化工过程数学模型与计算机模.docx

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1、 化 工 过 程 数 学 模 型 与 计 算 机 模 拟课 程案 例 研 究 之 一异 苯 醇 丙 酮化工学院 98 博周子鹄指导教师钱宇教 授陆恩锡教 授1999 年 7 月16目 录前 言 .3 0 输入信息 .4 1 间歇对连续 .4 2 流程图的输入 输出构造和循环结 . .4 3 流程的循环构造. .6 3. 1 设计的决策 .1 3. 2 循环的物料平衡 .6 3. 3 反响器的热效应 .6 3. 4 反响器的费用 . .7 3. 5 经济潜力 .8 4 分别系统 .8 4. 1分别系统的总体构造 .8 4. 2蒸气回收系统 .9 4. 3液体回收系统 .9 4. 4 经济潜力 .

2、1 3 5热交换器网络. .1 4参考文献 .1 5 附录 1 异丙醇 丙酮工艺流程图 .1 7 附录 2 A S P L E N P L U S 输入输出文件 .1 8 1. 根本输入文件 .1 8 2 主要单元操作模块 .2 0 3 物流表 .2 9前 言概念设计又称为“ 预设计” ， 在依据开发根底争论成果、 文献的数据、现有类似的操作数据和工作阅历， 依据所开发的技术工业化规模而作出的预设计， 用以指导过程争论及提出对开发性的根底争论进一步的要求， 所以它是试验争论和过程争论的指南， 是开发争论过程中格外关键的一个步骤。概念设计不同于工程设计， 因而不能作为施工的依据， 但是成功的概念

3、设计不但可以节约大量的人力和物力， 而且又可以加快技术的开发速度， 提高开发的水平和有用价值。 即使一个很一般的单一产品的生产过程， 也可能有 1 0 4 1 0 9 个方案可供选择。如何从技术、经济的角度把最有期望的方案设计出来， 是作为强化争论开发工作的方向， 这是一种系统化的分级决策过程， 也正是概念设计的真谛。概念设计是设计者综合开发初期收集的技术经济信息， 通过分析争论之后。 对开发工程作出一种设想的方案， 其主要内容包括： 原料和成品的规格， 生产规模的估量， 工艺流程图机简要说明， 物料衡算和热量衡算， 主要设备的规模， 型号和材质的要求， 检测方法， 主要技术和经济指标， 投资

4、和本钱的估算， 投资回收推想， 三废治理的初步方案以及对中试争论的建议。随着计算技术和计算机技术的进展 , 化工流程过程模拟软件也越来越成熟， 计算机关心设计也日趋广泛。 在进展概念设计时， 承受流程系统模拟物料衡算和热量衡算， 投资和本钱估算等问题以及承受流程模拟软件进展整体优化业越来越普遍。 本文承受国际上最成功和最流行的过程模拟软件之一的A S P L E N P L U S 作为关心设计的主要工具。与过程有关的物料和能量的衡算根本上有该软件给出， 并从设计流程计算的收敛与否来检验该流程是否可行。本文通过概念设计， 其目标是查找最正确工艺流程 即： 选择过程单元以及这些单元之间的相互连接

5、 和估算最正确设计条件。 承受分层次决策的方法和简捷设计能消去大量无效益的方案。 本文依据以下根本步骤进展设计计算：1. 间歇对连续；2. 流程图的输入 输出构造；3. 流程图的循环构造；4. 分别系统的总体构造；a. 蒸气回收系统；b. 液体回收系统。5. 热交换器网络。 0 输入信息1. 反响信息：Ra. 反响:C HOH C HO + HD H= 25 ,800 btu / mol37362b. 反响条件: 反响温度 T = 5 7 2 F ； 反响器压力 P = 1 4. 7 P s i ac. 选择性:由于该反响过程为单一、 不行逆、 无副产品的反响， 应选择性 S = 1 。转化率

6、 X = 反响器内转化的异丙醇mol 数进反响器的异丙醇 mol 数d. 气相反响。e. 有催化剂。2. 丙酮产率： 1 5 0 m o l / h3. 丙酮产品纯度： X D 0. 9 94. 原料： 室温下异丙醇 水共沸物， 含异丙醇 m o l % 7 0 % 。5. 需要时在给出其它数据。 1 间歇对连续选择一个连续的过程， 操作费用和物流费用以年为基准， 操作时数为 8 1 5 0h / a 。 2 流程图的输入 输出构造和循环结1. 净化进料物流： 原料是异丙醇 水的共沸物， 含杂质极少， 不需要净化进料物流。2. 可逆的副产品： 在有金属或金属氧化物催化作用下， 异丙醇气相脱氢化

