De dehydrogenering van 2-butanol naar methylethylketon

Technische Universiteit Delft

Vakgroep Chemische Technologie

Verslag behorende

bij het fabrieksvoorontwerp

van

H.A. Kooijman en C.M. Na

onderwerp:

Simulatie programmatuur evaluatie PROCESS, CHEMCAD en CHEMSEP.

adres: Marco Polorede 10 opdrachtdatum: 26-01-1988 2725 KR Zoetermeer _{verslagdatum: 14-0 1-1989}

Rienzistraat 25 2555 JS Den Haag

Bij vergelijking van de uitvoer blijkt dat CHEMCAD redelijk het proces doorrekent (uitgaande van PROCESS als referentie) behalve wat betreft de component water die niet adequaat wordt gesimuleerd.

De uitvoer van CHEMSEP betreffende de kolomsimulatie in het proces kwam zeer goed overeen met de uitvoer van PROCESS. Voor distillatie treinen zonder recycles is CHEMSEP waarschijnlijk te prefereren boven CHEMCAD.

2. De drie pakketten. 2 3. Oe berekeningen. 4 4. Resultaten. 7 5. Conclusies. 12 6. Literatuur. 13 7. Bijlagen. 14

1. Inleiding.

Voor het doorrekenen van proces schema's bestaat veel programmatuur. Het was de bedoeling om tijdens het doorrekenen van dit probleem twee nieuwe pakketten, CHEMCAD en CHEMSEP, te testen en te verge-lijken met het bestaand en degelijk bewezen pakket PROCESS.

Er zijn drie korte beschrijvingen opgenomen van de betreffende pakketten om de verschillen tussen de drie duidelijk te maken. Met een simulatie die gelijk is voor alle drie de pakketten zijn berekeningen gemaakt.

Het probleem dat is doorgerekend met behulp van de programma's is een fabriekvoorontwerp voor productie van Methyl Ethyl Keton (MEK) uit secundair-Butanol (But). Naast deze componenten komen ook water, 1-buteen en waterstof in het proces voor.

Als toestandsvergelijkingen zijn de Soave Redlich Kwong (SRK) en de Peng Robinson (PR) vergelijkingen genruikt.

In deze evaluatie worden twee zaken onderzocht. Ten eerste de keuze van het thermodynamisch model en de invloed ervan op de simulatie van het probleem. Ten tweede worden de uitkomsten van de pakketten met elkaar vergeleken. Eventuele discrepanties tussen de uitkomsten, en hun oorzaken, zijn belangrijk voor gebruik van de programmatuur.

2. De drie pakketten.

1) PROCESS (versie 2.01),

Is een commercieel pakket dat al een groot aantal jaren gebruikt wordt en zeer uitgebreid is. Het wordt veel door ingenieurs bureau's gebruikt.

Uitgebreide gegevens over zeer veel stoffen zijn beschikbaar. Tevens zijn er vele extra's beschikbaar: kosten schattingen, kolomontwerp, koelcurves van stromen, zeer veel verschillende specificaties voor stromen en apparatuur, en speciale pakketten voor specifieke problemen.

PROCESS werkt op grotere computersystemen. niet op personal computers. Invoer gaa~ niet via een gebruikersvriendelijke interface, maar een tekstbestand dat zelf moet worden samen-gesteld. Een degelijke handleiding is bij het pakket aanwezig maar deze is onduidelijk voor de beginner.

Nieuwe ontwikkeling is een interface die op personal computers te gebruiken is, maar uit de evaluatie van het eerste prototype is gebleken dat deze niet praktisch te gebruiken is. De berekeningen kunnen nog steeds niet op de personal computer gedaan worden.

SIMSCI, de maker van PROCESS, heeft echter weer een nieuwe interface aangekondigd (PRO II).

2) CHEMCAD(versie I) .

is ook een commercieel "flow sheeting" programma. echter voor gebruik op personal computer. CHEMCAD heeft een gebruikers-vriendelijke interface. Invoer geeft men grafisch in, men kan als hetware direct het flowsheet intekenen.

Deze tekeningen kunnen worden afgedrukt met een CAD programma en er kunnen automatisch stroomstaten worden gegenereerd. CHEMCAD is echter pas anderhalf jaar oud en vertoont dan ook nog enkele kinderziekten.

Er is een bibliotheek van 400 componenten, die door de gebruiker zelf is uit te breiden. Voor petrochemische simulaties kunnen ook hele oliefracties worden gedefinieerd als een pseudocomponent. Gebruik van een computer met hard disk, muis en EGA video kaart is essentieel.

Naast simulatie berekeningen zijn ook simpele kolomontwerp berekeningen ingebouwd. CHEMCAD bestaat uit een aantal losse programma's, waarvan de interface er een is.

Ook hier wordt de invoer opgeslagen in een data file die tege-lijkertijd voor in- en uitvoer dient. De in- en uitvoer kunnen door elkaar gebruikt worden bij CHEMCAD.

3) CHEMSEP (versie 0.98),

is een niet commercieel pakket dat is ontstaan uit een samenwerking tussen de TU Delft en Clarkson Universiteit in de Verenigde Staten. CHEMSEP heeft ook een

gebruikers-vriendelijke interface en loopt op zowel personal computers als op grotere (snellere) computerssystemen.

CHEMSEP is momenteel nog beperkt tot het doorrekenen van enkel kolommen, maar wordt binnen een jaar uitgebreid voor meerdere kolommen tegelijkertijd (misschien ook voor complete flowsheet berekeningen).

Het heeft geen bepaalde eisen betreffende de te gebruiken PC voor de kolomsimulaties. Een uitgebreide grafische uitvoer met grafieken is echter wel ingebouwd. Meer dan acht verschillende grafische configuraties worden ondersteund door het pakket. CHEMSEP bestaat uit twee delen een interface en het bereke-nings programma. Deze twee delen werken nauw samen via een data file waarin apart de in- en uitvoer staan.

Het pakket is speciaal voor gebruik door studenten ontwikkeld, het maakt het de gebruiker gemakkelijk om de invoer snel en overzichtelijk in te voeren.

Op deze wijze worden allerlei verkeerde specificaties bij invoer afgevangen en kunnen alle gangbare eenheden gebruikt worden en automatisch omgerekend worden. Tevens wordt er gecontroleerd of de gegeven stroom specificaties niet in conflict met elkaar zijn. Het is bijna onmogelijk om een probleem te overspecificeren.

Momenteel zijn de berekeningen beperkt tot 4 componenten, 4 voedingen, 4 zijstromen en 40 theoretische trappen. Dit is de

limiet voor de studenten versie, de volledige uitvoering van het programma kan (voorlopig) maximaal 10 componenten, 99 trappen, 10 voedingen en 10 zijstromen aan.

Mogelijke kolom berekeningen in CHEMSEP zijn momenteel distil-laties (allerlei), absorbers en strippers. Simulatie van

extractoren is al mogelijk maar nog niet goed ondersteund door de interface. Flash berekeningen worden door de interface al ondersteund maar nog niet door het rekenprogramma. Als deze worden ingebouwd zijn al simpele flowsheets door te rekenen met behulp van speciale batch files.

De opzet van CHEMSEP is ZOdanig dat, indien gewenst, de gebruiker eigen programmatuur kan toevoegen voor zijn specifieke berekeningen. Dit is een mogelijkheid die de andere pakketten niet (of slecht) ondersteunen (een programma dat dat wel kan is ASPEN plus).

3. De berekeningen.

De gesimuleerde flowschema's zijn afgebeeld in figuur 1. De met zwart aangegeven stroomnummers horen bij de CHEMCAD, de rode bij PROCESS. Dit verschil is ontstaan doordat CHEMCAD automatisch zelf de stromen nummert.

Het totale flowschema is opgedeeld in twee stukken die apart gesimu-leerd zijn. In het bovenste gedeelte bevinden zich de reactor en een absorber; in het onderste gedeelte de distillatie kolom.

In het bovenste gedeelte is gerekend met alle vijf componenten, in het onderste gedeelte, de distillatie, is echter waterstof niet meegenomen in de simulatie. Twee redenen zijn daar verantwoordelijk voor : ten eerste zorgt het weinige waterstof dat aanwezig zou zijn, minder als 1 promile, voor problemen bij de totale condenser.

