化工原理課程設計--常壓二元精餾塔的設計

化工原理 B 課程設計 設計題目 常壓二元精餾塔的設計 專業(yè) 制藥工程 班級 制藥 團隊號 F 指導教師 設計日期 2013 年 6 月 16 日至 2013 年 6 月 27 日 指導教師簽字： 目 錄 一 前言 . - 1 - 二 化工原理課程設計任務書 . - 2 - 2.1 設計條件與主要任務 . - 2 - 2.1.2 物料條件： . - 2 - 2.2 設計其它要求 . - 3 - 三 設計計算 . - 3 - 3.1 設計方案的選定 . - 3 - 3.2 關于設計流程的說明及基礎數據的搜集 . - 3 - 3.3 精餾塔的物料衡算 . - 8 - 3.3.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 . - 8 - 3.4 塔板數的確定 . - 9 - 3.4.1 理論塔板數的確定 . - 9 - 四 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 . - 12 - 4.1 操作壓力的計算 . - 12 - 4.1.1 塔頂操作壓力： . - 12 - 4.1.2 進料板壓力： . - 13 - 4.1.3 塔底操作壓力： . - 13 - 4.1.4 精餾段平均壓力： . - 13 - 4.2 操作溫度的計算 . - 13 - 4.3 平均摩爾質量的計算 . - 14 - 4.3.2 進料板平均摩爾質量計算 . - 14 - 4.4 平均密度的計算 . - 15 - 4.4.1 氣相平均密度計算 . - 15 - 由理想氣體狀態(tài)方程計算， . - 15 - 4.4.3 精餾段液相平均密度為 . - 17 - 4.5 液體平均表面張力的計算 . - 17 - 4.5.4 精餾段液相平均表面張力為 . - 17 - 4.6 液體平均黏度的計算 . - 18 - 4.6.3 塔底液相平均黏度的計算 . - 18 - 五 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 . - 19 - 5.1 塔徑的計算 . - 19 - 5.1.1 精餾段： . - 19 - 5.1.2 提餾段： . - 21 - 5.2 精餾塔的有效高度的計算 . - 22 - 六 塔板主要工藝尺寸的計算 . - 22 - 6.1 溢流裝置計算 6.1.1 溢流堰長 wl ： . - 22 - 6.1.2 出口堰高 . - 22 - 6.2 塔板布置 . - 25 - 6.3.4 開孔區(qū)面積 . - 25 - 七 篩板的流體力學計算 . - 26 - 7.1 精餾段 . - 26 - 7.1.1 塔板壓降的計算 . - 26 - 7.1.2 液面 落差 . - 28 - 7.1.3 液沫夾帶 . - 28 - 7.1.4 漏液 . - 28 - 7.1.5 液泛 . - 28 - 7.2 提餾段 . - 29 - 7.2.1 塔板壓降的計算 . - 29 - 7.2.3 液沫夾帶 . - 31 - 7.2.4 漏液 . - 31 - 7.2.5 液泛 . - 31 - 八 塔板負荷性能圖的繪制 . - 32 - 8.1 精餾段 . - 32 - 8.1.1 漏液線 . - 32 - 8.1.3 液相負荷下限線 . - 33 - 8.1.4 液相負荷上限線 . - 34 - 8.1.5 液泛線 . - 34 - 8.1.6 精餾段各個參數匯總 . - 36 - 8.2 提餾段 . - 37 - 8.2.1 漏液線 . - 37 - 8.2.2液沫夾帶線 . - 38 - 8.2.3 液相負荷下限線 . - 38 - 8.2.4 液相負荷上限線 . - 39 - 8.2.5 液泛線 . - 39 - 8.2.6 負荷性能圖的繪制 . - 40 - 8.2.7 提餾段各個參數匯總 . - 41 - 九 塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱 . - 42 - 9.1 冷凝器 . - 42 - 9.2 再沸器 . - 43 - 十 對本設計的評價及某些問題的討論 . - 43 - 10.1 對本設計的評價 . - 43 - 10.1.1 漏液 . - 44 - 10.1.4 流型 . - 44 - 10.1.7 塔板效率的影響因素 . - 44 - 10.2 設計 中存在的問題及討論 . - 45 - 10.2.1 漏液驗證時出現(xiàn)的錯誤 . - 45 - 10.2.2 汽化潛熱的問題 . - 45 - 10.2.3 繪圖問題 . - 45 - 十一 附錄 . - 45 - 11.1 精餾塔的工藝條件簡圖 . - 45 - 11.2 精餾系 統(tǒng)的物料流程圖 . - 45 - 11.3 逐板法求理論塔板數的 excel 計算數據 . - 45 - 十二 參考文獻 . - 46 - 十三 致謝 . - 46 - - 1 - 一 前言 化工原理課程設計是綜合運用化工原理課程和有關先修課程（物理化學，化工制圖等）所學知識，完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在 整個教學中起著培養(yǎng)學生能力的重要作用。