填料塔课程设计

《化工原理》课程 《化工原理》课程设计 甲醇——水混合液体填料塔的设计 年级：08化工班 专业：化学工程与工艺 设计者：贾媛媛 学号：200873020109 指导老师：王荣方 完成日期：2010年11月 目录 - 2 -一、设计简要 - 4 -二、设计任务书 - 4 -三、精馏塔全塔物料衡算 - 6 -四、塔板的计算 - 6 -（一）、 最小回流比的确定及操作回流比的确定 - 6 -（3）塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 - 7 -（4）全凝器冷凝介质的消耗量 - 7 -（5）热能利用 - 8 -（6）理论塔板层数的确定 - 9 -（7）填料的选择 - 9 -五、塔径的相关计算 - 9 -（一）温度计算 - 10 -（二）、精馏段液相： - 11 -（三）、摩尔质量及密度的计算： - 13 -六、填料的选择及相关工艺计算 - 13 -（一）、选取阶梯环 - 13 -（二）、填料高度： - 14 -（三）、塔径，泛速，压降等： - 16 -（四）、喷淋密度： - 16 -（五）、润湿面积： - 17 -七、换热器的选择 - 17 -（一）、塔顶温度 - 17 -（二）、c1m1的计算 （三）、 - 18 - （四）、求取较正系数： - 18 - - 18 -（五）、求传热面积 - 18 -（六）、采用水走管程，乙醇-水蒸气走壳程。 - 19 -（七）、换热器总管数。 - 19 -（八）、传热面积 - 19 -（九）、阻力损失计算： - 21 -八、填料附件的选取： - 21 -（一）、 液体分布器：喷头式分布器（莲蓬头） - 21 -（二）、泵的选取： - 23 -九、主要符号说明 十、思考………………………………………………………………………....-25- 一、设计简要 　　（一）填料塔设计的一般原则 　　填料塔设计一般遵循以下原则: 　　 ①:塔径与填料直径之比一般应大于15：1，至少大于8：1； 　　 ②：填料层的分段高度为：金属:6.0-7.5m，塑料：3.0-4.5； 　 　③：5-10倍塔径的填料高度需要设置液体在分布装置，但不能高于6m； 　 　④：液体分布装置的布点密度，Walas推荐95-130点/m2,Glitsh公司建议65-150点/m2 　 　⑤：填料塔操作气速在70%的液泛速度附近； 　 　⑥：由于风载荷和设备基础的原因，填料塔的极限高度约为50米 　　（二）设计题目与要求 　　 甲醇——水混合液体填料精馏塔的设计。原料及组成：甲醇——水混合液。甲醇质量分率46%。处理量：20000 。 操作条件：常压，饱和液体进料。 产品质量要求：塔顶产品甲醇分率》99.7%。 塔底甲醇含量≤0.5% 　　 要求：综合运用《化工原理》和相关先修课程的知识，联系化工生产实际，完成吸收操作过程及设备设计。要求有详细的工艺计算过程（包括计算机辅助计算程序）、工艺尺寸设计、辅助设备选型、设计结果概要及工艺设备条件图。同时应考虑： 　　 ①：技术的先进性和可靠性 　　 ②：过程的经济性 　　 ③：过程的安全性 　 　④：清洁生产 　　 ⑤：过程的可操作性和可控制性 　　（三）设计条件 　 　①：设计温度：常温（25℃） 　 　②：设计压力：常压 (101.325 kPa) 　 　③：吸收剂温度：20℃ 　　（四）工作原理 　　 气体混合物的分离，总是根据混合物中各组分间某种物理性质和化学性质的差异而进行的。吸收作为其中一种，它根据混合物各组分在某种溶剂中溶解度的不同而达到分离的目的。在物理吸附中，溶质和溶剂的结合力较弱，解析比较方便。 　　 填料塔是一种应用很广泛的气液传质设备，它具有结构简单、压降低、填料易用耐腐蚀材料制造等优点，操作时液体与气体经过填料时被填料打散，增大气液接触面积，从而有利于气体与液体之间的传热与传质，使得吸收效率增加。 　　（五）设计 　　 填料塔简介 　　 填料塔是提供气-液、液-液系统相接触的设备。填料塔外壳一般是圆筒形，也可采用方形。材质有木材、轻金属或强化塑料等。填料塔的基本组成单元有： 　　 ①：壳体（外壳可以是由金属（钢、合金或有色金属）、塑料、木材，或是以橡胶、塑料、砖为内层或衬里的复合材料制成。虽然通入内层的管口、支承和砖的机械安装尺寸并不是决定设备尺寸的主要因素，但仍需要足够重视; 　 　②：填料（一节或多节，分布器和填料是填料塔性能的核心部分。