7、制备丙酮， 在反响转化率达 9 5 以上时， 只有微量的丙烯、 聚丙烯、乙醛等副产物， 因此在整个设计过程中根本上可以无视。3. 循环和放空： 由于反响并不完全， 所以需要一股循环物流将未反响的异丙醇循环 异丙醇和局部水以共沸物的形式循环 ， 副产品为 H可作为2燃料， 故无放空物流。4. 过量反响物： 由于空气和水都不是反响物， 故无过量反响物。5. 产品物流的数目： 这些组份的沸点和去向在表 1 中给出。 异丙醇和局部水作为共沸物在一起， 为循环物流。H2异丙醇 水过程丙酮异丙醇 水水表 1 过程中各组份的去向组份正常沸去向点， 异丙醇 水8 0. 2循环图 1 输入输出构造水1 0 0排

8、放丙酮5 6. 1主产品H2- 2 5 2. 8副产品, 燃烧6. 物料平衡和物流的费用：a. 物料平衡取 丙 酮 产 量 P= 1 5 0 m o l / h ， 则 H产 量 P= 1 5 0 m o l / h ， 转 化 率 X =a2h0. 9 6 ， 选择性 S = 1 。反响器进口的异丙醇量 F I = 1 5 0 / X = 1 5 0 / 0. 9 6 = 1 5 6. 3 m o l / h ;进口水的量F w = 6 7 m o l / h ； 排放的废水量 P w = 6 4. 3 m o l / h异丙醇的循环量 R i = 6. 3 m o l / h ; 水的循环

9、量 R w = 2. 7 m o l / h 鲜 异 丙 醇 的 进 量 F F i = 1 5 6. 3 6. 3 = 1 5 0 m o l / h ； 鲜 的 水 的 进 量F F w = 6 4. 3 / m o l / hb. 物流费用丙酮的价值 C a = 1 5. 6 6 $ / m o l ， 异丙醇 水的共沸物 C i = 9. 5 3 $ / m o l ， 作为 燃 料 的 H 2的 价 值 C h = 0. 4 9 $ / m o l ， 作 为 废 液 的 水 的 价 值 C w = 0. 0 0 7 $ / m o l 。c. 经济潜力E P 2 = C a P a

10、 + C h P h + C w P w C I ( F F I + F F w )= 1 5. 6 6 1 5 0 + 0. 4 9 1 5 0 0. 0 0 7 6 4. 3 9. 5 3 ( 1 5 0 + 6 4. 3 )= 3 7 9. 8 $ / hE P= 3 7 9. 8 8 1 5 0 = 3. 0 9 1 0 627.其次层次的替代方案对于反响中异丙醇 水共沸物， 本设计中选择了让共沸物循环回去， 也可考虑分割共沸物， 分割共沸物往往需要两个塔， 因此是比较昂贵的。依据本设计中循环共沸物， 就必需扩大了循环回路中的全部设备， 以处理这些额外组分所增加的流量， 所以这两种方案

11、需要进展评价和比较。 3 流程的循环构造 3. 1 设计的决策H2 R1 图 2 异苯醇 丙酮流程循环图1. 只需一台反响器。只有一个主反响， 故只需一台反响器。2. 有一股循环物流。从异苯醇 水分别塔出来的未反响的异苯醇需循环使用， 以削减不必要的物料损失。3. 不需要循环压缩机。 在生产常压下进展， 故不需要循环压缩机。 3. 2 循环的物料平衡在上一节中， 依据转化率 X 0. 9 6 ， 丙酮的产率 P= 1 5 0 m o / h ， 已计算出a异丙醇的循环量 R = 6. 3 m o l / h ， 水的循环量 R= 2. 7 m o l / h 。Iw 3. 3 反响器的热效应为

12、了作出关于反响器的热效用的决策， 首先要估算出反响器的热负荷和绝热的温度变化。这些计算可能供给一些解决反响器热效用的疑难指南。同样， 我们也要留意设计问题所隐含的各种温度的限制。依据反响条件： 反响温度 T = 5 7 2 F ， 期望丙酮的产率 P= 1 5 0 m o l / h 。反a应器的热负荷 QR有 Q R = H R F F I = 2 5 8 0 0 1 5 0 = 3. 8 7 1 0 6 B t u / h 。在前面对于转化率 X = 0. 9 6的场合下， 异丙醇循环量 R = 6. 3 m o l / h ， 水I的循环量 R= 2. 7 m o l / h 。在反响器