Jen tweede was CHEMSEP slechts beschikbaar voor vier componenten. Met PROCESS en CHEMCAD kon het hele flowsheet worden doorgerekend, met CHEMSEP kon alleen de distillatie kolom worden doorgerekend. Hierdoor is de distillatie kolom met CHEMSEP doorgerekend met de ingaande stromen zoals berekend met PROCESS en de SRK toestands-vergelijking. Om een vergelijk te kunnen maken is tevens een controle berekening met CHEMCAD gemaakt met dezelfde invoer als voor de CHEMSEP berekening. De resultaten van deze drie bereke-ningen zijn apart vergeleken.

De definitie van het probleem is terug te vinden in de process invoer file (bijlage 1) en de betreffende uitvoer van de diverse programma's (bijlage 1 t/m 3).

Daar berekeningen sterk van zuivere stof gegevens en thermodyna-mische modellen afhangen, worden bij CHEMCAD en CHEMSEP de zelfde stofgegevens gebruikt. Voor alle drie is in ieder geval een simu-latie uitgevoerd met als model de Soave Redlich Kwong (SRK) toe-standsvergelijking voor gas- en vloeistoffase. Deze mogelijkheid werd namelijk in alle drie de pakketten ondersteund.

Daar er ook water in het mengsel van stoffen voorkomt is het mis-schien niet correct om de SRK te gebruiken. Daarom werd met de eerste twee programma's ook met de Peng Robinson (PR) toestands-vergelijking gerekend (CHEMSEP had nog geen PR).

Om ook eens te kijken naar de niet idealiteit van de vloeistoffase is ook een simulatie uitgevoerd met het UNIFAC model voor de vloei-stoffase en de SRK toestandsvergelijking voor de gasfase.

Dit is enkel gedaan voor de distillatie kolom, omdat er geen UNIFAC gegevens voor waterstof aanwezig waren in PROCESS en CHEMCAD.

CHEMSEP ondersteunde nog niet de PR toestandsvergelijking en het UNIFAC model.

=

Opvallend bij de berekeningen van CHEMCAD was het feit dat het programma bij de selectie van de thermodynamica voor de simulatie steeds als default optie op water ontmengend stond (het had een grote invloed op de uitkomsten I).

In geval van water ontmenging kwam reeds bij de initialisatie een foutmelding van een logarithme rekenfout, waarna het programma stopte. De foutmelding kwam enkel tijdens het rekenen, bij de optie om fouten op te sporen stond niets van enige informatie over deze fout, laat staan een suggestie om de fout te voorkomen Dit is een duidelijk minpunt.

Na bij de vraag over de mengbaarheid van water te hebben gekozen voor "mengbaar" verliep het rekenen verder zonder problemen.

De volgende berekeningen zijn uitgevoerd :

1) PROCESS 2) CHEMCAD 3) CHEMSEP a ) SRK b ) PR c ) UNIFAC en SRK a ) SRK b ) PR c ) UNIFAC en SRK (alleen distillatie)

(shortcut en rigourus absorber) (shortcut absorber)

(alleen distillatie) SRK. enkel voor distillatie kolom.

Aangenomen is dat PROCESS betrouwbare resultaten geeft voor de simulatie, het is het meest gebruikt en beproefd. De run la~

is daarom in een verbeterde vorm voor de simulatie van het proces gebruikt.

Opgemerkt dient te worden dat in de literatuur (1) geadviseerd wordt om de SRK toestandsvergelijking niet te gebruiken met mengsels met waterstof en/of water.

4. Resultaten

De resultaten van de simulaties worden nu beknopt bescheven, aan de orde komt (A) het verschil tussen de thermodynamische modellen. Tevens het verschil tussen CHEMCAD en PROCESS bij de SRK simulatie (B) en het verschil van de drie pakketten bij de distillatie (SRK) kolom simulatie (Cl.

A Verschil tussen Soave Redlich Kwong en Peng Robinson toestandsversgelijking. Invloed van activiteiten model bij de distillatie.

Ter bepaling of de Soave Redlich Kwong toestandsvergelijking het probleem adequaat beschrijft is tevens de hele simulatie met de Peng Robinson toestandsvergelijking uitgevoerd.

Ter bepaling van de invloed van de niet idealiteit van de vloeistof, is ook een berekening gedaan voor de distillatie met het UNIFAC groepsbijdrage model. Daar bij dit model waterstof niet wordt ondersteund, kon alleen de distillatie kolom met UNIFAC worden berekend.

De verschillen Z~Jn afgebeeld in de onderstaande tabel (1) die het verschil in de toestandsvergelijking en het verschil tussen het wel of niet meenemen van het vloeistof model laat zien.

Uit tabel 1 is af te leiden dat de verschillen in toestandsverge-lijking er nauwelijks toe doen. Iets groter is de invloed van het vloeistofmodel. Bij de distillatie is er relatief minder butanol in de vloeistoffase (in de topsectie).

Hierdoor verslechtert de distillatie en zou deze dus eigenlijk bij een hogere reflux uitgevoerd moeten worden.

Daar het profiel van de kolom niet veel veranderd is mag worden aangenomen dat er geen sprake is van berekeningsfouten door het niet meenemen van een vloeistofmodel.

Deze verschillen zijn eenvoudig weg te werken door kleine verande-ringen in de specificaties van distillatie en koelers, zodat de keuze van SRK als toestandsvergelijking wel veroorloofd is.

B : Verschillen tussen CHEMCAD en PROCESS.

De verschillen tussen de simulaties met PROCESS en CHEMCAD zijn uitgezet in tabel 2. De berekeingen zijn gedaan met de Soave Redlich Kwong toestandsvergelijking.

Tabel 1 Met PROCESS berekend belangrijke processtromen, bebruik makende van de SRK en PR toestandsvergelijkingen.

Top gas stroom absorber Bodem vloeistofstroom absorber

SRK PR SRK PR Butanol 4.34 4.74 23.50 23.11 Waterstof 54.40 54.39 0.02 0.02 MEK 0.15 0.18 11.67 12.14 Water 0.27 0.29 0.12 0.11 1-Buteen 0.21 0.20 0.02 0.02

1e flash vloeistof Waterstof product Inlaat reactor

SRK PR SRK PR SRK PR Butanol 2.93 3.22 0.11 0.12 57.73 57.73 Waterstof 0 0 54.40 54.38 0.02 0.02 MEK 0.04 0.05 0.05 0.07 11. 77 12.26 Water 0.03 0.03 0.19 0.20 0.41 0.42 1-Buteen 0 0 0.20 0.20 0.02 0.02

Gasstroom uit flash Vloeistofstroom uit flash

SRK PR SRK PR Butanol 0.14 0.15 2.74 2.74 Waterstof 54.56 54.55 0.03 0.04 MEK 11.81 12.33 54.52 54.49 Water 0.37 0.39 0.32 0.30 1-Buteen 0.25 0.25 0.05 0.05

Top product distillatie Bodem product distillatie

SRK PR SRK+UNIFAC SRK PR SRK+UNIFAC

Butanol 0.06 0.06 0.60 2.68 2.66 2.13

MEK 54.21 54.16 53.49 0.32 0.33 0.87

Water 0.32 0.30 0.30 0 0 0

Tabel 2 Totaaloverzicht uitkomsten berekend met PROCESS en CHEMCAD met de SRK toestandsvergelijking. Voor CHEMCAD is "water miscible" gekozen.

Top gasstroom Absorber Bodem vloeistofstroom absorber

PROCESS CHEMCAD PROCESS CHEMCAD

Butanol 4.34 4.74 23.50 23.10

Waterstof 54.40 54.54 0.02 0.02

MEK 0.15 0.15 11.67 11.56

Water 0.27 0 0.12 0.03

l-Buteen 0.21 0.23 0.02 0.02

1e flash vloeistof Waterstof product Inlaat reactor

PROCESS CHEMCAD PROCESS CHEMCAD PROCESS CHEMCAD

Butanol 2.93 3.30 0.11 0.11 57.73 57.73

Waterstof 0 0 54.40 54.54 0.02 0.02

MEK 0.04 0.04 0.05 0.05 11. 77 11.70

Water 0.03 0 0.19 0 0.41 0.25

l-Buteen 0 0 0.20 0.22 0.02 0.03

Gasstroom uit flash Vloeistofstroom uit flash

PROCESS CHEMCAD PROCESS CHEMCAD

Butanol 0.14 0.14 2.74 2.74

Waterstof 54.56 54.55 0.03 0.03

MEK 11.81 11.71 54.52 54.52

Water 0.37 0.03 0.32 0.49

1-Buteen 0.25 0.25 0.05 0.05

Top product distillatie Bodem product distillatie

PROCESS CHEMCAD PROCESS CHEMCAD

Butanol 0.06 0.16 2.68 2.59

Waterstof 0 0 0 0

MEK 54.21 54.46 0.32 0.06

Water 0.32 0.22 0 0.27

Uit deze tabellen valt af te leiden dat de simulaties van CHEMCAD en PROCESS vergelijkbare resultaten opleveren. Een uitzondering hierop vormt het water.

