分壁精餾塔分離btx工藝計算機模擬

混合物分離流程進行模擬優(yōu)化和分析。對BTX混合物料分別采用分壁精餾塔和果，分壁精餾塔的再沸器負荷比常規(guī)精餾塔負荷減少27.61%，并且各產(chǎn)品質(zhì)量：分壁精餾塔汽相分流比液相分流比 動態(tài)模Distillationseparationisoneofthemostimportantunitoperationsinthechemicalindustry,especiallyoil-refiningindustry,andinalltheseparationprocesses,itistheoldestandthemostmaturetechnology.However,itisalsotheunitoperationsofrequiringthemostamountofenergyinthewholeprocessandinthechemicalindustry.Withglobalenergyshort,develonewseparationtechnologyandinventingdevices,whichreducetheenergyconsumptionandinvestment,eaninevitabletrendinchemicalByusingchemicalprocesssimulationsoftware–ChemCAD,theprocessofmixturefeedofseparatingBenzene,TolueneandXylene(BTX)issimulated,optimizedandyzedinthispr.Mixedmaterialsaresimulatedandoptimizedbycomputer,whichissteady-state,undertheconditionofDividingWallColumnseparationtechnologyandconventionaldistillationseparationsystem.Inthesimulationprocess,yzingandoptimizingthenumberoftheory-stage,feedingposition,Operatingpressureandtemperature,thepositionofside-draw,thesplitratioofvaporphase,thesplitratioofliquidphaseetc.willbeobtainedandgetthebestvalues.Fromyzingandcomparingthereportofsimulatingandoptimizing,wefindthatreboilerdutyofDividingWallColumn,whichis27.61%,islessthanthatofconventionaldistillationcolumns,andallproducts’qualitymeetseparationrequirements.ThroughthesimulationofDividingWallColumnseparatingthemixturewiththreecomponents,weobtainedbestvaluesofsplitratioofvaporphaseandsplitratioofliquidphase,andtheyare0.4-0.46and0.6-0.7separay.WefoundDividingWallcolumntechnologyisadoptedproperlyundertheconditionthattheproportionofmiddlecomponentamongmixtureis0.50—0.75.InordertoresearchstabilityandoperationofDividingWallColumn,dynamicsimulationysisisoThesimulationresearchonDividingWallColumnprovidescertaintheoreticalprinciplefordeveloandapplyingDividingWallColumntechnology.Meanwhile,itproposedthenewthinkingforthermalcoupledprocessesandenergy-savingemissionreductiontechnology.Keywords：DividingWallColumn,Splitratioofvaporphase,Splitratioofliquidphase,ChemCAD，Dynamic-statesimulation 精餾技術(shù)原理及分 精餾技術(shù)原 精餾技術(shù)種 精餾節(jié)能技 概 優(yōu)化操作條 改善換熱網(wǎng) 優(yōu)化塔器構(gòu) 化工模擬在化工過程中的應 概 穩(wěn)態(tài)流程模 動態(tài)流程模 穩(wěn)態(tài)模擬與動態(tài)模擬的關(guān) 化工流程模擬系統(tǒng)的應 幾種常見的化工流程模擬................................................................化工流程模擬系統(tǒng)的基本結(jié) 幾種常見的化工流程模擬的簡介與分析比 分壁精餾塔的研究進 分壁精餾塔的國內(nèi)外研究現(xiàn) 分壁精餾塔的工業(yè)應 分壁精餾塔的工作原理及構(gòu) 本的研究課題、研究內(nèi)容及研究意 研究課 研究內(nèi) 研究意 第二章化工熱力學模型的選 相平 氣液平衡關(guān)系 幾種熱力學模型方程的比 狀態(tài)方程 RK（Redlich-Kwong）方 SRK（Soave-Redlish-Kwang）方 SRKM方 PR（Peng-Robinson）方 活度系數(shù)方 Wilson方 NRTL方 UNIQUAC方 UNIFAC方 第三章常規(guī)精餾模擬研 分離序列的選 模擬過 常規(guī)精餾分離的初步設計計 嚴格模擬優(yōu)化計 理論板數(shù)、進料位置與回流比的確 操作壓力和操作溫度優(yōu) 塔板上的氣液流率及汽液組分分 常規(guī)精餾分離工藝模擬優(yōu)化結(jié) 第四章分壁精餾塔的簡捷模擬優(yōu) 分壁精餾塔模型的初步設 分壁精餾塔簡捷模型的初步設計計 分壁精餾塔簡捷模型的模擬優(yōu) 理論板數(shù)優(yōu) 進料位置與回流比優(yōu) 分壁精餾塔簡捷模型的優(yōu)化計算結(jié) 第五章分壁精餾塔的嚴格模擬優(yōu) 分壁精餾塔模型設 分壁精餾塔氣液分流比的確 汽液相分流比的定 最佳汽液相分流比范 分壁精餾塔的理論塔板 公共精餾段理論板 預分餾段與主分餾段理論板 公共提餾段理論板 分壁精餾塔的進料板位 分壁精餾塔側(cè)線采出位 操作壓力及操作溫度的優(yōu) 塔板流率及組成分 分壁精餾塔工藝與常規(guī)精餾工藝模擬優(yōu)化結(jié)果比 優(yōu)化結(jié)果比 分壁精餾塔的節(jié)能效果分 第六章分壁精餾塔工藝的動態(tài)模 進料溫度干 進料流率干 液相分流干 汽相分流干 第七章最佳進料中間組分比例研 分離指 不同甲苯組分比例研 第八章結(jié)論與展 結(jié) 展 參考文 攻 期 情 致 精餾技術(shù)原理及精餾技術(shù)原水水冷凝精餾塔回回流塔頂加蒸塔釜再釜液進回流圖1-1.Thedistillationprocess精餾技術(shù)種水水冷凝精餾塔回回流塔頂產(chǎn)加蒸塔釜產(chǎn)進再沸冷凝回流圖1-2.間歇精餾塔簡易裝置1-2.Batchdistillationdevice水水冷凝精回水回流冷凝回蒸回流組分蒸再釜液進回流萃再沸回流組分分與共沸劑分離，并且回收得到的共沸劑返回精餾塔內(nèi)重新循環(huán)利用[3-4]1-4水水水冷凝 冷凝精溶再器回流 循環(huán)組分組分反應精餾，也稱為催化精餾，是1921年由Bacchaus首先。向精餾塔抽提精餾是二十世紀六十年代由德國伍德公司發(fā)展起來的Morphlane抽提發(fā)度，進而實現(xiàn)芳烴與非芳烴的分離。抽提溶劑有許多種類比如甘醇類，N-甲酰基嗎啉，N-甲基吡啶，環(huán)丁砜，二甲亞砜等，其中以N-甲?；鶈徇铜h(huán)丁砜效果最好，但是由于N-甲?；鶈徇鴥r格較高，因此環(huán)丁砜提精餾工藝更為常見。下圖1-5為芳烴抽提的工藝流程圖[15]。芳非芳烴進抽液塔溶富溶劑-富塔富溶劑-芳3.6%8.1%[16]。精密精餾主要精餾節(jié)能技概而蒸餾能耗又占化工分離能耗的95%，因此，研發(fā)新型的精優(yōu)化操作條Plus，ChemCAD，HYSYS，F(xiàn)luent，CFX等。這些是一些工程公司、設計改善換熱網(wǎng)節(jié)約的能量相當于塔總能耗的17％左右。NN-1個精餾塔，但是N-1個精餾一定的序列原則分離，首先分離出最容易分離得的輕組分或者有腐蝕性的組 1-1.組分數(shù)目與分離序列數(shù)目關(guān)系Tab.1-1.Componentsnumberandthenumberofseparationsequence

