化工過程數(shù)學(xué)模型與計算機模擬課程案例研究

1、16化工過程數(shù)學(xué)模型與計算機模擬課程案例研究 之一甲醇 二甲醚 + 水前言概念設(shè)計又稱為“預(yù)設(shè)計”，在根據(jù)開發(fā)基礎(chǔ)研究成果、文獻(xiàn)的數(shù)據(jù)、現(xiàn)有類似的操作數(shù)據(jù)和工作經(jīng)驗，按照所開發(fā)的新技術(shù)工業(yè)化規(guī)模而作出的預(yù)設(shè)計，用以指導(dǎo)過程研究及提出對開發(fā)性的基礎(chǔ)研究進(jìn)一步的要求，所以它是實驗研究和過程研究的指南，是開發(fā)研究過程中十分關(guān)鍵的一個步驟。概念設(shè)計不同于工程設(shè)計，因而不能作為施工的依據(jù)，但是成功的概念設(shè)計不但可以節(jié)省大量的人力和物力，而且又可以加快新技術(shù)的開發(fā)速度，提高開發(fā)的水平和實用價值。即使一個很普通的單一產(chǎn)品的生產(chǎn)過程，也可能有104109個方案可供選擇。如何從技術(shù)、經(jīng)濟的角度把最有希望的方案設(shè)

2、計出來，是作為強化研究開發(fā)工作的方向，這是一種系統(tǒng)化的分級決策過程，也正是概念設(shè)計的真諦。概念設(shè)計是設(shè)計者綜合開發(fā)初期收集的技術(shù)經(jīng)濟信息，通過分析研究之后。對開發(fā)項目作出一種設(shè)想的方案，其主要內(nèi)容包括：原料和成品的規(guī)格，生產(chǎn)規(guī)模的估計，工藝流程圖機簡要說明，物料衡算和熱量衡算，主要設(shè)備的規(guī)模，型號和材質(zhì)的要求，檢測方法，主要技術(shù)和經(jīng)濟指標(biāo)，投資和成本的估算，投資回收預(yù)測，三廢治理的初步方案以及對中試研究的建議。隨著計算技術(shù)和計算機技術(shù)的發(fā)展,化工流程過程模擬軟件也越來越成熟，計算機輔助設(shè)計也日趨廣泛。在進(jìn)行概念設(shè)計時，采用流程系統(tǒng)模擬物料衡算和熱量衡算，投資和成本估算等問題以及采用流程模擬軟件

3、進(jìn)行整體優(yōu)化業(yè)越來越普遍。本文采用國際上最成功和最流行的過程模擬軟件之一的ASPLEN PLUS作為輔助設(shè)計的主要工具。與過程有關(guān)的物料和能量的衡算基本上有該軟件給出，并從設(shè)計流程計算的收斂與否來檢驗該流程是否可行。本文通過概念設(shè)計，其目標(biāo)是尋找最佳工藝流程（即：選擇過程單元以及這些單元之間的相互連接）和估算最佳設(shè)計條件。采用分層次決策的方法和簡捷設(shè)計能消去大量無效益的方案。本文按照以下基本步驟進(jìn)行設(shè)計計算： 1. 間歇對連續(xù)； 2. 流程圖的輸入-輸出結(jié)構(gòu)； 3. 流程圖的循環(huán)結(jié)構(gòu)； 4. 分離系統(tǒng)的總體結(jié)構(gòu)； a. 蒸氣回收系統(tǒng)； b. 液體回收系統(tǒng)。5. 熱交換器網(wǎng)絡(luò)。1. 輸入信息1.

4、1市場信息二甲醚工業(yè)生產(chǎn)的興起是同氟氯烷的限制和禁止使用緊密相連的。70年代初國際上氣霧劑制品得到了迅速發(fā)展，氣霧劑生產(chǎn)中，氣霧拋射劑主要采用氟氯烷。近年來，發(fā)現(xiàn)氟氯烷對地球大氣臭氧層有嚴(yán)重的破壞作用，要限制和禁止使用。鑒于二甲醚的飽和蒸汽壓等物理性質(zhì)和二氟二氯甲烷相近，以及其優(yōu)良的環(huán)保性能和無毒，使之成為氟氯烷的理想替代品。自80年代以來，二甲醚作為一種安全的氣霧劑得到突飛猛進(jìn)地發(fā)展，目前，氣霧劑制品已成為二甲醚最重要的應(yīng)用市場。二甲醚不僅可以做致冷劑和氣霧劑，而且可以做液體燃料。低壓下的二甲醚變?yōu)橐后w，與石油液化有相似之處。二甲醚也可以做醇醚燃料，與甲醇按一定比例混合后，可克服單一液態(tài)燃料

