乙醇丙醇连续浮阀式精馏塔的设计.doc

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1、目录化工原理设计任务书1摘 要2第1章 绪论31.2 设计流程31.2 设计思路4第2章 塔板的工艺设计52.1 精馏塔全塔物料衡算52.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系52.2.1 温度的确定52.2.2 密度的计算62.2.3 混合液体表面张力的计算72.2.4 混合液混合物的粘度计算82.2.5 相对挥发度92.3 理论塔板的计算92.3.1 理论塔板数的确定92.3.2 实际塔板数112.3.2.1 精馏段112.3.2.2 提馏段112.4 塔径的初步设计122.4.1 气液相体积流量计算122.4.1.1 精馏段122.4.1.2 提馏段122.4.2 操作压力计

2、算122.4.3 塔径的计算与选择132.4.3.1 精馏段132.4.3.2 提馏段132.5 溢流装置142.5.1 溢流堰长142.5.2 弓形降液管的宽度与降液管的面积142.5.3 降液管底隙高度152.6 塔板布置152.6.2 塔板的分布152.6.2 浮阀数目与排列152.6.3.1 精馏段152.6.3.2 提馏段16第3章 塔板的流体力学计算183.1 汽相通过浮阀塔板的压降183.1.1 精馏段183.1.1.1 干板阻力183.1.1.2 板上充气液层阻力183.1.1.3 液体表面张力所造成的阻力183.1.2 提馏段183.1.2.1 干板阻力183.1.2.2 板

3、上充气液层阻力183.1.2. 2 液体表面张力所造成的阻力183.2 淹塔183.3 雾沫夹带193.4 塔板负荷性能图203.4.1 雾沫夹带线203.4.2 液泛线213.4.3 液相负荷上限线223.4.4 漏液线223.4.5 液相负荷下限线223.4.6 操作弹性23第4章 塔总高度计算244.1 塔顶封头244.2 塔顶空间244.3 塔底空间244.4 人孔244.5 进料板处板间距244.6 裙座24第5章 塔的接管255.1 进料管255.2 回流管255.3 塔底出料管255.4 塔顶蒸汽出料管255.5 塔底蒸汽进气管265.6 设计结果汇总27结语28参考文献29主要

4、符号说明30附录32化工原理设计任务书一、设计题目：乙醇-丙醇连续浮阀式精馏塔的设计二、任务要求：设计一连续浮阀精馏塔以分离乙醇丙醇具体工艺参数如下：原料加料量 F100kmol/h进料组成 xF0.318馏出液组成 xD0.938釜液组成 xw0.038塔顶压力 p100kpa单板压降 0.7 kPa2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。三 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及精馏和提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高4、设计结果汇总5、工艺流程图及

5、精馏塔工艺条件图摘 要在本次任务中，根据化工原理课程设计的要求设计的是乙醇-丙醇二元浮阀精馏塔，除了要计算其工艺流程（物料衡算、筛板塔的设计计算）以外，并对精馏塔的主要工艺流程进行比较详细的设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图。本次设计选取回流比 min=4.276，应用逐板法计算理论版数，求得理论塔板NT为15块（包括塔釜再沸器），第8块为进料板。由奥康奈尔公式得到全塔效率为46.67%，实际塔板数为30块，第16块为进料板,建立塔的框架。以此为基础，展开物料物理性质和塔工艺尺寸的计算：塔径，板间距；选用单溢流弓形降液管；并用流体力学对浮阀精馏塔进行验算，气体通过浮阀塔板压降，淹塔，

6、物沫夹带，塔板负荷性能图（物末夹带线、液泛线、液相负荷上限漏液线、液相负荷下限）确定了各项指标均在安全操作范围之内。塔顶采用全凝器，进料液用釜液预热。 关键词：乙醇-丙醇；浮阀精馏塔；物料衡算；逐板法计算理论塔板数；第1章 绪论精馏在化工生产中是最基本的单元操作之一，精馏操作的主体设备即塔设备，气液传质设备的种类繁多，但基本上可以分为两大类：逐级接触式和微分式，板式塔是逐级接触式的代表，填料塔是微分接触式的代表。板式塔的塔板类型种类很多，有泡罩塔板、浮阀塔板、筛孔塔板、舌型塔板、网孔塔板、垂直塔板、多降液管塔板、林德筛板、无溢流塔板等。本设计要求设计浮阀塔精馏塔，所以下面介绍一下浮阀塔。浮阀塔