为了正确选择合适的填料，要了解填料的操作性能，同时还要研究各种形式填料的形状差异对操作性能的影响）； 　 　③：填料支承（填料支承可以由留有一定空隙的栅条组成，其作用是防止填料坠落；也可以通过专门的改进设计来引导气体和液体的流动。塔的操作性能的好坏无疑会受填料支承的影响）; 　　 ④：液体分布器（液体分布的好坏是影响填料塔操作效率的重要因素。液体分布不良会降低填料的有效湿润面积，并促使液体形成沟流）； 　 　⑤：中间支承和再分布器（液体通过填料或沿塔壁流下一定的高度需要重新进行分布）； 　　 ⑥：气液进出口。 　　 塔的结构和装配的各种机械形式会影响到它的设计并反映到塔的操作性能上，应该力求在最低压降的条件下，采用各种办法提高流体之间的接触效率，并设法减少雾沫夹带或壁效应带来的效率损失。与此同时，塔的设计必须符合由生产过程和塔的结构形式所决定的经济性原则。 二、设计任务书 设计题目：甲醇——水混合液体填料精馏塔的设计。 工艺条件：原料及组成：甲醇——水混合液 甲醇质量分率46% 处理量：20000 操作条件：常压，饱和液体进料 产品质量要求：塔顶产品甲醇分率》99.7% 塔底甲醇含量≤0.5% 填料精馏塔流程图如下图所示： 三、精馏塔全塔物料衡算 F：进料量（kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同） D：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成 W：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成 由η= 得D=η 由 得 表1 甲醇-水溶液体系的平衡数据 液相中甲醇的含量(摩尔分数) 汽相中甲醇的含量(摩尔分数) 液相中甲醇的含量(摩尔分数) 汽相中甲醇的含量(摩尔分数) 0.0 0.0 0.40 0.614 0.004 0.053 0.45 0.635 0.01 0.11 0.50 0.657 0.02 0.175 0.55 0.678 0.04 0.273 0.60 0.698 0.06 0.34 0.65 0.725 0.08 0.392 0.70 0.755 0.14 0.482 0.80 0.82 0.18 0.513 0.85 0.855 四、塔板的计算 （一）、 最小回流比的确定及操作回流比的确定 利用安托因方程求解乙醇的饱和蒸汽压； 其中A=16.6583 B=3674.491 C=-46.702 解得 15.725kpa 因此 α= 平衡线方程： q线方程： 求出两个方程的交点为（Xq，Yq）=（ 0.238，0.547） 然后馏出液的组成为 ，在图像上的坐标为（ ）既(0.1804,0.5041) 通过这两个点将斜率求出来 该斜率为最小回流比时的精馏段操作线方程的斜率 斜率= 0.8 可取操作回流比 （3）塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为： kmol╱h 由全塔的物料衡算方程可写出： (蒸汽) 解得 kmol╱h kmol╱h kmol╱h （4）全凝器冷凝介质的消耗量 塔顶全凝器的热负荷： 可以查得 ，所以 EMBED Equation.DSMT4 kJ╱h 取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25℃和35℃则 平均温度下的比热 ，于是冷凝水用量可求： kg╱h （5）热能利用 以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量 可记为： 其中 67.8℃ 在进出预热器的平均温度以及 ℃的情况下可以查得比热 4.2kJ╱kg.℃，所以， EMBED Equation.DSMT4 kJ╱h 釜残液放出的热量 若将釜残液温度降至 那么平均温度 77.2℃ 查得77.2℃时的甲醇的比热为 3.0 kJ╱kg.℃ 水的比热为 4.188kJ╱kg.℃ 其比热为 EMBED Equation.DSMT4 4.046 kJ╱kg.℃ 因此， kJ╱h 可知， ，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点。 （6）理论塔板层数的确定 精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： EMBED Equation.DSMT4 q线方程：X=0.1385 在 相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出 总之，R=1.8673 N=9.0763(含塔底) 精馏N1=7.1562 表2 常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系 温度 液相组成 气相组成 ℃ /% /% 100 0 0 95.5 1.90 17.00 89.0 7.21 38.91 86.7 9.66 43.75 85.3 12.38 47.04 84.1 16.61 50.89 温度 液相组成 气相组成 ℃ /% /% 82.7 23.37 54.45 82.3 26.08 55.80 81.5 32.73 59.26 80.0 39.65 61.22 79.8 50.97 65.64 79.7 51.98 65.99 温度 液相组成 气相组成 ℃ /% /% 79.3 57.32 68.41 78.74 67.63 73.85 78.41 74.72 78.15 78.15 89.43 89.43 （7）填料的选择 填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方面进行。 本设计选用规整填料，金属板波纹250Y型填料。 规整填料是一种在塔内按均匀图形排布、整齐堆砌的填料，规定了气液流路，改善了沟流和壁流现象，压降可以很小，同时还可以提供更大的比表面积，在同等溶剂中可以达到更高的传质、传热效果。 与散装填料相比，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填料有相同的比表面积时，填料空隙率更大，具有更大的通量，单位分离能力大。 250Y型波纹填料是最早研制并应用于工业生产的板波填料，它具有以下特点： 第一、比表面积与通用散装填料相比，可提高近1倍，填料压降较低，通量和传质效率均有较大幅度提高。 第二、与各种通用板式塔相比，不仅传质面积大幅度提高，而且全塔压降及效率有很大改善。 第三、工业生产中气液质均可能带入“第三相”物质，导致散装填料及某些板式塔无法维持操作。鉴于250Y型填料整齐的几何结构，显示出良好的抗堵性能，因而能在某些散装填料塔不适宜的场合使用，扩大了填料塔的应用范围。 鉴于以上250Y型的特点，本设计采用Mellapok-250Y型填料，因本设计塔中压力很低。 五、塔径的相关计算 （一）温度计算 由温度组成图，得： 塔底温度 =93.50 塔顶温度 =78.32 进料口温度 = 85.91 塔底、顶温度平均值 =85.91 图2 温度组成图 （二）、精馏段液相： 摩尔流率：L=RD=1.867 179.4=334.9kmol/h 质量流率为： EMBED Equation.3 13332kg/h(3.0703kg/s) 提馏段液相： 摩尔流率：L′=L+F=334.9+867.6=1202.5kmol/h 质量流率为：33332kg/h(9.259kg/s) 气相流率： 摩尔流率：V′=V=D(R+1)=179.4 2.867=514.3kmol/h 质量流率为：20474kg/h(5.687kg/s) （三）、摩尔质量及密度的计算： 1．塔顶： , 进料： 塔顶： 故精馏段： 提馏段： 2. 质量分率： 3．精馏： 提馏： 进料：t=84.12 C 4． 故：精馏段： . 液体 气体 提馏段：（设单板压降为500Pa） 液体 气体 图3 甲醇—水平衡相图 六、填料的选择及相关工艺计算 （一）、选取阶梯环 规格为：25 12.5 1.4 塑料乱堆： HETP=0.46m （二）、填料高度： 1． 精馏段 所以 INCLUDEPICTURE "http://jpkc.jpu.edu.cn/hgyl/kcsjImages/kcsj_d7_clip_image048_0003.gif" \* MERGEFORMATINET 查得 精馏段填料高度 精馏段总压降 2. 提馏段 所以 INCLUDEPICTURE "http://jpkc.jpu.edu.cn/hgyl/kcsjImages/kcsj_d7_clip_image062_0002.gif" \* MERGEFORMATINET 查得 提馏段填料高度 式中 —提馏段理论板数据根据图（图略）得知3级； —2.81级（查得） 提馏段总压降 3. 全塔填料层压降 4. 