苯甲苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計浮閥塔

遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計化工原理課程設(shè)計第化工原理課程設(shè)計第PAGE2030頁目錄第1章前言 3設(shè)計題目 3精餾及精餾流程 3精餾的分類 4精餾操作的特點 4塔板的類型與選擇 5相關(guān)符號說明 5第2章精餾塔的精餾段的設(shè)計計算 7設(shè)計方案的確定 7精餾塔的物料衡算 7原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分7原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)7物料衡8塔板數(shù)的確定 8理論板層數(shù)的確8實際板層數(shù)求10精餾塔的精餾段工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 精餾段的操作壓11精餾段的操作溫11精餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)11精餾段氣、液相的平均密12精餾段液相平均表面張12精餾段的塔體工藝尺寸計算 13精餾段塔徑和實際空塔氣速的確13精餾段精餾塔有效高度的求15精餾段塔板主要工藝尺寸的計算 15精餾段溢流裝置性能參數(shù)的確15精餾段塔板布置及浮閥的數(shù)目與排16精餾段塔板流體力學(xué)驗算 18精餾段氣相通過浮閥塔板的壓18精餾段降液管中清夜層高度的確19精餾段塔板負(fù)荷性能圖 20精餾段霧沫夾帶20精餾段液泛21精餾段液相負(fù)荷上限22精餾段漏液22精餾段液相負(fù)荷下限22第3章浮閥塔板工藝設(shè)計結(jié)果一覽表 24第4章設(shè)計過程的評述和討論 25回流比的選擇 25塔高和塔徑 25精餾塔的操作和調(diào)節(jié) 25第5章塔附件設(shè)計 265.1附件的計算 265.1.1接管 265.1.2筒體與封27參考文獻(xiàn) 29課程設(shè)計心得 30遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計1設(shè)計題目苯－甲苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計（浮閥塔）精餾及精餾流程是混合物得到幾乎完全的分離。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的。常見的單元操作?；こ僧a(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種目的:⑴獲得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品；⑵將溶液多級分離后，收集餾出液，用于獲得甲苯，氯苯等；做精餾塔?，F(xiàn)整個操作。遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計精餾的分類按操作方式可分為:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)精餾過程都是采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過程?；ぶ械木s操作大多數(shù)是分離多組分溶液。多組分精餾的特點：⑴能保證產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要求，生產(chǎn)能力大；⑵流程短，設(shè)備投資費用少；⑶耗能量低，收率高，操作費用低；⑷操作管理方便。精餾操作的特點程相比，精餾操作又有如下特點：（1)沸點升高的純溫差，而且溶液的濃度越高，這種影響也越顯著。（2)物料的工藝特性流流程和設(shè)備是精餾操作彼此需要知道和必須考慮的問題。（3)節(jié)約能源加熱蒸汽的利用率是精餾操作需要考慮的另一個問題。塔板的類型與選擇塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應(yīng)用以錯流式塔板為主，常用的錯流式塔板有：泡罩塔板、篩孔塔板和浮閥塔流水平吹入液層，氣液接觸時間較長，故塔板效率較高。相關(guān)符號說明英文字母

e 液體夾帶量,k（液/k（氣；v—A 塔板開孔區(qū)面積,m2；a—A 降液管截面積,m2；f—A 篩孔總面積,m2；

E 液流收縮系數(shù),無因次；——總板效率,無因次；T—氣 相 動 能 因0—A 塔截面積,m2；

—子,kg1/2/(s·m1/2；T—流量系數(shù),無因次； F 篩孔氣相動能因子，0— 0—C u——

時的負(fù)荷系數(shù),m/s；

kg1/2/(s·m1/2)；氣相負(fù)荷因子,m/s； g 重力加速度,9.81m/s2；S— ——填料直徑,m；——d 篩孔直徑,m；

h 填料層分段高度,m；——h 進(jìn)口堰與降液管間的水平距0—— 1—塔徑,m；——h 與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐?/p>

離,m；H

進(jìn)料板處塔板間距,m；c— F——度,m液柱； H 人孔處塔板間距,m；P——h 與液體流過降液管的壓降相 H 塔板間距,m；d— T——當(dāng)?shù)囊褐?/p>

K 穩(wěn)定系數(shù),無因次；——h 塔板上鼓泡層高度,m； L 堰長,m；f—h 與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐?/p>

