苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计书

1 苯 一 苯 计题目 设计一座苯 求年产纯度为 氯苯 15000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于 2%。原料液中含氯苯为 38%（以上均为质量 %）。 作条件 压）； 选； 选； 压 )； 板类型 浮阀塔板（ 作日 每年 300天，每天 24小时连续运行。 址 厂址为天津地区。 计内容 2 根据实际情况选作）； 计基础数据 苯 温度，（） 80 90 100 110 120 130 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 其他物性数据可查有关手册。 二、工艺流程草图及说明 艺草图 艺流程草图 3 图 2艺流程简图 艺流程说明 一整套 精馏装置 应该包括 精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。 苯 氯苯 混合液原料经预热器加热到 泡 点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续 地 从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品， 经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用再沸器 加 热。塔底产品经冷却后送入贮槽。 三、精馏塔工艺的设计及计算 的物料衡算： 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 kg/ 2 2 8 8 0 0 2 8/ (1 k g/ k m 4 k g / k m o 20 0 2 8 2 8 底产品的摩尔流率 依题给条件：一年以 300 天，一天以 24小时计，有： ，全塔物料衡算： F D W F h F h D h D h W h W h 板数的确定： 论塔板数 求取 苯 采用梯级图解法（ M 取 步骤如下： 氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 依据 /，tA ，将所得计算结果列表如下： 表 3 相关数据计算 温度，（） 80 90 100 110 120 130 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 两相摩尔分率 x 1 y 1 本 题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对 平衡关系的影响完全可以忽略。 2确定操作的回流比 R 5 将表 3曲线。 图 3苯 氯苯混合液的 x 在 图上，因 1q ，查得 925.0 Fe x 。故有： 2 7 2 xy 取实际操作的回流比为最小回流比的 2倍，即： 5 4 相负荷 L=h V=(R+1)D=() h L =L+F=h V =V=h 3 求理论塔板数 精馏段操作线： xR y 0 0 07 5 x 点的直线。 6 图 3苯 图解得 （不含釜）。其中，精馏段 31 ，提馏段 ，第 4块为加料板位置。 E 选用lo 公式计算。该式适用于液相粘度为 中的 塔的平均温度为 (80+106（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录 11得： 2 6 9 9 o o 似取两段效率相同） 精馏段： 1 61 提馏段： 112 总塔板数 1721 7 的内部条件 均温度泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下： 塔顶温度 加料板 塔底温度 精馏段 ： 842/88801 提馏段 ： 92/ 12 均压强 塔顶： 1 加料板： k P 塔底： k P 1 k P 051 k P 012 均分子量 x （查相平衡图） k g / k m o 29 8 k g / k m o 29 4 加料板： y ， x （查相平衡图） k g / k m o 29 2 8 k g / k m o 精馏段： k g / k m o k g / k m o 提镏段： y x （查相平衡图） k g / k m o k g / k m o 4组分的液相密度 （ kg/ 温度，（） 80 90 100 110 120 130 苯 817 805 793 782 770 757 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 ： 推荐： 氯苯 ： 推荐： 式中的 塔顶： 3k g / 8 8 g / 3kg/, a 进料板： 3k g / g / 3 0880 6 5 2 40 6 5 2 4, 9 3, , ,1 0 . 6 2 0 . 3 8 8 7 9 . 8 8 k g / 7 . 5 1 0 3 0 . 6 F m L F A L F 塔底： 3, k g / , k g / 5 2 40 6 5 2 4 ,k g / 精馏段： 31, k g / L提馏段： 32, k g / L馏段 ： 1 , 1 3,1 1 1 0 7 . 