通過課程設計，要求更加熟悉工程設計的基本內容，掌握化工單元操作設計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。 化工生產中所處理的原料，中間產物，粗產品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質。生產中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質。芳香族化合物是化工生產中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工業(yè)和醫(yī)藥工業(yè)的重要基本原料， 分子式66HC，分子量 78.11，相對密度3/8794.0 cmg(20 )。沸點 80.1在常溫常壓下是無色透明的液體，并具強烈的特殊芳香氣味，有毒。苯遇熱、明火易燃燒、爆炸。常態(tài)下，苯的蒸氣密度為 2.77，蒸氣壓 13.33kPa(26.1 )?？捎脕碇苽淙玖希瑯渲?，農藥，合成藥物，合成橡膠，合成纖維和洗滌劑等等；甲苯不僅是有機化工合成的優(yōu)良溶劑，而且可以合成異氰酸酯， 甲酚等化工產品，其分子式)H(CCH 563，分子量92.14，相對密度3/866.0 cmg(20 )。沸點 110.63。在常溫下呈液體狀，無色、易燃。可以用來制造三硝基甲苯，苯甲酸，對苯二甲酸，防腐劑，泡沫塑料，合成纖維等。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量 劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計的題目是苯 -甲苯連續(xù)精餾 浮閥 塔的設計，即需設計一個精餾塔 - 2 - 用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設計一 浮閥 塔將其分離。 二 化工原理課程設計任務書 2.1 設計條件與主要任務 2.1.1 工藝條件： 體系為 苯 甲 苯混合物，采用 常壓操作 連續(xù)精餾流程， 篩板 塔， 總板效率 TE=0.5； 2.1.2 物料條件： 冷液進料 ， 含量 30.0Fx （苯的摩爾分率，下同）， 自選適當的進料壓力。 塔頂采用全凝器，冷凝液在泡點下部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送儲罐； 塔釜采用間接蒸汽加熱，塔釜產品冷卻后送儲罐。 2.1.3 操 作條件 ： 操作壓力 ：塔頂表壓 4kPa；實際單板壓降 0.8kPa； 原料 處理量 F、進料溫度及操作回流比 R 見表 1。 1.4 分離要求 ： 塔頂產品 99.0Dx ，塔釜產品 01.0Wx。 表 1 設計方案 組合 團隊 號 A B C D E F G H 處理量 F(kmol/h) 140 140 140 140 180 180 180 180 進料溫度 60 60 65 65 70 70 75 75 回流比 3.2 3.4 3.2 3.4 3.2 3.4 3.2 3.4 你的 團隊 號 ： F - 3 - 2.2 設計其它要求 其它要求詳見化工原理課程設計指導書。 三 設計計算 3.1 設計方案的選定 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。 冷液進料 ， 含量 30.0Fx ，自選適當的進料壓力； 塔頂采用全凝器，冷凝液在泡點下部分回流至塔內，其余部分產品冷卻器冷卻后送儲罐；塔釜采用間接蒸汽加熱，塔釜產品冷卻后送儲罐 。分離要求 ： 塔頂產品 99.0Dx ，塔釜產品 01.0Wx。 3.2 關于設計流 程的說明及基礎數據的搜集 對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。 精餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產品冷凝器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分汽化與與部分冷凝器進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程裝置時應考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置根據生產狀況采用全凝器，以便于準確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器?？偠灾_定流程時要較全面，合理的兼顧設備，操作費用操作控制及安全因素。 塔設備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結構較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。 