定62.1.1 操作压力62.1.2 进料状态62.1.3 加热方式62.1.4 冷却剂与出口温度72.1.5 热能的利用72.2 确定设计方案的原则7第三章.工艺计算83.1.塔的物料衡算83.1.1 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率83.1.2 平均分子量83.1.3 物料衡算83.2 塔板数的

4、确定93.2.1 理论塔板数 NT的求取93.2.2 全塔效率 ET123.2.3 实际塔板数 N123.3 塔的工艺条件及物性数据计算123.3.1 操作压强 Pm123.3.2 温度tm133.3.3 平均分子量133.3.4 平均密度m133.3.5 液体表面张力m143.3.6 液体粘度Lm143.4 精馏段气液负荷计算1515第四章塔和塔板主要工艺尺寸计算164.1.塔径 D164.2 溢流装置164.2.1 溢流堰长lW174.2.2出口堰高hw174.2.3降液管的宽度Wd与降液管的面积Af174.2.4降液管底隙高度184.3塔板布置184.3.1 孔区面积184.4筛孔数n与

5、开孔率184.5 塔有效高度（精馏段）194.6 塔高计算(从略)194.7 筛板的流体力学验算194.7.1气体通过筛板压强相当的液柱高度hp194.7.2 雾沫夹带量 ev 的验算204.7.3 漏液的验算204.7.4 液泛验算214.8塔板负荷性能图214.8.1 雾沫夹带线（1）214.8.2 液泛线（2）224.8.3 液相负荷上限线（3）234.8.4 漏液线（气相负荷下限线）（4）244.8.5 液相负荷下限线（5）24第五章.设计结果一览表26第六章.主要符号说明28第七章.设计评述30第八章.参考文献32第九章.致谢33第十章.附录34 37制药过程原理及设备课程设计精馏塔

6、设计第一章.概述1.1 精馏塔的简单介绍精馏塔是进行精馏的一种塔式气液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸汽由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸汽中转移，蒸汽中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸汽愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸汽进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸汽返回塔中，另一部分液体

7、作为釜残液取出。1.2 工业上对塔设备的主要要求（1）生产能力大 （2）传热传质效率高（3）气体的摩擦阻力小 （4）操作稳定，适应性强，操作弹性大（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便，不易堵塞耐腐蚀等。1.3 板式塔类型板式塔是在圆筒形壳体中安装若干层水平塔板构成的。板与板之间有一定的间距。塔板上有降液管，供液相逐层向下流动。塔板开有许多孔，供气相逐从下向上流动。气液两相在塔板上呈错流流动。即气相垂直向上穿过塔板上的液层，液相水平流过塔板。塔板是板塔式的核心部分，它关系到气液两相传热、传质的好坏。1.3.1 筛板塔扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状

8、如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸汽）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。筛板塔普遍用作 H2S-H2O 双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不是泡沫

9、状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态的。筛板塔优点：结构简单、造价低； 气流压降小、板上液面落差小； 板效率高。 缺点：操作弹性小、筛孔小易堵塞。1.3.2 浮阀塔浮阀塔广泛用于精馏吸收和解析等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。 浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作。浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。塔结构简单，制造费用便宜，并能适应常用

10、的物料状况，是化工、炼油行业中使用最广泛的塔型之一。在分离稳定同位素时采用在克服泡罩塔缺陷的基础上发展起鼓泡式接触装置。浮阀塔有活动泡罩、圆盘浮阀、重盘浮阀和条形浮阀四种形式。浮阀主要有 V 型和 T 型两种，特点是：生产能力比泡罩塔约大 2040；气体两个极限负荷比为 56，操作弹性大；板效率比泡罩塔高 1015；雾沫夹带少，液面梯度小；结构难于泡罩塔与筛板塔之间；对物料的适应性较好等，通量大、放大效应小，常用于初浓段的重水生产过程。1.3.3 泡罩塔在其内气体或蒸汽以泡状通过液体的一种塔;尤指板式塔(如用于分馏石油馏出物),其中塔板上具有许多泡罩 ,又称泡帽塔和泡盖塔。塔设备的一种,通常用