直接

212132455……圖1-6.四組分混合物序列分布Fig.1-6.Sequencedistributionoffourcomponentsmixture熱進精餾塔回塔熱進精餾塔回塔頂再沸器塔底多效精餾的原理類似于多效蒸發(fā)，由N個并列操作的精餾塔構(gòu)成，如圖l-8發(fā)現(xiàn)，采用N效蒸餾后，再沸器所需的能耗是單效精餾能耗的1/N左右。實踐證明，雙效精餾所需熱量比單效精餾減少30~40％[20]。多效精餾的節(jié)能效果的影響卻迅速增大，因此工業(yè)上一般采效精餾[21]。水水回回回組分加蒸進再再再組分組分組分1-8.多效精餾工藝（三效）F)增設立式隔板將塔主體從中間豎直隔成兩部分。分壁精餾塔可以看成是Petlyuk塔的主塔和預分塔在同一塔內(nèi)的組合。與常規(guī)精餾相比，分壁精餾塔的ACAACAC 預預分A

A B CC

1-9.熱偶精餾塔工藝：(a)側(cè)線精餾塔；(b)(c)完全熱耦合精餾塔；(d)Fig.1-9.Thermal-couplingdistillationprocess:(a)SideRectifier;(b)SideStripper;(c)Fully-thermal-couplingColumn;(d)DividingWallColumn優(yōu)化塔器構(gòu)程的多樣性，換熱網(wǎng)絡節(jié)能也呈現(xiàn)出不同的換熱方式，但是熱耦合節(jié)能是目前化工模擬在化工過程中的應概第一個階段：50年代——60年代中期。1958年，Kellogg公司成功開發(fā)出第一款流程模擬軟——FlexibleFlows。隨后，Simsci公司開發(fā)出SST/100流程模擬，HOUSTON大學研發(fā)出CHESS(ChemicalEngineeringSimulationSystem)模擬。FlexibleFlows這是早期比較完整的流程模擬程序，是在二十世紀五十年代由凱洛格Heet工程公司開發(fā)的。60年代初，隨著計Simsci公司開發(fā)的SST/100和HOUSTON大學研發(fā)的CHESS(ChemicalEngineeringSimulationSystem)不斷問世，但都不能處理固體物料。的PROCESS，Chemshore公司開發(fā)的DESIGN/200和孟山都(Monsanto)司研發(fā)的FLOWTRAN(FlowsheetTranslator)等。第二代模擬采用了高級語熟，計算速度有較大提高，數(shù)據(jù)輸入更簡捷，并且不需要專人。第三個階段：70年代末期——至今。70年代中期，世界出現(xiàn)能源，美國能源部委托麻省理工學院化工系開發(fā)新一代石油化工流程模擬。從1976年到1981年，歷時五年，耗資60萬開發(fā)出新一代化工流程模擬——Engineering程序語句，1511個子程序和豐富的物性數(shù)據(jù)庫。ASPEN問世，麻省理工學院成立ASPENTECH公司對ASPEN商品化向世界各國銷售。ASPEN開發(fā)七年以后（1988年的另一家模擬公司SIMSCI了自主開發(fā)的新一代流程模擬PRO/Ⅱ，該是原化工流程模擬PROCESS的升級版。除了這兩款化工過程流程模擬以外，還有PSE公司（英國）的gPROMS，Chemstations（ChemCAD，inSmiInc.（的Desig，VirtualHysys(2002年7月被ASPEN公司收購)。八十年代以后，化工流程模擬的商業(yè)化進程大大加速?；つM公程公司、洛陽工程公司和設計院相繼成立計算站(室)研究開發(fā)化工流程擬、青島化工學院韓方煌、丁惠華教授等人開發(fā)的ECSS系統(tǒng)(國內(nèi)唯一一套完整的通用流程模擬 設計院的催化裂化反應——再生模擬CCSOS水平較高。這些在設計應用中對于提高工程設計效率和設計水平起計算機模擬技術(shù)是推動企業(yè)技術(shù)進步和提高經(jīng)濟效益的重要工具和，是帶動能化；⑨實現(xiàn)基于web的調(diào)控。穩(wěn)態(tài)流程模規(guī)定方分解與斷裂輸入流與設備參數(shù)規(guī)定方分解與斷裂輸入流與設備參數(shù)確T、P、X或物性數(shù)單元設斷裂變輸出計輸入流輸出計求解輸出計求解方序貫模塊計算法歷史悠久，從1958年Kellogg公司推出第一代流程模擬FlexibleFlowsheet開始就一直在使用及發(fā)展目前的ASPEN和PROCESS發(fā)的Speed-Up經(jīng)過幾十年的不斷完善已經(jīng)商品化。此外，大學Hutchison開發(fā)的QUAILINHWesterberg研發(fā)的ASCEND等也這種方法既可以在流程水平上直接處理設計規(guī)定又可以同時求解內(nèi)外部變量，減少內(nèi)存需求，節(jié)省時間[31-32]動態(tài)流程模出現(xiàn)在七十年代初期，當時的動態(tài)流程模擬系統(tǒng)有Bobrow,Ponton等人DYNSYS系統(tǒng)和FranksNuttal及Himmelblan等人開發(fā)的DYFLOW，以及八十年代我國自主開發(fā)的DYSPEN系統(tǒng)。但是這些早期的動態(tài)系統(tǒng)有很英國大學研發(fā)的CHEMSIM模擬，Linde公司開發(fā)的OPISIM等。在這些動態(tài)流程模擬中，通用性最好的就是由化工過程模擬公司開發(fā)的動態(tài)模擬，如ASPENTECH公司開發(fā)的動態(tài)模擬SPEEDUP，ABBSimcon公司推出的SIMCON。九十年代中期，HYPROTECH公司在其穩(wěn)態(tài)模擬HYSIM的基礎上開發(fā)出了動態(tài)模擬HYSIS，其最大的特點就是同時兼有穩(wěn)態(tài)模擬和動態(tài)模擬的功能，并且兩者切換很方便。1997年，ASPENTECH公司也在穩(wěn)態(tài)模擬ASPENPLUS和動態(tài)模擬SPEEDUP的基礎上推出了兼有穩(wěn)態(tài)和動態(tài)模擬功能的DYNAMICS流程模擬。SIMSCI公司根據(jù)實際需求也開發(fā)出了自己的動態(tài)模擬DYNSIM。到目前為止，在所有的動態(tài)流程模擬中，DYNAMICS和HYSIS系統(tǒng)是僅有的兩個通用性強、用來對流程系統(tǒng)進行自動控制、故障等試驗[31-33]。穩(wěn)態(tài)模擬與動態(tài)模擬的化工流程模擬系統(tǒng)的應一個化工企業(yè)的新的生產(chǎn)過程的開發(fā)一般需要從小試開始逐級放大，解決技術(shù)，節(jié)省開工費用，縮短開工時間，使工廠操作和生產(chǎn)達到最優(yōu)化，為設備檢修提供依據(jù)，或者為老的流程和裝備改造和擴建提出方案[27-29，33]幾種常見的化工流程模擬化工流程模擬系統(tǒng)的基本結(jié)流程模擬系統(tǒng)的基本結(jié)構(gòu)如圖1-11所示。首先向模擬系統(tǒng)中輸入模擬計算Fig.1-11.Basicstructureofprocesssimulation幾種常見的化工流程模擬的簡介與分析比工過程設計研究和生產(chǎn)的重要要，但是他們在特性、適用條件等方面各有千秋。下表1-2就針對目前最常用的幾款化工流程模擬簡單介紹和分析比較。表1-2.常用化工流程模擬簡介與比較[26，32-名開發(fā)計算方能及應用范適用范圍名開發(fā)計算方能及應用范適用范圍 AspenTech.（ SimSci—（ （200年被ASPEN公

