加氢裂化操作规程
5.1.1.5不饱和烃的加氢饱和反应
直馏石油馏分加氢裂化原料中的不饱和烃主要是芳烃，基本上不含烯烃；二次加工产品作为原料时，则会有一定的烯烃甚至有一些二烯烃，但烯烃加氢反应很快；是强放热反应
如：烯烃：
RCCR+H2R＇+H2RCRCCCR+QCCR＇+H2二烯烃： RCCCC
R＇CCCCR
5.1.1.6芳烃加氢饱和
石油馏分中的芳烃主要是四类，单环、双环、三环和多环芳烃，多环芳烃主要存在与＞350℃的高沸点馏分中，中间馏分主要含前三种芳烃，其类型和含量取决于原料来源；
芳烃加氢的目的在于：生产芳烃含量满足产品规格要求的汽油、柴油和高粘温指数的润滑油基础油，提供优质的FCC进料和水蒸汽裂解生产乙烯的原料；芳烃加氢饱和反应是从某些含杂质原子芳香化合物中脱除杂原子和把多环芳烃转化为轻质馏分过程中必不可少的步骤，多环芳烃在催化剂表面强吸附可能进一步转化为重质缩聚芳烃并最终转化为焦碳导致催化剂失活；
芳烃除发生侧链断裂外，还会发生芳烃的加氢饱和反应；多环芳烃加氢反应遵循逐环加氢原则，第一个环加氢容易，随环数增加，难度越来越大
芳烃加氢反应是物质的量减少的可逆的放热反应，作为放热反应，就意味着正反应（加氢）的加氢活化能低于其逆反应（脱氢），提高反应温度。脱氢反应速率的增值大于加氢反应（平衡常数降低），故随着反应温度的提高，芳烃转化率会出现一个最高点，与此最高点对应的温度就是最优加氢温度，低于这一温度为动力学控制，高于此点为热力学控制，从热力学角度，高温操作不利于芳烃加氢，但作为摩尔数减少的反应，高压有利于加氢反应；双环以上的聚核芳烃加氢是逐环进行的，高压是必要的，要想在相对低的温度下进行，必须开发加氢活性更高的新催化剂。 5.1.1.7综述
a. 以上各反应主要发生在精制段，各反应相互抑制和促进，机理复杂，体现拉平效应。 b.碱性性氮化物对加氢脱硫、加氢脱氧，芳烃加氢反应存在抑制作用。 c.芳烃（多环）加氢抑制加氢脱硫、加氢脱氮。
d.加氢脱硫生成H2S促进C-N键的氢解，促进加氢脱氮和芳烃饱和。 e.各反应的反应速率依次：加氢脱金属＞二烯烃加氢饱和＞加氢脱硫＞加氢脱氧＞单烯烃饱和＞加氢脱氮＞芳烃饱和。
f.工业上为获得好的产品质量，一般选用高温高压操作条件以达到高的杂质脱除率。 5.1.2加氢裂化反应
减压蜡油是加氢裂化的典型进料，它是大分子链烷烃、单、双、多环环烷烃，烷基单、双、多环芳烃及环烷-芳烃组成的复杂混合物；原料油各类烃分子的加氢裂化反应，与催化裂化过程类同，从化学反应的角度看，加氢裂化反应是催化裂化反应叠加加氢反应，其反应历程都遵循羰离子（正碳离子）反应机理和正碳离子β位处断链的原则。所不同的是，加氢裂化过程自始至终伴有加氢反应。
加氢裂化与催化裂化的区别：只是由于加氢活性中心的存在，使其产物基本上是饱和的，主要差别是在催化裂化条件下，多环芳烃首先吸附在催化剂表面，随即脱氢缩合为焦碳，而使催化剂迅速失活，而在加氢裂化条件下，多环芳烃可以以加氢饱和转化为单环芳烃，基本上不会积碳，催化剂寿命可延长数年。 5.1.2.1主要特点
a.多环芳烃加氢裂化以逐环加氢/开环的方式进行，生成小分子的烷烃及环烷-芳烃。 b.两环以上的环烷烃，发生异构、开环裂解，最终生成单环环烷烃及较小分子的烷烃。
c.单环芳烃、环烷烃比较稳定，不易开环，主要是断侧链或侧链异构，并富积在石脑油中。 d.烷烃异构、裂化同时进行，反应生成物中的异构烃含量，一般超过其热力学平衡值。
e.烷烃的加氢裂化在其正碳离子的β位处断链，很少生成 C3 以下的低分子烃，加氢裂化的液体产品收率高。
f.非烃化合物基本上完全转化，烯烃也基本全部饱和，加氢裂化的产品质量好。 5.1.2.2烃类的加氢裂化反应 a. 烷烃、烯烃的反应
①.裂化反应：烷烃、烯烃生成分子更小的烷烃。
11
加氢裂化操作规程