CHEMCAD vertoont hierbij moeilijkheden met de berekeningen.

Deze moeilijkheden worden waarschijnlijk veroorzaakt door het wel of niet apart behandelen van water bij de thermodynamische bere-keningen.

Algemeen kan bij dit probleem worden gesteld ; CHEMCAD kan water waarschijnlijk niet correct simuleren.

Wel dient vermeld te worden dat resultaten van de 'shortcut' methode van de absorber redelijk overeen kwamen met die van het 'rigorous' model, hetgeen een goede prestatie is van CHEMCAD.

C Distillatie Kolom

De distillatie kolom is met alle drie de programma's gesimuleerd . Als thermodynamisch model werd de Soave Redlich Kwong toestandsver-gelijking gebruikt voor zowel de vloeistof als de gasfase.

De drie programma's gaven vergelijkbare uitvoer. Bij CHEMCAD moet dan wel de optie "water mengbaarheid" op "mengbaar" worden ingesteld anders geeft CHEMCAD meer dan 10 7. afwijking !

Voor het vergelijken van de kolomberekingen is voor de invoer drie keer hetzelfde gebruikt, namelijk de voeding berekend met PROCESS en de SRK toestandsvergelijking. De uitvoer voor de schotel temperatuur ,

molfracties, damp en vloeistofstromen zijn terug te vinden in de bijlage 1 tlm 3. Deze zijn tevens uitgezet met behulp van LOTUS in de grafieken te vinden in bijlage 4.

Uit de grafieken valt af te leiden dat er weinig < 1 7. ) verschil is

tussen de uitvoer van CHEMSEP en PROCESS.

CHEMCAD berekent echter een afwijkende temperatuur in de condensor, die circa 10 xC lager is. De oorzaak hiervan is onduidelijk maar het is een belangrijke fout welke een significante afwijking bij ontwerp kan veroorzaken.

De over te dragen hoeveelheid warmte in de condenser en de reboiler was bij CHEMCAD gemmiddeld 3 7. hoger dan bij PROCESS en CHEMSEP, welke bijna gelijk waren.

De mol fracties in de damp- en vloeistoffase zijn voor alle drie de pro-gramma's vergelijkbaar met de uitzondering van water, waar CHEMCAD zoals eerder vermeld niet correcte waarden berekend.

Verder vertoonden de drie programmatuur geen convergentie moeilijk-heden met deze kolom configuratie.

Een vergelijking van berekenings tijden is altijd moeilijk wanneer op verschillende computers gewerkt wordt. PROCESS draaide op de computer van het hoofdrekencentrum van de TU Delft, terwijl CHEMCAD en CHEMSEP op dezelfde PC gebruikt konden worden. Zodoende is een vergelijking tussen CHEMSEP en CHEMCAD makkelijk.

Bij de genoemde tijden gaat het niet om vereenvoudigde berekeningen en ze geven dus een goede indicatie van de verhouding van de gemiddelde

rekentijden.

Voor het distillatie probleem had CHEMCAD 1 minuut en 15 seconden nodig. De snelste methode van CHEMSEP had slechts 1 minuut nOdig. De speciale methode voor zeer gecompliceerde problemen had 1 minuut en 10 seconden nodig.

Deze tijden waren gemeten op een OLIVETTI personal computer model 280 met een klokfrequentie van 12 Mhz en een 80286 processor met een 80287 coprocessor.

Ter indicatie : PROCESS had gemiddeld circa 50 seconden nOdig voor het simuleren van de kolom. Dit was echter wel op een IBM mainframe.

Wat geeft deze vergelijking globaal aan

1 ) CHEMSEP is iets sneller dan CHEMCAD voor dit niet al te moeilijke probleem.

2 ) CHEMSEP kan het probleem bijna even snel simuleren op het bewuste model PC als PROCESS op het rekencentrum van de TU Delft onder gemiddelde omstandigheden. Dit is wel afhankelijk van de gebruikte methode in CHEMSEP en het aantal gebruikers op het mainfram.

Voor het doorrekenen van speciale distillaties is het bij CHEMSEP trouwens mogelijk om speciale subroutines mee te linken (mits FULL version met object code voor zulke gevallen I). Zo wordt dus de simulatie onafhankelijk van het gespecificeerde evenwichtsmodel. Voor het simuleren van fabrieken met een recyclestroom is het handiger flowsheeting programma's te gebruiken: dus CHEMCAD en PROCESS. Indien echter enkel een distillatie trein moet worden ontwikkeld is CHEMSEP een betere keus.

Momenteel zijn het aantal componenten en de te kiezen thermodynamica nog beperkt maar deze zullen sterk uitgebreid worden in de nabije toekomst. Ook kan er met behulp van een simpele PC gerekend

5 Conclusie.

Algemeen gesteld kan worden dat CHEMCAD het probleem redelijk kon simuleren met uitzondering van de component water. Als water een grote rol speelt in het proces kan het beter niet gebruikt worden. Als er geen recycle in de flowsheet aanwezig is kan met behulp

van CHEMSEP vergelijkbare resultaten worden verkregen als met PROCESS. CHEMSEP heeft een handige gebruikers interface die snelle invoer van het probleem en weergave van de uitvoer (zowel tabellen als grafisch) mogelijk maakt.

CHEMSEP is momenteel beperkt tot kolom en flash berekeningen.

Alle drie de programma's vertoonden bij het gebruikte probleem geen convergentie problemen.

Voor de belangrijke stromen in het proces maakt het we~n~g uit of er een Soave Redlich Kwong of een Peng Robinson toestandsvergelijking wordt gebruikt. Een vloeistof activiteiten model heeft ook weinig invloed zodat (voor de simpliciteit) volstaan kan worden met de SRK toestandsvergelijking bij het doorrekenen van het proces.

6. Literatuur

(1) W. de Loos, H.J. van der Kooij, Toegepaste thermo-dynamica en faseleer, dictaat 1986, TH Delft.

(2) J.M. Smith, H.C. Van Ness, Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics, 4th Ed., 1987, McGraw-HilI Book Co. , New York.

6. Bijlagen

1 PROCESS in- en uitvoer.

2 CHEMCAD report file.

3 CHEMSEP reports.

4 Figuren bij de vergelijking van PROCESS,

CHEMCAD en CHEMSEP voor de distillatie kolom.

DESC SYSTEM ~OA VE REDlICH KWONG.

7!t'jr.c

HODEL DESC TIME = 16:10 1/11/88 BRINT WTOPTION.INPUI=NCNE COMPONENT DATA LIEID l,IBUTANOL/2,HEK/3.1EUTENE/Q.H20 THERMODYNAMIC DATA HETHOD SYSTEM=SHK STREAM DATA PROP STRM=f

t

TEMP=QO,PRES=1.2S,COHP(M)=l,2.1QQ/Sq.S2Q/O.OS2/0.316

UNIT OPERAT ONS

COLUMN UI0=T102, NAME=DESIlLLATlE PARA TRAY=1S, SURE=15

FEEO F 8 PROO O~HD=Pl,S3.* BTMS=P2 3 HEAT 1 1 -Q/~ 15 Q CONO T~P~=3. ~RE~=1.2 PSPEC TOP=1.2S,DPCOL=O.1 ESTI MODEL=1 SPEC RRATIO=1.5 SPEC STRM=P2~ RATE(H)=3

~~r~THf~~R~I~

TRAY=10 ISIZE

FLASH UID=fl01, NAHE=COOLER

FEED=P2 r=-"

PROD L=P3 . . . .

ISO TEMP=30 PRESl.0

FLASH UID=F102. ~AME=COOLER

FEED=P1 .