13、的温度 T= 5 7 2 F ， 由以下式可得其绝热wi n温度的变化：其中 C= 2 2. 0 B t u / m o l. FPQ= ( F F + F F+ R + R) C( T T)RIwIwPi no u t3. 8 7 1 0 6 = ( 1 5 0 + 6 4. 3 + 6. 7 + 2. 3 ) 2 2. 0 ( 5 7 2 - T)o u t则有T= 2 1 6 Fo u t由上述得出反响器出口的温度 T= 2 1 6F ， 明显这是一个不合理的结果，o u t所以不能承受绝热反响器， 可借助于供给过程中的反响热来实现等温操作。 3. 4 反响器的费用烟道气进气()( )空

14、气 燃料图 3 反响器示意图异丙醇脱氢反响器有固定床和流化床两大类。 固定床反响器直接放在炉膛内加热， 也有炉膛与反响器分开， 反响器用炉膛排放的烟道气加热的。 本设计中承受炉膛直接加热的固定床反响器， 如图 3 所示。它是一个圆筒炉， 原料气经安排管线分成多股向下流过反响管， 承受逆流流淌方式， 对脱氢反响有利。 上部预热区是对流段， 承受翅片管或钉头管， 以增大传热面积 ， 提高 传热效率 。 中 部反响 区是辐射区， 下部反响区直接用燃料加热。反响器依据直接燃烧式加热器来计算， 该反响所需的热量由反响炉直接图 3 反响供用， 令 T = 5 0 F ， 换热系数 U = 1 0 B t

15、u / h. f t 2 . F ， Q = U A T , 得出 A = Q / U T = 3. 8 7 1 0 6 / ( 1 0 5 0 ) = 7. 7 4 1 0 3 f t 2依据 G u t h r i e 的费用关系式， 取 M & S = 7 9 2 。 M & S ()()建设费= 5.07 103Q 0.85 F+ 1.23280c= 792 5.07 103 3.870.85 (1.35 + 1.23)280= 1. 2 1 0 5 $ / a按投资归还因子为 1 / 3 年计算：反响器的年度建设费= 1. 2 1 0 5 / 3 = 4 1 0 4 $ / a 3.

16、 5 经济潜力本层次的经济潜力 E P= E P 反响器的年度建设费32= 3 7 9. 8 8 1 5 0 4 1 0 4= 3. 0 5 1 0 6 $ / a 4 分别系统从异丙醇脱氢反响器出来的气体需要冷却、闪蒸、氢气净化、 丙酮分离、异丙醇 水回收循环等一系列过程； 需要一个闪蒸罐、丙酮分别塔、 异丙醇 水回收塔， 固然还有其它关心设备。依据 A S P L E N P L U S 的模拟结果， 作出丙酮分别塔、异丙醇 水的回收塔的费用分析根本可到达设计的要求。 4. 1分别系统的总体构造放空气体循环相分别蒸气回收产物进料反响器液体液体分别液体循环图 4 分别系统的总体构造图为了确定

17、分别系统的总体构造， 首先确定反响器出料物流的相态。本反响器的出料是蒸气和液体。 其通常的分别系统构造图如下： 4. 2蒸气回收系统关于蒸气回收系统的选择， 有以下几个规章：1. 假设大量有价值的物料损失在放空气中， 就把蒸气回收系统放在放空气流上。2. 假设反响操作有害的物料 如： 催化剂中毒等 存在于放空气流中， 或者某些组分的循环可能危机产品的分布， 则把蒸气回收系统放在循环气体物流上。3. 假设第 1 和第 2 项二者都成立， 就把蒸气回收系统放在闪蒸蒸气物流上。4. 假设第 1 或第 2 项都不重要， 就不必用蒸气回收系统。依据 A S P L E N P L U S 的模拟结果，

18、本设计承受局部最优化选择相分别器 闪蒸罐中的最正确操作条件 详见附录 2 ， 得出丙酮的在闪蒸罐的损失最小其数量级到达 1 0 - 4 ， 而且整个反响操作无有害物质。因而依据相应的规章， 无需承受蒸气回收系统。 4. 3液体回收系统1. 轻组分轻组分氢会溶解在离开相分别器的液体中。为了得到高纯度的丙酮产品必需除去氢。脱除轻组分的各种选择方案如下：a. 降低物流的压力或提高它的温度， 通过闪蒸除去轻组分；b. 在成品塔上承受分凝器；c. 在成品塔上承受一个侧线段；d. 在成品塔前承受一个稳定塔。A S P L E N P L U S 的模拟结果说明方案 a 可以分别出的轻组分作为副产品送燃料供