7、是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型，其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下侧水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，从而收到很好的传质效果。浮阀有三条带钩的腿，将浮阀放进筛孔后，将其腿上的钩扳转，可防止操作时气速过大将浮阀吹脱。此外，浮阀边沿冲压出三块向下微弯的“脚”。当筛孔气速降低，浮阀降至塔板时，靠这三只“脚”使阀片与塔板间保持2.5mm左右的间隙；在浮阀再次升起时，浮阀不会被粘住，可平稳上升。浮阀塔的生产能

8、力比泡罩塔约大20%40%，操作弹性可达79，板效率比泡罩塔约高15%，制造费用为泡罩塔的60%80%，为筛板塔的120%130%。浮阀一般都用不锈钢制成，国内常用的浮阀有三种，即V-4型、T型与F1型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷嘴形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB111868）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33克，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25克。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大，一般采用重

9、阀，只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀1.1设计流程乙醇丙醇合液经原料预热器加热，进料状况为泡点进料送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝汽冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐饱和水蒸汽 全凝器 回流 出料乙醇和丙醇溶液 塔釜出料 图1-1精流流程示图全塔物料衡算1.2设计思路求理论塔板数汽液相负荷计算浮阀塔塔板设计流体力学计算画出负荷性能图画出工艺流程图理论塔板数第2章 塔板的工艺设计2.1 精馏塔全塔物料衡算摩尔分数质量分数物料衡算式为：F=D+W 易挥发组分物料衡算：FXF=DXD+WXW 解得：D=31.111

10、 kmol/h=0.00864kmol/s W=68.889 kmol/h=0.0191kmol/s2.2常压下乙醇-丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度的关系表2-1常压下乙醇丙醇的汽液平衡数据序号液相组成气相组成沸点/序号液相组成气相组成沸点/10.0000.00097.1670.5460.71184.9820.1260.24093.8580.6000.76084.1330.1880.31892.6690.6630.79983.0640.2100.33991.60100.8440.91480.5950.3580.55088.32111.0001.00078.3860.4610.65086.252

11、.2.1 温度的确定利用表2-1中数据由插值法可求得、。进料温度： =89.206 oC塔顶温度： =79.258 oC塔底温度： =96.162oC精馏段平均温度 提馏段平均温度 2.2.2 密度的计算利用式（为质量分率）、（平均相对分子量）计算混合物液体密度和混合气体密度。 塔顶温度：=79.258 oC气相组成: =96.58%进料温度: oC 汽相组成: =49.30%塔底温度：=96.162 oC汽相组成: =7.24% 精馏段平均液相组成：=0.628精馏段平均汽相组成：=0.729精馏段液相平均分子量： 精馏段汽相平均分子量： 提馏段平均液相组成：=0.178提馏段平均汽相组成：

12、提馏段液相平均分子量：提馏段液相平均分子量：利用表2-2中数据，由插值法不同温度下乙醇和丙醇的密度求得在、下乙醇和水的密度（）表2-2不同温度下乙醇和丙醇的密度温度T、708090100乙醇：am3754.2742.3730.1717.4丙醇：bm3759.6748.7737.5726.1=89.206oC （进料乙醇的密度） （进料中丙醇的密度） = （料液的密度） =79.258 oC （馏出液中乙醇的密度） （馏出液中丙醇的密度） = （馏出液的密度）=96.162 oC （残液中乙醇的密度） （残液中丙醇的密度） = （残液的密度）所以 精馏段的平均气相密度：=740.064 提馏段的

13、平均气相密度：=733.339 =46.868 =55.548 =59.468 则： =51.208 =57.508 kg/m3 kg/m3 kg/m3 kg/m3 kg/m32.2.3混合液体表面张力的计算由表2-3不同温度下乙醇和丙醇的表面张力，利用插值法求的表面张力表2-3不同温度下乙醇和丙醇的表面张力数据表温度6080100乙醇（）20.2518.2816.29丙醇（）21.2719.4017.50 , ， =89.206， ， ， 96.162， ， ， ， 精馏段液相平均表面张力： 提馏段液相平均表面张力： 2.2.4 混合液混合物的粘度计算2-4乙醇和丙醇的粘度数据表温度6080

14、100乙醇（mPa*s）0.6010.4950.361丙醇（mPa*s）0.8990.6190.444根据2-4表，用插值法求得混合物的黏度 ， ， ， , ， ， 精馏段粘度： 提馏段粘度： 2.2.5 相对挥发度由 ， 得由 ， 得由 ， 得精馏段平均相对挥发度：提馏段平均相对挥发度：2.3 理论塔板数及实际塔板数的计算2.3.1 理论塔板数确定理论塔板数的计算方法:可用逐板计算法、图解法。本设计采用图解法。最小回流比： （1）q=1饱和进料。q线方程为： （2）精馏段相平衡方程： （3）提馏段相平衡方程： （4）式（2）（3）联立得：代入（1）式得：操作回流比取：精馏段操作线：得： （5