4 7 9 . 6 5 2 . 8 8 k g / 3 1 4 2 7 3 8 4 提馏段： 2 , 2 3,2 2 1 0 5 . 7 9 6 . 4 6 3 . 2 0 k g / 3 1 4 2 7 3 1 0 9 . 9 体的平均表面张力 表 4组分的表面张力 （ mN/m） 温度，（） 80 85 110 115 120 131 苯 苯 组分混合液体的表面张力计算： （ BA 为 A、 计算得，塔顶： mN/mN/80） m N / 进料板： mN/mN/88） 10 m N / 塔底： mN/ mN/ m N/ 5, 精馏段： m N / m提镏段： m N / m氯苯的汽化潜热： 常压沸点下的汽化潜热为 103kJ/组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 氯苯的临界温度： C 体的平均粘度顶：查化工原理附录 11，在 80下有： a 3 1 加料板： 底 : 1 7 1 2 8 精馏段： 7 1 镏段： 9 1 1 对挥发度 ： 馏段挥发度 ： 由 y ， x ，得： 故 馏段挥发度 ： 由 y ， x 11 故 ” 液相体积流量计算 馏段 汽相摩尔流率 1 1 . 5 4 8 4 5 . 5 1 7 0 . 4 5 k m o l / D 汽相体积流量 ,131,7 0 . 4 5 7 9 . 6 5 0 . 5 4 1 m / 0 0 3 6 0 0 2 . 8 8 汽相体积流量 330 . 5 4 1 m / s 1 9 4 8 . 4 m / 液相回流摩尔流率 0 . 5 4 8 4 5 . 5 1 2 4 . 9 4 k m o l / D 液相体积流量 ,131,2 4 . 9 4 8 4 . 2 9 0 . 0 0 0 6 9 m / 0 0 3 6 0 0 8 5 0 . 1 9 液相体积流量 /4 7 5 m/ 0 6 3 馏段 饱和液体进料 ,q=1 q ( 2 4 . 9 4 6 4 . 0 3 ) / 3 6 0 0 0 . 0 2 5L L F ( q 1 ) 0 . 0 1 9 6V V F V 则有质量流量： 22 1 0 0 . 4 1 0 . 0 2 5 2 . 5 1 L g/2 9 6 . 4 6 0 . 0 1 9 6 1 . 9 0 V g/ 32 2 2/ 2 . 5 1 / 8 1 8 . 7 3 = 3 . 0 7 1 0 3m/s 2 2 2/ 5 2 . 4 7 / 2 . 8 8 0 . 6 6 2 3m/s 四、工艺计算及主体设备的设计 径的初步设计 12 图 4联图 馏段 ： H 及板上液层高度 h ，则： LT 泛点气速 由m a x（ 安 全 系 数 ）， m a x c 式中， 横标的数值为： 查 泛点气速： 3 8 0 0 5.0/m a x m/s 空塔气速为 m / 6 a x 13 1 1 14 0 . 5 4 74 / 0 . 8 4 93 . 1 4 0 . 9 6 6 5D V s m 圆整取 ，此时的操作气速 m/u 。 馏段 ： 横坐标数值： 1 / 2 1 / 232 2213 . 0 7 1 0 8 1 8 . 7 3 0 . 0 7 70 . 6 6 2 2 . 8 8s 取板间距 则 0 . 3 8m 查图可知：20 0 . 220 0 . 0 8 720 m a x 0 . 0 8 7 8 1 8 . 7 3 2 . 8 8 / 2 . 8 8 1 . 4 6 m/s 2 m a 7 1 . 0 2 5 m/s 2 2 24 0 . 6 6 24 / 0 . 9 0 73 . 1 4 1 . 0 2 5D V s 横截面积 21 . 0 0 . 7 8 54 2m 空塔气速： 2 0 . 6 6 2 / 0 . 7 8 5 0 . 8 4 m/s 流装置 采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液 管、凹形受液盘，且不设进口内堰。 流堰长（出口堰长）馏段： 取 hm/ 01 0 0hm/ 7 33 wh 足浮阀板塔的堰上溢流强度要求。 （ 2）出口堰高对平直堰 3/2/0 0 2 8 14 由 7 wh 化工原理课程设计图 51E ，于是： 2 8 满足要求） 2 7 馏段： = 3 2 / 32 . 8 4 3 6 0 0 3 . 0 7 1 0( ) 0 . 0 21 0 0 0 0 . 6 m 0 . 0 7 0 . 0 2 0 . 0 5w L o wh h h m 形降液管的宽度和横截面 （ 3）降液管的宽度由 图得 0 5 ： 22 ， 2 液体在降液管内的停留时间 精馏段： 0 6 满足要求） 提馏段： 320 . 0 4 4 0 . 4 5 6 . 4 53 . 0 7 1 0 s 停留时间 5s，故降液管可用 液管底隙高度 1 精馏段 液体通过降液管底隙的流速一般为 s，取液体通过降液管底隙的流速 m/有： 0 0 6 h（结果满足要求） 2 提馏段 15 取 u m/s 则： 2 0 . 0 5 1so m 取 m 不小于 足要求。 