W—L 液體體積流量,m3/h；1— h—高度,m； L 液體體積流量,m3/s；s—h 板上清液層高度,m； L 潤濕速率,m3/(m·s)；L—h 降液管的底隙高度,m；0—h 堰上液層高度,m；

w—相平衡系數(shù),無因次；——篩孔數(shù)目；OW— ——h 出口堰高度,m； N 理論板層數(shù)；W— T——h, 進(jìn)口堰高度,m； P 操作壓力,Pa；W—h 與阻力表面張力的壓降

——△P壓力降,Pa；б——相當(dāng)?shù)囊褐叨?mH 板式塔高度,m；

—P氣體通過每層篩板的降P壓,Pa；——H 降液管內(nèi)清液層高度,m；

篩孔的中心距,m；d—— ——H 塔頂空間高度,m； u 空塔氣速,m/s；D—— ——泛點氣速,m/s；F—

u 漏液點氣速,m/s；0 min—u氣體通過篩孔的速度,m/s；0—u′ 液體通過降液管底隙的速0—度,m/s；V 氣體體積流量,m3/h；h——氣體體積流量,m3/s；s——w 液體質(zhì)量流量,kg/s；L——氣體質(zhì)量流量,kg/s；V—邊緣無效區(qū)寬度,m；c——W 弓形降液管寬度,m；d——泡沫區(qū)寬度,m；s——液相摩爾分?jǐn)?shù)；—液相摩爾比；——氣相摩爾分?jǐn)?shù)；——氣相摩爾分比；——板式塔的有效高度,m；——填料層高度,m。下標(biāo)max最大的；—min最小的；—L 液相的；——V 氣相的— —

液體在降液管內(nèi)——停留時間,s；μ 粘度,mPa·s；——Φ 開孔率或孔流系數(shù)，無因次；—σ 表面張力,N/m；——ρ 密度,kg/m3；——22設(shè)計方案的確定1.5精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量 MA

78kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 MB

92kg/kmol0.45/78xF0.45/780.55/920.96/78x D 0.96/780.04/920.04/78Wx 0.04/780.96/92W

0.4910.9660.047原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M 0.491780.5099285.126FM 0.966780.0349278.476D物料衡算產(chǎn)品產(chǎn)出量

n,D

4000 50.97(kmol/78.476總物料衡算 qn,F

50.97qn,W苯物料衡算 0.9660.047qn,F n,W聯(lián)立解得

qn,Fqn,W

105.499kmol/h54.529kmol/h塔板數(shù)的確定理論板層數(shù)的確定(1)求最小回流比及操作線回流比由于是飽和液體進(jìn)料，查表得苯—甲苯的相對揮發(fā)度α=2.47。故最小回流比為

1 XR

1X

1.23min

1 X 1XF F取操作回流比為R1.8R 1.51.232min求精餾塔的氣液相負(fù)荷qn,L

Rqn,D

250.97101.94(kmol/h)qn,V

(R1)qn,D

(21)50.97152.91(kmol/h)qn,L'

qn,L

qn,F

101.94105.499209.2(kmol/h)qn,V'操作線方程

qn,V

(q1)qn,F

152.91(kmol/h)qy n,Lxqqn,V

qn,Dxq n,V

0.667x0.322提留段操作線方程y'

qn,L'q

x'

qn,Wq

x 1.357x'0.017W相平衡方n,V

n,V'

y

2.4537xP 11)xP

11.4537x逐板計算法求理論塔層數(shù)逐板計算法是利用相平衡方程與操作線方程從塔頂開始逐板計算各板的汽相和液相組成，從而求得所需要的理論板數(shù)。塔頂?shù)谝粔K塔板上升蒸氣進(jìn)入冷凝器冷凝為飽和液體餾出液組成xD 與1蒸氣組成y1

x 。離開第一塊理論板的液體組成x

應(yīng)與y 平11D1衡，可由相平衡關(guān)系求得。第二塊板的上升蒸氣組成y2 可由精餾段操作方從x1 求得。以此類推，基本過程如下：11D1y x1 D

0.966衡x1

0.920第7塊板為加料板

y 0.936衡x 0.8562 2y 0.893衡x 0.7723 3y 0.837衡x 0.6754 4y 0.772衡x 0.5785 5y 0.708衡x 0.4956 6y 0.652x 0.431x7 7 Fy 0.568衡x 0.3478 8y 0.454衡x 0.2529 9y 0.325x10 y 0.204衡x11 y 0.115衡x12