填料总高度 （三）、塔径，泛速，压降等： 先计算FP系数： 下面分段进行计算： 1.精馏段： 此时， 且 取 ，则 =0.1078 X、Y点坐标为：（0.01958，0.1078） 读图，得： 2．提馏段： 此时， 且 = , =0.0882 取 此时坐标为：（0.04588，0.0882） 读图知： （四）、喷淋密度： 最小喷淋密度为： 所以实际喷淋密度只需大于最小喷淋密度即可。 （五）、润湿面积： 根据上述所算，及有关数据的查取，知 分段进行计算： 精馏段： ， ， 所以， 1— =0.3644 求得： 提馏段： ， ， 同理代入数据得： 七、换热器的选择 （一）、塔顶温度 故： （二）、C1M1的计算 假定冷却水20 进入，出口为40 在平均温度30 下 ， （三）、 （四）、求取较正系数 ： 据化工原理上册 ,知： ，合要求。 （五）、求传热面积 且很多参数未定，故需知传热系数K。 不妨假定：K=800 。 则： （六）、采用水走管程，乙醇-水蒸气走壳程。 取水流速 管道 ； 30 下， EMBED Equation.3 ， 。 则： 且 （七）、换热器总管数计算 选用4m的长管，则应为2管程；一台换热器的总管数为：436根。 表1 列管式换热器基本参数 项目 数据 项目 数据 壳径D 800mm 管尺寸 25mm 2.5mm 管程数 2 管长 4.5m 管数 450 管排列方式 正三角形排列 中心排管数 23 管心距 32mm 管程流通面积 0.0707 传热面积 155.4m2 （八）、传热面积 每管程数n=450/2=225,管程流通面S=225 0.022=0.07065m2，与表中给出数据比较，很符合； 传热面积A=3.14 0.025 45 450=158.9 m2，比给出的155.4m2略大，以后者为准； 中心排管数为：1.1 EMBED Equation.3 =23.3（较符合）。 （九）、阻力损失计算： 1． 流速： 雷诺数： 摩擦系数：取钢管绝对粗糙度 则相对粗糙度为： 此时，查取相关数据，知： 。 管内阻力损失： 回弯阻力损失： EMBED Equation.3 =1.384kPa 故 总损失为： 2． 由上已得：Re= ， 3． 4．算出给热系数： 查得污垢热阻系数及相关数据，代入得： 得出： = 809.2 （相差不大，估计为800 ） 5.核算传热面积： A= ，比给出的面积155.4m2小，满足要求！ 八、填料附件的选取： （一）、 液体分布器：喷头式分布器（莲蓬头） 1.小孔输液能力：Q= ，其中 =0.82-。85，取为0.83 2．莲蓬头直径为（0.2-0.3）D，取为0.25D=0.5225m 3.安装高度，离填料表面距离为：（0.5-1）D，取为0.7D=1.413m 4．为便于检修，可采取法兰连接 5. 法兰：对焊法兰—适用于压力、温度较高或设备直径较大的场合。 6. 封头：半球形封头—由半个球壳构成，多用于压力较高的贮罐。 7. 填料支撑结构：驼峰型填料支撑。 8. 裙座：最常用的塔设备支撑结构，由裙座体、基础环、螺栓座及基础螺栓组成。 9. 人孔和手孔：为了检查设备的内部空间及安装与拆卸的内部构 手孔—一般为150mm到250mm，可选取DN250； 人孔—由筒节、法兰、盖板、手柄组成，可选取快开式结构人孔，便于经常打开。 10.由于填料高度较小，都不到6m，可不用液体再分布器。 11.本设计中，乙醇-水也不是非常容易起泡，故也可省去除沫装置。 （二）、泵的选取： 查阅相关书籍及数据，选定得： 封头：540mm 塔釜：1330mm 喷头高：42mm 喷头弯曲半径：90mm 塔釜法兰高：200mm 喷头上方空隙：200mm 喷淋高度：72mm 塔顶空隙：1000mm 支撑裙座：2000mm 支持板：驼形支撑板：300mm 2 填料压板：丝网压板：100mm 2 整个塔高：8 0.46+0.54+1.33+2+0.2+1+0.6+0.2=9.55m 1．从进液口至底高： 2．管程损失： 3．选取管道的相关数据，选定： 114mm 7mm ， 则内径D=0.1m 4． 20 水进口下： 5．取管道粗糙度： ， 则相对粗糙度： 得： 6． 总 7．