11、来使蒸汽（或气体）与液体密切接触以促进其相互间的传质作用。塔内装有多层水平塔板，板上有若干个供蒸汽（或气体）通过的短管，其上各覆盖底缘有齿缝或小槽的泡罩，并装有溢流管。操作时，液体由塔的上部连续进入，经溢流管逐板下降，并在各板上积存液层，形成液封；蒸汽（或气体）则由塔底进入，经由泡罩底缘上的齿缝或小槽分散成为小气泡，与液体充分接触，并穿过液层而达液面，然后升入上一层塔板。短管装在塔内的，称内溢流式；也有装在塔外的，称外溢流式。泡罩塔广泛用于精馏和气体吸收。泡罩塔优点：1、泡罩塔气-液两相接触比较充分，传质面积大，因此塔板效率较高；2、泡罩塔气液比变化范围较大，即操作弹性较大，便于操作；3、泡罩

12、塔具有较高的生产能力，适用于大型生产。泡罩塔的主要缺点是结构复杂、造价较高、塔板压力降较大。所以限制了泡罩塔的使用范围。第二章.设计方案的确定2.1 操作条件的确定2.1.1 操作压力塔顶压力为 加热水蒸汽压力 单板压降 2.1.2 进料状态本次设计中采取饱和液体进料。（q=1）2.1.3 加热方式蒸馏可采用间接蒸汽加热也可采用直接蒸汽加热，例蒸馏釜残液中的主要成分为水时，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压强在较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定的稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜

13、液组成相对降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。本次设计采用的是间接蒸汽加热。2.1.4 冷却剂与出口温度精馏塔常以循环冷却水为冷却剂，将热量从塔顶冷凝器中移出。且厂址选在江苏地区，水资源丰富。设备的出口温度一般在50左右。温度10，故选用40 的冷却水，否则，溶于水中的有些无机盐将析出、结垢，影响传热效果。2.1.5 热能的利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。2.2 确定设计方案的原则本

14、课程设计的设计内容是分离苯-甲苯混合液。是依据实际生产情况加以一定程度的简化而提出的。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，操作回流比采用最小回流比的 1.6 倍。第三章.工艺计算3.1.塔的物料衡算3.1.1 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率3.1.2 平均分子量3.1.3 物料衡算原料处理量: 总物料衡算：易挥发组分的物料衡算： 联立代入数据，解得： 3.2 塔板数的确定3.2.1 理论塔板数 NT的求取苯、甲苯属理想物系，可采用 M.T.图解法求 NT

15、。3.2.1.1 根据苯、甲苯的气液平衡数据作 y-x 图（即图 1）及 t-x-y 图（即图 2） 图 1 y-x 关系图图 2 t-x-y关系图 3.2.1.2 求最小回流比 及操作回流比 在图 1 中对角线自点(0.44,0.44)作垂线即进料线（q 线），该线与平衡线交点坐标为：（0.44，0.66），是最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。适宜操作回流比： 3.2.1.3 求理论塔板数 NT精馏段操作线为: 按常规 M.T.作图法解得：NT=(15-1)块（不包括釜）。其中，精馏段理论塔板数为6块，提馏段理论塔板数为8块（不包括釜），第7块为加料板。塔内温度的计算：采用内差法计算塔内

16、的温度1）塔顶在图二中（0.97，80.66）（0.99，80.21）两点之间可以看作为直线，设此线方程为t=kx+b,代入值解得k=-22.5，b=102.485所以t=-22.5x+102.485，当时，2）塔底在图二中（0.01，109.91）（0.03，108.79）两点之间可以看作为直线，设此线方程为t=kx+b,代入值解得k=-56，b=110.47所以t=-56x+110.47，当x=0.0235时，t=109.153）进料在图二中（0.60，88.8）（0.65，87.63）两点之间可以看作为直线，设此线方程为t=kx+b,代入值解得k=-23.4，b=102.84所以t=-2

17、3.4x+102.84，当时，所以全塔的平均温度：3.2.2 全塔效率 ET依下式：求得塔平均温度为93.75，根据液体粘度共线图查得，在93.75下相平均粘度为：3.2.3 实际塔板数 N精馏段：NJ=6/0.52=11.53，取12层提馏段：NQ=8/0.52=15.12，取16层3.3 塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例进行计算：3.3.1 操作压强 Pm塔顶压强PD=40+101.3=141.3kpa,取每层塔板压降p=0.7kpa,则进料板压强PF=141.3+120.7=149.7kpa精馏段平均操作压强： 3.3.2 温度tm塔顶： 进料：则精馏段平均温度：3.3.3 平均分