5、的缺點，從而改善燃料性能，具有清潔、使用方便等優(yōu)點。據(jù)市場調(diào)查，二甲醚市場應(yīng)用前景廣闊，國內(nèi)需求量遠(yuǎn)遠(yuǎn)超過供給量?，F(xiàn)市場上甲醇價格為15002000元/噸，二甲醚價格為7000元/噸。以甲醇為原料，經(jīng)催化脫水得到二甲醚，是一條新興的工藝。本設(shè)計按照概念設(shè)計的思路，尋找從甲醇催化脫水生產(chǎn)二甲醚的最佳工藝流程和估算最佳設(shè)計條件。1.2反應(yīng)信息a. 反應(yīng)方程式：2CH3OH (CH3)2O + H2Ob. 反應(yīng)熱：HR(250C)=-11770KJ/kmolc. 反應(yīng)條件：溫度T= 2500C3700C，反應(yīng)壓力P=11bard. 選擇性：該反應(yīng)為催化脫氫，催化劑為10.2%硅酸處理的無定性氧化鋁。

6、在4000C以下時，該反應(yīng)過程為單一、不可逆、無副產(chǎn)品的反應(yīng)，選擇性S=1。e. 反應(yīng)為氣相反應(yīng)。f. 甲醇的轉(zhuǎn)化率在80% 以上。g. 二甲醚產(chǎn)率：130kmol/hh. 二甲醚產(chǎn)品純度：99.5wt%i. 原料：常溫下工業(yè)級甲醇2. 間歇對連續(xù) 選擇一個連續(xù)的過程，操作費用和物流費用以年為基準(zhǔn)，操作時數(shù)為8150 h/a。3. 流程圖的輸入輸出結(jié)構(gòu)和循環(huán)結(jié)構(gòu)3.1凈化進(jìn)料物流原料是工業(yè)級的甲醇，內(nèi)含少量水，和極少量雜質(zhì)，而水是反應(yīng)的產(chǎn)物，所以不需要對原料進(jìn)行凈化處理。3.2副產(chǎn)物在所選催化劑和反應(yīng)條件下，主反應(yīng)的選擇性幾乎為1，副產(chǎn)物極少，在整個設(shè)計過程中可以忽略副產(chǎn)物的存在。3.3循環(huán)和

7、放空由于反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率只有80%，所以需要一股循環(huán)物流將未反應(yīng)的甲醇循環(huán)。反應(yīng)產(chǎn)生的水，含有機雜質(zhì)很少，可以不經(jīng)處理而排放，對環(huán)境無污染。3.4物料平衡和物流的費用a. 物料平衡二甲醚產(chǎn)量PDME=130kmol/h，轉(zhuǎn)化率x=0.8，選擇性S=1，則根據(jù)反應(yīng)方程式有：排放水130kmol/h，原料甲醇F=260kmol/h設(shè)循環(huán)甲醇量為R kmol/h有（260+R）×(1-0.8)=R循環(huán)甲醇量R=65kmol/h。b. 物流費用甲醇價格2000元/噸，二甲醚價格7000元/噸，作為廢液水的價格為0c. 經(jīng)濟潛力EP2=(7000×130×46/1000+0-2

8、000×260×30/1000)×8150=214×106元/年3.5 第二層次的替代方案本方案所生產(chǎn)的二甲醚純度高達(dá)99.5wt%，主要用做氣霧劑。但二甲醚用做液體燃料和致冷劑時，純度不需這樣，但價格也便宜。根據(jù)市場的要求，可以開發(fā)同時幾種質(zhì)量要求的二甲醚產(chǎn)品，當(dāng)然可以在分離上少一些設(shè)備。所以這兩種方案需要進(jìn)行評價和比較。4. 流程的循環(huán)結(jié)構(gòu)4.1設(shè)計的決策a. 只有一個主反應(yīng)，故只需一臺反應(yīng)器。反應(yīng)為催化反應(yīng)，需要催化。反應(yīng)有大量的反應(yīng)熱放出。采用絕熱固定床式反應(yīng)器。b. 有一股循環(huán)物流。反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率只有0.8，還有大量的甲醇沒有反應(yīng)，分離出來的未反