15、）提馏段操作线方程： 得： （6）理论板数计算：先交替使用相平衡方程（3）与精馏段操作线方程（5）计算如下此时。第九块板上升汽相组成由提馏段方程计算。以下交替使用提馏段操作线方程（6）与相平衡方程（4）计算如下 由此得到：全塔理论板数块（包括再沸器）。加料板为第8块理论板。精馏段理论板数 提馏段理论板数 NT2=8-1=7块2.3.2 实际塔板数确定 全塔板效率的求取利用奥康奈尔公式其中：塔顶与塔底平均相对挥发度；塔顶与塔底平均液相粘度 。2.3.2.1精馏段已知： ， mPa*s所以： 块2.3.2.2 提馏段已知： ， mPa*s所以： 块全塔所需实际塔板数全塔效率：100%= 100%=

16、46.67%加料板位置在第16块塔板上。2.4塔径的初步设计2.4.1汽液相体积流量的计算 2.4.1.1精馏段： kmol/s kmol/s则质量流量： kg/s kg/s体积流量： /s /s2.4.1.2提馏段： 饱和液体进料q=1 kmol/s kmol/s则质量流量： kg/s kg/s体积流量： /s /s 2.4.2 操作压力计算 塔顶压强：PD=100kpa,取每层塔板压降：P=0.7 kpa 则进料板压强：PF=100+0.7*14=117.425 kpa塔釜压强：PW=101.325+0.7*27=120.225 kpa精馏段平均操作压强：PM1=（101.325+117.

17、425）/2=109.325 kpa提馏段平均操作压强：PM2=(117.425+120.225)/2=118.825kpa 2.4.3 塔径的计算与选择 选板间距HT=0.45m，取板上液层高度 hL=0.06m ，故HThL=0.39 m2.4.3.1 精馏段横坐标：查史密斯关联图得：C20=0.085umax=C=0.0834=1.742 m/s取安全系数为0.7，则u=0.7umax=1.219 m/s= =1.189m塔径圆整取1.2m塔截面积：空塔气速： =1.198 m/s2.4.3.2提馏段横坐标：()()0.5=( )()0.5=0.073查图得：C20=0.084 取安全系

18、数为0.7，则 m/s= =1.242m按标准，塔径D圆整取1.4m塔截面积： m2空塔气速： =0.897m/s2.5 溢流装置2.5.1 溢流堰长 取堰长为0.6D, 精馏段： w=0.6m提馏段：w=0.6出口堰高：本设计采用平直堰，堰上高度按下式计算（ 近似取）2.5.1.1精馏段堰上的液层高度： 溢流堰高2.5.1.2提馏段堰上的液层高度： 溢流堰高 2.5.2 弓形降液管的宽度与降液管的面积由 查弓形降液管参数图知 提馏段：依式 2.5.3 降液管底隙高度根据公式 2.5.3.1精馏段： 取降液管底隙的流速u=0.11m/s2.5.3.2提馏段： 取降液管底隙的流速u=0.12m/

19、s2.6 塔板布置2.6.1 塔板的分布因D800mm,故塔板采用分块式，以便通过人孔装拆塔板。2.6.2 浮阀数目与排列2.6.2.1精馏段 取阀孔动能因子孔速 每层塔板上浮阀数目 取边缘区宽度 , 计算塔板上的鼓泡区面积浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距 则排间距 若考虑到塔直径较大，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面积，因此排列间距应小些，故取=60mm，按t=75mm，=60mm，以等腰三角形叉排排得浮阀数127个。按N=127个重新核算孔速和阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913之间。塔板开孔率=2.6.2.2提馏段 取阀孔动能因子孔速 每层

20、塔板上浮阀数目 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距 则排间距 若考虑到塔直径较大，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面积，因此排列间距应小些，故取=55mm，按t=75mm，=55mm，以等腰三角形叉排排得浮阀数144个。按N=144个重新核算孔速和阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913之间。塔板开孔率=第3章 塔板的流体力学计算3.1 汽相通过浮阀塔板的压降 依据 ， g来计算3.1.1精馏段3.1.1.1干板阻力计算 3.1.1.2 板上充气液层阻力取3.1.1.3 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计。与气体流经塔板的压降相当的液柱高度

21、为： 3.1.2提馏段3.1.2.1干板阻力计算 3.1.2.2 板上充气液层阻力取3.1.2.3 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计。与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为 3.2 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度3.2.1精馏段 3.2.1.1单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 3.2.1.2液体通过降液管的压头损失 3.2.1.3板上液层高度 取 则可见，所以符合防止淹塔的要求。3.2.2提馏段 3.2.2.1单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 3.2.2.2液体通过降液管的压头损失 3.2.2.3板上液层高度 取 则可见，所以符合防止淹塔的要求。3.

