二甲醚化工過程數(shù)學模型與計算機模擬課程案例研究

1、化工過程數(shù)學模型與計算機模擬課程案例研究 之一甲醇 二甲醚 + 水前言概念設計又稱為“預設計”，在根據(jù)開發(fā)基礎研究成果、文獻的數(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)的新技術工業(yè)化規(guī)模而作出的預設計，用以指導過程研究及提出對開發(fā)性的基礎研究進一步的要求，所以它是實驗研究和過程研究的指南，是開發(fā)研究過程中十分關鍵的一個步驟。概念設計不同于工程設計，因而不能作為施工的依據(jù)，但是成功的概念設計不但可以節(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、經(jīng)濟的角度把最有希望的方案設計出

2、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，也正是概念設計的真諦。概念設計是設計者綜合開發(fā)初期收集的技術經(jīng)濟信息，通過分析研究之后。對開發(fā)項目作出一種設想的方案，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，主要設備的規(guī)模，型號和材質(zhì)的要求，檢測方法，主要技術和經(jīng)濟指標，投資和成本的估算，投資回收預測，三廢治理的初步方案以及對中試研究的建議。隨著計算技術和計算機技術的發(fā)展,化工流程過程模擬軟件也越來越成熟，計算機輔助設計也日趨廣泛。在進行概念設計時，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進行

3、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作為輔助設計的主要工具。與過程有關的物料和能量的衡算基本上有該軟件給出，并從設計流程計算的收斂與否來檢驗該流程是否可行。本文通過概念設計，其目標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）和估算最佳設計條件。采用分層次決策的方法和簡捷設計能消去大量無效益的方案。本文按照以下基本步驟進行設計計算： 1. 間歇對連續(xù)； 2. 流程圖的輸入-輸出結構； 3. 流程圖的循環(huán)結構； 4. 分離系統(tǒng)的總體結構； a. 蒸氣回收系統(tǒng)； b. 液體回收系統(tǒng)。5. 熱交換器網(wǎng)絡。1. 輸入信息1.1市

4、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地發(fā)展，目前，氣霧劑制品已成為二甲醚最重要的應用市場。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)燃料的缺

5、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，二甲醚市場應用前景廣闊，國內(nèi)需求量遠遠超過供給量?，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。本設計按照概念設計的思路，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計條件。1.2反應信息a. 反應方程式：2CH3OH (CH3)2O + H2Ob. 反應熱：HR(250C)=-11770KJ/kmolc. 反應條件：溫度T= 2500C3700C，反應壓力P=11bard. 選擇性：該反應為催化脫氫，催化劑為10.2%硅酸處理的無定性氧化鋁。在4

6、000C以下時，該反應過程為單一、不可逆、無副產(chǎn)品的反應，選擇性S=1。e. 反應為氣相反應。f. 甲醇的轉化率在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，操作時數(shù)為8150 h/a。3. 流程圖的輸入輸出結構和循環(huán)結構3.1凈化進料物流原料是工業(yè)級的甲醇，內(nèi)含少量水，和極少量雜質(zhì)，而水是反應的產(chǎn)物，所以不需要對原料進行凈化處理。3.2副產(chǎn)物在所選催化劑和反應條件下，主反應的選擇性幾乎為1，副產(chǎn)物極少，在整個設計過程中可以忽略副產(chǎn)物的存在。3.3循環(huán)和放空

7、由于反應的轉化率只有80%，所以需要一股循環(huán)物流將未反應的甲醇循環(huán)。反應產(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，轉化率x=0.8，選擇性S=1，則根據(jù)反應方程式有：排放水130kmol/h，原料甲醇F=260kmol/h設循環(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+0-200

8、0×260×30/1000)×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，當然可以在分離上少一些設備。所以這兩種方案需要進行評價和比較。4. 流程的循環(huán)結構4.1設計的決策a. 只有一個主反應，故只需一臺反應器。反應為催化反應，需要催化。反應有大量的反應熱放出。采用絕熱固定床式反應器。b. 有一股循環(huán)物流。反應的轉化率只有0.8，還有大量的甲醇沒有反應，分離出來的未反應的

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

10、口溫度Tout=3650C,在前面對于轉化率x=0.8和相應的物流條件下，由Aspen plus模擬反應器，得出反應器進口溫度Tin=2500C。由此可見，可以采用絕熱反應器。4.4反應器的設計和費用甲醇催化脫水反應器一般采用絕熱固定床反應器。在工程上要確定反應器的幾何尺寸，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)高徑比確定反應器幾何尺寸。本文采用實際生產(chǎn)中常見的空速來設計反應器，取7500 h-1 , 于是催化劑容積為：式中 V 催化劑容積，米3 標準狀態(tài)下甲醇的容積流率，米3/小時 U 空速，標米3甲醇/米3催化劑×h-1知道反應器尺寸和操作條件，由Guthrie的費用