板分布及浮阀数目及排列 板分布 选用 孔直径 9边孔中心距 t=75 浮阀数目与排列 馏段 取阀孔动能因子 o 12F ，则孔速 1u 7 . 0 7m/s 每层塔板上浮阀数目为22000 . 5 4 7 65( 0 . 0 3 9 ) 7 . 0 744 块 取边缘区宽度 c m，破沫区宽度 s m 计算塔板上的鼓泡区面积，即：2 2 2 x2 x x a r c s i R R 其中 0 . 4 5 0 . 0 6 0 . 3 92 W + W = 0 4 5 - ( 0 . 0 9 9 + 0 . 1 0 ) = 0 . 2 5 12D 0 + 02 2 2 2 2 2a x 3 . 1 4 0 . 2 5 12 x x a r c s i n 2 . 2 5 1 0 . 3 9 0 . 2 5 1 . 3 9 a r c s i 0 1 8 0 0 . 3 9A R R R =m 浮阀排列方式采用等腰三角叉排，取同一个横排的孔心距，则排间距： ” 0 7 5 = 7 4 0 . 3 6 2 4 / 6 5 . 0 考虑到孔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 90应小于此值。故取 t =65 t=75t =65等腰三角形叉排方式作图 ， 排得阀数 63个 按 N=63个重新核算孔速及阀孔动能因数， 16 201 0 . 5 4 7 3 . 1 4 0 . 0 3 9 6 3 4 7 . 2 7 /U m s o 7 . 2 7 2 . 8 8F =阀孔动能因数变化因数不变，仍在 9 13范围内，塔板开孔率 20( / ) 1 1 . 8 3 %N d D。 图 4馏段 取阀孔动能因子2，则2u 7 . 0 72 . 8 8F V m/s 每层塔板上的浮阀数目为 2o o 20 . 6 6 2 7 8 . 4d / 4 0 . 7 8 5 0 . 0 3 9 7 . 0 7 块 按 t=75 算排间距， 1 . 7 7 0 . 0 9 32 5 4 0 . 0 7 5t 80t 得阀数为 74块。按 74块重新核算孔速及阀孔动能因数， 02 20 . 6 6 2 7 . 4 90 . 7 8 5 7 4 0 . 0 3 9u m/s 02 7 . 4 9 2 . 8 8 1 2 . 7 1F 阀孔动 能因数变化不大，开孔率 = 浮阀排列方式如图所示： 图 4馏段阀孔排列方式 17 板的流体力学计算 相通过浮阀塔板的压降 可根据10h h h 计算 1 精馏段 1）干板阻力 1 . 8 2 517 3 . 1 5 . 8 82 . 8 8m/s 因 01 2 210 . 8 8 7 . 2 7h 5 . 3 4 5 . 3 42 g 2 8 5 0 . 1 9 9 . 81L =m 2）表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： . 0 3 5 0 . 0 4 9 0 . 0 8 4 m p 1 p 1 1p h g 0 . 0 8 4 8 5 0 . 1 9 9 . 8 1 7 0 0 . 5 9L 提馏段 1）干板阻力 1 . 8 2 527 3 . 1 5 . 8 82 . 8 8m/s 因 02 2 22 0 2 . 8 8 7 . 0 7h 5 . 3 4 5 . 3 42 g 2 8 1 8 . 7 3 9 . 81L =m/s 2）板上充气液层阻力 取0 2 00 . 5 , 0 . 5 0 . 0 7 0 . 0 3 5 m 3）表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： . 0 3 5 0 . 0 4 8 0 . 0 8 3 m p 2 p 2 2p h g 0 . 0 8 3 8 1 8 . 7 3 9 . 8 1 6 6 6 . 6 3L 塔 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度： ()d T h 18 即d p c dH h h h 。 馏段 1 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 1 0 4m 2 液体通过降液管的塔头损失 2 3 231010 . 6 9 1 00 . 1 5 3 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 6 2 1 00 . 5 4 0 . 0 2 m 3板上液层高度 则1 0 . 0 8 4 0 . 0 0 0 6 0 . 0 7 0 . 1 5 5 m 取 =选定 m,1 m 则 11()d T h所以符合防淹塔的要求。 馏段 1 单板压降所相当的液柱高度2 0 3m 2 液体通过降液管的压头损失： 2 3 32023 . 0 7 1 00 . 1 5 3 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 5 8 1 01 0 . 0 5 m 3 板上液层高度：则 . 0 8 3 0 . 0 0 0 5 8 0 . 0 7 0 . 