化工原理（含化工设备机械基础）课程设计板式精馏塔设计.doc

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1、化工原理（含化工设备机械基础）课程设计板式精馏塔设计专业班级：化工工艺06-3班本组成员：指导老师：设计时间：2009年4月27日 至 2009年5月15日目 录1、摘要22、设计任务书33、前 言44、回流比优化64、塔板的工艺设计85、塔板的流体力学计算186、塔附件设计257、塔总体高度的设计278、附属设备设计279、精馏塔主体设备机械设计2810、参考文献3611、附录39摘要：本设计采用筛板塔精馏分离乙醇-水溶液，利用VB语言优化回流比，并算出理论塔板数为40，最优回流比2.66。对塔的工艺尺寸进行计算得出塔径为0.8米，塔总高42米。对塔的流体力学进行验证后，符合筛板塔的操作性能

2、。经过对塔设备的强度计算，12mm满足设计要求。本次设计内容对提高化工原理课程设计的能力有明显作用。关键词： 筛板塔、 乙醇、 最小回流比、 经济衡算精馏塔优化设计任务书1、 设计任务：年处理2.8万吨乙醇-水溶液系统2、 设计条件：l 料液含乙醇13wt%；l 馏出液含乙醇不少于94wt%；l 残液含乙醇不大于0.05wt%。3、 操作条件：l 泡点进料，回流比由经济衡算优化；l 塔釜加热方式及蒸汽压力：间接，0.2Mpa（表压）；l 塔顶全凝器冷却水进口温度20，出口温度50；l 常压操作，年工作日300天，每天工作24小时；l 塔板形式：筛板塔；l 安装地点：合肥。4、 主要设计内容：l

3、 工艺流程的确定；l 塔和塔板的工艺尺寸计算；l 塔板的流体力学验算及复合性能图；l 主体设备的机械设计；l 辅助设备的计算设备的机械设计。前言精馏是通过汽液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，来达到分离液相混合物的一种常用操作。蒸馏操作在化工，石油化工，轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，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。蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连续过程。间歇蒸馏时一种不稳定操作，主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化工生产常

4、用的方法。蒸馏过程按蒸馏方式可分简单蒸馏，平衡蒸馏，精馏和特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。简单蒸馏平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般来说，当总压强增大时，平衡时气相浓度接近，对分离不利，但对在常压下为气态的混合物，可采用加压精

5、馏;沸点高又是热敏性的混合液，可采用减压精馏。精馏过程所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心是精馏塔。常用的精馏塔又是板式塔和填料塔两大类，统称塔设备。和其它传质过程一样，精馏对塔设备的要求大致包括：（1） 生产能力大：即单位塔截面可通过较大的气、液相流率，不会长生液泛等不正常流动。（2） 效率高：汽、液相在塔内流动时保持充分的接触，具有较高的塔板效率或较大的传质速率。（3） 流动阻力小：流体通过塔设备的阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作时易于达到所要求的真空度。（4） 有一定的操作弹性：当汽液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，且不会使效率产生较大的变化。（5） 结构简单

6、，造价低，安装检修方便。（6） 能满足物性的工艺特性，如腐蚀性，热敏性，起泡性等特殊要求。分离乙醇水溶液用的是板式精馏塔，板式塔大致可分为两类，一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直板、舌形、S形、多降液管塔板等；另一类是无降液管塔板，如穿流式筛板、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的浮阀、筛板和泡罩塔板等。基于本次设计中我们采用的是筛板塔，下面主要介绍筛板塔。 筛板塔： 筛板是在塔板上有均布的筛孔，操作时，液体横向流过塔板，靠溢流堰，使板上能维持一定厚度的液层，上升气流通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层鼓泡而出，气液间密切接触而进行传质。在正常操作气速下，通过筛

7、孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄漏。 筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、易结焦的和带固体粒子的物料。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多。回流比优化一 精馏塔优化设计的目标函数以精馏塔系统的年总费用为目标函数，可以表示为： 式中： J精馏塔系统的总费用，元/a； 精馏塔塔体的造价及维修费用，元/a；冷凝器的造价及操作费用，元/a；再沸器的造价及操作费用，元/a。1. 的数学模型 1）. 塔板费用的

8、计算： 式中美元对人民币的汇率6.5人民币美元 塔板类型因子，由于所选为筛板塔，0.85 估计实际塔板数20，故板数因子2）. 塔径的计算式中P=101.3kpa空塔气速 式中： =1.2m, =2m，=7.9kg/2. 的数学模型，kcal/(m2h)3 .的数学模型 煤价： 元/吨4.优化得与回流比的关系图如下塔板的工艺设计一 精馏塔全塔物料衡算F：原料液流量（） :原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（） :塔顶组成W：塔底残液流量（） :塔底组成原料乙醇组成：塔顶组成：塔底组成：进料量： 物料衡算式为： 联立求解：D=12.7225， W=186.01 1.温度 利用表中数据由拉