19、给系统。2. 塔序为了清楚的分割了混合物， 可通过先回收最轻的组分， 也可以先回收最重的组分。当组分数增多时， 替代方案数量急剧上升。因而在排定蒸馏塔的塔序时， 人们得到了两组推理法则。表 2 排定塔序的通用推理法则1. 尽快脱出腐蚀性组分2. 尽快脱出反响性组分或单体3. 以溜出物移出产品4. 以溜出物移出循环物流， 假设它们是循环送回填料床反响器尤要这样表 3 排定塔序的推理法则1. 流量最大的优先2. 最轻的优先3. 高收率的分别最终4. 分别困难的最终5. 等摩尔的分割优先6. 下一个分别应当是最廉价的在依据上述推理法则的根底上， 本设计中塔的分别挨次如以以下图所示：121 丙酮分别塔

20、2 异苯醇 水回收塔图 5塔序的选择图3. 丙酮分别塔a ).塔的主体设计依据 A S P L E N P L U S 的模拟结果 详见附录 2 , 塔承受严格法计算有： R = 2. 6 0 7 8 ; T o t a l T r a y = 1 8 ; F e e d T r a y = 1 1 ; C o n d e n s e r H e a t = 3 1 , 5 6 9. 2 B t u / h r ; R e b o i l e r H e a t = 2 7 , 2 3 5. 0 B t u / h r在实际设计的过程中， 对异丙醇和丙酮的分别要求较高， 则取塔板效率E = 0

21、. 6 ， 则有实际的塔板数 T o t a l T r a y = 1 8 / 0. 6 = 3 0 ， 板间距取 2 f t ， 两端共加上 1 5 f t ， 则该塔的高度为：H = 2 ( 3 0 ) + 1 5 = 7 5 f t此塔的横截面积可由下式计算A = 2. 1 2 4 1 0 - 4M (Tb+ 460)V并且依据该塔的底部来设计， 即： 丙酮该处的 M = 1 8. 5 ， T= 1 7 4. 4 F 。其蒸b气流量写成V = L + D = ( R + 1 ) D = 1 5 0 0. 9 9 ( 2. 6 0 7 8 + 1 ) = 5 3 5. 7 6而塔的横截面

22、积是此塔的直径是A = 2. 1 2 4 1 0 - 418.5(174.4 + 460)535.76 = 1 2. 3 2 f t 24 ApD = 3. 9 7 4 f t于是， 可以用 G u t h r i e 的关系式计算费用 792 (101.9)(4)1.066 (75)0.802 3.18 年度费用= 280 3 = 4 2 , 7 2 1 $ / ab ). 冷凝器的设计丙酮分别塔塔顶为液相出料， 需要一个低温冷冻的全凝器。冷凝器热负荷可由 A S P L E N P L U S 模拟得到 C o n d e n s e r H e a t = 3 1 , 5 6 9. 2

23、B t u / h r ; 假定冷凝器的总传热系数 U= 1 0 B t u / h. f t 2 . F. T= 7 0 F.cm31569.2Q= UCCA DTCm所以有 A=C10 70= 4 5. 1 f t 2 792 (101.9)(41.52)0.65 3.29 = 3758.6$ / a年度费用= 280 3 0.06 18 31569.2 100 冷却水的费用= 8150 = 1481$ / a 1000 8.314 3075 c ). 再沸器的设计依据 A S P L E N P L U S 的模拟结果 Q = 2 7 , 2 3 5. 0 B t u / h r ， 取

24、 Uc= 1 0 B t u / h. f t 2 . F. T= 7 0 F.有m27235A C 700 3 8. 9 f t 2 792 (101.9)(38.9)0.65 3.29 = 3414.4$ / a年度费用= 280 3 2.25 27235 100 (8150)水蒸气的费用 1000 667.5 75 = 9 9 7. 5 $ / a4. 异丙醇 水回收塔a ).塔的主体设计依据 A S P L E N P L U S 的模拟结果 详见附录 2 ， 塔承受严格法计算， 得出的结果有 R = 1. 6 5 9 ， T o t a l T r a y = 1 6 ， F e e