1 5 3 6H m 取 = 2( ) 0 . 5 0 . 4 5 0 . 0 4 9 4 0 . 2 3 9 7 m，可见22()d T h所以符合防淹塔的要求。 19 沫夹带 馏段 泛点率 = v 1 . 3 6 100%s s zk c A 泛点 = v 100%0 . 7 8c A 板上流体流经长度： 2 0 . 9 2 0 . 0 9 9 0 . 7 0 2 W m 板上流经面积： 2 0 . 6 4 2 0 . 0 3 5 8 0 . 5 7b T A 2m 查物料系数 K=点负荷性能系数图 。 泛点率： 32 . 8 80 . 5 4 7 1 . 3 6 0 . 6 9 1 0 0 . 7 0 28 5 0 . 1 9 2 . 8 8 4 5 . 3 2 %1 . 0 0 . 1 2 6 0 . 5 7 泛点率：2 . 8 80 . 5 4 78 5 0 . 1 9 2 . 8 8 5 0 . 7 0 %0 . 7 8 1 . 0 0 . 1 2 6 0 . 6 4 对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上可知，物沫夹带能够满足 . 1 1 ( / g )液 气的需求。 馏段 取物料系数 K=点负荷性能系数图 泛点率： 32 . 8 80 . 6 6 2 1 . 3 6 3 . 0 7 1 0 0 . 8 98 1 8 . 7 3 2 . 8 8 6 2 . 6 4 %1 . 0 0 . 1 0 0 0 . 6 9 4 泛点率：2 . 8 80 . 6 6 28 1 8 . 7 3 2 . 8 8 6 4 . 2 4 %0 . 7 8 1 . 0 0 . 1 0 0 0 . 7 8 5 由计算知，符合要求。 20 板负荷性能图 沫夹带线 泛点率 =v 1 . 3 6s s zk c A 据此可作业负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点泛 80%计算。 1 精馏段 . 8 8v 1 . 3 6 0 . 7 0 28 5 0 . 1 9 2 . 8 81 . 0 0 . 1 2 6 0 . 5 7整理得： 0 . 0 5 7 0 . 0 5 8 3 0 . 9 5 5即 0 . 9 8 1 6 . 3 8（ 7 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内作取两个出出雾沫夹带线（ 1） 2 提馏段： 2 . 8 8v 1 . 3 6 0 . 8 98 1 8 . 7 3 2 . 8 81 . 0 0 . 1 0 0 2 . 1 7 4整理得： 7泛线 1()T W p c d c L dH h h h h h h h h h 由此确定液泛线，忽略式中 h2 2 2 / 336002 . 8 4( ) 5 . 3 4 0 . 1 5 3 ( ) ( 1 ) ( )2 1 0 0 0v o s o wL w o LH h h Eg l h l 21 而 0 20 /4 1 精馏段 2 2 2 / 31112 2 42 . 8 80 . 2 5 3 5 . 3 4 1 4 2 . 5 6 1 . 5 ( 0 . 0 5 6 9 0 . 6 0 0 8 )0 . 7 8 5 6 3 0 . 0 3 9 8 5 0 . 1 9 2 9 . 8 1s L 整理得： 2 2 2 / 31 1 11 . 0 5 8 9 1 5 . 6 3 5 2s s L 2 提馏段 2 2 2 / 321 s 12 2 42 . 8 80 . 2 4 9 7 5 . 3 4 3 6 . 9 5 1 . 5 ( . 0 . 6 )0 . 7 8 5 2 3 6 0 . 0 3 9 8 1 8 . 7 3 2 9 . 8 1 0 4 9 4 + 0 0 0 8 2 2 2 / 32 1 11 4 . 6 3 3 0 7 9 . 1 7 7 5 . 1s s L 相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于 3体降液管内停留时间 s。以 5 ： fs m a x 0 . 0 4 4 0 . 4 5 0 . 0 0 455 3m/s 漏线 对于 10F=5作为规定气 体最小负荷的标准，则 2馏段 2s 1 m i v ) 0 . 0 3 9 6 3 0 . 2 2 1 64 2 . 8 8 3 / 提馏段 2s 2 m i v ) 0 . 0 3 9 7 4 0 . 2 6 0 34 2 . 8 8 3 /22 相负荷下限性 取堰上液层高度 作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为气相流量无关的竖直线。 m i 0 0 ( )2 . 8 4 0 . 0 0 61000 取 E=1则 3 / 2m i 0 0 6 1 0 0 0 0 . 0 0 0 52 . 8 4 1 3 6 0 03/ 由以上 如下： 由塔板负荷性能图可看出： 1） 在任务规定的气液负荷下的操作 2） 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带线控制，操作下限由漏液控制； 3） 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限m/s ，气相负荷下限m/s 。 