丙烯-丙烷体系对塔顶筛板精馏塔及辅助设备设计（处理量：70回流比系数：1.6）

（精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2005年7月3日 班 级： 化机0205班 姓 名： 邵 斌 指导老师： 韩志忠、董宏光 前 言 本设计说明书包括说明书、精馏过程工艺及设备概述、精馏塔工艺设计、再沸器设计和辅助设备设计共5章。 说明中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于立式热虹吸式再沸器的主要结构和适用条件都给出了详细计算，辅助设备和管路的设计仅给出了简略的说明。 鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！ 目 录第一章 任务书4第二章 精馏过程工艺及设备概述5第三章 精馏塔工艺设计8第四章 再沸器的设计18第五章 辅助设备的设计26第六章 设计心得及总结28附录一 主要参考书29附录二 主要符号说明29附录三 逐板计算数据31第一章、任务书处理量：70 koml/h产品质量：（以丙烯摩尔质量计）进料 65% ，塔顶产品 98% 塔底产品2%。*设计条件1.工艺条件：饱和液体进料， 进料丙烯含量=65%（摩尔分数，下同）塔顶丙烯含量=98%釜液丙烯含量2%，总板效率为0.62.操作条件塔顶压力1.62MPa（表压）加热剂及加热方式：加热剂：热水；加热方式：间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数：R/Rmin=1.6塔板形式：筛板处理量：70 kmol/h，安转地点：大连塔板位置：塔顶* 第二章、 精馏过程工艺及设备概述 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，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时传热、传质的过程。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、控制等的设备、仪表。1.精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气、液两相经过多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，是混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。其流程如下：原料（丙烯和丙烷混和液体）经过料管由精馏塔的某一位置（进料板处）流入精馏塔内，开始精馏操作，塔底设再沸器加热釜液中的液体，产生蒸汽通过塔板的筛孔上升，与沿降液管下降并横向流过塔板的液体在各级筛板上错流接触并进行传热及传质，釜液定期作为塔底产品输出;塔顶设冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作为塔顶产品输出精馏塔。2.工艺流程（1）精馏装置必须在实弹的位置设置一定数量不同容积的原料储罐，泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证精馏装置能连续稳定的运行。（2）必要的检测手段为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表，以及时获取压力，温度等各项参数，从而间接了解运行情况。另外。常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。（3）调节装置由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位置设置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，有时还可以根据需求设置双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换。3.设备简介及选用所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1）、精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。2）.再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3）.冷凝器 （设计从略） 用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器第三章 精馏塔工艺设计一、精馏过程工艺流程 1.分离序列的选择对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见有关参考书）。2.能量的利用精馏过程是热能驱动的过程，过程的能耗在整个生产耗能中占有相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。1）. 精馏操作参数的优化 在保证分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。2）. 精馏系统的能量集成 着眼于整个系统的有效能的利用情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论），实现能量的匹配和集成。3.辅助设备（略）4.