藝過程；問題；設計與操作過程優(yōu)化；經(jīng)濟估算 設備裝置的安全分析和；研究操作規(guī)律和控制方案； 生產(chǎn)和調(diào)優(yōu)；優(yōu)化及先進控制；生產(chǎn)培訓；工廠設計；操

序貫模塊法可以將工藝計算與經(jīng)濟評價同時進行；有高度靈活的數(shù)據(jù)回歸

名開發(fā)計算方能及應用范圍適用范圍Design-WinSimFortran語言，VisualBasic，VisualC++和ExcelVBA界面，并能與這些語言進行無縫連接；管線建模；混合（（英國 MathWorks（

司（國）

這是我國自行開發(fā)的模擬系統(tǒng)；物算；評價經(jīng)濟評價等。

分壁精餾塔的研究進分壁精餾塔的國內(nèi)外研究現(xiàn)將常規(guī)精餾塔的一分為二，在一個精餾塔內(nèi)同時完成傳質(zhì)和傳熱過程。與完1933年，EricW.Luster就已經(jīng)提出了關(guān)于分壁精餾塔的概念，并申請了專利[40]。1980年開始，國內(nèi)外學者才開始的關(guān)注和研究分壁精餾塔節(jié)省投資和節(jié)能的特性。Kaibel1987年詳細闡述了分壁精餾塔的結(jié)構(gòu)特點和分離特性，并通過與常規(guī)精餾方案比較，發(fā)現(xiàn)分壁精餾塔比常規(guī)精餾塔節(jié)能1992年，TriantafyllouSmith[44]提出分壁精餾塔分離三組且依據(jù)Fenske-Underwood-Galliland公式進行設計型計算。通過研究還發(fā)現(xiàn)，對50%-60%[45]AbdulMutalib和Smith[46]認為，雖然隔板兩側(cè)的液體分配可以通過專門設計的液體分配器比較容易的實現(xiàn)，但是，隔板兩側(cè)的氣體分配對節(jié)能更為重要。Young-minCho[47]提B.Suphanit[48]曾研究分析了隔板塔的熱損失，他還為隔板塔傳熱機理理論提供反應精餾的概念，并提出了速率模型方法。Hernandez等[51-52]研究了采用分壁路進行控制可以很好的控制反應精餾隔板塔的操作。2006年，Daniel等人提出離丙烷-丙烯、裂解、醋酸水溶液等混合物系的新思路，并通過模擬研究證分壁精餾塔的工業(yè)應設計及工藝技術(shù)都不完備，因此，1950年以后才實現(xiàn)工業(yè)化。1985年，BASFBASF公司。當其它公司成功研發(fā)出分壁精餾塔分離高純度三組分物系技術(shù)時，由BASF公司建造的第一座分壁精餾塔裝置已經(jīng)運行超過十年。Becker和Schultz200920070%BASF公Sulzer公司，Koch-Glitsch、Kellogg、UOP公司，德國Linde、Uhde公司，Sumitomo重工等世界巨頭公司正緊鑼密鼓的開展分壁精餾塔技術(shù)的?？松梨诠镜腇awley煉油廠采用分壁塔技術(shù)對原二甲苯回收塔進行改隨后，該公司又對PortJerome煉油廠的二甲苯回收塔也采取同樣的方式改造，并且在鹿特丹廠新建的BTX分離裝置直接采用了分壁精餾塔技術(shù)[53，59]。UOPHyCycl工藝過程中的反應副產(chǎn)物采用了側(cè)線分壁精餾塔技術(shù)。Koch-Glitsch公司同樣采用分壁精餾塔技術(shù)對烷溶劑回收塔進行改造，分離所得的烷完全合格，并且能耗降低近40%[60]。據(jù)2004年《化學工程》期刊，由德國Uhde公司設計的分壁精餾塔與抽提精餾相組合的Morphylane工藝已經(jīng)在德國Gelsenkirchen的Aral芳烴公司投產(chǎn)運行，每天生產(chǎn)甲苯產(chǎn)量為3萬噸，甲苯純度高達99.9%以上，與常規(guī)精餾方案相比，該工藝節(jié)省投資25%，降低能耗20%[40]。分壁精餾塔的工作原理及構(gòu)ⅠⅡⅣ省了能耗，同時還節(jié)省了ⅠⅡⅣ A C Fig.1-12.DWCmodelsA ABA C 1-13.分壁精餾塔的等效模型Fig.1-13.EquivalentmodesofDWC豎直隔板在精餾塔塔內(nèi)將塔分成了四部分如圖1-12所示，第Ⅰ部分為公共提餾部分。圖1-13所示的是兩種與分壁精餾塔等效的分壁精餾塔，并且都與完P(guān)etlyuk塔等效。分壁精餾塔還具有兩種不同的變形，其構(gòu)型如圖型為側(cè)線提餾分壁塔（DWCwithSideStripperDWC-SS。該種構(gòu)型恰與SS完全等效。這兩種AAAABC 1-14.分壁精餾塔的兩種構(gòu)型Fig.1-14.TwomodlesofDWCA DFig.1-15.DWCwiththree本的研究課題、研究內(nèi)容及研究意研究課課題中的物料組成、操作參數(shù)及分離要求如下表1-3所示。進料組成苯