18、子量塔顶 xD=y1=0.943 X1=0.940进料板 yF= 0.774 XF=0.506则精馏段平均分子量: 3.3.4 平均密度m3.3.4.1 液相密度Lm依下式: (为质量分数)塔顶: 787.4进料板，由加料板液相组成 XA=0.491故精馏段液相平均密度 3.3.4.2 气相密度Vm3.3.5 液体表面张力m顶部 进料 则精馏段平均表面张力为： 3.3.6 液体粘度Lm顶部 进料 则精馏段平均液体粘度 3.4 精馏段气液负荷计算第四章塔和塔板主要工艺尺寸计算4.1.塔径 D塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可

19、参照下表所示经验关系选取初选板间距，取板上液层高度。表 1 板间距与塔径的关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600精馏段：查史密斯关联图 得C20=0.070；依式校正物系表面张力为20.855 时，0.0706可取安全系数为0.65，按标准,塔径圆整为0.7m,则空塔气速0.46m/s。4.2 溢流装置采用单溢流、弓型降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。4.2.1 溢流堰长lW因塔径D0.7m，=（0.60.8）D，取堰长为=0.60D=0.600.7=0.4

20、2 m4.2.2出口堰高hw查液流收缩系数图得 E=1.025，则m故4.2.3降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由 查图817得，由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）4.2.4降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速 4.3塔板布置 精馏段：取边缘区宽度 安定区宽度 4.3.1 孔区面积4.4筛孔数n与开孔率取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取3.0，故孔中心距依式计算塔板上的筛孔数依式计算塔板上开孔区的开孔率，即则每层板上的开孔面积为 气体通过筛孔的气速为 4.5 塔有效高度（精馏段）Z=(12-1)0.4=4.4m4.6 塔高计算(从略)

21、4.7 筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。4.7.1气体通过筛板压强相当的液柱高度hp 依式4.7.1.1干板压降相当的液柱高度hc依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.78由式4.7.1.2气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl，由与关联图查得板上液层充气系数=0.65，依式4.7.1.3克服液体表面张力压降相当的液柱高度h故则单板压强降：4.7.2 雾沫夹带量 ev 的验算故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带4.7.3 漏液的验算由式筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生

22、过量漏液。4.7.4 液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度按式， 而H=0.107m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。 4.8塔板负荷性能图 4.8.1 雾沫夹带线（1）在操作范围内，任取几个 LS值，依式算出相应的 VS值列于表 2 中表2Ls /(m3/s)Vs /(m3/s)0.330.310.290.270.26依表中数据在 VS-LS 图中作出雾沫夹带线（1），如图 3 所示。4.8.2 液泛线（2）在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3 表3Ls /(m3/s)Vs

23、 /(m3/s)0.410.340.320.31 0.26依表中数据作出液泛线（2）,如图 3 中线（2）所示。4.8.3 液相负荷上限线（3）以4s作为液体在降液管中停留时间的下限。 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。如图 3 （线3）所示。4.8.4 漏液线（气相负荷下限线）（4） 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内取若干 LS值，依（4）式计算 VS值，列于表 4，依表中数据作出气相负荷下限线（4）,如图 3 中线（4）所示。表4Ls /(m3/s)Vs /(m3/s)0.100.1080.110.120.1214.8.5 液相负荷下限线（5）对于平直堰，取堰上液层高度hO

24、W0.006m作为最小液体负荷标准。由式得 依此值在 VS-LS图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图 3 所示。在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得 Vs,max=0.3 m3/s Vs,min=0.1 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3第五章.设计结果一览表表5项目数值与说明备注塔径D,m1.19板间距HT，m0.04塔板型式分块式塔板空塔气速u,m/s0.8985溢流堰长度lW，m0.79溢流堰长度hW,m0.044板上液层高度hL，m0.06降液管底隙高度h0,m0.031浮阀数N