22、3 雾沫夹带 3.3.1精馏段 板上液体流经长度 板上流体流经面积 取k=1.0，泛点负荷系数 3.3.2提馏段 板上液体流经长度 板上流体流经面积 取k=1.0，泛点负荷系数 对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。3.4 塔板负荷性能图3.4.1 雾沫夹带线据此可作出符合性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算，求 -S关系如下3.4.1.1精馏段 3.4.1.2提馏段 在操作范围内，任取几个L值，依上式计算V出值，计算结果列于表表3-1雾沫夹带线计算结果精馏段提馏段Ls1Vs1Ls2Vs20.00081.6250.0008 2.1

23、030.0061.4960.0061.972 3.4.2 液泛线 而 3.4.2.1 精馏段整理得：3.4.2.2 提馏段在操作范围内，任取几个L值，依上式计算V出值，计算结果列于表表3-2液泛线计算结果精馏段提馏段Ls1Vs1Ls2Vs20.0012.4840.001 2.6990.003 2.382 0.0032.6010.004 2.339 0.0042.5600.006 2.260 0.0062.485 3.4.3 液相负荷上限线取作为液体在降液管中的停留时间的下限，液相负荷上限线在VSLS坐标图上为与气体流量VS无关的垂直线液相负荷上限。 3.4.4 漏液线对于F1型重阀，依作为最小

24、负荷标准，则精馏段 提馏段 作漏液线3.4.5液相负荷下限线取平直堰.取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，取 得精馏段：提馏段：液相负荷下相线在坐标图上,亦是气体流量无关的垂直线.3.4.6 操作弹性3.4.6.1精馏段 故操作弹性为3，满足要求。3.4.6.2提馏段 故操作弹性为3，满足要求。第4章 塔总体高度计算 塔总体高度利用下式计算： 4.1塔顶封头封头分为椭圆形、碟形封头等几种。本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1200mm,查书附录2得曲面高度=300mm，直边高度=40mm，内表面积A=1.7117，容积V=0.2714。则封头高度4.2塔顶空间设计中取塔顶空间4.3塔底空间

25、塔底空间高度是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜夜停留时间为5min，取塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m。则：4.4人孔一般隔68层板设一个人孔，本塔中共30块板，可设4个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距4.5进料板处板间距考虑到进口处安装防冲设施，取进料板处板间距4.6裙座塔底常采用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座。由于裙座内径800mm,裙座厚取16mm。第5章 塔的接管5.1 进料管 本设计采用直管进料管。管径计算如下： 取，则标准系列选取选取5.2 回流管 采用直管回流管，取 标准系列选取选取5.3 塔底出料管采用直管出料，取查标准系列选取423

26、.55.4 塔顶蒸汽出料管采用直管出气，取 查标准系列选取32595.5 塔底蒸汽进气管采用直管进气，取查标准系列选取32595.6设计结果汇总浮阀塔设计结果汇总序号项目计算数据精馏段 提馏段备注1塔径（m）1.2 1.4分块式塔板等腰三角形叉排同一横排孔心距相邻横排中心距离雾沫夹带控制漏液控制2板间距（m）0.45 0.453塔板类型单溢流弓形降液管4空塔气速（）1.198 0.8975堰长（m）0.72 0.846堰高（m)0.0445 0.04247板上层高度（m）0.06 0.068降液管底隙高度（m）0.032 0.0369浮法数（个）127 144 10浮阀气速8.92 8.031

27、1浮阀动能因子11.62 10.9712临界阀孔气速（）7.86 7.4613孔心距（m）0.075 0.07514排间距（m）0.060 0.05515单板压降（pa）580.21 539.0016降液管内清液层高度（m）0.1419 0.137217泛点率（1%）68.95 55.7318汽相负荷上限（）2.375 2.50419汽相负荷下限（）0.582 0.62920操作弹性4.08 3.98结语 课程设计是对以往学过的知识的复习和巩固，能够培养我们理论联系实际的能力，通过对精馏塔的设计，更加深入的对化工生产过程有了初步的理解和认识，使我所学的知识不局限于书本。此次化工原理课程设计过程