浮閥塔的特點： - 4 - 1生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產能力比泡罩塔板大 20% 40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由 升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50% 80%，但是比篩板塔高 20% 30%。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不 斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 下圖是浮閥的簡略圖： 圖 1 浮閥（ F1 型） 圖 2 浮閥（ a） V-4 型，（ b） T 型 精餾的工藝流程圖的確定 - 5 - 圖 3 精餾的工藝流程圖的確定 表 1 苯和甲苯的物理性質 項目 分子式 分子量 M 沸點（） 臨界溫度 ct（） 臨界壓強cp（ kPa） 苯 A C6H6 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯 B C6H5 CH3 92.14 110.6 318.57 4107.7 表 2 苯和甲苯 的飽和蒸汽壓 溫度 C0 80.1 85 90 95 100 105 110.6 0AP ,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 0BP ， kPa 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 - 6 - 表 3 常溫下苯 甲苯氣液平衡數據 溫度 C0 80.1 85 90 95 100 105 液相中苯的摩爾分率 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 汽相中苯的摩爾分率 1.000 0.900 0.777 0.630 0.456 0.262 表 4 純組分的表面張力 溫度 80 90 100 110 120 苯，mN/m 甲苯， mN/m 21.2 21.7 20 20.6 18.8 19.5 17.5 18.4 16.2 17.3 表 5 組分的液相密度 溫度 ( ) 80 90 100 110 120 苯 ,kg/ 3m 814 805 791 778 763 甲苯 ,kg/ 3m 809 801 791 780 768 表 6 液體粘度 L溫度 ( ) 80 90 100 110 120 苯（ smPa） 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯（ ） 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 - 7 - 表 7常壓下苯 甲苯的氣液平衡數據 溫度 t/ 液相中苯的摩爾分率 x 氣相中苯的摩爾分率 y 110.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 80.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100.0 100.0 - 8 - 3.3 精餾塔的物料衡算 3.3.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 物料衡算式 : FWD FxWxDxFWD 物料衡算示意圖： DxD,FxF,WxW,圖 2 已知： 30.0Fx ， 99.0Dx （取 0.99)， 01.0Wx（取 0.01）， F=180 Kmol/h 解得： D=53.27Kmol/h W=126.73Kmol/h 精餾塔的物料 衡算表 進料 F 出料 D W 組分 kmol/h 摩爾分率 kmol/h 摩爾分率 kmol/h 摩爾分率 苯 53 0.3 52.7175 0.99 1.2675 0.01 甲苯 127 0.7 0.5325 0.01 125.4825 0.99 總量 180 1 53.25 1 126.75 1 - 9 - 3.4 塔板數的確定 3.4.1 理論塔板數的確定 （ 1）由化學化工物性數據手冊查得41.2)( 14321 mmm 利用芬斯克方程求得精餾段最少理論塔板數： minN 19.641.2lg3.03.0-1*99.0-199.0lg）（塊 精餾段實際最少塔板數為： 精N=minTE/ 塊136.19/0.5 又kPa 105 .34101 .3P D （絕壓） 實際單板壓降 0. 8kPaPkPa 0. 8P 取進料板壓力 kPa 115 . 70.8*13105 . 3P F 124 kPa1.24bar115 . 7kP aP F 本次設計的設計壓力為 124kPa，由手冊查得苯 甲苯物系的氣液平衡數據， 30.0Fx 時，該二元體系的絕點溫度106.628T b 。 由物性手冊可查的苯、甲苯的汽化潛熱： T（） 壓力（ bar） 苯（ KJ/Kmol） 甲苯（ KJ/Kmol） 106 1.24 29189.58 33543.13 107 1.24 29137.87 33543.96 KJ/Kmol 291 55.11291 89.580.628*)291 89.58-(2913 7.87 苯RKJ/Kmol 3 3562 . 