系统控制方案（略）二、精馏过程工艺计算 一）、理论板个数的计算 精馏塔的分离计算是精馏装置过程设计的关键。通过分离计算确定给定原料达到规定分离要求所需理论级数、进料位置、再沸器及冷凝器的热流量；确定塔顶、塔底以及侧线采出产品的流量、组成、温度及压力；确定精馏塔内温度、压力、组成及气相、液相流量的分布。在实际工程设计中，通过建立严格的物料衡算方程（M）、气液相平衡方程（E）、组分归一方程（S）以及热量衡算方程（H），即描述复杂精馏塔的基本方程（MESH）.基本方程中热力学性质及由热力学性质决定的关系，如热焓及相平衡关系，由热力学方程进行推算。根据不同物系选择不同的方法对基本方程进行求解。1.处理能力及产品质量（物料衡算及热量衡算）物料衡算= + =+解得：=4593.75 kmol/h ，=24.0625 kmol/h塔内气、液相流量精馏段：=R , =提馏段：= , =热量衡算再沸器热流量 再沸器加热蒸汽的质量流量 冷凝器热流量冷凝器冷却剂的质量流量2.塔板计算1）.假设塔顶温度T=316.11K，且压力P=1720kpa，查取丙烯丙烷Antoine常数。由Antoine公式，计算得丙烯丙烷的Pi，由计算出丙烯塔顶含量为0.9809满足设计要求，故温度假设正确。得到塔顶相对挥发度为= 1.1956 ；对归一方程判据，收敛误差在1以内。编写程序进行迭代，得到塔顶温度，相对挥发度1.1962）.根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程=，=0.65，解得=0.6896。=7.33，则R=1.=11.7。 3）.根据得到的R值计算精馏段操作方程, =0.8969+0.101即可计算第二快塔板上升到第一块板值。 4）.由第一块板计算得到的和值，及按工程经验，相邻塔板的压降为100液柱。由密度和混合物组成计算=0.461kpa,即从上到下每块板压力增加0.461kpa。由这些参数按照同第一块板的计算方法，可计算出第二块的各个参数。以此类推，得到逐板的数据。 5).经过模拟计算，得到理论板数=95/93块。（各板的计算数据见咐表）3.摩尔流量=R *=342.5kmol/h=381.9 kmol/h= =402.5 kmol/h=381.9 kmol/h4.操作线方程精馏段操作方程: , =0.8969+0.101提馏段操作方程： ，=1.068-0.001365.确定实际塔板数理论板数：93（包括釜）； 进料位置：从上至下第20块实际板数：93/0.6=155，取整：155。实际进料：从上至下第33块。二）、塔板设计计算 1.物性参数（以塔顶查取） T=316.11K ,P=1.72MPa 液相: 丙烯 = 460.92 kg/m3 丙烷 =474.8 kg/m3 气相: 丙烯 =31 kg/m3 丙烷 =32.1 kg/m3 按混合物计算得： =461.2 kg/m3 =31.02 kg/m3液相表面张力取=4.761 mN/m=381.9 kmol/h=16039.8 kg/h =517.1/h =0.1436/s=342.5kmol/h=14385 kg/h =31.19/h =0.00866/s 进料：=465.78 kg/m3 =5.5/h2.初估塔径两相流动参数 =0.232设间距： =0.6m/0.45 查费克关联图得=0.077/0.06气体负荷因子C：=0.0578/0.045液泛气速： =0.2037 /0.159泛点率取=0.7， 操作气速u=0.1426m/s，/0.111所需气体流道截面积A：=1.007/1.294m2选取单流型，弓形降液管踏板，取=0.1，则=1-=0.9故塔板截面积=1.509/1.437 m2，塔径D：=1.386/1.35 m ， 圆整：取1.6/1.4m则实际塔板截面面积=2.0106/1.5386 m2，降液管截面积=0.20106/0.15386 m2气体流道截面积A=1.8096 /1.38474m2 ，实际操作气速u=0.1058/0.1037 m2实际泛点率=0.5253/0.6522，圆整 0.6/0.7且=0.6/0.45m，D=1.6/1.35m 符合经验关系所以塔间距=0.450.6/0.45m 塔径D=1.6/1.35m3.塔高计算实际板数=159，精馏段78，提馏段81塔有效高度=0.4578+0.681=75m设釜液停留时间为20min，釜液高度=7.12m进料处两板间距增至0.8m，裙座取5m，塔顶及釜液上方气液分离高度取 1.5m159块塔板，共设置6个人孔，每个人孔处=0.8m总塔高= +（0.8-0.45）3+（0.8-0.6）3+1.52+5=93.42m4.溢流装置的设计采用弓型降液管（根据课设p207）=1.6/1.35m =2.0106/1.5386 m2 ； =0.1 =0.2011/0.15386 m2查得=0.732 ， =0.732=1.171/0.988m 即为堰长堰宽 =255/220 mm， 降液管面积=0.207/0.16 5.溢流堰液流强度=31.576mm取底隙=40mm=0.04m，则液体流经底隙的流速= =0.22(0.80.9m),采用分块式塔板； 取塔板厚度t=4mm;整个塔板面积： 受液区和降液区面积 2Ad=0.414/0.32 入口安定区和出口安定区 bs=60mm=0.06m边缘区 bc=60mm=0.06m 选择塔板为单流型，有效传质面积Aa= D-=0.545m, =0.255m 0.593m, r=1.35/2-0.06=0.615m求得=1.18 筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列开空率=取d0=6mm,t=4.5*d0, 得=4.5%开孔所占面积=Aa4.5%=0.05963,算得管数n=2109个气速=0.1915/0.05963=3.212 m/s7.