11、關系式計算反應器的費用，如下式：式中 D反應器直徑，ft H反應器高度，ft Fc=Fm*Fp 取 M&S=792進入反應器的物流量為325kmol/h，則標準狀態(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絕熱固定床反應器有徑向的傳熱傳質(zhì)影響，設計反應器時，為了盡可能避免徑向的影響，取反應器的長徑比L/D為10。根據(jù)一般反應器尺寸，取D=0.8m=2.62ft，則催化劑床層高度L=8m，此為反應器中催化劑的實際填充高度。反應器的時間高度為：反應器高度L=催化劑高度+反應器空閑高度L=8 + 2 =10 m=32.8ft則反應器費用為：$=0.3

12、9×106元按投資償還因子為1/3年計算，則反應器的年度建設費=0.39×106×1/3=0.13×106元/年5. 分離系統(tǒng)從反應器中出來的氣體含有二甲醚、未反應的甲醇、水等物質(zhì)，它們都是以氣體。在進入分離塔之前，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。當組分數(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.盡快

13、脫出反應性組分或單體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?shù)停?240C），如果在常壓下進行精餾，則塔頂冷凝器處大量低溫冷卻介質(zhì)，必須要增加制冷設備，顯然不可取。只有在加壓條件下進行精餾，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，在

14、壓力為10.8bar下加壓精餾，有較好的效果。a. 塔的主體設計根據(jù)Aspenplus的模擬結果（詳見附錄2），塔采用嚴格計算有：回餾比R=0.63548塔板數(shù)N=22進料塔板位置 18冷凝器熱負荷Q冷凝器=1042040watt再沸器熱負荷Q再沸器=226574watt實際設計的過程中，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)可以計算

15、出塔徑：D=3.1ft=0.945m由capcost可以算出費用為：307071$b. 冷凝器的設計根據(jù)ASPENPLUS的模擬結果，塔頂冷凝器的熱負荷為Q=1042040watt由此處用室溫下的水冷卻，可取Tm=20oC=68FUC可取為100Btu/h.ft2.F則由capcost計算費用為：31938$c. 再沸器的設計塔底的熱負荷為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的模擬結果（詳見附錄2），塔采用嚴格計算有：回餾比R=1.8432塔板數(shù)N=26進料塔板位置 19

16、冷凝器熱負荷Q冷凝器=1666290watt再沸器熱負荷Q再沸器=1596450watt實際設計的過程中，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. 塔主體的設計按塔頂處設計，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. 冷凝器的設計根據(jù)ASPENPLUS的模擬結果，塔頂冷凝器的熱負荷為Q=1666290watt由此處用

17、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. 再沸器的設計塔底的熱負荷為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)絡在過程設計中節(jié)能總是重要的。所以，普遍采用在反應器和蒸餾塔的周圍安裝進料和出料的換熱器。反應器中的原料供給系統(tǒng)在高于環(huán)境溫度下操作，反應爐進料需要加熱，出料要冷卻到塔的進料溫度。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，這樣把

18、原問題劃分為多個溫度區(qū)間。對每個溫區(qū)進行流股焓平衡計算，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)絡進行設

19、計，把所有子網(wǎng)絡合并便得到換熱網(wǎng)絡的初始方案。從子網(wǎng)絡結構中挑選那些能構成相同的相鄰匹配的子網(wǎng)絡組合成換熱網(wǎng)絡，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行松弛。參考文獻1 美J.M.道格拉斯著，蔣楚生等譯，化工過程的概念設計，化學工業(yè)出版社，1994年2 吳指南等編著，基本有機化工工藝學，化學工業(yè)出版社，1990年3 楊冀宏，麻德賢編著，過程系統(tǒng)工程導論，烴加工出版社，1989年4 陳甘棠等編著，化學反應工程，化學工業(yè)出版社，1990年

20、1992年5 ASPLEN PLUS MANUL.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 T1 V1

21、 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 TOLERANCE ER

22、R/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 MAXIT

23、=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 0.7680

24、298D-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+01 0

25、.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 BAR

26、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 5 33

27、4.1 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 $OLVER01

28、 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+00 129.956

29、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 METHA-0

30、1DIMET-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 ) 2.

31、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 10.8

32、00 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 PROP

33、ERTY 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 0.347127E-0

34、1 * 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 PHASE EQU

35、ILIBRIUM : 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 STATE *

36、 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 BAR

37、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 0.40020E-03

38、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 ) 650.083 650.083 0.000000E