6 23 3543 . 1 30 . 6 28*)3 3543 . 1 3-(3354 3.96 甲苯 Rm=KJ/K mol 322 40.370.7R0.3R 甲苯苯mt=2tt bf 882 628.10670 由物性手冊查得苯、甲苯的定壓比熱容（pC）： T（） 壓力（ bar） 苯（ KJ/Kmol*K） 甲苯（ KJ/Kmol*K） 88 1.24 141.9159 170.3203 - 10 - K*KJ/Kmol 161 . 799170 . 320 3*0.7141 . 915 9*0.30.7C0.3CC ppm,p ，甲苯，苯KJ/Kmol 592 6.37=)70-106 . 25(*161 . 79 9=)t-(tC=Q fbmps ，所以183 8.1RR m sm Qq即 q線方程： y=1.632-6.441x1-q x-x1-q q f （ 2）最小回流比的求取 通常操作回流比可取最小回流比的 1.12倍，即 m in21.1 RR ，本設計中取 R=3.4 （ 3）求精餾塔的氣液相負荷 hmolRDL /k118.18153.27*3.4 hkm olDRV /234. 38853.2 7*1)(3 .41 hkmolqFLL /2 02.3 941 80*1 . 1 8381 18.811 hkmol /267 . 47 2180*1.183 8234 . 38 8q)F-(1VV （ 4）求操作線方程 精餾段操作線方程： 225.0773.014.3 99.014.3 4.311y nnDn1n xxR xxR R提餾段操作線方程： 提餾段的操作線方程為： 004738.0474.1y m1m x聯(lián)立精餾，提餾段操作線方程得交點橫坐標328.0qx（ 5） 逐板法求理論板數 精餾段的理論塔板數： - 11 - 相平衡方程 xxy 11 即 xxy 41.11 41.2（ =2.41） 變形得： yyx 41.141.2 （ a) 精餾段的操作線方程：225.0773.0y n1n x(b) 由上而下逐板計算，自0.99Dx開始到 ix首次越過328.0qx時止。 操作線上的點 平衡線上的點 533.0,321.0533.0,399.0615.0,399.0615.0,504.0710.0,504.0710.0,627.0802.0,627.0802.0,746.0876.0,746.0876.0,842.0928.0,842.0928.0,909.0960.0,909.0960.0,951.0979.0,951.0979.0,976.0990.0,976.0990.0,990.0999888877776666555544443333222211110yxyyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyx當 9x時首次出現(xiàn)qi xx故第 9塊板為加料板，精餾段共有 8塊理論板。 精餾段的理論塔板數： 已知321.09 x，由上而下計算，直到 ix首次越過01.0wx時止。 平衡線方程：yyx 41.141.2 (a) 提餾段操作線方程：004738.0474.1y m1m x(c) - 12 - 操作線上的點 平衡線上的點 014.0,006.0014.0,013.0031.0,013.0031.0,024.0057.0,024.0057.0,042.0095.0,042.0095.0,068.0150.0,068.0150.0,105.0221.0,105.0221.0,153.0153.0,153.0153.0,209.0389.0,209.0389.0,267.0468.0y,268.0x468.0y,321.0 x18181817171717161616161515151514141414131313131212121211111111101010109yxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxxxxxyxyx當 18x時首次出現(xiàn) wi xx ，故理論板數不足 18塊。 總的理論板數43.1706.0013.0 01.0013.01717 181717 xx xx w因蒸餾釜相當于一塊理論板，故總的理論板數為 16.43塊，其中 8.43塊為提餾段理論塔板數， 8塊為精餾段理論塔板數。 （ 6）實際塔板數的求取 精餾段： N 精 =（ NF-1） /ET塊161) /0. 50-(9 提 餾段：塊）（提 1750.0/)943.16(/EN-N N TFT 四 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 4.1 操作壓力的計算 4.1.1 塔頂操作壓力： 105 . 3kP a4101 . 30 表PPP D每層塔板壓降： PkPa8.0 - 13 - 4.1.2 進料板壓力： 118 . 1kP a0.8*61105 . 316*PPP DF 4.1.3 塔底操作壓力： kPa7.3110.8*71118 . 