9、格朗日插值可求得 =89.6=78.2 =99.85精馏段平均问题: 提馏段平均问题: 2.密度已知：混合液密度：（为质量分率，为相对分子质量）混合气体密度：(1)精馏段： =83.9液相组成：气相组成：所以： (2)提馏段：=94.7液相组成：气相组成： 所以： 不同温度下乙醇和水的密度：温度/乙水温度/乙水80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在和下乙醇和水的密度=83.9： 同理：=94.7：，在精馏段： 液相密度：气相密度：在提馏段： 液相密度：气相密度：3.混合液体的表面张力1）.精馏段：乙醇表面张力： 水表面张力

10、： 联立方程组：2).提馏段：乙醇表面张力：水表面张力：联立方程组：4.混合物的粘度，查表得: ，查表得： 精馏段粘度： 提留段粘度:5.气液体积流量计算根据x-y图作图得，切线截距为：b=0.2696（相平衡数据见附录）由程序优化得实际回流比R=2.66（1） 精馏段:L=RD=2.7312.7225=34.732 V=(R+1)D=(2.73+1)12.7225=47.455 已知：则质量流量：体积流量：（2）提镏段：饱和液体进料:q=1已知：质量流量:体积流量：三.理论塔板的计算由程序可得在R为最优的情况下总理论塔板数N=40精馏段理论塔板数N1=34提馏段理论塔板数N2=6板效率可用奥

11、康奈尔公式：（1）精馏段：由=83.9时：所以精馏段实际塔板数为： 可取73（2）提馏段：由=94.7时：所以精馏段实际塔板数为： 可取13总实际塔板数：总塔板效率四塔径的初步设计1.精馏段u=7.61/=7.61/=0.756m/s塔径：横截面积：五溢流装置1堰长取m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度，按下式计算：1）.精馏段2）.提馏段2.弓形降液管的宽度和横截面查图得： 则：=0.0740.03=0.037，=0.130.8=0.104m验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间：5s,故降液管可用.3.降液管底隙高度1）.精馏段： 2）.提馏段：因为不小于20mm，故满足要求.

12、六塔板布置1开孔区开孔面积：2筛孔的计算及其排列筛孔直径：筛板厚度：孔中心距：筛孔的排列与孔数（正三角形排列）开孔率：气体通过筛孔的速度为： 工艺设计计算数据汇总：精馏段精馏段数据提馏段提馏段数据塔板数73塔板数13液体流量0.0002445液体流量0.0014743气体流量0.3794气体流量0.7768塔板间距/ mm400塔板间距/ mm400堰长/ mm520堰长/ mm520堰高 /mm66堰高 /mm61底隙高度/ mm60底隙高度/ mm55塔截面积/0.5026塔截面积/0.5026降液管面积/0.037降液管面积/0.037开孔面积/0.3033开孔面积/0.3033孔数n1

13、787孔数n1787开孔率0.074开孔率0.074孔心距t /m0.014孔心距t /m0.014边缘区宽/m0.05边缘区宽/m0.05排列方式正三角形排列排列方式正三角形排列流动形式单流型流动形式单流型空塔气速u0.756空塔气速u0.756堰上液头高度/m0.00403堰上液头高度/m0.00894塔板阻力/m0.0295塔板阻力/m0.0200降液管液体停留时间/s60.53降液管液体停留时间/s11.84降液管内清液层高度/m0.1499降液管内清液层高度/m0.1499漏液点气数10.66漏液点气数11.99稳定系数K1.58稳定系数K1.50 塔板的流体力学验算一.塔板压降以相

14、当于液柱高度表示： 式中：与气体通过筛板的干板压降相当的液柱高度；与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度；与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度。1.精馏段：1）.干板阻力： 15%，可用 依，查413，得=0.79 2）.气体通过液层的阻力由图4-14查取板上液层充气系数=0.68 3). 2.提馏段：1）. 2）. 由图4-14查取板上液层充气系数=0.71 3). 二.雾沫夹带量采用hunt的经验式.1）.精馏段： 2).提馏段： 三.漏液点气速 1).精馏段： 筛板的稳定性系数：2).提馏段：筛板的稳定性系数在设计负荷下不会产生过量漏液.四.液泛验算（条件：） 1).精馏段： 取故 ,