甲苯產(chǎn)品中二甲苯含量≤0.05％-塔底混合二甲苯中甲苯含量≤0.05％-研究內(nèi)用目前常用的商業(yè)化ChemCAD對實際生產(chǎn)中芳烴抽提工藝中的BTX（苯-BTX混合物料進行模擬研究，包括分壁精餾塔簡研究意BTX的最佳汽液分流比例以相平同一組分的各相溫度相Tiα=Tiβ=·=TiπiPiα=Piβ=·=Pi 相等，即μiα=μiβ=·=μiπ i；ifαfiβfi；ii=1，2，N·πequilibriumequilibrium，平衡（liquid-liquidequilibrium，應用于萃取單元操作；固液平衡（solid-liquidequilibrium，應用于結(jié)晶單元操作；氣固平衡（gas-solidequilibrium）等[61]。的變化方向和限度。利用實際可測定的物理量來描述系統(tǒng)內(nèi)化的變化。汽液關(guān)系式主要分為狀態(tài)方程法（EOS法）quilibrium行校正。實際可測量的物理量溫度T和壓力，在眾多的熱力學函數(shù)中，Gi自熱力學函數(shù)（H，A，U等）都要簡單。因此，混合溶液的性質(zhì)偏差（逸度系數(shù)和活度系數(shù)）則以Gi能來表示逸度和活度表示混合物熱力學性質(zhì)。d?????=RTdln??? ?????=??→0

（T恒定

=???

ln??=1∫??[(???? ?????] RT ?????? ，Nii的逸度系數(shù)；p—混合物壓力；yii的汽相摩爾分數(shù)；j—除i組分以外的其他組分；?????=????+???????? ??=????· G??=????∑???????????? 能；????—標準態(tài)時組分i的Gi能；????—組分i的活度系數(shù)；p—混合物壓力；????—組分i的液相摩爾分數(shù)；幾種熱力學模型方程的狀態(tài)方程RK（Redlich-Kwong）方RK

pRT a(T V V0(5Va0.42748R2T25/ b0.08664RT/ c SRK（Soave-Redlish-Kwang）方

pRT a(T V V(V a(T)a(T)0.42748R2T2/p(T b=0.08664RTc/γα(T)=[1+m(-γ

m0.4801.5740.1762（為偏心因子SRK方程除了能準確的應用于非極性和弱極性化合物以外，還提高了對極度。SRK方程適合氣體分離與煉油中的烴類分離工藝[61]。SRKMPRT a(T V V(V 其中，a(Ta(T0.42748R2T2/p(T) b=0.08664RTc/(T)TC3(C21)exp[C(1TC2C3 amxibm ()05[1K(KK)( )Cij i x2 2

KaijKbij/TKcij/K

Kaji

/T

/TSRKMSRK方程相比，除了可以準確描述極性物質(zhì)、非極性物質(zhì)和PR（Peng-Robinson）方

pRT a(TV （2-10 其中a(Ta(T)0.45724R2T2p(T b=0.0778RTc/(T)1k(1T05) k0.37461.54226PR方程能更加準確地計算飽和蒸汽壓、飽和液體密度等，是工程計算中常用的方程之一。PR方程適合氣體物系和煉油中的烴類物系分離工藝[61]?；疃认禂?shù)方互作用力一般不相等。因此，根據(jù)不同種類的GExi的函數(shù)關(guān)系，推導出不同的活度系數(shù)求解方程，主要有Wilson、NRTL、和UNIQUAC等模型[61]。lnγ??=1?ln(∑??Λ????????)?∑??

（2-其中，????—組分 的活度系數(shù)；Λ????、Λ????、Λ????— 參數(shù)Λ????,Λ????=Λ????=1；????、????、????i、j、k了溫度對活度系數(shù)的影響，但是Wilson方程不能用于液相分層體系[61]。NRTL方 jiGj （2- Gk kjiGjilni G

Gx ljGljx ijj jG Gjkik

kjk kjk式中，ji(gjigii)/RT,G????= ajia其中，????—i的活度系數(shù)；????、????、????、????i、j、k、 NRTLWilson一樣，可以非常準確地描述極性和非極性混合物UNIQUAC方 xj j Z xj ji2i i2i

q

lii

xlqln

qq

j （2-

ij j kkjiii式中，lZ(rq)(r1)； qiii

； r

；expujiuiiii ii

q r j j 其中，θii的平均面積分數(shù)；ii的體積分數(shù)；rivanderWaals體計算；qivanderWaals體積計算；Z0；Zqi—分子i的接觸數(shù)；uij—分子對i-j的相互作用能，uij=uji，由數(shù)據(jù)確定。UNIQUAC方程可適用于包括分子大小相差較大的聚合物溶液以及有分層參數(shù)ri和qi，這些參數(shù)對于某些化合物無法提供[61]。UNIFAC方(ActivityCoefficient)UNIQUAC模型中。該模型能較常規(guī)精餾模擬優(yōu)化是目前設計院及工程公司進行工藝流程設計及改造的必甲苯和二甲苯之間的相對揮發(fā)度之比為：αBX：αTX：αXX=7.544：3.680：1，