117*PPP FW 4.1.4 精餾段平均壓力： 111 . 7kP a2 1.1183.1052 PP FDm 提餾段平均壓力： 124 . 9kPa2 7.1311.1182 PPwP Fm 4.2 操作溫度的計算 依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托因（ Antoine）方程計算，計算過程略。 安托因方程： lgP0=A-B/(t+C) 由物性手冊查得苯（ A） 甲苯（ B）理想物系。二者的安托因方程分別為： lgP0=6.906 1211/(t+220.8) （ a） lgP0=6.955 1345/(t+219.5) （ b） - 14 - 塔頂 Dt P0/mmHg 試差 ix 組分 PD/Pa PD/mmHg ix 苯 105300 789.81 0.99 794.41 0.99057 甲苯 0.01 306.59 0.00943 塔底 Wt P0/mmHg 試差 ix 組分 PW/Pa PW/mmHg ix 苯 131700 987.83 0.01 2233.28 0.00907 甲苯 0.99 975.45 0.99093 經過幾次試差后，計算結果如下： 塔頂溫度： Dt81.5 塔頂溫度：65.119Wt 精餾段平均溫度： mt=（ Dt+ F）7 5.757 0)/2(81.5/2 提餾段平均溫度： mt=（ Wt+ F）83.497 0)/2(119.6 5/2 4.3 平均摩爾質量的計算 4.3.1 塔頂平均摩爾質量計算 由99.01 Dxy,代入相平衡方程得976.01 x km olkgM mDV /25.7814.9299.0111.7899.0, km olkgmDL /45.7814.92976.0111.78976.0, 4.3.2 進料板平均摩爾質量計算 由上面理論板的算法，得Fy0.533， Fx=0.321 km olkgM mFV /66.8414.92533.0111.78533.0, - 15 - km olkgM mFL /64.8714.92321.0111.78321.0, 4.3.3 塔底平均摩爾質量計算 由01.0Wx,得024.0Wy km olkgM mDV /80.9114.92024.0111.78024.0, km olkgmDL /00.9214.9201.0111.7801.0, 4.3.4 精餾段平均摩爾質量 kmolkgMM mmm VFVDV /46.812 25.7866.842 kmolkgMM mmm LFLDL /45.832 64.8745.782 5)提餾段平均摩爾質量 kmolkgMMM mmm VFVWV /23.882 66.848.912 kmolkgML mmm FLWL /81.892 9264.872 4.4 平均密度的計算 4.4.1 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算， 精餾段的平均氣相密度： 3/14.315.27375.75314.8 46.81*7.111 mkgRT MP m VmV mm - 16 - 提餾段的平均氣相密度： 3/6.315.27383.94314.8 23.88*9.124 mkgRT MP m VmV mm 4.4.2 液相平均密度計算 塔頂液相平均密度的計算 由 Dt 81.5，查物性手冊得 3/57.813 mkgA 3/07.810 mkgB 3/53.8 1307.8 1001.057.8 1399.0111 mkgxxBDADLD m 進料板液相平均密度的計算 由 Ft 93.665，查物性手冊得 3/17.826 mkgA 3/42.821 mkgB 進料板液相的質量分率 求得 266.014.923.0111.78*3.0 11.78*3.0)1( BFAF AFA MxMx Mx3/68.8 2242.8 212 66.0118.8 262 66.011 mkgBAAALF m 塔底液相平均密度的計算 由 Wt 119.65，查物性手冊得 3/95.768 mkgA 3/25.770 mkgB 3/7.76995.76801.025.77099.0111 mkgxxBWAWLW m - 17 - 4.4.3 精餾段液相平均密度為 3/11.8182 68.82253.8132 mkgmm LFLDLm 4.4.4 精餾段液相平均密度為 3/19.7962 68.8227.7692 mkgmm LFLwLm 4.5 液體平均表面張力的計算 由公式： nL LLLmx1 及查物性手冊可以計算液體表面張力 4.5.1 塔頂液相平均表面張力的計算 由 Dt 81.5，查物性手冊得 )/(94.20 mmNA )/(40.21 mmNB )/(94.2040.21*01.094.20*99.0, mmNDmL 4.5.2 進料板液相平均表面張力的計算 由 Ft 70，查物性手冊得 )/(385.22 mmNA )/(70.22 mmNB )/(61.227.22*7.0385.22*3.0, mmNFmL 4.5.3 塔底液相平均表面張力的計算 由 Wt 119.6