25、，个6228等腰三角形叉排阀孔气速u0，m/s8.23阀孔动能因数F0临界阀孔气速u0c，m/s孔心距t,m0.015同一排的孔心距排间距t,m相临二横排的中心线距离单板压降p,Pa472液体在降液管的停留时间 ，s精馏段提镏段降液管内的清夜高度Hd，m0.12气相负荷上限（VS）max0.00857雾沫夹带控制气相负荷下限（VS）min0.323漏液控制开孔率，% 第六章.主要符号说明表6符号意义计量单位M摩尔质量Kg/kmolF进料量Kmol/sD塔顶采出率Kmol/sW塔底采出率Kmol/sQ进料热状况X液相摩尔分率Y气相摩尔分率R回流比L液相负荷Kmol/sV气相负荷Kmol/sN理理

26、论塔板数N实实际塔板数P操作压力Pat温度OCP密度Kg/m3a表面张力mN/m粘度mPa. sVs气相体积流率m3 / sLs液相体积流率m3 / sC 负荷因子 m/su空塔气速m/sD塔径mAt塔截面积m2Z有效高度mlw堰长mhw溢流堰高度mhow堰上液层高度mWd降液管宽度mAf截面积m2e降液管中停留时间sHo降液管底隙高度mWs边缘区宽度mWc无效区宽度mAa开孔区面积m2t孔中心距mmn浮阀数目个开孔率h阻力PaET塔板效率Hd降液管内液层高mAH潜化热 kj/kg N 塔板数目 第七章.设计评述这次对苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计让我们了解任务设计的基本内容，这次的设计使我明

27、白了一般的精馏塔的设备和工作原理，还有在生产中要注意的问题，由于在设计过程中难免会有很多人为的因素，所以也存在不少的问题，在以后的学习和生产中，会更加认真和细心去领悟问题的所在。本次化工原理课程设计历时一周，是学习化工原理以来第一次独立的工业设计。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。在这学期的化工原理学习中，我对于精馏塔的认识是很有限的，我们所遇到的精馏塔的计算也仅限于书上的例题和为了考试做的一些资料，它们都是简化了的或者局部的计算，而这次的课程设计让我接触到完完整整的精馏计算和一些辅助设备的计算。让我感觉到，光是平时学习的内容对于在工程方面的应用是远远不

28、够的，这需要我们平时自觉的培养自己的自学能力，设计中我学会了离开老师进行自主学习，参看多本指导书，完善自己的设计。通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。第八章.参考文献1 谭天恩，窦梅，周明华.化工原理（上册）M.第3版.北京：化学工业出版社，2006.8.2 谭天恩，窦梅，周明华.

29、化工原理（下册）M.第3版.北京：化学工业出版社，2006.8.3 王静康.化工设计M.北京：化学工业出版社，1995.4 张浩勤.化工原理学习指导M. 北京：化学工业出版社，2007.5 杨祖荣，刘丽英，刘伟. 化工原理M.第3版. 北京：化学工业出版社，2009.6 时钧，汪家鼎，余国琮等.化学工程手册M. 第2版. 北京：化学工业出版社，1996.7 朱有庭，曲文海，于浦义.化工设备设计手册M. 北京：化学工业出版社，2005.8 吴俊. 化工原理课程设计M. 上海：华东理工大学出版社，2011.9 李芳. 化工原理及设备课程设计M. 北京：化学工业出版社，201110 王国胜. 化工原

30、理课程设计M. 大连：大连理工大学出版社，2005第九章.致谢经过两周，完成了课程设计，对MathType. Origin等软件熟练应用， 感谢我的指导老师徐兵在此课程设计的过程中给予我的很多建议。感谢同学们的相互支持，与他们一起对一些问题的探讨和交流让我开拓了思路，也让我在课程设计时多了些轻松、愉快。在完成课程设计的过程中，我学到了许多以前没有学到的知识，也遇到了一些困难和挫折，但是最终我还是完成了这次课程设计，在此，我要感谢我的指导老师徐兵在此课程设计的过程中给予我的很多帮助跟建议，并且我还要感谢在完成课程设计过程中给予我帮助的同学和老师们第十章.附录表5 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子

31、量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7 表6 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0 表7 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.45

32、60.2620 表8 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表9 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770.0表10 液体粘度温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228 表11 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y

33、110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0