CnH2n+2+H2→CmH2m+2+C（c-m）H2（n-m）+2 CnH2n+2H2→CmH2m+2+C（c-m）H2（n-m）+2
②.异构化反应：在加氢裂化过程，烷烃均发生异构化反应，从而使产物中异构烃与正构烃的比值较高，此类反应与催化剂上加氢活性与酸性活性有关，如催化剂酸性活性强，反应异构化程度高，加氢活性强，异构化则低。
③.环化反应：烷烃、烯烃会发生部分环化而生成环烷烃。 b. 环烷烃的反应
①.环烷烃在加氢裂化催化剂上的反应主要是脱烷基、六员环的异构和开环反应；环烷正碳离子比烷烃的正碳离子裂化困难，只有在苛刻的条件下，环烷正碳离子才发生β-键断裂；
②.带长侧链的单环环烷烃主要发生断链反应，不带长链后，先异构化转化为比原有碳原子少的环烷烃后，断环成为相应碳原子的烷烃；
③.环烷烃加氢裂化的两个基本特性：大量异构化先于β-键断裂，环内的C-C键断裂慢。 c. 芳烃的反应
①.在裂化段，单环芳烃和断环环烷烃多，芳烃易发生侧链断裂，同时发生芳香环被加氢饱和。
②.多环芳烃很快被部分加氢成为双环烷基苯类，易于开裂成为芳烃的侧链，然后侧链再断裂，直至生成较小分子的单环芳烃；多环烷烃也易发生开环反应生成单环烷烃。
③.单环烷烃加氢裂化成烷烃的相对反应数率仅0.2，基本是加氢，开环（脱烷基），在侧链的单环环烷烃或单环芳烃易发生侧链断裂反应； 5.1.2.3烃类的异构化反应
异构化反应对加氢裂化加氢裂化最终产品的质量有着重要的影响，可明显改善汽油的辛烷值和柴油、润滑油的低温性能 a. 烷烃的加氢异构化
①.在双功能催化剂上的烷烃异构化反应是通过正碳离子反应机理进行的，异构化本身是正碳离子链反应的一部分，该反应包括链引发、正碳离子异构化和链传播，链传播是指烷基正碳离子与原料正烷烃分子之间的反应，负氢离子从原料正烷烃分子中转移到异构烷基正碳离子，后者变成异构烷烃，而原料的正构烷烃变成正构烷基正碳离子，并在酸性位上继续进行正碳离子的异构化反应，于是导致烷烃异构化的正碳离子链反应得以传播下处。
②.低温有利于异构化反应，压力对异构化的化学平衡影响很小。 b. 环烷烃的加氢异构化
①.在双功能催化剂上主要是五、六员环烷烃之间的相互转化，烷基侧链的异构烷基在环上的迁移和烷基数目的变化。
②.环上侧链减少及环碳原子数减少的异构化反应为吸热反应，但热效应很小，平衡常数也不大。 c. 烷基芳烃异构化
主要有烷烃侧链在芳环上的迁移和侧链数目及结构的变化等，支链减少的烷基苯异构化反应是吸热反应。 5.2蒸馏原理
蒸馏是将一个液体混合物加热，使它完全或部分汽化，并将其气体全部或部分冷凝的过程。这种汽化与冷凝的方式也可以重复多次进行，这样，得到冷凝液的组成与原料油混合物有一定差别，从而实现混合物的分离与提纯。加氢裂化装置的分馏部分就是利用反应生成物中各组分相对挥发度的不同而将其分离为不同馏分的。反应生成油经过加热后依次进入各分馏塔内，在塔内气相由下而上，液相由上而下，气、液充分接触，进行传质和传热。液相中轻组分向气相扩散，气相中重组分向液相扩散，从而实现轻重组分的分离。在塔的不同部位开出几条侧线抽出口，就可以得到不同组成的馏分——产品。 5.3吸收原理
利用不同组分在特定溶剂中溶解度的不同进行组分分离的过程，即吸收；吸收是一物理过程，就其过程而言，高压低温有利于吸收的进行，实际操作中也是依据此原理进行生产操作。
6.工艺流程概述
全装置工艺流程按反应系统（含轻烃吸收、低分气脱硫）、分馏系统、机组系统（含PSA系统）进行描述。
6.1反应系统流程
减压蜡油由工厂罐区送入装置经原料升压泵（P1027/A、B）后，和从二丙烷罐区直接送下来的轻脱沥青油混合，在给定的流量和混合比例下原料油缓冲罐V1002液面串级控制下，经原料油脱水罐（V1001）脱水后，与分馏部分来的循环油混合，通过原料油过滤器（FI1001）除去原料中大于25微米的颗粒，进入原