PROO L=pq

ISO TEMP=30. PRES=1.0

HCURVE

SPEC ISO,STRM=P2.IEHP=110.20.PRES=I.2.1.0,POINTS=10 SPEC ISO.STRH=Pl.IEMP= 90.20,PRES=1.3.1.0.POINIS=9 SAGE SUMHARY: MESSAGE NUHBER - COUNT

1 TOTAL NUMBER OF ITERATIONS FAST METI-lOD SURE METHOD 2 COLUMN SUMMARY

o

4

TRAY IEMP PRESSURE NET FLC~ RAIESw KG MOLS/HR

L1QUID VAPOR HEAnJ~~~k)

R

DEG C BAR PHASE (L) PHASE (V) FEED PRODUCT 1 . 84.1 1.20 2 86.2 1.25 3 86.5 1.26 4 86.8 1.27 5 87.1 1.27 6 87.5 1.28 7 87.9 1.29 8 88.5 1.30 9 89.3 1.30 10 90.9 1.31 11 93.8 1.32 12 98.4 1.33 13 103.9 1.33 14 109.0 1.34 15 112.5 1.35 82.0 82.6 82.5 82.4 82.2 82.0 81.6 152.9 151.4 1"8.4 143.4 137.3 131.9 128.5 3 FEED AND PRODUCT STREAMS

136.6 137.2 137.2 137.0 136.9 136.6 136.3 149.9 148.4 145.4 140.4 134.3 128.9 125.5 57.6L ~ FEEO STREAHS:

F IS LIOUID TO TRAY 8 (FROM UNIT" UlO)

*

PRODUCT STREAMS:

P2 IS LI8U1D FROM TRAY PI IS Ll UlO FROM TRAY 15 1

54.6L 3.0L FLOW RATES KG MOLS/fin 57.636 3.000 5'1-.636 OVERALL MASS BALANCE (FEEDS - PRODUCTS)

OVERALL HEAT BALANCE: (HIN - HOUT) O.OOOOOE+OO 4 SPECIFICATION VALUES

PARAMETER IRAY COMP. SPECIFICAIION SPECIFIED

TYPE Ne NO IYPE VALUE

TRAY LIQD 1 MOL RATE RATIO 0.1500E+01 STRM P2 15 MOL RATE 0.3000E+01

ERSION 2.01

IMULATION SCIENCES INC. ROJECT FVO ROBLEM DIST 5 REFLUX RATIOS TM PROCESS UNIT 1 - T102 SOLUTleN CALCULATED VALUE

o

.1500E+01

o

.3000E+01 MM KJ /HR -4.4008 4.8374 I HEAT RATES MH KJ /HR 0.3141 0.0724 0.6783

o

.45776E-04 PAGE

REFLUX / FEED STREAM F REFLUX / L1QU1D DISl'ILLATE

MOLAR 1.4219 1.5000 REFLUX RATIOS \lEIGHT 1.4197 1.5000 Sl'D L VOL 1.4194 1.5000

TRAY --- 1

---

---

2

---

.

COMPONENT X Y X Y

1 IBUIANOL 1.1530E -0 3 1.1530E-03 2.89811':-03 1.1530E-03

2 MEK 9.9211L-01 9.92111:":-01 9.955 BE-Ol 9.92121::-01 3 113UIENE 9.517 SE-04· 9.517SE-04 o .9141E-Os 9.5116E-04

4 H20 5.1631E-03 S.1837E-03 1.4297E-03 S.1838E-03

KG MOLS/HR 8.1954E+01 S.4636E+Ol 8.2519E+01 1.3659E+02

TRAY

---

3

---

--- ₄

---COMPONENT X Y X Y

1 IBUTANOL 5.4999E-03 2.2032E-03 9.3622E-03 3.1683E-03

2 MEK 9 .9368E -01 9.9419E-01 9.8992E-01 9.930sE-Ol

3 l13UIENE " .0833E-05 q .• 3297E-04 3.8090E-05 4.0310E-OLt

" H20 7.8061E-04 3.1634E-03 6.8448E-04 2.7736E-03

KG HOLS/l,R 8.2S19E+Ol 1.3122E+02 ij .2401E+O 1 _1.3715E+02

TRAY

---

5

---

---

6

---COMPONENT X Y X _Y

1 IDUTANOL 1.s045E-02 6.0B92E-03 2.330 2E-0 2 9."991E-03

2 MEK 9.8425E-01 9.9019E-01 9.7599E-01 9.8738E-01

3 1BUTENE 3.7950E-05 " .0236 E-O 4 3 .1920E-0 5 4.0274E-04

4 H20 6.7061E-04 2.7175E-03 6.6662E-04 2.1118E-03

KG MOLS/HR 8.2226E+Ol 1.3104E+02 8.l911E+Ol 1.3686E+02

TRAY --- 7

---

--- ₈

---COMPONENT X Y X Y

1 IBUTANOL 3.5096E-02 1.4""4E-0 2 5.1548E-02 2.1lJ8bE-02

2 MEK 9 .6420E -01 9.82lt6E-Ol 9.4175E-01 9.1539E-Ol

3 lBUTENE 3.1tf44E-05 4.0340E-Oq 3.1697E-05 4.011 29E-OQ·

"

H20 6 .68S1E -04 2.11451::-03 6.b82lE-04 2.7196E-03

KG MOLS/HR 8.1625E+Ol 1.3661E+02 1.5269E+02 1.3626E+02

TRAY

---

9

---

--- 10

---COMPONENT X Y X Y

1 IBUTANOL 8.1233E-02 3.q693E-02 1.4465E-Ol 6.Q616E-02

2 riEK 9.18bOE-01 9.6459E-01 6.5510E-01 9.3505E-01

3 lBUTENE 3.5352E-06 3.8451E-05 3.211 OE-O 7 3.6068E-06

4 H20 1.6623E-04 6.6158E-04 Q.0763E-05 1.6960E-OQ

1 IBUTANOL 2 HEK 3 lBUTENE 4 H20 KG MOLS/tiR

COÄ~S~ENT

1 IBUTANOL 2 MEK 3 1BUIENE 4 H20 KG HOLS/HR TRAY COMPONENT 1 IBUTANOL 2 MEK 3 lBUIENE 4 M20 KG t-10LS/HR 2.6'132E-Ol 1.3.561E-Ol 2.1392E-08 9.6913E-06 1.29'11E-01 B.1058E-01 3.2182E-01 4.1605E-05 1.4343E.02 1.4544E.02 --- 13 ---X 6.3118E-01 3".6222E-Ol 1."553E-10 " .533"E-07 y 4.3255E-01 5.6143E-01 2.1619E-09 2.2262E-06 4.426 3E-0 l' "2.50 88E-01. 5.5736E-01 7.4913E~01 2.1147E-09 2.1918E-08 2.1179E-06 9.8982E-06 1.3125E.02 1.4043E+02

---i--

1"

---y----1.9434E-01 6.3180E-01 2.0566E-01 3.6816E-01 9.1032E-12 1.4890E-10 8.1641E-08 4.6351E-01 1.3190E+02 1.3425E+02 1.2852E.02 1.2890E.02

--- 15

---X

Y

8.9368E-01 1.9195E-01 1.0632E-01 2.0803E-01 5.3513E-13 9.3011E-12 1.6034E-08 8.9350E-08 3.0000E.00 1.2552E+02

=

DIHENS10N S16PRES=BAR,IEMP=C

PRINT ~TOPTI NAI~PUT=NONE

PLOT FORMAI=\JILE CALC NOTRAIL=l5 COMPONENT DATA lIBID 1,IBUTANOL/2,fl2/3,ME~/4,l~UIENE/5,H2C THERMODYNaMIC DATA : METHOD SYSIEH=SRK STREAM DATA PROP STRM=F1,IEMP=20,PRES=1.2,COHPJM!=l,21.115,O.ll

PROP STRH=F2,TEMP=20.PRES=1.2,COMP M =l~30.0/5,O.22

PROP SIRH=A3~IEMP=40,PRES=1.20,COM ( )=~,55/15

UNIT OPERATluNS

COLUMN U10=T101. NAHE=ABSORBER PARA TRAY=1:J

FEED Fl 1/A3,15

PROO OVAO=Aq.60.~

BTMS=Pl 36

PSPEC TOP=1.~, DPCOL=O.06

ESTl MODEL=1

PRINT lIER=1, IRAY=10 TSIZE

FLASfl UID=FI03. NAHE=AFTERFIASH FEED=A4

PROD V=A5, L=P

ISO TEHP=30 PRES=1.l

FLASH UID=F104,'NAHE=COLD CONO FEEO=A5

PRO.D V =A 6, L=L1

ISO TEMP=-5

FLASfl UIO=F105, NAME=REHEATER fEED=L1

PROD L=PO

150 TEMP=20

PUMP UID=PI01. NAHE=HAIN PUMP

FEED=P l~F 2,P ,PO

PROD L=1'2

GPER PRES=2.0 EFF=60

FLASH UIO=FI01, ~AHE=PREHEA1ER

FEEO=P2 PROO V=P3

ISO TEMP=290 PRES=1.1

REACTOR UID=R10i, NAME=CONVERIOR

. FEED=P 3

EIlOD V=A1

OPER TEHP=3l6~ PHASE=V, DP=0.14

CALC CONVERSluN

STOICHIOMETRIC 1,-1/0.995/0.995/0.005/0.005 BASE COMP=1

- - -

-TH

PROCESS INPUT LISTING - PAGE 2

CONVERSION 0.95

FLASH UID=FI02, NAHE=AFIERCOCLER FEED=Al

PROD L=A2 V=A3

ISO IEHP=40,PRES=1.26 .