二甲

苯 (a)直接分離序 (b)間接分離序Figure3-1.Modelsoftwoconventionaldistillation模擬過常規(guī)精餾分離的初步設計計FenskeUnderwoodGilliland(FUG)方法對常規(guī)精餾雙塔模型中的T1T2進行初步簡捷設計計算，估算T1T2的理論板數(shù)、回流比、進料位步參考數(shù)據(jù)。簡捷模擬流程如圖3-2所示。表3-1和表3-2為簡捷模擬設計計Fig.3-2.FUGsilulation3-1.簡捷模擬各塔計算結(jié)果Tab.3-1.ColumnsreportofFUGsilulation冷凝器能耗/M*cal-h-再沸器能耗/M*cal-h-3-2.簡捷模擬各流股計算結(jié)果Tab.3-2.StreamsreportofFUGsilulation/Kg-h-3.58E-5.31E-8.17E-3.07E-嚴格模擬優(yōu)化計

1FEED1FEED1 按照初步簡捷設計計算的結(jié)果T2的理論板數(shù)39和T2的進料位置(第10塊板)T1T2T1的理論板數(shù)，并通T2T2的理論板數(shù)和進料板數(shù)，最后數(shù)據(jù)所得圖像如圖3-4和圖3-5。T1T12426283032343638404244T1

T2T2

2830323436384042444648505254T2Fig.3-4.RelationoftheoreticalstagesandrefluxT1T25T1T2 0 T1

281012141618202224262830T23-5.進料位置與其回流比的關(guān)系Fig.3-5Relationoffeedstageandrefluxratio3-4T135塊板時，T1回T242塊板時，T2的回流比T1T235423-5可以清晰的看出，T1進料板位置T21420塊板時，兩個塔各自的回流比都達到最小值。因此，T1T2的進料位置分別為第1420塊板。3-83-9T1T2操作壓力下的操作T181.3120.1℃，T2塔頂溫度為113.7℃，塔底溫度為143.4℃。在工藝流程中不需要回收塔頂蒸汽的潛3-63-7T1T2的操作壓力分別為105kPa110kPa。T1再T1再沸器負S1流股中苯質(zhì)量分T1再T1再沸器負荷/M*cal-h-

S1流股S1流股中苯的質(zhì)量

T2再T2再沸器負荷/M*cal-h-

T2再沸T2再沸器負S2流股甲苯質(zhì)量分S2流股中甲苯質(zhì)量

95100105110115120125塔頂操作壓

889092949698100102104106108110112114T2操作壓力

3-6.T1塔頂壓力與T1Fig.3-6.ToppressureinT1,reboilerdutyinT1andbenzenefractioninS1flow

3.-7.T2塔頂壓力與T2Fig.3-7.ToppressureinT2,reboilerdutyinT2andtoluenefractioninS2flow T1操作壓力

889092949698100102104106108110112114T2操作壓

在確T1T2理論板數(shù)、進料板數(shù)和回流比的前T1T2塔3-10可以看出，兩個塔內(nèi)提餾段液相凈流率比精餾段塔板

塔板塔板流率/Kg-mol-h-

0246810121416182022242628303234T1塔

- T2塔Fig.3-10.NetvaporrateonstagesinT1and

0 0 0

T1塔

-303691215182124273033363942T2塔10

0 0 T1塔

- 1015202530354045T2塔Fig.3-11.VaporandliquidcompositiononstagesinT1and（b變。T2中塔板上各組分的汽液組成受外界干擾較小，曲線變化比較平緩（如圖3-11（c）和（d3-11T1T2的塔頂和塔底各優(yōu)化結(jié)如下3-33-4分別為常規(guī)精餾塔工藝T1T2以及各流股優(yōu)化結(jié)果，產(chǎn)品流股中非產(chǎn)品組分的質(zhì)量分數(shù)均小于0.1%，符合分離要求。1420冷凝器負荷/M*cal-h---再沸器負荷/M*cal-h-塔徑塔頂壓力/苯8.02E-1.19E-5.34E-甲苯二甲苯4.21E-分壁精餾塔模型的初步苯4-1.分壁精餾塔的簡捷模型Fig.4-1.Thesimplemodelof分壁精餾塔簡捷模型的初步設計計對分壁精餾塔的簡捷模型同樣采用Fenske一Underwood一Gilliland方法確定簡捷模型各塔的理論塔板數(shù)、回流比和進料位置。表4-1和表4-2分別為分壁出，S1、S2、S3各流股中的組分質(zhì)量分數(shù)均符合分離要求。4-1.分壁精餾塔簡捷模型初步各塔的計算結(jié)果Fenske冷凝器能耗/M*cal-h----再沸器能耗/M*cal-h-4-2.分壁精餾塔簡捷模型初步各產(chǎn)品流股的計算結(jié)果Tab.4-2.Productsstreams’FUGreportofDWCsimplemodel流量/Kg-h-00分壁精餾塔簡捷模型的模擬優(yōu)理論板數(shù)優(yōu)析，T1理論板數(shù)超26時，T1回流比變化較因此選T1的理論26。同樣，T2理論板數(shù)31T3理論板數(shù)超40各自的回流比變化都很小，因此，選定T2T3的理論板數(shù)分別為3140。 5 T1理論板

T2理論0283032343638404244464850525456T3理論4-2.回流比與理論板數(shù)的關(guān)系Fig.4-2.Relationoftheoreticalstagesandreflux進料位置與回流比優(yōu)4-3為分壁塔簡捷模型中各塔的進料位置與其回流比的關(guān)系曲線。由圖4-3（a）可以看出，T1進料板位置在第10塊板時回流比最小，回流比為20.874-3（b）和圖（c）T2T313塊進料和第21塊進料時各自的回流比最小，T2T32.944.66。T1、T2T310132120.872.944.66.0 T1進料位T1進料板位置與T1