0.1630.0940.050y 衡x13

0.021xW因此總理論板數(shù)為13（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為6，第7塊板為進(jìn)料板。實際板層數(shù)求取求全塔效率ET①求精餾塔中液相混合液的平均黏度p=101.33kPa（理想混合液）的yx數(shù)據(jù)求得：塔頂泡點溫度 t 80CD塔底泡點溫度 tW

107.8C由液體黏度共線圖查得：苯塔頂液體的黏度甲苯 苯塔底液體的黏度

=0.315mPasA=0.320mPasB=0.235mPasA甲苯 B

=0.250mPas由液相平均黏度計算公式

=nmi1

x分別求塔頂、塔底混合液的平均黏度i i =LDm =LWm

0.93 0.315+0.0170.00.235.98

0.320=0.25=0.250mPa s②求全塔效率ET

= L LDm

LWm

= 0.3150.250=0.281mPasE 0.49(T L

)0.2450.536ET

0.536。求實際塔板數(shù)精餾段實際板層數(shù) 提留段實際板層數(shù)

P,P,

6/0.536127/0.53614總實際板層數(shù) NPNP,精NP，提121426精餾塔的精餾段工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算精餾段的操作壓力塔頂操作壓力 P=P PD 當(dāng)?shù)?表

101.34105.3kPa每層塔板壓降 Δp0.7kPa進(jìn)料板壓降 pF

105.30.712113.7kPa精餾段平均壓降pm

(105.3113.7)/2109.5kPa精餾段的操作溫度由苯和甲苯混合液（理想混合液）的yx數(shù)據(jù)查出各點溫度塔頂溫度 tD進(jìn)料板溫度 t

80.6C91.3CF精餾段平均溫度 tm

(80.691.3)/285.95C精餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)量塔頂氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：由xD

y0.966，得x1

0.950。MVDmM

0.966kgkmol0.920kgkmol進(jìn)料板氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：yF

0.652; xF

0.431MM

0.652kgkmol0.431kgkmol精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：M (78.4885.356)/2kgkmolVmM (79.1285.966)/2kmolLm精餾段氣、液相的平均密度氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即p mMVmp

109.581.918 /m3Vm RTm

8.314(85.95273.15)液相平均密度 液相平均密度計算公式1W/ i im塔頂液相平均密度：由tD

，查得A1

kgm3B

803kgm3.LDm

0.96/8050.04/803

=814.8kgm3進(jìn) 料 板 液 相 平 均 密 度 ： 由 tF

9 查 得 kgm3A

799.1kgm3.進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為wA

0.431780.4311

0.391LFm

=800.5kgm30.391/802.70.609/799.1精餾段液相平均密度為 (800.5814.8)/2807.7kg/m3Lm精餾段液相平均表面張力液相平均表面張力計算公式： Lm

xi i塔頂液相平均表面張力： 由tD

80.6A

21

310N/m 21.7103 N/mBLDm

(0.96621.20.03421.7)10322.22103 N/m進(jìn)料板液相平均表面張力： 由tF

91.3℃,查得A

19.8103 N/m 20.5103 N/mBLFm

(0.43119.80.56920.5)10320.2103 N/m精餾段液相平均密度為： (20.222.22)103/221.21103 N/mLm精餾段的塔體工藝尺寸計算精餾段塔徑和實際空塔氣速的確定最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速計算公式： L VmaxV精餾段的氣、液相體積流率為qq n,VMVmq

152.9181.918

1.16m3/sV3600Lm

36003qq n,LMLmq

101.9482.543

0.00289m3/sV,L 3600Lm

3600807.7求C，其中C 由附圖1查取，圖中橫坐標(biāo)為20qV,LqV

(LV

0.002893600 807.7 ( 1.163600 3

0.0409取板間距HT

0.4m，板上液層高度hL

0.06m，則H hT L

0.40.060.34m附圖1查附圖1得C =0.070附圖120

21.2CC20

( Lm)0.20.07020

)0.220

0.071

L V807.733u Cmax

0.071 1.163V取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u0.71.1630.814 m/smax4q4qV,Vu41.163.1441.163.140.814