9、應(yīng)的甲醇需要循環(huán)回反應(yīng)器繼續(xù)反應(yīng)。4.2 循環(huán)的物料平衡在前面，根據(jù)轉(zhuǎn)化率和甲醚的產(chǎn)量，已經(jīng)算出甲醇的循環(huán)量為R=65kmol/h。4.3反應(yīng)器的熱效應(yīng)為了作出關(guān)于反應(yīng)器的熱效用的決策，首先要估算出反應(yīng)器的熱負(fù)荷和絕熱的溫度變化。這些計算可能提供一些解決反應(yīng)器熱效用的疑難指南。同樣，我們也要注意設(shè)計問題所隱含的各種溫度的限制。根據(jù)反應(yīng)的限制條件，反應(yīng)催化劑不能在4000C的溫度之上工作，如果溫度超過4000C，主反應(yīng)的選擇性大為降低。而當(dāng)溫度在3603700C之間時，反應(yīng)不僅有接進(jìn)1的選擇性，而且反應(yīng)速率也較高。此反應(yīng)為一放熱反應(yīng)，反應(yīng)熱為QR=11770kJ/kmol,如果采用絕熱反應(yīng)器，采

10、用出口溫度Tout=3650C,在前面對于轉(zhuǎn)化率x=0.8和相應(yīng)的物流條件下，由Aspen plus模擬反應(yīng)器，得出反應(yīng)器進(jìn)口溫度Tin=2500C。由此可見，可以采用絕熱反應(yīng)器。4.4反應(yīng)器的設(shè)計和費用甲醇催化脫水反應(yīng)器一般采用絕熱固定床反應(yīng)器。在工程上要確定反應(yīng)器的幾何尺寸，首先得確定出一定生產(chǎn)能力下所需的催化劑容積，再根據(jù)高徑比確定反應(yīng)器幾何尺寸。本文采用實際生產(chǎn)中常見的空速來設(shè)計反應(yīng)器，取7500 h-1 , 于是催化劑容積為：式中 V 催化劑容積，米3 標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下甲醇的容積流率，米3/小時 U 空速，標(biāo)米3甲醇/米3催化劑×h-1知道反應(yīng)器尺寸和操作條件，由Guthrie的

11、費用關(guān)系式計算反應(yīng)器的費用，如下式：式中 D反應(yīng)器直徑，ft H反應(yīng)器高度，ft Fc=Fm*Fp 取 M&S=792進(jìn)入反應(yīng)器的物流量為325kmol/h，則標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下甲醇的容積流率為：m3/h所需催化劑體積為：V=7280/2000=3.64 m3絕熱固定床反應(yīng)器有徑向的傳熱傳質(zhì)影響，設(shè)計反應(yīng)器時，為了盡可能避免徑向的影響，取反應(yīng)器的長徑比L/D為10。根據(jù)一般反應(yīng)器尺寸，取D=0.8m=2.62ft，則催化劑床層高度L=8m，此為反應(yīng)器中催化劑的實際填充高度。反應(yīng)器的時間高度為：反應(yīng)器高度L=催化劑高度+反應(yīng)器空閑高度L=8 + 2 =10 m=32.8ft則反應(yīng)器費用為：$=0

12、.39×106元按投資償還因子為1/3年計算，則反應(yīng)器的年度建設(shè)費=0.39×106×1/3=0.13×106元/年5. 分離系統(tǒng)從反應(yīng)器中出來的氣體含有二甲醚、未反應(yīng)的甲醇、水等物質(zhì)，它們都是以氣體。在進(jìn)入分離塔之前，要將氣體冷卻成液體或者氣液兩相共存。三組分的混合體系，采用兩個精餾塔，即一個二甲醚塔和一個甲醇塔來將三種物質(zhì)分離。5.1塔序為了清晰的分割了混合物，可通過先回收最輕的組分，也可以先回收最重的組分。當(dāng)組分?jǐn)?shù)增多時，替代方案數(shù)量急劇上升。因而在排定蒸餾塔的塔序時，人們得到了兩組推理法則。 表1 排定塔序的通用推理法則1.盡快脫出腐蝕性組分2.