"CURVE

SPEC ISO,SIRM=P3,PRES=2.0 1.1 TEMP=20 290 POINTS=2B

SPEC ISO,SIRM=A1,PRES=1.5bf1.~6,TEMP=~20~40,POINTS=29

SPEC ISO,STRH=Ll,PRES=1.1, E~P=-5,30.POI~IS=8

SPEC ISO,SIRM=A5,PRES=1.1,IEMP=30.-5,PCI~TS=8

5AGE SUMMARY: MESSAGE NUHBER - COUNT

distillation SRK TOPOLOGY

Equipment Stream Numbers

1 COLM 2 ADBF 1 -2 -4 2 -3 0 Stream Connections St re am Equipment From To 1 2 3 4 COMPONENTS

o

1 2 1 1 2

o

o

4 ID numbers 159, 153, THERMODYNAMICS

Kvalue option: Polynomial

Enthalpy option: Soave-Redlich-Kwong Density option: API method

Water immiscible MISCELLANEOUS Convergence tolerances, Flowrates: Vapor fraction: Temperature: Pressure: Enthalpy: Flash calcs:

Max. loops in recycle calc. : in flash calcs: Error .00100000 .00100000 .00100000 .00100000 .00100000 .00005000 30 75 24, 62,

External name Mode 5.0 Parameter # 1 30.000 Parameter # 2 1.0000 Heat duty MJ/hr -379.08 K-value # 1 .33247E-01 K-value # 2 .15463 K-value # 3 3.9680 K-value # 4 34.826

...

*** RIG. FRACTIONATORS Equipment no. External name Number of stages Feed 1, stage # Feed 2, stage # Feed 3, stage # Feed 4, stage # Feed 5, stage # Condens er type

Cond. deg. subeooled Condenser mode

Value of cond. spec. Comp. list position Reboiler mode

Val. of reboiler spee Comp. list position Sidestream # 1 stage Sidestream # 1 spee Sidestream # 2 stage Sidestream # 2 spee Sidestream # 3 stage Sidestream # 3 spee Sidestream # 4 stage Sidestream # 4 spec

Cond. delta P bars

Colm. delta P bars

Cond. pressure bars

Cond duty MJ/hr Rebr duty MJ/hr Est. temp stg 1 C Est. temp stg 2 C Est. temp stg N-1 C Est. temp stg N C Est dist rate Kgmol/hr Est. reflux Kgmol/hr Top tray effie

Bott tray effie Mode

Sou ree stream #

Dest. stream # 1/0 Option TOWR equip # Stage # Phase option Seale HXER equip # *** 15.0 8.0 .0 .0 .0 .0 .0 .00 1.0 1.5000 .0 4.0 3.0000 .0 .0 .00000 .0 .00000 .0 .00000 1 .0 .00000 .50000E-01 .10000 1.2000 -4660.9 4991. 4 80.00 .00 .00 100.00 53.000 .00000 .00000 .00000 15.0 8.0 .0 .0 .0 .0 .0 .00000 1.0

Pressure bars . . Enthalpy MJ/hr Entropy MJ/hr*K Ave. mol. wt. Total flow kg/hr. kgmol/hr . Density kg/m3 Viseosity eentipoise Thermal eond. eal/em*s"'K

Speeific heat kJ/kg*K

Surface tension dyne/cm.

S. G. (60/60) . . .

m3/hr (15.6 deg C

&

1 atm) Vol. flowrate m3/hr . . . Liquid mole fraetion Isobutanol .476091E-01 Mtl-Ethyl-Ketone.946006 1-Butene .902214E-03 Water . 548268E-02 *** Stream no. 2 *** Temperature deg C. Pressure bars . . Enthalpy MJ/hr Entropy MJ/hr*K Ave. mol. wt. Total flow kg/hr. kgmol/hr . Density kg/m3 Viseosity eentipoise Thermal cond. cal/cm*s*K

Speeific heat kJ/kg*K

Surface tension dyne/cm. S. G. (60/60) . . . m3/hr (15.6 deg C

&

1 atm) Vol. flowrate m3/hr . . . Liquid mole fraetion Isobutanol .107072E-02 Mtl-Ethyl-Ketone.992194 1-Butene .951753E-03 Water . 578373E-02 1.26000 -71. 9698 -1. 29317 71.8920 4143.56 57.6360 783.464 .366397 . 256809E-03 2.18771 22.2910 .809069 5.12943 5.28883 Liquid flowrate kgmol/hr 2.74400 54.5240 .520000E-01 .316000 All Liquid 73.3830 1.20000 260.241 -.251694 71.7811 3921.83 54.6360 748.153 .248279 .230248E-03 2.30736 18.6303 .809194 4.85419 5.24207 Liquid flowrate kgmol/hr . 584996E-01 54.2095 .520000E-01 .316000

Pressure bars . . Enthalpy MJ/hr Entropy MJ/hr*K Ave. mol. wt. Total flow kg/hr. kgmol/hr . Density kg/m3 Viscosity centipoise Thermal cond. cal/cm*s*K

Specific heat kJ/kg*K

Surface tension dyne/cm. S. G. (60/60) . . . m3/hr (15.6 deg C & 1 atm) Vol. flowrate m3/hr . . . Liquid mole fraction Isobutanol .107072E-02 Mtl-Ethyl-Ketone.992194 1-Butene .951753E-03 Water . 578373E-02 *** Stream no. 4 *** Temperature dei C. Pressure bars . . Enthalpy MJ/hr Entropy MJ/hr*K Ave. mol. wt. Total flow kg/hr. kgmol/hr . Density kg/m3 Viscosity centipoise Thermal cond. cal/cm*s*K

Specific heat kJ/kg*K

Surface tension dyne/cm. S. G. (60/60) . . . m3/hr (15.6 deg C

&

1 atm) Vol. flowrate m3/hr . . . Liquid mole fraction Isobutanol .895167 Mtl-Ethyl-Ketone.l04833 1-Butene .481710E-12 Water .000000 1.00000 -118.843 -1.41999 71.7811 3921.83 54.6360 793.538 .372224 . 265209E-03 2.15076 23.4604 .809194 4.85419 4.94227 Liquid flowrate kgmol/hr .584996E-Ol 54.2095 .520000E-Ol .316000 All Liquid 112.385 . 1.35000 -1.73417 -.430922E-Ol 73.9108 221.732 3.00000 704.486 .385418 .202685E-03 2.55659 15.3787 .806854 .275242 .314746 Liquid flowrate kgmol/hr 2.68550 .314499 . 144513E-11 .000000

Column Summary

Temp Pres Net Flow Rates

Stg C bars kgmols/hr

Liquid Vapor Feed Product

1 73.4 1.200 81.954 54.636 2 86.1 1.250 87.304 136.59 3 86.5 1.258 87.284 141.94 4 86.8 1.265 87.165 141.92 5 87.1 1.273 86.988 141.80 6 87.5 1.281 86.729 141. 62 7 87.9 1.288 86.359 141.37 8 88.4 1.296 157.46 140.99 57.636 9 89.3 1.304 155.98 154.46 10 90.9 1.312 152.84 152.98 11 93.8 1. 319 147.71 149.84 12 98.4 1.327 141. 46 144.71 13 104.0 1.335 136.09 138.46 14 108.9 1.342 132.66 133.09 15 112.4 1.350 129.66

Stream # 1 fed to Stg 8 is .000 % Vapor

Stream # 2 is Liquid Distillate from Stg 1

Stream # 4 is Liquid Bottoms

Condenser duty is -4660.92 Reboiler duty is 4991.41 from Stg MJ/hr MJ/hr 15 3.0000 Duties MJ/hr -4660.9 4991.4

Standard Actual Actual Surt Mass flow Avg Vol. flow Vol. flow Density Viscosity tenE Stg kg/hr mol wt m3/hr m3/hr kg/m3 centipoise dynE

1 5882.8 71.78 7.28 7.86 748.14 .2483 18. 2 6295.2 72.11 7.79 8.58 733.54 .2247 17. 3 6294.5 72.11 7.79 8.59 733.11 .2247 17. 4 6286.6 72.12 7.78 8.58 732.79 .2251 17. 5 6274.8 72.13 7.77 8.57 732.44 .2260 17. 6 6257.5 72.15 7.75 8.55 732.03 .2275 17. 7 6232.9 72.17 7.72 8.52 731. 54 .2298 17. 8 11370.2 72.21 14.08 15.56 730.93 .2332 16. 9 11272.8 72.27 13.96 15.44 729.91 .2395 16. 10 11066.5 72.40 13.70 15.20 728.16 .2536 16. 11 10730.8 72.65 13.29 14.80 724.96 .2803 16. 12 10328.3 73.01 12.80 14.35 719.93 .3186 16. 13 9989.2 73.40 12.39 13.99 713.83 .3549 15. 14 9778.9 73.71 12.14 13.81 708.33 .3766 15. 15 221.7 73.91 .28 .31 704.48 .3854 15.