塔板流动性能的校核1）.液沫夹带量的校核 由=0.2287和实际泛点率0.5253，查得=0.0032，则 =0.003 kg液体/kg气体 ,故不会发生降液管液泛4）.液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出 =8.15，故所夹带气体可以释放。5）.严重漏液校核 =0.0056+0.13（）-=0.0056+0.13(0.04+0.032)-0.00068 =0.0192 m液柱,稳定系数K=/=1.691.52.0,故不会发生严重漏液。8.塔板性能负荷图1）过量液沫夹带线 令=0.1，代入关系式，得到= 0.497393600-34.56 2）液相下限线 令，得到=3.295 m3/h3）严重漏液线 式中：a=15940AoCo=0.0000322 b=0.0056+0.13-=0.0056+0.130.04-0.00068=0.01012 c=1.327所以， m3/h4）液相上限线保证液体在降液管中有一定的停留时间令，则降液管最大流量=65.124 m3/h5）降液管液泛线或，显然为避免降液管发生液泛，应使,0.6160,显热段管长与管径之比大于50时，用式=计算显热段传热管内表面传热系数=664.6 W/(m2K)3）计算管外冷凝表面传热系数 用式 计算蒸汽冷凝的质量流量为m=18.87kg/s；正三角形排列的管束管外的当量直径de=20.16管外用25%圆缺形挡板，用下式关联：其中：Re=27593.6, Pr=2.206, =0.406(取壁温为70)，代入算=2557.964）污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧= 0.000176，冷凝侧= 0.00026，管壁热阻= 0.00004955）用式计算显热段传热系数= 356.25 W/(m2K)（2）蒸发段传热系数1).用式计算传热管内釜液的质量流量=784584kg/h当=0.2，用式计算Lockhat-Martinell参数为 1.072，由及，查垂直管内流型图（Fair）得=0.18；当，用式计算Lockhat-Martinell参数= 0.414，再由及出查垂直管内流型图（Fair）得=0.82；用式计算泡核沸腾压抑系数=0.52）用式计算泡核沸腾表面传热系数= 1998.96 W/(m2K)3）用式计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数= 621.7 W/(m2K)4）计算沸腾表面传热系数 用式计算对流沸腾因子= 2.253用式计算两相对流表面传热系数= 1400.79 W/(m2K)用式计算沸腾传热膜系数= 2400.27 W/(m2K)用式计算沸腾传热系数:= 691.13 W/(m2K)；（3）显热段和蒸发段的长度 用式计算显热段长度与传热管总长的比值= 0.269；LBC=1.21（4）用式计算传热系数= 601.1 W/(m2K)实际需要传热面积为= 98.85 m2（）传热面积裕度 用式= 50.28%，该再沸器传热面积合适3.循环流量的校核（1） 循环系统的推动力 当=0.067时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 2.868用式计算两相流的液相分率= 0.344用式计算出的两相流平均密度=180.22kg/m3当=0.2时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 0.933用式计算两相流的液相分率= 0.2014用式计算的两相流平均密度= 117.6107 kg/m3式中值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为1.02，于是计算的循环系统的推动力为= 7453.85Pa（2） 循环阻力1）管程进口管阻力的计算 用式计算釜液在管程进口管内的质量流速= 1389.16 kg/s用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数= 2864788.98用式计算进口管长度与局部阻力当量长度 = 19.5m用式计算进口管内流体流动的摩擦系数= 0.0149 用式计算管程进口管阻力= 3817.6 Pa2）传热管显热段阻力的计算 用式计算釜液在传热管内的质量流速= 225.09 kg/s用式计算釜液在传热管内流动时的雷诺数= 56272.5用式计算进口管内流动的摩擦系数= 0.0241用式计算传热管显热段阻力= 82.724 Pa3）传热管蒸发段阻力 的计算 汽相流动阻力的计算釜液在传热管内的质量流速= 225.09 kg/s当=0.133用式计算汽相在传热管内的质量流量=29.94kg/h用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数=10324.14用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.0348用式计算传热管内汽相流动阻力=85.24Pa液相流动阻力的计算用式计算液相在传热管内的质量流速=195.15kg/s用式计算液相在传热管内的流动雷诺数=48787.5用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.0247用式计算传热管内汽相流动阻力=169.36Pa用式计算传热管内两相流动阻力=1950.9Pa ）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力的计算 管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）=225.09kg/s用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数=2.92用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻=331.4Pa 5）管程出口阻力的计算气体流动阻力的计算用式计算管程出口管中汽、液相总质量流速=225.09用式计算管程出口管种种汽相质量流速=45.02用式计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=35.04用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=232862.069用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.01916用式计算管程出口管汽相流动阻力=75.3Pa液体流动阻力的计算用式计算管程出口管种种汽相质量流速=180.07用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=675262.5用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.0169用式计算管程出口管汽相流动阻力=71.67 用式计算管程出口阻力=1175.5Pa）=计算系统阻力阻力=7358.1 Pa循环推动力与循环阻力的比值为=1.013循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.2基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。第五章 辅助设备的设计1.辅助容器的设计 （容器填充系数取=0.7）回流罐（43）,=474 kg/m3 取停留时间为=10min所以= =10.73 m3 ，圆整后取30 m3 一同样方法计算其它贮罐，结果列于下表：序号位号名 称停留时间容积/ m31V-101原料中间罐0.5h62V-102回流罐10min113V-103塔顶产品罐72h4804V-104塔底产品罐72h2802传热设备的设计进料预热器：用80热水为热源，出口约为60，走壳程；料液由20加热至48，走管程；传热温差 35.85 K，管程液体流率 Wh=3416 kg/h,管程流体焓变 =45.95 kJ/kg;传热量 Q= Wh=156958.368 kJ/h;壳程水焓变 =125.6 kJ/kg, 壳程水流率q=5000 kg/h;假设传热系数K=400 W/m2s传热面积=10.95m2,圆整后取11 m2。 其余换热设备以同样方法计算。3泵的设计进料泵（两台，一用一备）管路直径d=0.057m，流体流速 u=0.5 m/s，流体密度 =470 kg/m 取=60.72m（由塔高算出），贮料罐内压力为1.72MPa，则静压头=0.365106/4709.81=7.91m,=0.03431000.52/(0.05729.81)=0.767m,=67.020.52/(29.81)=0.76m=6.23m, 动压头之差 忽略不计，于是得到H=60.72+7.91+0+0.767+0.76+6.23=76.4m选取泵的型号为IHE，扬程为 80m ，流量为30m3/h其余各处选泵的计算方法同上。4.管路设计回流管线取料液流速 u=0.5 m/s，则d=0.169m取管子规格为2009.4，其他各处管线类似求得管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5759塔顶蒸气管121509塔顶产品管0.5805回流管0.52009.4釜液流出管0.5576仪表接管252.5塔底蒸汽回流管1232512.55.控制方案系统控制方案序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h丙烷、丙稀L=470.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=460.93PIC-01塔压控制02MPa丙稀V=314HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=4705HIC-01釜液面控制03m丙烷L=446.56TIC-01釜温控制4060丙烷L=446.5 第六章、设计心得及总结 当我把说明书整理到这时，心里才稍稍有点宽慰。两个礼拜以来，从早上起来，洗把脸，就开始算。看书、查资料、和同学讨论，以及向老师答疑释惑，从一片空白开始，到渐渐摸索出了路子，及至现在对整个设计的脉络的把握，只有亲身体验了其中的点点滴滴，才会有现在的充实。只是从书本到书本，我们永远也体会不到知识到实用的步骤，也永远体会不到设计者的艰辛和快乐！