12
加氢裂化操作规程
料油缓冲罐（V1002），V1002由燃料气保护,使原料油不接触空气。
自原料油缓冲罐(V1002)出来的原料油经加氢进料泵(P1001A,B)升压后，在流量控制下与混合氢混合，依次经热高分气/混合进料换热器（E1002）、反应流出物/混合进料换热器(E1001A,B)、反应进料加热炉（F1001）加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器（R1001），R1001设三个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物进入加氢裂化反应器（R1002）进行加氢裂化反应，两个反应器之间设急冷氢注入点，R1002设四个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物设有精制油取样装置，用于精制油氮含量监控取样。
由反应器R1002出来的反应流出物经反应流出物/混合进料换热器(E1001)的管程，与混合原料油换热，以尽量回收热量。在原料油一侧设有调节换热器管程出口温度的旁路控制，紧急情况下可快速的降低反应器的入口温度。换热后反应流出物温度降至250℃，进入热高压分离器（V1003）。热高分气体经热高分气/混合进料换热器（E1002）换热后，再经热高分气空冷器（A1001）冷至49℃进入冷高压分离器（V1004）。为了防止热高分气在冷却过程中析出铵盐堵塞管路和设备，通过注水泵（P1002A,B）将脱盐水注入A1001上游管线，也可根据生产情况，在热高分顶和热低分气冷却器（E1003）前进行间歇注水。冷却后的热高分气在V1004中进行油、气、水三相分离。自V1004底部出来的油相在V1004液位控制下进入冷低压分离器（V1006）。自V1003底部出来的热高分油在V1003液位控制下进入热低压分离器（V1005）。热低分气气相与冷高分油混合后，经热低分气冷却器（E1003）冷却到40℃进入冷低压分离器（V1006）。自V1005底部出来的热低分油进入分馏部分的脱丁烷塔第29层塔盘。自V1006底部出来的冷低分油分成两路，一路作为轻烃吸收塔（T1011）的吸收油，吸收完轻烃的富吸收油品由T-1011的塔底泵P-1016再打回进冷低分油的进脱丁烷塔线。依次经冷低分油/柴油换热器（E1004）、冷低分油/减一线换热器（E1005A,B）、冷低分油/减二线换热器（E1014）和冷低分油/减底油换热器（E1015），分别与柴油、减一线油、减二线油和减底油换热后进入脱丁烷塔第22层塔盘。V1004底部排出的含硫污水、V1006底部排出的含硫污水及分馏部分V1007、V1008排出的含硫污水合并，送至装置外。
V1006气相先进入低分气缓冲罐（V1022）后，进入低分气脱硫塔（T1010）底部。脱硫使用的贫胺液由干气脱硫装置提供，外来贫胺液与柴油在套管换热器（E1024）换热后，进入缓冲罐（V1024），经贫胺液泵（P1017/A、B）加压后，进入低分气脱硫塔（T1010）上部，T1010内装三层填料，贫胺液与低分气在填料塔内逆流接触，脱除低分气中的硫化氢，塔顶脱硫低分气在压控条件下去PSA装置，塔底富胺液靠自压返回干气脱硫装置再生后，返回加氢裂化装置循环使用。
轻烃吸收塔（T1011）内装两层填料，来自脱丁烷塔、脱乙烷塔的两股塔顶气混合后进入塔底空间，来自反应部分的冷低分油作为吸收油进入塔顶空间，在填料内进行汽液接触，完成吸收过程。塔顶气体在压力控制下去装置外脱硫，塔底富吸收油经富吸收油泵（P1016A,B）升压后与冷低分油混合进入脱丁烷塔。
6.2分馏系统流程