1.35m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4m 塔截面積為 A D2 1.421.5386m2T 4 4實際空塔氣速為

u VqAqT

1.161.5386

m/s精餾段精餾塔有效高度的求取精餾段有效高度為Z (N精 精

1)HT

(121)0.44.4m提餾段有效高度為Z (N提 提

3)HT

(143)0.44.4m在進(jìn)料板處及提餾段各開一個人孔，其高度均為0.8m，故精餾塔德有效高度為Z(Z精

Z )0.824.44.40.8210.4m提精餾段塔板主要工藝尺寸的計算精餾段溢流裝置性能參數(shù)的確定因塔徑D=1.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤，各項計算如下：堰長lw

取l 0.66D0.661.40.924mw溢流堰高度hw

溢流堰高度計算公式h h hw L ow選用平直堰，堰上液層高度how

依下式計算，即2.84 q'h E(

V,L)2/3E=1，則

ow 1000 lw2.84 q'

2.84 0.002893600 mh E(V,L

1( )2/30.0143ow 1000 lw

1000 0.924取板上液層高度hL

=0.06m，故h h hw L

0.0560.01430.0457ml A弓形降液管寬度Wd

及將面積Af

由w0.66，查得： f0.0722，D ATW d0.124，故WD

A 0.0722Af

0.07221.53860.111m2Wd3600A

0.124D0.1241.40.1736mH依式

f T驗算液體在降液管中停留時間，即qV,L3600AH f TqV,L故降液管設(shè)計合理。

36000.1110.4517.28s5s0.002893600降液管底隙高度h0q

計算公式取u'0.08m/sq

h V,L0 3600lu'w036000.00289h V,L0 3600lu'w0

36000.9240.08

0.039mh hw 0

0.04570.0390.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。精餾段塔板布置及浮閥的數(shù)目與排列取閥孔動能因數(shù)F0

10，用式u 0

F 求孔速u，即0000V3u F30

10

5.77m/sN

qV,Vd

求每層塔板上的浮閥數(shù)，即4 0 0N

qV,Vd

1.160.0392

1684 0 0 4取邊緣區(qū)寬度Wc

0.06m，破沫區(qū)寬度Ws

0.07m。R2X2R2X2

2X

R2sin1( )計算鼓泡區(qū)面積，即a 180 R RDW 1.40.060.64m2 c 2D 1.4X W) (0.17360.07)0.456m2 d s 20.6420.4562 0.6420.4562A 20.456 0.642sin1( )1.059m2a 180 0.64 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t75mm0.075m，則可按下式估算排間距t'，即取t'80mm。

t'

A 1.057 0.084mN 1680.075ata按t75mmt'80mm，以等腰三角形叉排方式作圖，附圖2.得閥數(shù)N174個N174重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：q 1.16u04

V,Vd20

0.03921744

5.584m/sFu0 0

5.584V

9.673閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。3塔板開孔率=uu0

0.754100%13.5%5.584精餾段塔板流體力學(xué)驗算精餾段氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)式hp

hhc

h計算塔板壓降。73.11/1.825（1）干板阻力由式u 0c V

計算臨界孔速，即73.11/1.825u

73.1

5.753m/s0c V

3 u0.175因uu0c

，則hc

可按式hc

19.9 0L

計算，即h19.9c

u0.1750L0

19.95.5840.175807.7板上充氣液蹭阻力hl

本設(shè)計分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)0

0.5。依式hl

h得0Lhh +h1 0 w ow

m克服表面張力所造成的阻力h0

因本設(shè)計采用浮閥塔，其h很小，可忽略不計。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)液柱高度為：h hhp c

0.0330.030.063m單板壓降

hp p

g0.063807.79.81499.2pL a精餾段降液管中清夜層高度的確定為了防止淹塔想象的發(fā)生，要求控制降液管中清液曾高度HdH 可用下式計算，即d

HT

h。wH hd p

h hL d與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p

0.063m。液體通過降液管的壓頭損失 hd

，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式q 2h 0.153 V,L計算d lhw0

q

0.00289 2h 0.153

V,L

0.153 0.000984md lhw0

0.9240.039板上流層高度，取hL

0.06m因此 Hd

h h hp L

0.0630.060.000984取0.5,HT

0.4,hw

0.0457m則(HT

h)0.5(0.40.0457)0.223mw可見Hd

(HT

h，符合防止淹塔要求。w精餾段霧沫夾帶校核qv,vqv,vv 1.36qv,L LZLv1 1

KCAF b

100% 1q vq vv,vL v1 0.78KC AF T板上液體流徑長度

Z DL

1.420.1736板上液流面積

AAb

2Af

1.53920.1111.317m2K1.0CF以上數(shù)值代入式1得

0.11，將qVqV V1.36qV,L LZLV1 KCAF b

100%1.16

3 1.360.002891.053807.73 100%51.7%10.111.317按式2計算泛點率，得qVqV VL V1 0.78KC AF T

100%1.16 3 807.73 100%0.781.00.111.539計算出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能過滿足ev