81012141618202224T2進料T2進料板位置與T2 T3進料T3進料板位置與T3回流比的關(guān)系4-3.進料位置與回流比的關(guān)系Fig.4-3.Relationoffeedstageandreflux分壁精餾塔簡捷模型的優(yōu)化計算結(jié)4-3.分壁精餾塔簡捷模型的各塔模擬優(yōu)化結(jié)果Tab.4-3.ColumnssimulationreportofDWCsimplemodel塔頂壓力塔徑---4-4.分壁精餾塔簡捷模型的各產(chǎn)品流股模擬優(yōu)化結(jié)果Tab.4-4.ProductsStreamssimulationreportofDWCsimplemodel/Kg-h-00根據(jù)前面對分壁精餾塔間接模型的模擬優(yōu)化結(jié)果對分壁精餾塔進行嚴格的分壁精餾塔模型C C 分壁精餾塔原 分壁精餾塔等效模型

C分壁精餾塔等Fig.5-1.Modelsof 4-11所示。一般關(guān)于分壁精餾塔的研究模擬文獻中會采用圖5-1中分壁精餾塔等效模型Ⅰ和分壁精餾塔等效模型Ⅱ，其中又以分壁精餾塔等效模型Ⅰ最為普遍[45，67-71]。San-JangWang等人[68]ASPENPLUS軟件進行模擬，而S.Sander等人[71]則使用PRO/Ⅱ?qū)Ψ直诰s塔等效模型Ⅰ進本文的關(guān)于苯-甲苯-二甲苯三組分物系的分壁精餾塔分離模擬研究將采用效型用hmD圖52獻中已有描述。HaoLinWilliamLLuyben做的關(guān)于分壁精餾塔的溫控研究中就采用分壁精餾塔的四塔模型使用ASPENPLUS對分壁精餾塔的溫度控制系統(tǒng)進行穩(wěn)態(tài)與動態(tài)的模擬研究[72]IgorDejanovic?等人[73]使用CAD對芳烴ⅣⅢⅡⅠ1苯甲 進 甲

二甲Fig.5-3.Theequivalentmodelof Fig.5-3.Thenumberofstagesin數(shù)如表5-1所示。分壁精餾塔的各分餾段的主要分節(jié)處的塔板號如圖5-3。Tab.5-1.CorrespondingtableofequivalentmodelandDWC’sⅠ13（含冷凝器ⅡⅢⅣ20（含再沸器分壁精餾塔氣液分流比的確值。因為分壁精餾塔比常規(guī)精餾塔多出這兩個變量才導致分壁精餾塔在操作上的難控制性。2011BTX汽液相分流比的分壁精餾塔的汽液相分流比具體定義如下分流比（splitratio）——進入主分餾段（與進料流股相連的隔板一側(cè)塔體）L，其中，流入主塔的液相流率為進入主分餾段的汽相流率為Vm,進入副塔的汽相流率為Vp；??=????+ （4-??=????+ （4-????=????=??——公共提餾段收集的汽相總流率

（4-（4-——??——公共精餾段收集的液相總流率????——由公共精餾段進入主分餾段的流率????——????汽相分流比（SplitRatioofVapor????液相分流比（SplitRatioofLiquid最佳汽液相分流比范固定進料板位置為第23塊板，側(cè)線采出位置為第31塊板，并且其他操作條件不變，將汽液相分流比分別從0.1改變到0.9，并分析觀察不同汽液相分流比下

Fig.5-4.Relationofvaporandliquidsplitratiosandreboiler （a）汽液分流比與S1中苯組分的關(guān) （b）汽液分流比與S2中甲苯組分的關(guān)（c）汽液分流比與S3中二甲苯組分的關(guān)系 （d）汽液分流比與S3中甲苯組分的關(guān)系圖5-5.汽液相分流比與各流股中組分質(zhì)量分數(shù)的關(guān)系Fig.5-5.Relationofvaporandliquidphasesplitratioandcomponentsfractionin5455各流5可以看出，此時的分離效果并不好。主要原因是由于主分餾段內(nèi)的汽液相分和重組分二甲苯的分離不充分進入主分餾段后單靠主分餾段很難將三種組分分0.1—0.40.9—0.70.5—0.90.1—0.6無法達到分離效果。因此，通過比較分析，汽相分流比的最佳取值范圍為0.4Tab.5-2.Rangeofvaporandliquidphasesplit0.35——0.6——0.38——0.6——0.4——0.6——0.4——0.6——分壁精餾塔的理論塔板公共精餾段理論的理論板數(shù)為14快塔板?；亓骰亓?01112131415公共精餾段理圖Fig.5-6.Relationofpublicdistillationsectionandreflex預分餾段與主分餾段理論板的做預分餾段理論板數(shù)和主分餾段理論板數(shù)靈敏度分析很難確定對應的最小回的最小回流比較分析（57圖8 預分餾段理論板5-7.預分餾段理論板數(shù)與回流比的關(guān)系andreflux

303132333435363738394041主分餾塔理論板Fig.5-8.Relationofmaindistillationsectionandreflux5-75-826以確定分壁精餾塔預分餾段和主分餾段的理論板數(shù)分別為2639。公共提餾段理論10121416182022242628305-9.公共提餾段理論板數(shù)與回流比的關(guān)系Fig.5.9.Relationofpublicstripsectionandrefluxratio分壁精餾塔的進料板位5-10可以看出，分壁精餾塔的冷凝器能耗與再沸器能耗隨著進料板位26塊塔板時，塔頂苯的質(zhì)量分數(shù)、側(cè)線采出流股中-冷凝器冷凝器負荷/M*cal-h-

再沸再沸器負荷/M*cal-h----

18202224262830323436進料板

18202224262830323436進料板位 圖5-10.進料板位置與冷熱負荷的關(guān)系Fig.5-10.Relationoffeedstageandcoldandheat

S2S2

18202224262830323436進料板

18202224262830323436進料板位（a）進料板位置與S1中苯組分的關(guān) （b）進料板位置與S2中甲苯組分的關(guān)S3S318202224262830323436進料板Fig.5-11.Relationoffeedstageandcompositionfraction分壁精餾塔側(cè)線采出位--冷凝器冷凝器負荷/M*cal-h---------

272829303132333435363738側(cè)線采出

272829303132333435363738側(cè)線采出Fig.5-12.Relationofside-drawstageandthecoldandheat圖5-12所示，冷凝器負荷與再沸器負荷隨著側(cè)線采出位置由上到下移動而逐漸減小。但是，由圖5-13可以看出，S1流股中苯的質(zhì)量分數(shù)和S3流股中二甲苯S2中甲苯質(zhì)量分數(shù)的變化趨勢恰與冷凝器負荷和再沸器負荷的變化趨勢相同，隨苯，側(cè)線位置只能選定為第31塊塔板。