13、盡快脫出反應(yīng)性組分或單體3.以溜出物移出產(chǎn)品4.以溜出物移出循環(huán)物流，如果它們 是循環(huán)送回填料床反應(yīng)器尤要這樣 表2 排定塔序的推理法則1.流量最大的優(yōu)先2.最輕的優(yōu)先3.高收率的分離最后4.分離困難的最后5.等摩爾的分割優(yōu)先6.下一個分離應(yīng)該是最便宜的在根據(jù)上述推理法則，三組分中二甲醚的流量最大，而且也最輕，所以本設(shè)計中塔的分離順序如下圖所示：5.2二甲醚分離塔二甲醚在常壓下的沸點相當(dāng)?shù)停?240C），如果在常壓下進(jìn)行精餾，則塔頂冷凝器處大量低溫冷卻介質(zhì)，必須要增加制冷設(shè)備，顯然不可取。只有在加壓條件下進(jìn)行精餾，在一定的壓力下，可以用常溫下的水把精餾塔餾出物冷凝下來。經(jīng)Aspenplus模擬

14、，在壓力為10.8bar下加壓精餾，有較好的效果。a. 塔的主體設(shè)計根據(jù)Aspenplus的模擬結(jié)果（詳見附錄2），塔采用嚴(yán)格計算有：回餾比R=0.63548塔板數(shù)N=22進(jìn)料塔板位置 18冷凝器熱負(fù)荷Q冷凝器=1042040watt再沸器熱負(fù)荷Q再沸器=226574watt實際設(shè)計的過程中，取塔板效率E=0.5，則有實際的塔板數(shù)為N實際=22/0.5=44，板間距取0.5m，兩端共加上2m，則塔的高度為：此塔的橫截面積可由下式計算：按塔頂處計算，有：V=（R+1）D=（0.63548+1）×130=212.61kmol/hM=46Tb=470C=97.8F代入公式可以算出：根據(jù)可以

15、計算出塔徑：D=3.1ft=0.945m由capcost可以算出費用為：307071$b. 冷凝器的設(shè)計根據(jù)ASPENPLUS的模擬結(jié)果，塔頂冷凝器的熱負(fù)荷為Q=1042040watt由此處用室溫下的水冷卻，可取Tm=20oC=68FUC可取為100Btu/h.ft2.F則由capcost計算費用為：31938$c. 再沸器的設(shè)計塔底的熱負(fù)荷為226574wat由取Tm=70F，U=100Btu/h.ft2.F于是其面積為：由capcost計算費用為：16176$5.3甲醇分離塔根據(jù)Aspenplus的模擬結(jié)果（詳見附錄2），塔采用嚴(yán)格計算有：回餾比R=1.8432塔板數(shù)N=26進(jìn)料塔板位置

16、19冷凝器熱負(fù)荷Q冷凝器=1666290watt再沸器熱負(fù)荷Q再沸器=1596450watt實際設(shè)計的過程中，取塔板效率E=0.5，則有實際的塔板數(shù)為N實際=26/0.5=52，板間距取0.5m，兩端共加上2m，則塔的高度為：a. 塔主體的設(shè)計按塔頂處設(shè)計，塔頂處T=122.7OC=252.86F，M=30V=（R+1）D=（1.8432+1）×65=184.8kmol/h由計算塔的橫截面積為：根據(jù)可以計算出塔徑：D=2.76ft=0.84m由capcost計算費用為：320925$b. 冷凝器的設(shè)計根據(jù)ASPENPLUS的模擬結(jié)果，塔頂冷凝器的熱負(fù)荷為Q=1666290watt由此

17、處用室溫下的水冷卻，可取Tm=70oC=158FUC可取為100Btu/h.ft2.F則由capcost計算費用為：26485$c. 再沸器的設(shè)計塔底的熱負(fù)荷為1596450wat由取Tm=70F，U=100Btu/h.ft2.F于是其面積為：由capcost計算費用為：39253$6. 熱交換器網(wǎng)絡(luò)在過程設(shè)計中節(jié)能總是重要的。所以，普遍采用在反應(yīng)器和蒸餾塔的周圍安裝進(jìn)料和出料的換熱器。反應(yīng)器中的原料供給系統(tǒng)在高于環(huán)境溫度下操作，反應(yīng)爐進(jìn)料需要加熱，出料要冷卻到塔的進(jìn)料溫度。通過給出了需要加熱或冷卻的流股，取最小允許溫差，將熱流股的初、終溫度分別減去最小允許溫差，與冷流股的初終溫度一起排序，這