自反应部分来的热低分油和换热后的冷低分油分别进入脱丁烷塔(T1001)第28、22层塔盘，T1001共有40层浮阀塔盘。塔顶气经脱丁烷塔顶空冷器（A1002）、脱丁烷塔顶后冷器（E1009）冷却至40℃后进入脱丁烷塔顶回流罐（V1007）进行油、水、气三相分离。罐中分离出的塔顶干气在压力控制下至轻烃吸收塔（T1011）；V1007的油相分两路，一路经脱丁烷塔顶回流泵（P1003A,B）升压后在流量和塔顶温度串级控制下作为T1001回流。另一路经脱乙烷塔进料泵（P1004A，B）升压后在V1007液位和流量串级控制下进入脱乙烷塔（T1002）的第二段填料上部；V1007分水包排出的含硫污水与反应部分含硫污水一起排出装置。脱丁烷塔底油在流量及T1001液位控制下作为常压塔（T1003）的进料。T1001热量由塔底重沸炉（F1002）提供，脱丁烷塔底油经脱丁烷塔底重沸炉泵（P1006A，B）升压后分两路在流量控制下进入F1002加热后返回到T1001底部。F1002的出口温度由调节F1002燃料气量来控制。
脱乙烷塔（T1002）设置3段散堆填料。塔顶气相经脱乙烷塔顶冷凝冷却器（E1010）冷却至40℃后进入脱乙烷塔顶回流罐V1008，V1008的压力通过调节塔顶气的排出量来控制，塔顶气体去轻烃吸收塔（T1011）回收液态烃。V1008液体经脱乙烷塔顶回流泵（P1005A,B）升压后全部作为塔顶回流。脱乙烷塔采用重沸器（E-1013）汽提，汽提热源为航煤。塔底物流经液化石油气冷却器（E1016）冷却至40℃作为液化气送出装置。
脱丁烷塔底油分四路在流量控制下进入常压塔进料加热炉（F1003）加热至350℃进入T1003第53层塔盘，T1003设置60层浮阀塔盘，炉出口的温度由调节F1003燃料气量来控制。塔顶气相经常压塔顶空冷器（A1003）冷却至54℃后进入常压塔顶回流罐（V1009），V1009的压力通过调节燃料气的进入或排出量来控制，从而使T1003的操作压力恒定。由V1009排出的低压燃料气体引至火炬系统。由V1009底部抽出的塔顶液经常压塔顶回流泵（P1007A,B）升压后在流量和塔顶温度串级控制下作为T1003的塔顶回流；V-1009内多余的油品经轻石脑油泵（P-1026）升压后经轻石脑油冷却器（E1011）冷却至40℃，在流量及V1009液位控制下作为轻石脑油产品出装置。V1009分水包排出的污水进入装置内的含油污水系统。
13
加氢裂化操作规程
重石脑油馏份自T1003第15块板抽出，自流进入有10块浮阀塔盘的重石脑油汽提塔（T1004），该塔的进料流率由塔底液位来控制，T1004顶油气返回到T1003第14块塔板。T1004热量由重石脑油汽提塔底重沸器（E1007）提供，其热源为航煤，重沸器的换热量由热源的旁路和进口调节阀控制。汽提后的重石脑油产品由T1004底抽出，经重石脑油泵（P1008A,B）升压后经重石脑油空冷器（A1004）冷却至60℃，再进重石脑油冷却器（E1012）冷却至40℃后在流量控制下送出装置。
航煤馏份自T1003第29块板抽出，自流进入有10块浮阀塔盘的航煤汽提塔（T1005），该塔的进料流率由塔底液位来控制，T1005顶油气返回到T1003第27块塔板。T1005热量由航煤汽提塔底重沸器（E1008）提供，其热源为常压塔底循环油，重沸器的换热量由热源的旁路和进口调节阀控制。汽提后的航煤产品由T1005底抽出，经航煤泵（P1009A,B）升压后依次作为重石脑油汽提塔、脱乙烷塔的重沸热源，再经航煤空冷器（A1005）冷却至60℃，再进航煤冷却器（E1006）冷却至45℃后在流量控制下送出装置。
柴油馏份自T1003第43块板抽出，一路自流进入有10块浮阀塔盘的柴油汽提塔（T1006），该塔的进料流率由塔底液位来控制，T1006顶油气返回到T1003第41块塔板。T1006塔底用1.0MPa过热蒸汽汽提。汽提后的柴油产品由T1006底抽出，经柴油泵（P1010A,B）升压后经冷低分油/柴油换热器（E1004）换热至120℃，再经贫胺液加热换热器（E1024）后柴油空冷器（A1006）冷却至50℃后在流量控制下送出装置；另一路经中段回流泵（P1025/A、B）去蒸汽发生器（E1022）产1.0MPa，后返回T1003第41层塔板上，做为中段的回流。