Tray Vapor Properties

Standard Actual Actual

Mass flow Avg Vol. flow Vol. flow density

Stg kg/hr mol wt m3/hr m3/hr Z kg/m3

1 _*** Total Condenser : No Vapor Outlet _***

2 9804.6 71.78 3235.8 3144.72 .9634 3.1178 3 10217.1 71.98 3362.6 3250.51 .9632 3.1432 4 10216.4 71.99 3362.1 3232.21 .9630 3.1608 5 10208.4 71.99 3359.3 3212.21 .9628 3.1780 6 10196.6 72.00 3355.1 3191.67 .9627 3.1948 7 10179.4 72.01 3349.0 3170.25 .9626 3.2109 8 10154.7 72.02 3340.2 3147.56 .9625 3.2262 9 11148.5 72.18 3659.3 3436.11 .9623 3.2445 10 11051.1 72.24 3624.0 3398.06 .9624 3.2522 11 10844.7 72.37 3549.8 3336.41 .9627 3.2504 12 10509.1 72.62 3428.2 3244.81 .9631 3.2388 13 10106.5 72.99 3280.2 3134.13 .9635 3.2247 14 9767.5 73.39 3152.9 3035.20 .9636 3.2181 15 9557.2 73.71 3071.7 2966.72 .9636 3.2215

Smith-Dresser-Ohlswager Shortcut Technique ***User Provided Input Data***

Tray spacing (in. or cm) Downcomer area (ft2 or m2) Weir length (in. or cm) Weir height (in. or cm)

.0000

.0000

.0000

.0000

Default downcomer area is 12 % of column area. Default settling height is 18 in. (45.72 cm).

Liquid Vapor

Diameter Vol. flow Vol. flow

Stg meter m3/min rn3/sec

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 ***Condenser: 2.4438 2.4790 2.4763 2.4728 2.4689 2.4644 2.4907 2.6174 2.6066 2.5862 2.5530 2.5111 2.4734 No tray .14 .14 .14 .14 .14 .14 .26 .26 .25 .25 .24 .23 .23 sizing*** .87 .90 .90 .89 .89 .88 .87 .95 .94 .93 .90 .87 .84 ***Reboiler: No tray sizing***

Liquid density kg/m3 733.5378 733.1059 732.7930 732.4415 732.0311 731.5363 730.9263 729.9086 728.1602 724.9573 719.9282 713.8298 708.3339 Vapor density kg/rn3 3.1178 3.1432 3.1608 3.1780 3.1948 3.2109 3.2262 3.2445 3.2522 3.2504 3.2388 3.2247 3.2181 Flooding velocity m/sec 1.3346 1.3407 1.3360 1.3314 1. 3271 1. 3231 1.2859 1.2712 1. 2676 1.2643 1.2618 1.2598 1.2574 Settl heigr met .457~ .457: .457~ .457: .457: .457: .457~ .457: .457: .457: .457: .457:: .457:

3 86.5 1. 258E+OO 8.247E+Ol 4 86.8 1. 265E+OO 8. 235E+Ol 5 87.1 1. 273E+OO 8.2l8E+Ol 6 87.5 1. 281E+OO 8.194E+Ol 7 87.9 1. 288E+OO 8.160E+Ol 8 88.5 1. 296E+OO 1. 521E+02 9 89.3 1. 304E+OO 1. 507E+02 10 90.9 1. 3l1E+OO 1. 477E+02 11 93.8 1. 3l9E+00 1. 428E+02 12 98.3 1. 327E+00 1. 367E+02 13 103.8 1. 335E+OO 1. 3l4E+02 14 108.7 1. 342E+00 1. 281E+0 2 15 112.2 1. 350E+OO

Feed number 1 to Stage 8 Components molfractions Isobutanol

=

4. 7609E-02 Methyl-Ethyl-Ketone

=

9.4601E-Ol l-Butene

=

9.0221E-04 Water = 5.4827E-03 Total = 1. OOOOE+OO Top product Components molfractions Isobutanol Methyl-Ethyl-Ketone l-Butene Water

=

1. 2390E-03

=

9. 9203E-Ol = 9.5l75E-04 = 5. 7837E-03 + - - - + Total = 1. OOOOE+OO 1. 372E+02 1. 371E+02 1. 370E+02 1. 368E+0 2 1. 366E+02 1. 362E+O 2 5. 764E+Ol 1. 491E+02 1. 477E+02 1. 447E+02 1. 398E+02 1. 337E+02 1. 284E+02 1. 251E+02 L 3.000E+00

Total flow rate = 5. 764E+Ol Temperature

₌

4.OOOE+Ol Pressure

₌

1. 250E+OO Enthalpy

₌

-3. 365E+07 Vapour fraction = O.OOOE+OO Molecular weight = 7.l89E+Ol

Total flow rate = 5. 464E+Ol Temperature

₌

8.4l4E+Ol Pressure

₌

1. 200E+00 Enthalpy = -2.635E+07 Vapour fraction = O.OOOE+OO Molecular weight = 7.178E+Ol Condensor specification Reflux ratio

=

1.50000 Duty

=

-4. 3948E+06 kW kmolis %C bar J/kmol kmolis ;rC bar J/kmol

l-Butene Water Total Stage X [-] 1 0.00124 2 0.00309 3 0.00582 4 0.00984 5 0.01570 6 0.02413 7 0.03606 8 0.05255 9 0.08275 10 0.14690 11 0.26620 12 0.44320 13 0.63680 14 0.79260 15 0.89210 Stage X [-] 1 0.99200 2 0.99530 3 0.99330 4 0.98940 5 0.98360 6 0.97510 7 0.96320 8 0.94670 9 0.91710 10 0.85310 11 0.73380 12 0.55680 13 0.36320 14 0.20740 15 0.10790

=

=

5. 3890E-13

=

2.1344E-08 - - - +

=

1. OOOOE+OO Y [ - ] 0.00048 0.00124 0.00235 0.00399 0.00641 0.00992 0.01497 0.02210 0.03566 0.06631 0.13140 0.25280 0.43320 0.63080 0.79020 Y [-] 0.96720 0.99200 0.99400 0.99280 0.99040 0.98690 0.98190 0.97480 0.96360 0.93350 0.86850 0.74720 0.56680 0.36920 0.20980

Entha1py

₌

_{-2.862E+07 J/kmo1}

Vapour fraction = O.OOOE+OO

Molecular weight = 7. 390E+01

Reboi1er specification :

Tota1 ra te

=

3.000E+00 kmol/s

Duty = 4.8090E+06 kW K [-] _Isobutano1 0.385 0.401 0.404 0.406 0.408 0.411 0.415 0.421 0.431 0.451 0.494 0.570 0.680 0.796 0.886 K [-] _{Methy1-Ethyl-Keton} 0.975 0.997 1. 001 1. 003 1. 007 1. 012 1. 019 1. 030 1. 051 1. 094 1. 184 1. 342 1. 561 1. 780 1. 944

4 0.00004 0.00040 _Undefined 5 0.00004 0.00040 Undefined 6 0.00004 0.00040 Undefined 7 0.00004 0.00040 Undefined 8 0.00004 0.00040 Undefined 9 0.00000 0.00004 _Undefined 10 0.00000 0.00000 Undefined 11 0.00000 0.00000 Undefined 12 0.00000 0.00000 _Undefined 13 0.00000 0.00000 Undefined 14 0.00000 0.00000 Undefined 15 0.00000 0.00000 _Undefined Stage X (-] y (-] _{K ( - ] Water} 1 0.00578 0.02214 3.828 2 0.00149 0.00578 _3.882 3 0.00082 0.00320 _3.889 4 0.00072 0.00280 3.891 5 0.00070 0.00274 3.891 6 0.00070 0.00273 3.894 7 0.00070 0.00273 3.902 8 0.00070 0.00274 3.912 9 0.00018 0.00071 3.944 10 0.00005 0.00018 _Undefined 11 0.00001 0.00005 Undefined 12 0.00000 0.00001 Undefined 13 0.00000 0.00000 Undefined 14 0.00000 0.00000 _Undefined 15 0.00000 0.00000 _Undefined

! i-= T i ... = P ! t

.,

\ I _\ 2~ ; I i 3~

4~

I

5~

6~

7l

,

8~

I -Î ~r I 10~ i 11~ I 12~ I I 13~ i 14'

l~l

I on 00; T, P-profiles , \ _I I i i i. \ !