272829303132333435363738側(cè)線采出位

1009999999898272829303132333435363738側(cè)線采出 S3流股S3流股中二甲苯質(zhì)量分數(shù)/%272829303132333435363738側(cè)線（c）側(cè)線位置與S35-13.分壁精餾塔側(cè)線采出板位置與產(chǎn)品流股中產(chǎn)品組分質(zhì)量分數(shù)的關(guān)系Fig.5-13.Relationofside-drawstageandcomposions’sfraction操作壓力及操作溫度的----

---

90100110120130140150160170180190200操作壓力

90100110120130140150160170180190200塔頂壓力5-14.塔頂壓力與冷凝器負荷的關(guān)系Fig.5-14.Ralationofthetoppressureandcondenserduty

5-15.塔頂壓力與再沸器負荷的關(guān)系Fig.5-15.Ralationofthetoppressureandreboilerduty140kPa時，再沸器負荷最小。由于分壁精餾塔節(jié)能的原則，選定操作壓力140kPa140kPa操作壓力下，塔頂溫度和塔底溫度分別為91℃和153℃。圖-50510152025303540455055606570塔板流率及組成公共公共預分餾主分餾公共汽相汽相凈流率/Kg-h-

公共公共精餾主分預分餾段公共提餾

5101520253035404550556065塔

05101520253035404550556065塔5-17.塔板上的汽相凈流率Fig.5-17.Vaetrateonstages

Fig.5-18.Liquidrnetrateon5-175-18分別為分壁精餾塔塔板上的汽相和液相凈流率。通過這-5 510152025303540455055606570塔5-19.塔板上的汽相組成Fig.5-19.Vaporcompositiononstages-5 510152025303540455055606570塔5-20.塔板上的液相組成Fig.5-20.Liquidcompositiononstages和圖分壁精餾塔工藝與常規(guī)精餾工藝模擬優(yōu)化結(jié)果優(yōu)化結(jié)果比5354（≤.—01餾塔的冷凝器負荷為21.791*lh，常規(guī)精餾塔兩個塔的冷凝器的總負荷為30.554*l/2.5%222.012*l/h3076964*/h27.61%。Tab.5-3.Columns’comparisonofoptimizingreport分壁精餾 常規(guī)精餾T1塔頂溫度

-冷凝負荷/M*cal-

-

-再沸負荷/M*cal-h-分離工 參分離工 參流量/Kg-h-00流量/Kg-h-1.19E-5.34E-4.21E-分壁精餾塔的節(jié)能效果AA進料位B

進料位進料位 側(cè)線采出位

T1塔常規(guī)精餾塔T1

-50510152025303540455055606570塔Fig.5-21.Liquid-phasecomposesofstagesofconventionaldistillationcolumnandB，但是甲苯分開。而分壁精餾塔由于隔板的作用防止了返混的發(fā)生，在圖5-21（b）中，可以看到，側(cè)線主分餾段塔板上的甲苯質(zhì)量分數(shù)一直保持較高水平，為了研究新工藝流程在生產(chǎn)中對外界因素干擾的穩(wěn)定性，本文利用ChemCAD化工流程模擬中的Dynamics功能對工藝流程進行動態(tài)模擬，考負荷、塔頂流率、側(cè)線流率和塔底流率的干擾影響。設定運行時間為300min，步長為2min，在第10min處開始干擾，各干擾因素改變量為正負10%。進料溫度干進料溫度-進料溫度25min200min以后趨于穩(wěn)定狀態(tài)，穩(wěn)6-3可以看出，進料溫度的改變對塔頂流率曲線的影響化較進料溫度-進料溫度----------

進料進料溫度-進料溫度-

時間

時間Fig.6-1.Responseofcondenserdutytothefeed

Fig.6-2.Responseofreboilerdutytothefeed進料溫度-進料溫度-進料溫度進料溫度-進料溫度

時間

時間Fig.6.3.Responseofthetopratetothefeed

Fig.6-4.Responseofside-drawratetothefeed進料進料溫度進料溫度-塔底塔底流率

時間Fig.6.5.Responseofthebottomratetothefeed進料流率干6-66-7可有輕微的波動，25min之后開始趨于平穩(wěn)變化，200min后冷凝負荷與再沸負荷基--------

進料進料流率進料流率--

進料流率進料流率- 進料流率進料流率-時間

時間Fig.6-6.Responseofcondenserdutytothefeedrate

Fig.6-7.Responseofreboilerdutytothefeedrate進料進料流率-進料流率 時間Fig.6-8.Responseofthetopratetothefeedrate

進料進料流率進料流率- 時間Fig.6-9.Responseofside-drawratetothefeedrate進料進料流率進料流率-塔底塔底流率

時間Fig.6-10.Responseofthebottomratetothefeed塔頂流率響應曲線（圖6-8）受進料流率變化的影響波動較小，穩(wěn)定后較出6-96-10可以看出，塔底流率波動時間10min75min，然后基本維持平穩(wěn)狀態(tài)，其數(shù)值與液相分流干汽相分流和液相分流是分壁精餾塔比常規(guī)精餾塔多出的兩個變量。不恰6-116-15可以看100min內(nèi)隨著液相分流率的增大而增大，反之則隨之減小。100min以后冷凝能耗與再---

- ---

-

時間

時間Fig.6-11.Responseofcondenserdutytotheliquidsplit

Fig.6-12.Responseofreboilerdutytotheliquidsplit液相液相分流液相分流-579579578578578578 時間Fig.6-13.Responseofthetopratetotheliquidsplit

液相液相分流液相分流- 時間Fig.6-14.Responseofside-drawratetotheliquidsplit液相液相流率液相流率-塔底塔底流率

時間Fig.6-15.Responseofthebottomratetotheliquid汽相分流干6-166-17可以率增大10%比減小10%對能耗的影響更劇烈，其波動時間為50min隨后趨于恒25min后很快恢復了恒定（6-19），主要原因是側(cè)線流股處在主分餾塔的中部受到汽僅100min有較大波動，隨后基本趨于平衡，如圖6-20。主要原因是，塔底汽相分流汽汽相分流汽相分流-汽相分流汽相分流---