18、樣把原問題劃分為多個溫度區(qū)間。對每個溫區(qū)進(jìn)行流股焓平衡計算，以確定凈熱需求量： 式中 輸入到第i個溫區(qū)的熱量； 從第i個溫區(qū)輸出的熱量； 溫區(qū)端點溫度； 熱容流率。根據(jù)溫度區(qū)間之間熱傳遞的特性，并假定各溫區(qū)均與外界不發(fā)生熱量交換，則有： 通過求狹點之上狹點匹配溫區(qū)熱流數(shù)和冷流數(shù)，以滿足NH £ NC若采用兩兩匹配，則需對熱流股進(jìn)行分割，這里選擇多流股換熱器來換熱。溫區(qū)凈熱需求量為負(fù)值，在狹點之上使用外部冷卻器會使總公用工程消耗增大，為避免使用外部冷卻器，將一些流股分出一個冷流股和熱流股進(jìn)行換熱。狹點之下溫區(qū)也采用多流股換熱器，不分割熱流股。根據(jù)溫區(qū)內(nèi)流股熱量平衡的原則對其它溫區(qū)子網(wǎng)絡(luò)

19、進(jìn)行設(shè)計，把所有子網(wǎng)絡(luò)合并便得到換熱網(wǎng)絡(luò)的初始方案。從子網(wǎng)絡(luò)結(jié)構(gòu)中挑選那些能構(gòu)成相同的相鄰匹配的子網(wǎng)絡(luò)組合成換熱網(wǎng)絡(luò)，然后合并相同的匹配，從而減少換熱單元數(shù)。加熱器可從低溫部位向高溫部位遷移，與處于高溫部位的加熱器合并。冷卻器可從高溫部位向低溫部位遷移，與低溫部位的冷卻器合并。在組合過程中需對某些流股的最小傳熱溫差進(jìn)行松弛。參考文獻(xiàn)1 美J.M.道格拉斯著，蔣楚生等譯，化工過程的概念設(shè)計，化學(xué)工業(yè)出版社，1994年2 吳指南等編著，基本有機化工工藝學(xué)，化學(xué)工業(yè)出版社，1990年3 楊冀宏，麻德賢編著，過程系統(tǒng)工程導(dǎo)論，烴加工出版社，1989年4 陳甘棠等編著，化學(xué)反應(yīng)工程，化學(xué)工業(yè)出版社，19

20、90年1992年5 ASPLEN PLUS MANUL.16附錄1 甲醇催化脫水生產(chǎn)二甲醚工藝流程圖P1增壓泵；M1混合器；H1加熱汽化器， H2換熱器，R1反應(yīng)器；C1冷卻器；T1二甲醚分離塔；V1降壓閥；T2甲醇塔；C2冷卻器；V2降壓閥 附錄2 ASPENPLUS模擬結(jié)果FLOWSHEET SECTIONFLOWSHEET CONNECTIVITY BY STREAMSSTREAM SOURCE DEST STREAM SOURCE DEST 1 - P1 2 P1 M1 3 M1 H1 4 H1 H2 7 H2 C1 5 H2 R1 6 R1 H2 8 C1 T1 9 T1 - 10

21、T1 V1 12 T2 M1 13 T2 C2 14 C2 V2 15 V2 - 11 V1 T2 FLOWSHEET CONNECTIVITY BY BLOCKS BLOCK INLET OUTLETS P1 1 2 M1 2 12 3 H1 3 4 H2 6 4 7 5 R1 5 6 C1 7 8 T1 8 9 10 T2 11 12 13 C2 13 14 V2 14 15 V1 10 11 CONVERGENCE STATUS SUMMARY TEAR STREAM SUMMARYSTREAM MAXIMUM MAXIMUM VARIABLE CONV ID ERROR TOLERAN

22、CE ERR/TOL ID STAT BLOCK 12 0.15504E-16 0.36088E-09 0.42962E-07 WATER MOLEFLOW # $OLVER01 6 0.18460E-05 0.36135E-05 0.51085 DIMET-01MOLEFLOW # $OLVER01 #= CONVERGED *= NOT CONVERGEDCONVERGENCE BLOCK: $OLVER01 Tear Stream : 12 6 Tolerance used: 0.100D-03 0.100D-03 Trace molefrac: 0.100D-05 0.100D-05