25、 d T r a y = 7 。C o n d e n s o r H e a t = - 6 7 7. 4 6 1 B t u / h r ， R e b o i l o r H e a t = 1 , 1 4 3. 9 0 B t u / h r 。在实际的设计过程中取板的总效率 E = 0. 8 ， 则总的塔板数 T o t a l T r a y= 1 6 / 0. 8 = 2 0板间距取 2 f t ， 两断共加上 1 5 f t ， 则塔的高度是H = 2 ( 2 0 ) + 1 5 = 5 5 f tM (T+ 460)Vb此塔的横截面积可由下式计算A = 2. 1 2 4 1

26、0 - 4并且依据该塔的底部来设计， 即： 丙酮该处的 M = 1 8. 5 ， T= 1 7 0. 9 4 F 。其蒸b气流量写成而塔的横截面积是此塔的直径是V = L + D = ( R + 1 ) D = 6. 3 0. 9 8 ( 1. 6 5 9 + 1 ) = 1 6. 4 218.5(170.94 + 460)16.42A = 2. 1 2 4 1 0 - 4= 3. 7 2 f t 24 ApD = 2. 1 8 2. 2 f t于是， 可以用 G u t h r i e 的关系式计算费用 792 (101.9)(2.2)1.066 (55)0.802 3.18 年度费用= 2

27、80 3 = 1 7 4 1 9. 8 $ / ab ). 冷凝器的设计冷凝器热负荷可由 A S P L E N P L U S 模拟得到 C o n d e n s e r H e a t = U6 7 7. 4 6 1 B t u / h r ; 假定冷凝器的总传热系数= 1 0 B t u / h. f t 2 . F.T= 3 0 F.cm677.461Q= UCCA DTCm所以有 A=C10 30= 2. 2 6 f t 2 792 (101.9)(2.26.)0.65 3.29 = 536.8$ / a年度费用= 280 3 0.06 18 677.64 100 8150 = 3

28、1.8$ / a冷却水的费用= 1000 8.314 3075 c ). 再沸器的设计U依据 A S P L E N P L U S 的模拟结果 Q = 1 1 4 3. 9B t u / h r ， 取= 1 0 B t u / h. f t 2 . F.cT= 3 0 F.有m1143.9A C 300 3. 8 2 f t 2 792 (101.9)(3.82)0.65 3.29 = 88.10$ / a年度费用= 280 3 2.25 1143.9 100 (8150)水蒸气的费用 1000 667.5 75 = 4 1. 8 9 $ / a 4. 4 经济潜力本层次的经济潜力 E P

29、4E P= E P43(42721 + 3758.6 + 14813141.4997.517419.8536.8 + 31.8 + 88.1 + 41.89)= 3. 0 5 1 0 6 7. 0 2 1 0 4= 2. 9 8 1 0 6 $ / a 5热交换器网络在过程设计中节能总是重要的。所以。普遍承受在反响器和蒸馏塔的四周安装进料和出料的换热器。反响器中的原料供给、裂解和急冷系统在高于环境温度下操作， 反响炉进料需要加热， 出料要冷却到 2 5 。而裂解气分别系统要在低温下操作， 消耗冷量。通过给出了需要加热或冷却的流股， 取最小允许温差 DTmin= 20 C， 将热流股的初、终温度

30、分别减去最小允许温差， 与冷流股的初终温度一起排序， 这样把原问题划分为多个温度区间。 对每个温区进展流股焓平衡计算，以确定净热需求量 D ：iD = Iii- O = (Tii- Ti+1)( CP- CP )CH式中 I i 输入到第 i 个温区的热量；O 从第 i 个温区输出的热量；iTi 温区端点温度；CP 热容流率。依据温度区间之间热传递的特性， 并假定各温区均与外界不发生热量交换，则有：I= Oi+1iOi+1= Ii+1- Di+1= O - Dii+1通过求狭点之上狭点匹配温区热流数和冷流数， 以满足N H N C假设承受两两匹配， 则需对热流股进展分割， 这里选择多流股换热器

31、来换热。温区净热需求量为负值， 在狭点之上使用外部冷却器会使总公用工程消耗增大， 为避开使用外部冷却器， 将一些流股分出一个冷流股和热流股进展换热。狭点之下温区也承受多流股换热器， 不分割热流股。依据温区内流股热量平衡的原则对其它温区子网络进展设计， 把全部子网络合并便得到换热网络的初始方案。从子网络构造中选择那些能构成一样的相邻匹配的子网络组合成换热网 络， 然后合并一样的匹配， 从而削减换热单元数。加热器可从低温部位向高温部位迁移， 与处于高温部位的加热器合并。冷却器可从高温部位向低温部位迁移， 与低温部位的冷却器合并。在组合过程中需对某些流股的最小传热温差进展松弛。参考文献 1 美 J.