15、在设计负荷下不会发生液泛.2).提馏段： 故 ,在设计负荷下不会发生液泛.根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏塔塔径及各工艺尺寸是合适的.五.塔板负荷性能图1.雾沫夹带线（1） 1）.精馏段： 取雾沫夹带极限，已知 整得：2）.提馏段：取雾沫夹带极限，已知2.液泛线（2）1）.精馏段：故 故 则整理得：2）.提馏段：= 则3.夜相负荷上限线（3） 取液体在降液管中停留时间为5s. 4.漏液线（气相负荷下限线）（4）1）.精馏段：将代入得2）.提馏段：将得5.液相负荷下限线（5）取平堰，堰上液层高度作为液相负荷下限条件，精提段相同：所得精馏段复合性能图如下：提馏段复合性能图如下：塔附件设计

16、一接管1.进料管（直管进料）进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T进料管.本设计采用直管进料管.管径计算如下：，取查标准（进料管尺寸）取2回流管采用直管直流管，取mm（查表得）取3.塔釜出料管取直管进料，查出料管规格标准取4.塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速u=20m/s，则查蒸汽出料管规格标准取5.塔釜进气管采用直管，取查进气管规格标准取：二筒体与封头1.筒体 式中： :Q235A在100时的许用应力，从表14-5查得为113 ； :塔体焊缝为双面对焊接，局部无损检测，由表14-5查得=0.85； :腐蚀裕量，根据已知工艺条件，=4mm。考虑到此塔较高，风载荷较大，而塔的内径不

17、太大，故应适当增加厚度，为了便于焊接，取封头与筒体等厚，即.2.封头采用椭圆形封头，总深度：225mm.三除沫器 本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取：选取不锈钢除沫器：类型：标准型，规格：40-100.材料：不锈钢丝网（）丝网尺寸：圆丝四裙座本设计采用圆筒形，由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm.基础环内径：基础环外径：圆整：，考虑到腐蚀裕量、再沸器，裙座高度取：2.7m.五吊柱本设计中塔高度大，因此设吊柱.可选用吊柱500kg.S=800mm，型号：HG 5-1373-80-14六人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置

18、应便于进入任何一层塔板。 取人孔DN=400mm.塔总体高度的设计一塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm.二塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，三塔立体高度，：进料板间距700mm10块板开一个400mm的人孔，开人孔处板间距为600mm.附属设备设计一冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计总体传热系数一般范围为501500kcal/（）本设计取K=700 kcal/（）=2926kJ/（）出料液温度：78.2（饱和气）78.2（饱和液）冷却水温度：2050逆流

19、操作：=58.2，=28.2传热面积： 设备型号：二再沸器的选择 本设计饱和蒸汽K=2926 kcal/(.h.) 料液温度99.85100，热流体温度134134 采用逆流=34 ，=34.15则 ： 传热面积：=18.95m2 设备型号： G 400 1-0.60-17.7 精馏塔主体设备机械设计一.塔质量1.塔体质量：2.塔体和裙座质量：3.人孔、法兰、接管等质量：4.内购件质量：0.80.88673=3156kg5.保温层质量：（注：取保温层厚度为100mm）6.扶梯、平台质量： （注： 扶梯单位质量为40kg/m,操作平台共五层，操作平台宽800mm,单位质量150kg/，直角180

20、，平台距塔之间距离为000mm）7.操作时塔内物料质量： 8.充水质量： 于是：1）.塔体与裙座的操作质量:2）.塔体的操作质量:3）.最大操作质量:4).最小操作质量:二.风载荷及风弯矩 1.风载荷 其中=0.7, =1.75, 塔高H=39m, =0.8m, =35MPa假定在合肥郊区建厂，则如下： 2.710m =10-2.7= 7.3m =1.0 1020m =20-10=10m =1.4 2030m =30-20=10m =1.42 3039m =39-30=9m =1.536 扶梯附加宽度=200mm(斜梯) 操作平台附加量，其最大值为一计算塔段10m中有2.5层平台，每层平台迎风

21、面积为0.5则塔体有效直径：=824+2100+200+250=1932mm塔体各段风力:2.710m =0.71.75351.00.000071474=46131020m =0.71.753.51.141474=7205N2030m =0.71.753.51.421474=8975N3040m =0.71.750.351.55691474=8850N2.风弯矩 截面划分为00截面为裙座基座截面，11截面为裙座塔体焊缝处截面00截面弯矩: 式中： -裙座底部到标高十米处的距离=10m -对应于段的风力=0.71.753000.8101.932 =5680.0608N11截面弯矩: 式中： -塔