23、MAXIT=30 WAIT 1 ITERATIONS BEFORE ACCELERATING QMAX =0.00E+00 QMIN =-5.0 METHOD: WEGSTEIN STATUS: CONVERGED TOTAL NUMBER OF ITERATIONS: 13 FLOWSHEET SECTION CONVERGENCE BLOCK: $OLVER01 (CONTINUED) * FINAL VALUES * VARIABLE VALUE PREV VALUE ERR/TOL TOTAL MOLEFLOW KMOL/HR 0.6504961D+02 0.6504961D+02 0

24、.7680298D-11 TOTAL MOLEFLOW KMOL/HR 0.3250496D+03 0.3250330D+03 0.5097039D+00 METHA-01MOLEFLOW KMOL/HR 0.6490653D+02 0.6490653D+02 0.0000000D+00 DIMET-01MOLEFLOW KMOL/HR 0.1300861D+00 0.1300861D+00 0.0000000D+00 WATER MOLEFLOW KMOL/HR 0.1299177D-01 0.1299177D-01 0.4296159D-07 PRESSURE BAR 0.7300000D

25、+01 0.7300000D+01 0.0000000D+00 MASS ENTHALPY J/KG -.7156255D+07 -.7156255D+07 -.6139674D-08 METHA-01MOLEFLOW KMOL/HR 0.6498131D+02 0.6497800D+02 0.5088026D+00 DIMET-01MOLEFLOW KMOL/HR 0.1300927D+03 0.1300861D+03 0.5108510D+00 WATER MOLEFLOW KMOL/HR 0.1299756D+03 0.1299690D+03 0.5090064D+00 PRESSURE

26、 BAR 0.1100000D+02 0.1100000D+02 0.0000000D+00 MASS ENTHALPY J/KG -.5924885D+07 -.5924885D+07 0.4057939D-03 * ITERATION HISTORY * TEAR STREAMS: ITERATION MAX-ERR/TOL STREAM ID VARIABLE 1 0.1000E+05 6 TOTAL MOLEFLOW 2 -0.1000E+05 12 MASS ENTHALPY 3 2008. 6 DIMET-01MOLEFLOW 4 2008. 12 DIMET-01MOLEFLOW

27、 5 334.1 6 DIMET-01MOLEFLOW 6 334.1 12 DIMET-01MOLEFLOW 7 64.58 6 DIMET-01MOLEFLOW 8 64.58 12 DIMET-01MOLEFLOW 9 12.82 6 DIMET-01MOLEFLOW 10 12.82 12 DIMET-01MOLEFLOW 11 2.558 6 DIMET-01MOLEFLOW 12 2.558 12 DIMET-01MOLEFLOW 13 0.5109 6 DIMET-01MOLEFLOWCOMPUTATIONAL SEQUENCE SEQUENCE USED WAS: P1 $OL

28、VER01 M1 H1 H2 C1 T1 V1 T2 R1 (RETURN $OLVER01) C2 V2 OVERALL FLOWSHEET BALANCE * MASS AND ENERGY BALANCE * CONVENTIONAL IN OUT GENERATION RELATIVE DIFF.COMPONENTS (KMOL/HR ) METHA-01 260.000 0.714693E-01 -259.925 0.127158E-04 DIMET-01 0.000000E+00 129.956 129.963 0.511362E-04 WATER 0.000000E+00 129

29、.956 129.963 0.509057E-04 TOTAL BALANCE MOLE(KMOL/HR ) 260.000 259.983 0.000000E+00 0.637195E-04 MASS(KG/SEC ) 2.31416 2.31401 0.637699E-04 ENTHALPY(WATT ) -0.174268E+08 -0.175764E+08 0.850777E-02 PHYSICAL PROPERTIES SECTION COMPONENTS ID TYPE FORMULA NAME OR ALIAS REPORT NAMEMETHA-01 C CH4O CH4O ME

30、THA-01DIMET-01 C C2H6O-1 C2H6O-1 DIMET-01 WATER C H2O H2O WATER BLOCK: C1 MODEL: HEATER INLET STREAM: 7 OUTLET STREAM: 8 PROPERTY OPTION SET: PENG-ROB STANDARD PR EQUATION OF STATE * MASS AND ENERGY BALANCE * TOTAL BALANCE IN OUT RELATIVE DIFF. MOLE(KMOL/HR ) 325.033 325.033 0.000000E+00 MASS(KG/SEC