所以：精馏段操作弹性为： 馏段操作弹性为：. 图 4馏段负荷性能图 （ E 代表负荷上限，下同。） 0 0 2 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 00 01 02 03 04 05 06 07 3 0 0 2 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 0123456784馏段负荷性能图 五、塔的附属设备选型 管 料管 进料管的要求很多，有直管进料管、弯管进料管、丁型进料管。本设计采用直管进料管，管径如下： s4 v / u 取 s ， 8 C 3, 8 7 9 . 8 8 k g / m 71 . 5 1 0v 0 . 0 0 0 6 5 83 6 0 0 3 0 0 2 4 8 7 9 . 8 8S 3m/s 4 0 . 0 0 0 6 5 8 0 . 0 2 2 9 m = 2 2 . 9 m 1 4 1 . 6D流管 采用直管回流管，取 u m/s， L=h 24 2 4 . 9 4 7 8 . 1 1 0 . 9 8 6 2 4 . 9 4 1 1 2 . 6 1 0 . 0 1 443 6 0 0 8 2 0 . 5 0 . 0 2 1 6 2 1 . 63 . 1 4 1 . 8Rd m m m 釜出料管 取 u m/s,直管出料 3, 7 5 7 . 5 8 k g / mL w m ， 1 8 . 5 2 0 . 0 0 2 8 8 7 8 . 1 1 1 8 . 5 2 0 . 9 9 7 1 2 1 1 2 . 6 144 3 6 0 0 7 5 7 . 5 8 0 . 0 2 4 7 2 4 . 73 . 1 4 1 . 6m m 顶蒸汽出料管 直管出气，取出口气速： u=20 m/s， 3, 2 k g /,1 31,7 0 . 4 5 7 8 . 5 9 0 . 5 3 4 m / 0 0 3 6 0 0 2 . 8 8 ， 4 0 . 5 3 4 0 . 1 8 4 4 1 8 4 . 43 . 1 4 2 0D m m m 。 釜进气管 采用直管，取气速 u=23m/s, 2 , 2 3,2 2 1 0 5 . 7 9 6 . 4 6 3 . 2 0 k g / 3 1 4 2 7 3 1 0 9 . 9 ( q 1 ) 0 . 0 1 9 6V V F V 0 . 0 1 9 1 1 2 . 5v 0 . 6 6 83 . 2 03m/s 4 0 . 6 6 8 0 . 1 9 2 3 1 9 2 . 33 . 1 4 2 3D m m m 沫器 当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程不许出塔气速 夹带雾滴的情 25 况下，设置除沫剂，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫剂有折流板式除沫剂，丝网除沫器以及程流出沫器。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： 系数 K = 5 0 . 1 9 2 . 2 8u 0 . 1 0 7 2 . 0 62 . 2 8 m/s 除沫器直径 D= 4 0 . 5 4 1 0 . 3 33 . 1 4 2 . 0 6 m 座 塔底端用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。 基础环内坏径 (1 6 0 4 0 0 )(1 6 0 4 0 0 )o b 其中 1000 取基础环的内外径与裙座截面内径的差为 200 0 0 0 2 0 0 1 2 0 01 0 0 0 2 0 0 8 0 0m mD m m 考虑到腐蚀余量取，考虑到再沸器，裙裾高度取 3 m，地角螺栓直径取 孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔 10塔板才设一个人孔，本塔中共 17 块塔板，需设置 2 个人孔，每个孔直径为 450 设置人孔处，塔间距为 600 座应开两个人孔，直径为450 孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。 26 总体高度的计算 图 8板式塔总体结构简图 的顶部空间高度除沫器到第一块板间的距离为 600 顶部空间高度为 1200 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，釜液停留时间取 5 2( t 6 0 ) / 0 . 6B s v R A 3( 5 3 . 0 7 1 0 6 0 0 . 1 4 2 ) / 0 . 7 8 5 0 . 6 1 . 5 9 m 总体高度 1 5 ( 6 0 0 4 5 0 ) 0 . 4 5 ( 1 7 1 ) 5 0 . 1 5 7 . 9 5 N m 1 7 . 9 5