真应该感谢这样一次机会，让我们既有“痛苦”,也有“快乐”！这是一次全面学习的机会，从Word、Excel,到AutoCAD,还有编程语言，都有全面的历练！虽然许多东西基本上是从头学起，但一点一点的收获，到晚上就化为了甜美的梦！幸哉，乐哉！附录一、主要参考书1) 化工单元过程及设备设课程设计 匡国柱、史启才主编，化学工业出版社2002年1月版2) 化工原理（上） 大连理工大学 编，高等教育出版社2002年7月版3) 化工原理（下） 大连理工大学 编，高等教育出版社2002年7月版4) 化学化工物性数据手册（有机卷） 青岛化工学院、全国图算学培训中心组织编写，刘光启、马连湘、刘杰 主编，化学工业出版社2002年5月版附录二、系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-101丙烯精馏塔浮阀塔D，Np，HT，P2E-101原料预热器tt= ts= pt= ps=3E-102塔T-101顶冷器tt= ts= ps=4E-103塔T-101再沸器tt= ts= pt= pr=5E-104塔顶产品冷却器tt= ts= ps=6E-105塔底产品冷却器tt= ts= ps=7P-101进料泵2台离心泵丙烯、丙烷混合液8P-102釜液泵2台离心泵丙烷液9P-103回流泵2台离心泵丙烯液10P-104塔顶产品泵2台离心泵丙烯液11P-105塔底产品泵2台离心泵丙烷液12V-101原料中间罐卧式13V-102回流罐卧式14V-103塔顶产品罐立式常压15V-104塔底产品罐立式常压16V-105不合格产品罐立式常压符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积，m2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2G质量流量，kg/hA0浮阀塔板阀孔总截面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2降液管内泡沫层高度，mb液体横过塔板流动时的平均宽度，mHT塔板间距，mb塔板上边缘区宽度，mhb降液管底隙，mbd降液管宽度，muf液泛气速，m/sbs塔板上入口安定区宽度，mhd液体流过降液管底隙的阻力，m塔板上出口安定区宽度，mhf塔板阻力（以清液层高度表示）mC计算液泛速度的负荷因子hl塔板上的液层阻力，mC20液体表张为20mN/m时的负荷因子hL塔板上清液层高度，mC0孔流系数h0干板阻力（以清液层高度表示）mD塔径，mlW堰长，md0阀孔直径，mM摩尔质量，kg/kmoldp液滴直径，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收缩系数Q热流量，WET塔板效率NT理论塔板数eV单位质量气体夹带的液沫质量Np实际塔板数F0气体的阀孔动能因子n浮阀个数F1实际泛点率q进料热状态符号意义与单位符号意义与单位R回流比相对挥发度r摩尔汽化潜热，kj/kmol液面落差，mT温度，K（）液体粘度，Past阀孔中心距，m密度，kg/ m3u设计或操作气速，m/s液体的表面张力，mN/mu0阀孔气速，m/s时间，s严重漏液时阀孔气速，m/s降液管中泡沫层的相对密度qnV气相摩尔流量，kmol/h塔板的开孔率气相体积流量，m3/h严重漏液时的干板阻力，m气相体积流量，m3/s克服液体表面张力的阻力，m qnW釜液摩尔流量，kmol/hhOW堰上方液头高度，mqnF进料摩尔流量，kmol/hhW堰高，mqnD馏出液摩尔流量，kmol/hK传热系数，W/（Km2）x液相组成，摩尔分数k塔板的稳定性系数y气相组成，摩尔分数qnL液相摩尔流量，kmol/hZ0塔的有效高度，mLh液相体积流量，m3/hxF进料组成，摩尔分数Ls液相体积流量，m3/s下 标A,B组分名称max最大c冷凝器，冷却水n塔板序号D馏出液q精、提馏段交点E平衡R再沸器，加热蒸汽F进料s秒L液相V气相min最小W釜液上 标 提馏段附录三、逐板计算的数据（斜体字为进料板）TP归一方程316.11 1720.000 1726.8860 1444.3588 1.1956 0.9800 0.9800 0.9800 1.0007 316.15 1720.461 1728.3715 1445.6371 1.1956 0.9800 0.9762 0.9766 1.0007 316.20 1720.922 1730.2295 1447.2361 1.1955 0.9766 0.9721 0.9729 1.0008 316.25 1721.383 1732.0889 1448.8363 1.1955 0.9729 0.9678 0.9691 1.0009 316.30 1721.844 1733.9497 1450.4378 1.1955 0.9691 0.9632 0.9650 1.0010 316.35 1722.305 1735.8118 1452.0405 1.1954 0.9650 0.9584 0.9606 1.0010 316.40 1722.766 1737.6753 1453.6443 1.1954 0.9606 0.9533 0.9561 1.0010 316.45 1723.227 1739.5401 1455.2494 1.1954 0.9561 0.9479 0.9512 1.0009 316.50 1723.688 1741.4063 1456.8558 1.1953 0.9512 