31、 ) 2.89345 2.89345 0.000000E+00 ENTHALPY(WATT ) -0.176722E+08 -0.204796E+08 0.137086 * INPUT DATA * TWO PHASE TP FLASH SPECIFIED TEMPERATURE C 100.000 SPECIFIED PRESSURE BAR 10.8000 MAXIMUM NO. ITERATIONS 30 CONVERGENCE TOLERANCE 0.00010000 * RESULTS * OUTLET TEMPERATURE C 100.00 OUTLET PRESSURE BAR

32、 10.800 HEAT DUTY WATT -0.28075E+07 OUTLET VAPOR FRACTION 0.50282 V-L PHASE EQUILIBRIUM : COMP F(I) X(I) Y(I) K(I) METHA-01 0.19991 0.26700 0.13358 0.50030 DIMET-01 0.40022 0.86069E-02 0.78745 91.490 WATER 0.39986 0.72440 0.78971E-01 0.10902 BLOCK: C2 MODEL: HEATER INLET STREAM: 13 OUTLET STREAM: 14

33、 PROPERTY OPTION SET: PENG-ROB STANDARD PR EQUATION OF STATE BLOCK: C2 MODEL: HEATER (CONTINUED) * MASS AND ENERGY BALANCE * TOTAL BALANCE IN OUT RELATIVE DIFF. MOLE(KMOL/HR ) 129.970 129.970 0.000000E+00 MASS(KG/SEC ) 0.650653 0.650653 0.000000E+00 ENTHALPY(WATT ) -0.995525E+07 -0.103133E+08 0.3471

34、27E-01 * INPUT DATA * TWO PHASE TP FLASH SPECIFIED TEMPERATURE C 50.0000 SPECIFIED PRESSURE BAR 7.50000 MAXIMUM NO. ITERATIONS 30 CONVERGENCE TOLERANCE 0.00010000 * RESULTS * OUTLET TEMPERATURE C 50.000 OUTLET PRESSURE BAR 7.5000 HEAT DUTY WATT -0.35800E+06 OUTLET VAPOR FRACTION 0.00000E+00 V-L PHAS

35、E EQUILIBRIUM : COMP F(I) X(I) Y(I) K(I) METHA-01 0.49990E-03 0.49990E-03 0.98911E-02 0.31484 DIMET-01 0.19998E-12 0.19998E-12 0.11687E-06 9299.2 WATER 0.99950 0.99950 0.99011 0.15762E-01BLOCK: H1 MODEL: HEATER INLET STREAM: 3 OUTLET STREAM: 4 PROPERTY OPTION SET: PENG-ROB STANDARD PR EQUATION OF ST

36、ATE * MASS AND ENERGY BALANCE * TOTAL BALANCE IN OUT RELATIVE DIFF. MOLE(KMOL/HR ) 325.050 325.050 0.000000E+00 MASS(KG/SEC ) 2.89359 2.89359 0.000000E+00 ENTHALPY(WATT ) -0.215683E+08 -0.176730E+08 -0.180603 * INPUT DATA * TWO PHASE TP FLASH SPECIFIED TEMPERATURE CHANGE K 110.000 SPECIFIED PRESSURE

37、 BAR 11.2000 MAXIMUM NO. ITERATIONS 30 CONVERGENCE TOLERANCE 0.00010000 * RESULTS * OUTLET TEMPERATURE C 156.04 OUTLET PRESSURE BAR 11.200 HEAT DUTY WATT 0.38953E+07 OUTLET VAPOR FRACTION 1.0000 V-L PHASE EQUILIBRIUM : COMP F(I) X(I) Y(I) K(I) METHA-01 0.99956 0.99985 0.99956 1.3932 DIMET-01 0.40020

38、E-03 0.80690E-04 0.40020E-03 6.9124 WATER 0.39969E-04 0.71443E-04 0.39969E-04 0.77957 BLOCK: H2 MODEL: HEATX HOT SIDE: INLET STREAM: 6 OUTLET STREAM: 7 PROPERTY OPTION SET: PENG-ROB STANDARD PR EQUATION OF STATE COLD SIDE: INLET STREAM: 4 OUTLET STREAM: 5 PROPERTY OPTION SET: PENG-ROB STANDARD PR EQUATION OF STATE * MASS AND ENERGY BALANCE * TOTAL BALANCE IN OUT RELATIVE DIFF. MOLE(KMOL/HR