据《化工原理》书相关图及数据： 选得： 泵型号：IS200-150-250 　九、主要符号说明 　　a ——填料的有效比表面积，㎡/m3 　　at——填料的总比表面积，㎡/m3 　　d ——填料直径，m 　　d0——筛孔直径，m 　　D ——塔径，m 　　DL——液体扩散系数，m2/s 　　DV——气体扩散系数，m2/s 　　E——亨利系数，kPa 　　h——填料层分段高度，m 　　HETP关联式常数 　　H——开孔上方的液位高度，m 　　HOG——气相总传质单元高度，m 　　NOG——气相总传质单元数 　　kG——气膜吸收系数，kmol/（m2•h•kPa） 　　kL——液膜吸收系数，m/h 　　K——稳定系数，无因次 　　Mave——混合气体的平均摩尔质量，kmol/kg 　　Lh——液体体积流量，m3/h 　　Ls——液体体积流量，m3/h 　　Lw——润湿速率，m3/（m•h） 　　m——相平衡常数，无因次 　　n——筛孔数目（分布点数目） 　　P——操作压力，Pa 　　P——压力降，Pa 　　u——空塔气速，m/s 　　uF——泛点气速，m/s 　　U——液体喷淋密度，m3/（m2•h） 　　UL——液体质量通量，㎏/（m2•h） 　　Umin——最小液体喷淋密度，m3/（m2•h） 　　Uv——气体质量通量，㎏/（m2•h） 　　Vh——气体体积流量，m3/h 　　wL——液体质量流量，㎏/h 　　wV——气体质量流量，㎏/h 　　X——液相摩尔比 　　y——气相摩尔分数 　　Y——气体摩尔比 　　Z——填料层高度 ，m 　　V——惰性气相流量，kmol/h 　　S——吸脱因数 　　R——通用气体常数，8.314（m3kPa）/（kmol•K） 　　T——温度，K 　　T ——状况下温度，K 　　Ω——塔的截面积，m2 　　ΦF——泛点填料因子，m-1 　　ΦP——压降填料因子，m-1 　　L——液体的粘度，kg/（m•h） 　　V——混合气体的粘度，kg/（m•h） 　　vm——混合气体的平均密度，kg/m3 　　L——液体的密度，kg/m3 　　β——充气系数，无因次； 　　δ——筛板厚度，m 　　ε——空隙率，无因次 　　θ——液体在降液管内停留时间，s 　　μ——粘度，Pa•s 　　ρ——密度，kg/m3 　　σ——表面张力，N/m 　　φ——开孔率或孔流系数，无因次 　　Φ——填料因子，l/m 　　ψ——液体密度校正系数，无因次 　　下标 　　max——最大的 　　min——最小的 　　L——液相 　　V——气相 十、参考文献 　　[1].石油化学工业规划设计院.塔的工艺计算.北京：石油化学工业出版社，1997 　　[2].化工设备技术全书编辑委员会.化工设备全书—塔设备设计.上海：上海科学技术出版1988 　　[3].时钧，汪家鼎等..化学工程，北京：化学工业出版社，1986 　　[4].上海医药设计院.化工工艺设计手册(上、下).北京：化学工业出版社，1986 　　[5].陈敏恒，丛德兹等.化工原理(上、下册)(第二版).北京：化学工业出版社，2006 　　[6].大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，1994 　　[7].柴诚敬，刘国维，李阿娜.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，2002 　　[8].王国胜.化工原理课程设计.大连理工大学出版社.2005 思考题： 1． 、平衡线是怎样获得的？ 答：由X求液体出口温度t2，求亨利系数m，由m再根据亨利定理得到Y。 2． 怎样才能获得比较合理的塔高与塔径之比？ 答：可调整液汽比及液泛率，选择适当的资料等，可改进塔高与塔径之比。 3． 选择填料塔的封头。 答：封头厚度要适当，不能太薄，也不能太厚，浪费材料，其具体计算如下： 封头厚度计算公式为： 封头设计厚度 = + 封头名义厚度 与圆筒一样 封头有效厚度 = - 4．如何选择风机？ 答： 风机的选型一般按下述步骤进行： （1）、计算确定隧道内所需通风量； （2）、计算所需总推力It It=P×At（N ）；其中，At：隧道横截面积（m2）； P：各项阻力之和（Pa）；  一般应计及下列4项：   1）、隧道进风口阻力与出风口阻力； 2）、隧道表面摩擦阻力，悬吊风机装置、支架及路标等引起的阻力；   3）、交通阻力；  4）、隧道进出口之间因温度、气压、风速不同而生的压力差所产生的阻力； （3）、确定风机布置的总体方案 根据隧道长度、所需总推力以及射流风机提供推力的范围，初步确定在隧道总长上共布置m组风机，每组n台，每台风机的推力为T。