--

-

時間

時間Fig.6-16.Responseofcondenserdutytothevaporsplit

Fig.6-17.Responseofreboilerdutytothevaporsplit汽相汽相分流-汽相分流 時間

汽相分流汽相分流汽相分流- 時間Fig.6-18.Responseofthetopratetothevaporsplit

Fig.6-19.Responseofside-drawratetothevaporsplit汽相汽相分流汽相分流- 時間6-20.汽相分流干擾下塔底流率響應曲Fig.6-20.Responseofthebottomratetothevaporsplit分離指1978年，Tedder等[76]就提出了分離指數(shù)的概念。分離指數(shù)（ESI，Easeof揮發(fā)度與中間組分和重組分之間的相對揮發(fā)度的比值，即，ESI=αAB/αBC。呂向紅等[65]通過采用ASPENPLUS對醇和烷烴混合的三組分物系及不同進料ESI＜0.9時，中間組分含量很少，不宜采用熱偶精餾；中間組分摩爾分數(shù)大于60%，分壁精餾塔比常規(guī)精餾塔節(jié)能10%；③當ESI＞1.1時，不適合采用熱偶精餾不同甲苯組分比例研I例分別為10%、20%、30%、40%、50%、60%、70%、80%和90%。分別采用常規(guī)于常規(guī)精餾塔分離工藝的中間組分的比例范圍，如下表7-1所示。Tab.7-1.RaiorangeofToluene 再沸器負 0.41—塔頂苯質(zhì)量分 0.50—側(cè)線甲苯質(zhì)量分 0.42—塔底二甲苯質(zhì)量分 0.25—最佳范 0.50—分壁精分壁精常規(guī)精---

常規(guī)常規(guī)分壁再沸器負荷/M*cal-h--000.10.200.7080.9甲苯組分比

0.0甲苯Fig.7-1.Coldandheatduty’scomparisonofDividingWallColumn常規(guī)精分壁精常規(guī)精分壁精常規(guī)精餾分壁精

0.00.1020.30.4050.60.7080.9

000.1020.30.400.91分壁精分壁精餾常規(guī)精餾000.10.2030.40.501甲苯組分比Fig.7-2.ComparisonoftheproductsofDividingWallColumn結(jié)BTX流程進行分壁精餾塔的工藝改進分析，利用目前化工行業(yè)業(yè)化化工流程模擬ChemCAD分別采用常規(guī)精餾分離方案BTX混合物料進行模擬優(yōu)化，并對兩一、通過化工流程模擬ChemCAD對BTX三組分混合物料進行分離模擬和BTX0.4—0.46，0.6—0.7。由于適合分壁精餾塔分離的汽液相分流比的范圍比二、通過分別模擬優(yōu)化常規(guī)精餾塔分離BTX混合組分工藝和分壁精餾塔分離BTX混合組分工藝可以看出，在兩者均達到分離要求的前提下，分壁精餾27.61%，并且采用分壁精餾塔分離99.9908%，而采用常規(guī)精餾塔分離得到的甲苯純度僅為比例為0.50—0.75。如果中間組分比例低于0.50或者超過0.75，分壁精餾塔展第二，對已經(jīng)完全模擬優(yōu)化好的分壁精餾塔，設計和建造更加真實的分壁精餾塔裝置，并通過實驗進一步研究分壁精餾塔的各項設備和工藝參匡國柱，史啟才.化工單元過程及設備課程設計.：化學工業(yè)2002夏清，陳常貴.化工原理（下）.：，2005年.精餾分離技術(shù)及進展(上)[J]，化展，2001（7：6～9.（4：215～220.20042（630（7：563～566.2004，23（9：933～937..間歇萃取精餾技術(shù)和進展[J]，廣州2002，30（1：34～37.2002，19（1：83～88..加鹽萃取精餾的研究進展[J]（5：16～19..國內(nèi)催化精餾技術(shù)研究進展及應用[J].馬敬環(huán)，劉家祺，李俊臺，彭福兵.反應精餾技術(shù)的進展[J],化學反應工程與工藝,2003,19(1):1～8.2011，31（10：78～83.200825（12：531～536.張榮.節(jié)能減排，永恒的——《現(xiàn)代蒸餾技術(shù)》讀后感[J]，化工進展1997（4：16～19.20073（1129（4：27～30.岳金彩，閆飛，鄒亮，楊霞.精餾過程節(jié)能技術(shù)[J]26（1：64～67.20093（7282004（9：48～49.25（7：53～55.陸紅瑋.工程在化工單元操作中應用研究:[]，大學2005年12（1：52～57.199（310～.石油化工流程模擬與應用[J]1993，10（3：61～70.2007，24（9：85～188.張宇.化工流程模擬在常減壓裝置的應用:[]，大慶石油學院，任吉芳，李奎武.2007（5：49～52.郭鑫.淺談化工流程模擬的應用[J]，科技信息，2011（13：47.陳小玲.化工過程混雜系統(tǒng)模擬計算機平臺CHSST的設計開發(fā):[論2007，24（9：85～188.王濤.基于 2012，29（2：51～57.KaibelG.Distillationcolumnswithverticalpartitions.Chem.Eng.Tech.1987,10:92-98.LuybenW.L.Derivationoftransferfunctionsforhighlynonlineardistillationcolumns[J],IndustrialandEngineeringChemistryResearch,1987,26(12):GlonosK.A.,MaloneM.F.Optimalityforcomplexcolumnalternativesindistillationsystems[J],ChemicalEngineeringResearchandDesign,TriantafyllouC.,SmithR..TheDesignandOptimizationofFullyThermallyCoupledDistillationColumns[J].AIChEJ.1992,70(5):118～130.，煉油2008，19（4：17～20.AbdulMutalibMI,SmithR..Operationandcontrolofdividingwalldistillationcolumns.Part1:Degreesoffreedomanddynamicsimulation.TransIChemE,PartA.1998,76:308～318.YoungminCho,BokyungKim,DongpilKim,MyungwanHan,MoonyongLee.Operationofdividedwallcolumnwithvaporside-drawusingprofilepositioncontrol[J].JournalofProcessControl.2009,19:932～941.SuphanitB,BischertA,NarataruksacP.Energylossysisofheattransferacrossthewallofthedividing-walldistillationcolumn[J].Energy,2007,32:KoeijerG,RiveroR.Entropyproductionandenergylossinexperimentaldistillationcolumns[J].ChemicalEngineeringScience,2003,58:1587～1597.MuellerI,KloekerM,KenigEY.Modelingandopt