T1003塔底用1.0MPa过热蒸汽汽提。T1003塔底油经尾油泵（P1011A,B）升压后分两路，一路在流量和塔底液位的串级控制下作为航煤汽提塔重沸器（E1008）热源，降温后作为循环油循环至反应部分原料过滤器（FT-1001）的入口；另一路在T1003底液位控制下分成两股进入减压塔进料加热炉（F1004），为了降低加热炉出口温度和炉管内油气分压，在炉管的适当部位注入蒸汽，注汽后的炉管适当扩径。加热炉出口温度由调节燃料气量来控制。经加热炉升温至375℃进入减压塔（T1007）第4段规整填料下。
为了降低闪蒸段压力，提高拔出率，T1007精馏段全部采用规整填料，以保证闪蒸段压力70mmHg，提馏段采用ZUPAC2.0规整填料约2.5米。塔顶气经减顶预冷器（E1022 A,B）进行部分冷凝冷却，凝液进入减顶油水分离罐（V1010），气体进入减顶一级抽空器(EJ1002)，塔顶负压40 mmHg由EJ1002及后部抽空器来保持，EJ1002用低压蒸汽（1.0MPa）作动力，EJ1002出来的水蒸汽和不凝气进入减顶一级抽空冷却器（E1017）进行部分冷凝冷却，凝液进入V1010，气体进入减顶二级抽空器（EJ1003），EJ1003仍用低压蒸汽（1.0MPa）作动力，EJ1003出口气体进入减顶二级抽空冷却器（E1018）进行部分冷凝冷却，凝液进入V1010，气体至常压塔进料加热炉(F1003)低压火嘴燃掉，以免污染大气；V1010内少量污油由罐液位控制，通过减顶污油泵（P1018）自启动把油间断排至污油总管；V1010中冷凝水在界位控制下进入装置内含油污水系统。
乙烯料自T1007塔顶第1段填料下部的集油箱抽出，经乙烯料泵(P1012A,B)升压、经过减顶空冷器（A1007）冷却至70℃后，分成两路，一路大部分乙烯料馏份在塔顶温度和流量串级控制下作为塔顶回流，以控制塔顶温度；另一路，作为乙烯料产品在设定的流量和第1段填料下部集油箱液位串级控制下送出装置。
减一线馏分自T1007塔顶第2段填料下部的集油箱抽出，自流进入减一线汽提塔（T1008），T1008采用ZUPAC2.0规整填料约2.5米。该塔的进料流率由第2段填料下部集油箱液位控制。T1008塔顶油气返回到T1007第2段填料下部，T1008塔底用1.0MPa过热蒸汽汽提。经汽提的减一线馏分由减一线汽提塔底泵（P1013A,B）升压后经减一线油/冷低分油换热器（E1005/A、B）换热至120℃，再经减一线空冷器（A1008）冷却至70℃，在设定的流量和T1008塔底液位串级控制下作为轻质润滑油料送出装置。
减二线馏分自T1007塔顶第3段填料下部的集油箱抽出，自流进入减二线汽提塔（T1009），T1009采用ZUPAC2.0规整填料约2.5米。该塔的进料流率由第3段填料下部集油箱液位控制。T1009塔顶油气返回到T1007第3段填料下部，T1009塔底用1.0MPa过热蒸汽汽提。经汽提的减二线馏分由减二线汽提塔底泵（P1014A,B）升压后经冷低分油/减二线油换热器（E1014）换热至160℃，再经减二线空冷器（A1009）冷却至70℃，在设定的流量和T1009塔底液位串级控制下作为中质润滑油料送出装置。
T1007塔底用1.0MPa过热蒸汽汽提。T1007塔底油经减底油泵（P1015A,B）升压后，经冷低分油/减
底油换热器（E1015）换热至175℃，再经减底油空冷器（A1010）冷却至70℃在塔底液位和流量的串级控制下作为重质润滑油料送出装置。