\

\ \

\

_\ \ \ I.

\

_\ \ \ \ ".

",

" I on 00; I

,

~ I i 4 i I ; _i : _I :

i

:

i

-J

I i ; ₁ :

I

: : 1 :

i

; J I : I J .... ,.

.

_i

'-,

: _I

",

_",

₁

-,

i I I

'~

I I

1

I .

4 5 6 I 7 8 L

---

_~

11

)I

ut

)

9

~

~

14~

_I

j

_:

'

.:'

I '

là'~~

.0 O? ... 0 4 • 0 .u " ~ 0.8 f i i ' . ' . Flous [k ... 0 1? f I 1'101/5 1 <iiE+oZ·)4 1:6

;:;.

-._-I Q ~'..j r-.

v...

.... .... ....

.... ....

....

! ! / / / / / / ... ./ ./ I- il..j r-. ~, ... \ \ ... ,""""""" """ """"'~ ~

.

.

,

....

....

....!...

...

...

.i· ... ' .... ..' .' ... ...' _r-. r·-_ ~'" \. ... .... , .... \. ", 0,., \, "" •..• , 1.... • ••• , I .•• , " 1, \ '_'" "1 "t I" • •••• '0" "" 'I, "" ' 1 . " '" I "' , "',,'., " " ' . , " . , " , " ' , ' •• , ' ••• ' •••• ' •••• ' ••.•••••• ' ••. , ••••• ' ••• , •••• , ••• '" '" " •••• ' •• , ••.• , •••• , •• , I ", ••••• .1" .", .", ,.' ... ,.' ... ,.-' G r-. I." .... ~, ...

\\""""""""""""""'"

V ! ! ! ! ! ! ! .... / / / / .... / / / / / I- ~ r .. , I." •••• 1 •• , "" I •• , " ', I •• , "" ••••• ••••• ", •••• ". ", ••••• ••••• •••• ". ~ ... \"""""""""""""~",. r .... .... ! .... I .... .... .... / / / / / / / / / / I- ~ L""o...o...\o...o..."""""""""""""",,~ r ! ! ! .... ! ! I ! / / / / / / / / / / I- ~ l \ \ .... .... .... .... .... .... , ~ ~ , , , ~ , , ,

r

...

.

...

.

..

...

.

...

..

..

...

...

f- ~ L ". .... '" ". \ .... ". \ ..•.. ..•. ... .... ..•.. ... ..•. ". ~ .... \ ... ,"""""',""""""""'~ , ! .... ! ! I ! ! ! / / / / / / / / / / I- ~ I"" , , \ .... .... .... .... , , , , , , , , , ~ ~o...

....

o...\\"""""""""""""",,~ , .... ! .... ! ... ... / / / ... / / / / / I- ~ I ... '-., ". ". '-., ... " ... ... . ~\\ ...

,""""""""""""""',

r-. ...• I L .,' .1" .,.' .1" 1 ••• 1 •• ' •••• 1 , ••• 1 " I •• 1 I , ••• 1 ••• 1 .' r-- r-M I Q t·-". I G ~ ". I G iel ". I I I

~

.::::::

I •• ,: '

.

'

.

PJ

L1

~

... ". I ••••••

--

_...

.-

"."--""~ ..:,.;;;;.. _--. . --~ --.,.,1 -.J ('""'I _... ( ~ '.,,)

2:

0

--h

~ _...

-J

-.J

--

t-Cn

..J

--C

,~'l

ê

~ ~ ~ '>i

<: <: '::::

:::

<. <

.

r

l,··'

ti::::' .

..

.

I::::' ", ,:> ". ,:> '" ,:> '. ,:> .. ,.;::::.;..;:> ',.;:::: "';.:::';"';:::::""';::::>";:» ";:::::"';.::::".;.::::: .... ;:::::: .. ,.;:::::>.;:::::> .. ;:.:::;..;::::>i

[ ... ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ I

l!

t

i::

'-.

:::

".

:::::

'-.

;:::

\

::::

..

(::

'-.

:::

··

:?:·;t;t~:f;:tt~:::>:(::::'::~:

'·

::

·

;:

·

:·:;;>:~>::~'~

I

f'

I~;

\

;:; '.

:~

'

;

..

.

.

;.~'

:;:;.,

:~:

\

<:

,;(,:;,:::,:::.::;:':::';::'::'>:::';:'>:::';.;~<;:'t;:~'::>~

I

I

"I'

::f~:"::{::::"~:::"

'

~':';:'~::

..

;{.::::>::~

.

.

,

:;:~. :::;

"

::::::::

'

:::";::'::>:'::'~::":'::::':::

"

:'::l-I [

~""::::"""""")"")"""""")"")""\~~~)~~~~~j~>~~~)' ~~~~)~)~>~~~)'-In r-. (l..j r·-_ r-. r-• r,::) r-.. Ç],

i

tu···~···~~~~··~~~~~~~~~,~·~·· __ ··,~,_,~"· __ ,,,~··~,,_·~ .. --"'~. _.,~._'~" --"~~

I

I ~~)\)\)"")\)\)~;~)~)~)~)~)~)~)~)~)~)~)~)~)~)'~ ~ k .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ I .... .... .... .... .... .... .... ! .... .... .... .... / / / / / / / / / / ~ ~ ~~ ~ .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ -~ ~ .... \ .... \ .... \ \ .... \ \\ .... ~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~ I f f f f f f f f f f f / / / / / / / / / / ~ ~ ~"~"" "","" "" """""""""""~ I .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... ... .... ... .f ... ... .... ... I(~, ~ .... .... \ .... .... .... .... .... .... .... .... ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ... ~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~'" I .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... ./ ... ' ... .. ,.' .... ... ... ... ... 'It. ~ .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... ....

,

,

, , ,

~

, , , ,

~ ... \ \ \ ... ,""~""""""""""'~'" [ .... .... .... .... .... .... .... .... ! ! .... .... / / / / / / / / / / ~ ~ ~ .... .... .... .... .... .... .... .... .... .... ....

,

, , ,

,

,

,

,

, ,

h ... " " " " " " " " " " " " " " " , r ~ .... .... .... ~ .... .. .... .... .... .... / / / / .... / / / / / ~ ~ l .... .... ~ .... .... .... .... ~ ~....,' ~ , , , , , , , l"""_t' .,.t ••• 1 .' """""~ .. ' , .. , .. ' .. .. '

.-.

h. "'" " ". '. r., '. '. '. '. I I I I I I I I I I I I I

a

\)

a

_G r.

a

a

G

~

a a

r,

a

\:'.:I ~)

a

\:'.:I ... ' ...

~ 1(" _{, .I} "it. _[~ ;1..) F=: G I',JI r·. _{ta !C'} "t. I;'") ~1..) r-.

r-. I'-~ r-. r-. r-. t-I.. LoioJ l.')

§

_...