满足m×n×T》Tt的总推力要求，同时考虑下列限制条件：  1）、n台风机并列时，其中心线横向间距应大于2倍风机直径； 2）、m组（台）风机串列时，纵向间距应大于10倍隧道直径； （4）、单台风机参数的确定 射流风机的性能以其施加于气流的推力来恒量，风机产生的推力在理论上等于风机进出口气流的动量差（动量等于气流质量与流苏的乘积），在风机测试条件下，进口气流的动量为零，所以可以计算出在测试条件下，风机的理论推力： 理论推力＝r×Q*V＝rQ2/A（N） ；r：空气密度（kg/3）； Q：风量（m3/s）；A：风机出口面积（m2） 试验台架量测推力T1 一般为理论推力的0.85-1.05倍。取决于流场分布与风机内部及消声器的结构。风机性能参数图表中所给出的风机推力数据均以试验台架量测推力为准，但量测推力还不等于风机装在隧道内所能产生的可用推力T，这是因为风机吊装在隧道中时会收到隧道中气流速度产生的卸荷作用的影响（柯达恩效应），可用推力减少。影响的程度可用系数K1和K2来表示：  T＝T1×K1×K2或者 T1＝T（K1*K2) 其中：T：安装在隧道中的射流风机可用推力（N） T1：试验台架量测推力（N）  K1：隧道中平均气流速度以及风机出口风速对风机推力的影响系数 K2：风机轴流离隧道壁之间距离的影响系数 5．液体分布器的选择。 答：精细化工生产的间歇精馏中经常用于直径较小的精馏塔，为提高精馏效率以降低塔高，一般选择丝网波纹填料，而塔的直径有时只有DN300、DN400、DN500等，该塔径很小人进不去，填料往往需要好几段，一般只能选择分段连接，问题是液体再分布器的选择和安装问题，液体再分布器对于比表面积很大的丝网波纹填料来说要求是比较高的，否则精馏效率会受到严重影响，而一般的液体再分布器包含液体收集系统、液体再分布系统等，请大家说说，对于此类小直径采用丝网波纹的精馏塔的液体再分布器选用何种形式的为好，即能保证精馏效率，又方便安装检修。 75 80 85 90 95 100 0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90 95 PAGE - 2 - _1347697390.unknown _1351601439.unknown _1351603306.unknown _1351604193.unknown _1351604637.unknown _1351605347.unknown _1351605520.unknown _1351606753.unknown _1351606851.unknown _1352482238.unknown _1352482533.unknown _1351606874.unknown _1351838801.unknown _1351606800.unknown _1351606820.unknown _1351606778.unknown _1351605682.unknown _1351605717.unknown _1351605646.unknown _1351605406.unknown _1351605439.unknown _1351605371.unknown _1351604840.unknown _1351605289.unknown _1351605320.unknown _1351604879.unknown _1351604694.unknown _1351604800.unknown _1351604667.unknown _1351604310.unknown _1351604585.unknown _1351604611.unknown _1351604332.unknown _1351604374.unknown _1351604254.unknown _1351604279.unknown _1351604230.unknown _1351603553.unknown _1351603668.unknown _1351604134.unknown _1351604166.unknown _1351604101.unknown _1351603605.unknown _1351603640.unknown _1351603579.unknown _1351603440.unknown _1351603498.unknown _1351603526.unknown 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