28、中，手稿的计算、电子版的书写、工艺流程图和设备条件图等让我学到了很多知识。包括怎样查阅参考文献，计算数据、应用以前学习工程制图知识，化工原理课程设计工作基本完成，并得出了可行的设计方案。本次课程设计培养了我的自学能力，设计中需要的许多知识都需要我们亲自查阅资料和文献，并要求加以理解、归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，巩固了所学的化工原理知识，更极大的拓宽了我们的知识面，让我们认识了实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及以后工作将起到至关重要的作用。更主要的是它武装了我的头脑，教我如何面对在实际中遇到的问题。在此，我要对在化工原理课程设计中给予我帮助的所有同学和指导老师，

29、给以最衷心的感谢和由衷的问候。老师您辛苦了，真心的祝老师身体健康、工作顺利。参考文献1陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋 编化工原理上册第三版，化学工业出版社.2陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋 编化工原理下册第三版，化学工业出版社.3王国胜，等. 化工原理课程设计第2版，大连理工大学出版社. 2006年8月4贾绍义，等. 化工原理课程设计，天津大学出版社. 2002年5吉林化工学院化工原理教研室 编化工原理课程设计指导书.2002年3月6天津大学物理化学教研室 编化工原理（上、下册）第6版 高等教育出版社.2004年5月7方利国 董新法编著化工制图AutoCAD实战教程与开发第1版 化学工业出版社

30、.2005年1月8贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计（传质与单元操作课程设计）. 天津：天津出版社，2002主要符号说明表 主要符号说明3：符号意义单位Aa基板鼓泡区面积m2Ad降液管截面积m2Af总降压管截面积m2An塔板上方气体通道截面积m2Ao浮阀塔板阀孔总截面积m2AT塔截面积m2C计算液泛速度的负荷因子-C20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子-Co孔流系数-D塔径mD塔顶产品流率Kmol/sdo阀孔直径mE液流收缩系数-ET塔板效率-eV单位质量气体夹带的液沫质量-F进料摩尔质量kmol/hFLV两相流动参数-Fo气体的阀孔动能因子kg0.5/(sm0.5)G质量流量kg/hg重

31、力加速度m/s2h0降液管底隙高度mhc与干板压强降相当的液柱高度mhd降液管压强降相当液柱高度mhL板上液层高度mhp与单板压降相当的液层高度mHT板间距mhoW堰上方液头高度mhW出口堰高m与克服表面张力压强降相当的液柱高度mL下降液体流率Kmol/sLh塔内液体流量m3/hLs塔内液体流量m3/slW堰长mk塔板的稳定性系数-M摩尔质量kg/kmolQ热流量Wn浮阀个数-N一层塔板上的筛孔总数-主要符号说明（续表）：NT理论塔板数-Np实际塔板数-P系统的总压Paq进料中液相所占分率-R回流比-r摩尔汽化潜热kJ/kmolT温度Kt孔心距mu空塔气速m/suo筛板气速m/sV上升蒸气流率

32、Kmol/sVh塔内气体流量m3/hVs塔内气体流量m3/sW蒸馏釜的液体量KmolWc塔板边缘区宽度mWd降液管宽度m Wd降液管宽度mWs塔板上入口安定区宽度m Ws塔板上出口安定区宽度mx液相组分中摩尔分率-y气相组分中摩尔分率-Z塔的有效段高度m液面落差m相对挥发度-0板上液层无孔系数-粘度mN/m塔板开孔率-降液管内泡沫层相对密度-密度Kg/m3L液体密度Kg/m3V气体密度Kg/m3液体表面张力dyn/cm液体在降液管内停留时间s 表下标：A,B组分名称s秒max最大V气相min最小L液相q精馏段和提馏段交点F进料1精馏段2提馏段附录表2-1常压下乙醇丙醇的汽液平衡数据序号液相组成

33、气相组成沸点/序号液相组成气相组成沸点/10.0000.00097.1670.5460.71184.9820.1260.24093.8580.6000.76084.1330.1880.31892.6690.6630.79983.0640.2100.33991.60100.8440.91480.5950.3580.55088.32111.0001.00078.3860.4610.65086.25表2-2不同温度下乙醇和丙醇的密度温度T、708090100乙醇：am3754.2742.3730.1717.4丙醇：bm3759.6748.7737.5726.1表2-3不同温度下乙醇和丙醇的表面张力数据表温度6080100乙醇（）20.2518.2816.29丙醇（）21.2719.4017