液/kg汽的要求。精餾段塔板負(fù)荷性能圖精餾段霧沫夾帶線qVqV V1.36qV,L LZLV1 KCAF b

100%化工原理課程設(shè)計化工原理課程設(shè)計第21頁共30頁對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中V

、 、AL

、K、CF

及Z 均為L已知值，相應(yīng)于eV

0.1的泛點率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出qV,V

qV

的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線。按泛點率=80%計算如下3q

1.36

1.053V807.7

V,L

0.8整理得

0.061qV,V

1.00.1101.3170.11591.432qV,L附表1.霧沫夾帶線數(shù)據(jù)q q /m3/sV,L0.0010.002q /m3/sV,V1.8771.853精餾段液泛線由(HT

h )hW

h hL

hhc

h h

確定液泛線u2

q 2

2.84 3600q

2/3(H

h )

V 0 0.153

V,L

1

h E

V,L T W L

2g lhw0

0

1000 lw

由于H 、hT W

、l 、 、w L

、 及等均為定值而u0

與qV

有如下關(guān)系u0

qV,Vd2

式中閥孔數(shù)N與孔徑d0

亦定值4 00.0234q2V,V

0.154117.82q2V,L

1.055q2/3V,Lq /q /m3/sV,Lq /m3/sV,V0.0020.0030.0040.0052.4182.3662.3162.266化工原理課程設(shè)計第化工原理課程設(shè)計第PAGE3030頁精餾段液相負(fù)荷上限線5s

3600AHf T知液q體在降液管內(nèi)停留時間

3600AH f q

5s

V,L求出上限液體流量q

V,L

圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量qV

無關(guān)的豎直線。

V,L

V,V

V,L以5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則(qV,L

) Afmax 5

0.1110.45

0.00888m3/s

(3)精餾段漏液線F1Fu0 0

5計算，則u 5V 0V又知qV,V

d2Nu4 0

，即qV,V

d2N 54 0V式中d2N0

均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷qV,V

的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。F5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則303q d2

d2

5

0.0392174

0.600m3/s

(4)V4

0 4 0 4V精餾段液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度h0w

0.006m2.84 3600(q

2/3h 1000E lV,00w

min計算出q豎直直線。

V,L

的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的2.84 3600(q )E[ V,Lmin1000 l

0.06E1，得(q )

w(0.0061000

)3/2

0.924 0.00079m3/

(5)V,L

min

2.841 3600精餾段塔板負(fù)荷性能圖1、附表2及式1~53附圖3由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：①在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作A（設(shè)計點中位置。②塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。③按照固定的液氣比，由附圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限：氣相負(fù)荷下限：所以：

q(v,v)maxq(v,v)min

1.84m3/s0.6m3/s操作彈性1.843.070.6遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計3章浮閥塔板工藝設(shè)計結(jié)果一覽表將以上結(jié)果匯總列于附表3中。附表3浮閥塔板工藝設(shè)計結(jié)果項目項目塔徑D/m板間距HT/m精餾段數(shù)值及說明1.40.4單溢流弓形降液管0.8140.9240.04570.060.0391745.5849.67備注塔板型式空塔氣速u/(m/s)l/mwh/mw板上液層高度h/mL降液管底隙高度h/m0浮閥數(shù)N/個閥孔氣速u/(m/s)0閥孔動能因數(shù)F0臨界閥孔氣速u/(m/s)0孔心距t/m排間距t/m'/Pap液體在降液管內(nèi)停留時間s降液管內(nèi)清夜層高H/md泛點|%氣相負(fù)荷上限v,v分塊式塔板等腰三角形叉排5.5840.0750.08499.2指統(tǒng)一橫排的孔心距指相鄰兩橫排的中心線距離17.280.00098451.7max氣相負(fù)荷下限（q1.84v,v）min操作彈性0.63.07霧沫夾帶控制漏液控制第4章 設(shè)計過程的評述和討論回流比的選擇費用和投資費用的重要因素?？傎M用中最低所對應(yīng)的回流比即為適宜回流比。在精餾設(shè)計中，