由于本装置加工的是减压蜡油和轻脱沥青油，易凝易堵，所以装置内设置了冲洗油系统。冲洗油系统包括冲洗油罐（V1022）和冲洗油泵（P1024A,B）及相应管路系统。冲洗介质为柴油，正常生产时，可用装置自产柴油。对原料油处理系统、常压塔塔底油系统和减压塔系统的机泵、管道，均设置固定的冲洗油管线。
14
加氢裂化操作规程
6.3 氢气系统流程
自V1004顶部出来的循环氢（冷高分气）经循环氢压缩机入口分液罐（V1012）分液后，进入循环氢压缩机（C1001）升压，然后分成四路，一路作为急冷氢去反应器R1001及R1002控制反应器床层温升，另一路与来自新氢压缩机（C1002A,B）出口的新氢混合成为混合氢，第三路作为循环氢反飞动措施，返回到高压空冷A1001前。还有一路作为反应器床层压降测量管线的冲洗氢。
自制氢装置和重整氢提纯装置来的新氢经新氢压缩机入口分液罐（V1011）分液后进入新氢压缩机（C1002A,B），经三级压缩后与C1001出口的循环氢混合成为混合氢。
6.4PSA系统流程
5000m3n/h重整氢提纯装置：来自重整装置的重整氢先进入重整氢分液罐（V3004），后进入脱氯反应器（R3001），脱除氯离子后，经重整氢压缩机（C3001A.B）升压后，与T1010顶来的脱后低分气混合，一同进入E3002A/B冷却到43℃左右，再进入缓冲罐V3006A/B，从塔顶出来后再由塔底进入吸附塔T-3001A～H中正处于吸附工况的塔（始终同时有两台），在其中多种吸附剂的依次选择吸附下，一次性除去氢以外的几乎所有杂质，获得纯度大于99.9?的产品氢气，经压力调节系统稳压后送出界区。
当吸附剂吸附饱和后,通过程控阀门切换至其它塔吸附，吸附饱和的塔则转入再生过程。在再生过程中，吸附塔首先经过连续五次均压降压过程尽量回收塔内死空间氢气，然后再通过逆放和抽真空两个步序使被吸附杂质解吸出来。逆放解吸气进入解吸气缓冲罐（V-3002），真空解吸气则直接进入解吸气混合罐（V-3003），逆放解吸气在经过V-3002缓冲后和调节阀调节后进入V-3003与真空解吸气混合，然后经解吸气压缩机（C3002A.B）升压后送至燃料气管网。
7.物料平衡
以下数据指标仅作为职工学习和操作指导时使用，实际操作中以现场的工艺卡片为准。
表1、操作初期装置物料情况
（以下数据以标准公司提供的建议书中的74.6%的转化率为依据。） 序 号 物料名称 数 量 一 1 2 3 4 5 二 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13
入方 原料油 新氢 注水 汽提蒸汽 贫胺液 合计 出方 干气 脱硫后低分气 液化气 轻石脑油 重石脑油 航煤 柴油 乙烯料 轻质润滑油料 中质润滑油料 重质润滑油料 含硫污水 含油污水 %(w)新鲜料 100.00 2.49 8.42 2.61 1.40 114.92 0.56 1.02 2.65 4.88 12.54 36.22 18.98 4.58 10.79 4.29 5.74 8.90 2.61 kg/h 75000 1776 6000 1863 1000 81889 420 765 1988 3660 9405 27165 14235 3435 8092 3217 4305 6345 1862 t/d 1800 42.62 144 44.71 24 1965.33 10.08 18.36 47.71 87.84 225.72 651.96 341.64 82.44 194.21 77.21 103.32 152.28 44.69 104t/a 60 1.42 4.80 1.49 0.80 65.51 0.34 0.61 1.59 2.93 7.52 22.53 11.39 2.75 6.47 2.57 3.44 5.08 1.49 15