0.9423 0.9461 1.0007 316.56 1724.149 1743.6475 1458.7850 1.1953 0.9461 0.9363 0.9408 1.0008 316.62 1724.610 1745.8906 1460.7159 1.1952 0.9408 0.9301 0.9352 1.0008 316.68 1725.071 1748.1358 1462.6487 1.1952 0.9352 0.9235 0.9293 1.0007 316.74 1725.532 1750.3829 1464.5831 1.1951 0.9293 0.9167 0.9232 1.0006 316.80 1725.993 1752.6319 1466.5194 1.1951 0.9232 0.9096 0.9169 1.0004 316.86 1726.454 1754.8829 1468.4574 1.1951 0.9169 0.9022 0.9103 1.0002 316.90 1726.915 1756.3847 1469.7504 1.1950 0.9103 0.8946 0.9034 0.9996 316.96 1727.376 1758.6389 1471.6913 1.1950 0.9034 0.8867 0.8963 0.9993 317.04 1727.837 1761.6477 1474.2820 1.1949 0.8963 0.8786 0.8890 0.9994 317.16 1728.298 1766.1673 1478.1739 1.1948 0.8890 0.8702 0.8815 1.0003 317.22 1728.759 1768.4301 1480.1225 1.1948 0.8815 0.8616 0.8738 0.9999 317.29 1729.220 1771.0725 1482.3980 1.1947 0.8738 0.8529 0.8660 0.9996 317.38 1729.681 1774.4738 1485.3273 1.1947 0.8660 0.8440 0.8580 0.9998 317.49 1730.142 1778.6369 1488.9130 1.1946 0.8580 0.8349 0.8499 1.0004 317.60 1730.603 1782.8067 1492.5046 1.1945 0.8499 0.8258 0.8417 1.0009 317.68 1731.064 1785.8434 1495.1204 1.1944 0.8417 0.8165 0.8334 1.0008 317.76 1731.525 1788.8836 1497.7394 1.1944 0.8334 0.8072 0.8250 1.0007 317.82 1731.986 1791.1660 1499.7056 1.1943 0.8250 0.7979 0.8167 1.0002 317.90 1732.447 1794.2123 1502.3301 1.1943 0.8167 0.7886 0.8083 1.0000 317.98 1732.908 1797.2622 1504.9578 1.1942 0.8083 0.7793 0.8000 0.9999 318.08 1733.369 1801.0794 1508.2467 1.1942 0.8000 0.7701 0.7917 1.0002 318.18 1733.830 1804.9021 1511.5406 1.1941 0.7917 0.7610 0.7836 1.0006 318.28 1734.291 1808.7304 1514.8395 1.1940 0.7836 0.7520 0.7755 1.0009 318.36 1734.752 1811.7969 1517.4821 1.1939 0.7755 0.7431 0.7676 1.0008 318.44 1735.213 1814.8669 1520.1280 1.1939 0.7676 0.7345 0.7598 1.0008 318.52 1735.674 1817.9405 1522.7769 1.1938 0.7598 0.7260 0.7522 1.0008 318.59 1736.135 1820.6327 1525.0974 1.1938 0.7522 0.7177 0.7447 1.0006 318.68 1736.596 1824.0981 1528.0844 1.1937 0.7447 0.7096 0.7375 1.0009 318.72 1737.057 1825.6398 1529.4132 1.1937 0.7375 0.7018 0.7305 1.0001 318.80 1737.518 1828.7256 1532.0733 1.1936 0.7305 0.6943 0.7237 1.0003 318.90 1737.979 1832.5879 1535.4028 1.1936 0.7237 0.6870 0.7172 1.0009 318.96 1738.440 1834.9080 1537.4029 1.1935 0.7172 0.6800 0.7109 1.0007 319.02 1738.901 1837.2300 1539.4048 1.1935 0.7109 0.6733 0.7049 1.000