(.,j

~

"1. " "

N

LJ

~~~ "'lII~~-:r ~;. --. ~I -J (-... .. , .... ) (" \ ... )

:::;;.

----..1

-J

--

~,--CF",

_-'

---("-, ... ....j

~

:i·· ),." 1 - i:t . .I :'-.. .

r,· •. , ' · ' 1 , ' · " ' · " , ' · , , "0""', 1 ••• , : •.• ' •• " .••••.• , .• ' • • "1 "I -', '°l "°l "I "'1 " , "'I "'1 "1 "'1 "', "', "1 '°l ' • • • • . • •• • • ••.•.••••• , .. , •.•••. _, .• , . , , . . )

" . • • • • '. '. . . '. . • '. "1 ", ':1' - ' . " ' ) . '. • • ~ 1/", <.',' I::.',' <.',' <'.,' <.',' ( .. ' ,.' {' ,.0' _; 0"- .", ,I' 1.··· <,0' .... ,.-". (". . .... J "" ". ". ". "'" "'.. "'" ""',1 .~ ;'-..

t ',::'"

,:,"?" ,;,"

;:';,>:::>:::'::>::>::>~:>:> ~;'::>~:>:;::>:::'::>\

~T"I r-~ h, .... "", ", ", "'. ' .. " .... "", "' ... , .... "", ..

,

.

:.,.>.:

.

.

,.:.,.>

.

.

:

.. ,

:.,>

.

.

:.,.:

..

,:.,.: .

.

,:

..

,

..

:

..

,><.,.:

.

. ,.:., ... ,.>.>

.

.

:

.. ,:.,.: .. ,

.

:.,: ...

.

>.:

..

,.

'

,>L

( <:

<: <:

<: <:

<:

<: <:

<:

<:::-:

<:. <'

<:', <: '::::.

<.. <: <:.

<:

<'

I

~l,~ r-. , r-. r-.

""

','

'::

\ ;:::'

;:'

\

;::

"

;::

'

"

,'::

'<:':;': "::::::::',>:ë'::

:':;;':?:>'::

,:<::>::>::,:'::t

ç) r-. r'··, .... '. '. ". '. ".' ". ". ". "'. " .. ' ", '. " " " "" '. ," " ," , ". "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" ' .... "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'~ l .... .. .. ' .' _{.' .'} " '. _'. '. '. '. '. l '" .... \

I

v

i'·::···,':: ... '·: .... ··:: ... I I::';' ;: , .. - " " .' .' .' .' ,." . ' .. .' .' .' - 1:], Q ~ r-. 'r " '1 'r L" '. " " 1./ .... I '. " \) kr _.. 1 • .1 r-'_ G Q Q "it. IT'! ~l~ r-_ r-:. r-. I", Q F-· -. '. '. . . . . . " , j., "" ' . ' . " '" I" " "'" '" '" "" '" '" " I " '. " " , " " " " '. '. \ '. I. I I Q G r-. '. Q t;!1 .' " .' .,' " .' e - ~ " '" '. '. '. '. "' . ... '. '. '. G""""""""""""~ r .... ! .... / / / / / / / / / / ~ ~ f" .. \ \ ..•.. "'. "'" ", ", ", "'" "'" e,·. "'" "'" "'" "'" ... "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" "'" ... ",

r / / /

/ / / / / / /

/ /

/

~ ~ r.... .... \ ... '. "'" "'" ... "'" ", "'. "'. ".

l""""""""""""''''

V""! .... / / / / / / / / / / - ~ 1\ \ .... , , , , , , ~ , , , ~I' ".1 ".' ".' •• 1" •• 1" ••••• .1 .' _{.... .... .... -} ~l~ ti .. , "" "', "'" '"J.. -"" " " "'" ... '0,1", L...! lol) ~ L...!

:r:

f..J

~

'\." r' '.

(7f

L1

:2:

..

~~ .• u!' ... _{. _-.} ---.,.1

...

J

( ... . _ 1 (

,

... ) --:;.

..

_--()

--

1--~ _--. -....1

.-J

-'-~­

en

...

--a

I ... ~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~ I .... .' .' .' .... .... .' .' ./ ... ... ... ..' ./ .. ' .. ,., I--f".. ... ","" "'" .... .... "'. "'. .... ". "'" "'" n r-.. [' .•....•.... , ....•.... , ....•.... , ....•....•.... , .... , .... , ....•....•....•.... , .... , ....•.... , .... , ....•....•....•....•...•. r .... ,.' ... " .. ,., .. ' .. ,., .' ." ... ..' ... !-- ~l..j I.... . ... "'" "'" ..•.. "'" ". ". "'. ,'--~::

~

.::::'

...

':::

'.":

,:'

...

".::

..

:--'0., -'I., ••••• •.••• '0,",., ... ... \.,) r-_ ..•.... ' - IJ'I IG

d

_u-

(~I

I

[

't-L

t.l.,. \..i.J l.')

~

::t (j

m

' .•. ~., :.<:

VJ

LJ

N

Ll

-J

_~

c .... ,

... ':1;.1 '

.

...

_10.01 (~I

_~

2:

(1.1

.:::

Cl

Q

-10.01

--

':-.j

h

~ ';.'I ~ _--. S-_ . .1 ,~ ':>.' ~~J ~~~

--

_-:,."

f-...

Cr,

..J

--q

I I ."- ~-r- ~1.j

I

1-

,-~--~~I--~--~--~--~--~---i

q

Q "t: Q q Q r-, G

0

.,'

/

, .. ,.,

--i

r--en

..J

--a

I;,~>;::,<,::;:

,

::.:;~:;,;:,:,';:::>;::',;i>,::';:~:,:;,

,

~

v

~:

\

:;:;:

",

:;:::' ::::" ;:{::;:,:.,:,::>::>:;:,::>:;:,::;:.:::;,:::.;,::;<;;"

,"

:;'o::l

~:J

f,;:: \ :;::":::;" :;::

":,::

""

:.:'

::::

,

:::?,::::,:"~:,::,::,:~>::::,;>;:>:,;:)::,,,

,

<:>:::'~ ~.

I

~~;f'::'

"

::'<

'

{:.:'''{

'

.;;,':::,

'

~:::'

"'.;:

'::::"<:t~>\;::i~::"':::'::::<::::':':::"::::':;:':::':::1

Ic,

~\\\\\\\\ .... \ \ .... ~\\\ .... \~~~~~~~~~~~~.~~~~~.~~~~~~.~~~~~~~~ 11.... .... .... .... ... ... .... ... ... ... .../... ..,., I-- '1;('" 1\ .... .... .... ... .... \ ... ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ ~ II .... ! ! ! ! ! .... ! ! ! ! ! ! ! / / / / / / / / / / I-- ~

II .... .... .... .... .... .... I." I." "'1 I" I" I." " , I" " ' , >", - " . "'" "' , " ' , ", " , " , I

I ~, I." "" •..• I.,: "', "', "', ""0 -". -"/ "" "'.

l

il,' .... .... ! .... ! 11 .... "', ... .... .... ! ! .... ! ! .... ! / / / / / / / / / / I-- ~ '_" " ' • •••• -"1 "0, I." l.o, • "I. ' . " " ... " ' . '0, I .., il ,,' ,I .. ,- ", o' " " " " " " .' .' .' .' " - r-" '. '. "" '. _". 11 " ", I I I I I I I C'" IG ~I 'I;f'" IT'I _~'~ r-.

a

Ö

_r.:i

r.:i

d

a

• \)

a

r-"

~

., •••• 1 ., ...

- / ~-. _-"'7:"""

<

,·-·- ... ·1 . .,..

....

.

...j I- _r-. tri I- ~l..l r-. ' - r-. I~ r-_ rt

J-

2

4 (Je- 0.1 C r-., ., ... '-. "'i- ~ t·.. "'" "'"

~

..•..•....•.... , .... , ... ,. t-'0, "1., "1.,

~

... . ... '" ". '. ' I{J '1. "1_, •••.• F~ •. •.. , .. , ... ,i ", ", " '" 1 .... .

,-'

'r, "" ..••.

~

... , ... , .... . . . . '!;f' ", "'" ":"

~

... , ...•. '" '" '" '. '.. tri "'" "'" ..•..

~

't _.

....

_... " , '. ,"'-"

VJ

L1

F~ I"~ t,· ... I L:!:.L

---...

_'-'- --.r~::,"",

<

-""1 ~ ...

-J

()

~ '':b

,,"

10-1 ~ .~ ~ _{.... )} ~

;;.-

S; ".,.1

---

-()

"r'!' -.J .~

--

~ ~

_s.

~ _-... ~ ~

-J

:t--J

.. -~

--I

r--Cn

....

--C]

I

I

I

I

I

I

I

I

_I

I

I

I

I

\". '. '. L', 'I " I .... I .... " " " 0'" l' ... .... f .... .. .... .... l " "', I", "0, I ~,. "" ..•.. . ". ", . ", '" ". . '" "" "" -"-, L"""""_{L /} """"_{/ / / /} "_/ """~ _{/ / /} ~ n I ... "'" ... "'" ... , ... "'" "

'.

" .... .... .... .... .... ... ... ... ., .. ' .... ' ... ... ... ... .... r-- ~'IJ -", \ .... .... .... ....

, ,

,

,

,

,

,

,

, ,

~

•.... '. , .... ,. 1 •• , ' _ , ,' •• , '. '" I" ", ", -', • I 1 " -', -'I " , ', -",-', ' , -', -'I " ' , , " ' •••• -'I -', -'I·'·' -',', -',', .', .' .' .' .' ",I '. '. '. '. " '. '. _'. '. _'. '. '. '. ". I I I 21" _U n \'..J IJ r-_ G ~ ~ Q Q q U IJ IJ IJ

d