32、 M. 道格拉斯著， 蒋楚生等译， 化工过程的概念设计， 化学工业出版社， 1 9 9 4 年 2 吴指南等编著， 根本有机化工工艺学， 化学工业出版社， 1 9 9 0 年 3 杨冀宏， 麻德贤编著， 过程系统工程导论， 烃加工出版社， 1 9 8 9 年 4 陈甘棠等编著， 化学反响工程， 化学工业出版社， 1 9 9 0 年 1 9 9 2 年 5 A S P L E N P L U S M A N U L.M1混合器.H1换热器 1.R1反响器.H2换热器 2.F1闪蒸罐.H3换热器 3.T1丙酮分别塔.T2异苯醇-水回收塔附录1 异丙醇丙酮工艺流程图异丙醇丙酮工艺流程图附录2 ASP

33、LEN PLUS 输入输出文件1. 根本输入文件;Input Summary created by ASPEN PLUS Rel. 10.0-1 at 09:10:57 Tue Jul 6, 1999;Directory D:AspenTechmysimulation Filename C:WINDOWSTEMPapa393.tmp;TITLE ”异丙醇丙酮过程模拟”IN-UNITS ENG MASS-FLOW=”kg/hr” MOLE-FLOW=”kmol/hr”DEF-STREAMS CONVEN ALLDATABANKS PURE10 / AQUEOUS / SOLIDS / INORG

34、ANIC / & NOASPENPCDPROP-SOURCES PURE10 / AQUEOUS / SOLIDS / INORGANICCOMPONENTSISOPR-01 C3H8O-2 ISOPR-01 / ACETO-01 C3H6O-1 ACETO-01 / HYDRO-01 H2 HYDRO-01 / WATER H2O WATERFLOWSHEETBLOCK M1 IN=S1 S11 OUT=S2 BLOCK H1 IN=S2 OUT=S3 BLOCK R1 IN=S3 OUT=S4 BLOCK F1 IN=S5 OUT=S6 S7 BLOCK H2 IN=S4 OUT=S5 B

35、LOCK H3 IN=S7 OUT=S8 BLOCK T1 IN=S8 OUT=S9 S10 BLOCK T2 IN=S10 OUT=S11 S12PROPERTIES UNIFACSTREAM S1SUBSTREAM MIXED TEMP=77. PRES=15. MOLE-FLOW=0.2144 MOLE-FRAC ISOPR-01 0.7 / WATER 0.3BLOCK M1 MIXERBLOCK H1 HEATERPARAM TEMP=572. PRES=14.9BLOCK H2 HEATERPARAM TEMP=20. PRES=14.6BLOCK H3 HEATERPARAM T

36、EMP=140. PRES=300.BLOCK F1 FLASH2PARAM TEMP=20. PRES=300.BLOCK T1 RADFRAC PARAM NSTAGE=18COL-CONFIG CONDENSER=TOTAL FEEDS S8 11PRODUCTS S9 1 L / S10 18 L P-SPEC 1 14.6 / 2 14.7COL-SPECS MOLE-RR=0.56 MOLE-BR=1.99SPEC 1 MOLE-RECOV 0.99 COMPS=ACETO-01 STREAMS=S9SPEC 2 MOLE-RECOV 0.99 COMPS=ISOPR-01 STR

37、EAMS=S10VARY 1 MOLE-RR 0.0001 10000.VARY 2 MOLE-BR 0.001 1000.BLOCK T2 RADFRAC PARAM NSTAGE=16COL-CONFIG CONDENSER=PARTIAL-VFEEDS S10 7PRODUCTS S12 16 L / S11 1 V P-SPEC 1 14.5 / 2 14.6COL-SPECS MOLE-RR=2.4 MOLE-BR=2.SPEC 1 MOLE-RECOV 0.98 COMPS=ISOPR-01 STREAMS=S11SPEC 2 MOLE-RECOV 0.95 COMPS=WATER STREAMS=S12VARY 1 MOLE-RR 0.001 1000.VARY 2 MOLE-BR 0.001 1000.BLOCK R1 RSTOICPARAM TEMP=572. PRES=14.7 NPHASE=1 PHA