22、体11截面到标高10m处的距离=10-1=9m -对应于段的风力三.地震载荷计算1.塔的自震周期: 则其中： H-塔的总高度，m E-塔壳体材料在设计温度下的弹性模量，Mpa-塔壳的有效高度，m-塔壳内径，m2.地震载荷计算; 查得地震烈度为7时，地震影响系数的最大值类场地上：=0.3s 由于H/D50s1s,故塔体任意点的x地震载荷为C结构系数，小于1，取C0.5（立式设备）必须考虑高振影响确定危险截面：00截面为裙座基座截面 11截面为裙座人孔处截面 22 截面为塔底焊缝处截面00截面地震弯矩 11截面地震弯矩 22 截面地震弯矩 四.塔体的强度和稳定性校核 1.塔底危险截面22轴向应力计

23、算 2.塔底危险截面22抗压强度及轴向稳定性验算 =0.71.75113=138.425MPa =0.71.750.062.10.0132/0.4 =509.355 MPa由于=95.4274 MPa 因此，塔底2-2截面满足抗压强度及轴向稳定条件。3.塔底2-2截面抗拉强度的校核 因为 所以故满足抗拉强度条件 上述各项校核表明：塔体厚度可以满足整个塔体的强度、刚度及稳定性要求。五.裙座的强度及稳定性校核 设裙座厚度，厚度附加量C=1.8mm,则裙座有效厚度 1.裙座底部0-0截面的轴向应力计算： 操作时全塔质量引起的压应力为： 风载荷引起的0-0截面弯曲应力： 2. 裙座底部0-0截面的强度

24、计稳定性校核 设计时采用Q235-A钢 则 : 裙座出现失稳之前材料已经达到弹性极限，因此强度是主要的制约因素，又由于 因此满足强度及稳定性要求。3. 裙座人孔处1-1截面强度及轴向稳定性校核 由于 因此满足强度及稳定性要求。4.焊缝强度 裙座与塔体采用对接焊，局部无损探伤，焊缝承受的组合拉应力为 查相关资料得Q235-A在操作温度下的许用应力 而 焊接强度达不到要求，需要进一步加强.六.水压试验时塔的强度和稳定性校核1.水压试验时塔体2-2截面的强度条件： 式中 是液注静压力，因塔高约39m,故取=0.39; ; 是材料的屈服极限，操作温度下为235MP; ; 则 因此满足水压试验强度满足要

25、求。2.水压试验时裙座底部0-0截面的强度与轴向稳定条件： 式中 ; 满足条件。心得体会塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产中广泛的气液传质设备。更具塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。而化工原理是贯穿我们大学学习的一门最重要的专业课，对于我们化工专业的学生，也是与我们将来就业联系最深最广最紧密的一门理论与实践相联系的学科。最小回流比的求取，我们利用现有的106组乙醇-水溶液的汽液相平衡数据，用AutoCAD作图，做切线求出最小回流比。最优回流比的求取，我们采用了计算机VB语言编程，在总费用最小的情况下求出最优回流比。而设备流程图是我们完全了解整个精馏的工艺流程情况

26、下，对管、仪表及设备型号的选择，是最后也是最难的精馏塔装配图，更是对每一处细节都要到位，因为它把前面的所有工作串在一起。 本次课程设计是以3个人一个小组的形式进行的，人员相对比较少，而设计任务相对较重，但我们分工合作，大家都很认真的对待所分配的任务，在工作中也是认真负责，绝不含糊过关，有不懂或分歧的地方我们会讨论，在设计过程中尽量做到每个人每个细节都参与，同讨论、共协商。在此短短三个星期中。我们团队尽其每个人的智慧完成了这份课程设计。但由于我们也是第一次做毫无经验，所以，不乏在报告中有一些错误，考虑不全的地方，还恳请老师能够给予纠正，我相信这也是我们学习的一次机会。至此，感谢我们组的每一个成员

27、，也同样感谢我们的带队老师。 参 考 文 献1、化工原理，合肥工业大学出版社，崔鹏、魏凤玉 编，20072、化工原理，化学工业出版社，杨祖荣 编，20043、化工原理课程设计，天津科学技术出版社，柴诚敬，王军 编，20064.化工仪表及自动化，化学工业出版社，厉玉鸣 编，20065、化工机械基础，华东理工大学出版社，汤善浦 编，20046、化工设备设计手册，化学工业出版社，朱有庭 编，20047、合成乙醇，化学工业出版社，李鶴廷 编，19858、化工工艺设备手册，化学工业出版社，上海医药设计院 编，19899、化工原理课程设计，大连理工大学出版社，王国胜 编，200510、化工制图，国防工业出

28、版社，靳士兰 编11、化工过程设计，西北工业大学出版社， 黄英 编，200512、化工装置实用工艺设计，化学工业出版社，美E.E.路德维希 编，200613、化工原理优化设计及解题指南，化工工业出版社，阮奇 编 200114、AUTO CAD,电子科技大学出版社，朝日科技 编，2004序号沸点液相组成汽相组成序号沸点液相组成汽相组成1100.00 0.00000 0.00000 3885.40 0.12080 0.46900 299.90 0.00004 0.00053 3985.20 0.12640 0.47490 399.80 0.00040 0.00510 4084.80 0.13770

29、 0.48680 499.70 0.00055 0.00770 4184.70 0.14350 0.49300 599.60 0.00080 0.01030 4284.50 0.14950 0.49770 699.50 0.00120 0.01570 4384.30 0.15550 0.50270 799.40 0.00160 0.01980 4484.20 0.16150 0.50780 899.30 0.00190 0.02480 4583.85 0.16770 0.51270 999.20 0.00230 0.02900 4683.75 0.17410 0.51670 1099.10 0

30、.00270 0.03330 4783.70 0.18030 0.52430 1199.00 0.00310 0.03725 4883.50 0.18680 0.52680 1298.90 0.00350 0.04120 4983.40 0.19340 0.53090 1398.75 0.00390 0.04500 5083.30 0.20000 0.53440 1497.65 0.00790 0.08760 5183.10 0.20680 0.53760 1596.65 0.01190 0.12750 5282.95 0.21380 0.54120 1695.80 0.01610 0.163

31、40 5382.78 0.22070 0.54120 1794.95 0.02010 0.18680 5482.65 0.22780 0.54540 1894.15 0.02430 0.21450 5582.50 0.23510 0.54800 1993.35 0.02860 0.23960 5682.45 0.24250 0.55220 2092.60 0.03290 0.26210 5782.35 0.25000 0.55480 2191.90 0.03730 0.28120 5882.30 0.25750 0.55740 2291.30 0.04160 0.29920 5982.15 0

32、.26530 0.56030 2390.80 0.04610 0.31560 6082.00 0.27300 0.56440 2490.50 0.05070 0.33060 6181.90 0.28120 0.56710 2589.70 0.05510 0.34510 6281.80 0.28930 0.57120 2689.20 0.05980 0.35830 6381.70 0.29800 0.57450 2789.00 0.06460 0.36980 6481.60 0.30610 0.57700 2888.30 0.06860 0.38060 6581.50 0.31470 0.581

33、10 2987.90 0.07410 0.39160 6681.40 0.32340 0.58390 3087.70 0.07950 0.40180 6781.30 0.33240 0.58780 3187.40 0.08410 0.41270 6881.25 0.34160 0.59100 3287.00 0.08920 0.42090 6981.20 0.35090 0.59550 3386.70 0.09420 0.42940 7081.10 0.36020 0.59840 3486.40 0.09930 0.43820 7181.00 0.36980 0.60290 3586.20 0

34、.10480 0.44610 7280.95 0.37970 0.60580 3685.95 0.11000 0.45410 7380.85 0.38950 0.61020 3785.70 0.11530 0.46080 7480.75 0.40000 0.61440 附 录常压下乙醇-水气液平衡数据：序号沸点液相组成汽相组成序号沸点液相组成汽相组成7780.50 0.43170 0.62520 9379.30 0.64050 0.71860 7880.45 0.44270 0.62990 9479.20 0.65640 0.72710 7980.40 0.45410 0.63430 9579

35、.10 0.67270 0.73610 8080.30 0.46550 0.63910 9678.95 0.68920 0.74690 8180.20 0.47740 0.64210 9778.85 0.70630 0.75820 8280.10 0.48920 0.64700 9878.75 0.72360 0.76930 8380.00 0.50160 0.65340 9978.65 0.74150 0.78000 8479.95 0.51390 0.65810 10078.60 0.75990 0.79260 8579.85 0.52680 0.66280 10178.50 0.7788

36、0 0.80420 8679.75 0.54000 0.66920 10278.40 0.79820 0.81830 8779.72 0.55340 0.67420 10378.30 0.81820 0.83250 8879.70 0.56710 0.68070 10478.27 0.83870 0.84910 8979.65 0.58110 0.68760 10578.20 0.85970 0.86400 9079.55 0.59550 0.69590 10678.18 0.88150 0.88250 9179.50 0.61020 0.70290 10778.15 0.89410 0.89410 9279.40 0.62520 0.71100