降低植物油缩水甘油酯及塑化剂的脱臭系统及脱臭工艺的制作方法

本发明涉及脱臭系统技术领域，尤其是一种降低植物油缩水甘油酯及塑化剂的脱臭系统及脱臭工艺。

背景技术：

食用植物油精炼经长时间高温脱臭会产生大量的缩水甘油酯，缩水甘油酯为缩水甘油和脂肪酸的酯化产物，其在人体消化道内代谢产生的缩水甘油是一种致癌的毒性物质。

目前，相关国标对植物油缩水甘油酯含量尚无要求；欧盟条例草案2017年9月起要求食用植物油中缩水甘油酯最大含量为1000μg/kg。现阶段工业化精炼生产时，控制缩水甘油酯生成的方法主要为降低脱臭温度、缩短脱臭时间，但这样对精炼成品油的其它指标会造成影响。有资料表明将吸附剂加入精炼成品油或通过改进设备，可脱除成品油中缩水甘油酯。

现有技术中的通过添加抗氧化剂来降低缩水甘油酯的方法和通过旋转刮膜分子蒸馏来降低缩水甘油酯的方法，会造成生产成本的增加及抗氧化剂的残留，且不适合大规模生产。

植物油精炼除了需控制缩水甘油酯含量，还需控制塑化剂含量；花生油因存在于花生仁内的塑化剂在制油时进入油中，其塑化剂指标更难控制。塑化剂为毒性化学物质，其指标要求依2011年《卫生部办公厅关于通报食品及食品添加剂中邻苯二甲酸酯类物质最大残留量的函》。

现阶段工业化精炼生产时，以控制原料油中塑化剂来源为主。现有技术中通过添加吸附剂的方法降低原料油中塑化剂的含量，但是此方法对大宗油料不适用，生产成本高。此外，还可通过提高脱臭温度、真空度来降低油中塑化剂含量，一般认为脱臭温度至少260℃以上。例如，现有技术中的一种去除食用油中塑化剂的方法，提高脱臭温度为260℃的方法降低塑化剂含量的方法。但该方法不能满足缩水甘油酯的指标要求，同时使油中ve等营养物质含量大大减少。

缩水甘油酯含量低要求尽量低的脱臭温度，塑化剂含量低要求尽量高的脱臭温度，二者需求的工艺参数完全相悖。目前生产企业主要是通过控制塑化剂来源的同时，适当降低脱臭温度、缩短脱臭时间，来使成品油的这2个指标处于临界指标要求。但此方法成品油质量不稳定，很容易出现不合格批次，导致我国出口食用植物油、特别是花生油常因指标不合格被退回。

因此，开发一种新型的降低植物油缩水甘油酯及塑化剂的脱臭系统及脱臭工艺，使生产稳定、连续进行非常必要。

技术实现要素：

本申请人针对上述现有生产技术中的缺点，提供一种降低植物油缩水甘油酯及塑化剂的脱臭系统及脱臭工艺，从而有效的解决了常规脱臭工艺在保证植物油酸价、色泽、烟点、塑化剂等指标后，无法保证缩水甘油酯指标等问题，大大提高了成品油的质量，确保了成品油的食用安全性，适用于花生油、玉米油、葵花油及其它植物油等的脱臭。

本发明所采用的技术方案如下：

一种降低植物油缩水甘油酯及塑化剂的脱臭系统，包括真空降膜油油换热器，所述真空降膜油油换热器下部设置有待脱臭油进口，待脱臭油进口通过一号管路连接待脱臭油，所述真空降膜油油换热器上部设置有待脱臭油出口和脱臭油进口，所述待脱臭油出口通过二号管路与最终加热器一连通，所述最终加热器一的出口通过三号管路与板式脱臭塔连接，所述板式脱臭塔的底部通过四号管路连接板塔抽出泵，然后通过五号管路连接最终加热器二，最终加热器二的出口通过六号管路连接填料脱臭塔一，填料脱臭塔一的底部通过七号管路连接填料塔抽出泵一，然后通过八号管路与最终加热器三，最终加热器三的出口通过九号管路连接填料脱臭塔二，填料脱臭塔二的底部通过十号管路与填料塔抽出泵二连接，然后通过十一号管路与填料脱臭塔三，所述填料脱臭塔三的底部通过十二号管路连接填料塔抽出泵三，然后通过十三号管路与脱臭油进口连通；

真空降膜油油换热器的底部安装有十四号管路，所述十四号管路通过脱臭油输出泵输出至十五号管路，十五号管路与成品油冷却器连通，所述成品油冷却器上部设置有十八号管路，脱臭成品油通过十八号管路输出，所述十五号管路上还通过十六号管路和十七号管路连接至前道工序热交换器；

还包括真空总管，真空降膜油油换热器的顶面设置有一号真空管，板式脱臭塔的顶面设置有二号真空管，填料脱臭塔一的顶部设置有三号真空管，填料脱臭塔二的顶面设置有四号真空管，填料脱臭塔三的顶面设置有五号真空管，上述所有真空管与真空总管连通，真空总管还与脂肪酸捕集器连通；

还包括直接蒸汽总管，所述直接蒸汽总管上分支有第一直接蒸汽管路、第二直接蒸汽管路、第三直接蒸汽管路和第四直接蒸汽管路，上述各蒸汽管路分别与板式脱臭塔、填料脱臭塔一、填料脱臭塔二和填料脱臭塔三连通；

还包括与各最终加热器循环连通的导热油进油总管和导热油回油总管。

作为上述技术方案的进一步改进：

填料脱臭塔并列设置有三个或三个以上。

所述二号管路上分支有二号分管，二号分管与五号管路连通。

所述二号管路和二号分管上均安装有阀门。

所述五号管路和十三号管路之间通过分支管连通，五号管路与八号管路之间通过五号分管连通。

所述八号管路和十三号管路之间通过分支管连通，八号管路和二号管路之间通过八号分管连通。

成品油冷却器上设置有两个冷却水管口。

十一号管路和十三号管路之间通过分支管连通。

一种降低植物油缩水甘油酯及塑化剂的脱臭系统的脱臭工艺，包括如下操作步骤：

第一步：100～110℃的待脱臭油通过一号管路进入真空降膜油油换热器壳程中；

第二步：待脱臭油在真空降膜油油换热器中进行换热，换热至210～230℃后从壳程待脱臭油出口输出，并通过二号管路进入最终加热器一中；

第三步：在最终加热器一通过来自第一导热油进油管路的高温导热油间接加热至220℃～250℃后，通过三号管路进入板式脱臭塔中，通过来自第一直接蒸汽管路的直接蒸汽进行汽提，完毕后从底部的四号管路输出；

第四步：油经板塔抽出泵，并通过五号管路进入最终加热器二中；

第五步：在最终加热器二通过来自第二导热油进油管路的高温导热油间接加热至245℃～260℃后，通过六号管路进入填料脱臭塔一中，通过塔内填料及来自第二直接蒸汽管路的直接蒸汽汽提，完毕后从底部的七号管路输出；

第六步：油经填料塔抽出泵一，并通过八号管路进入最终加热器三中；

第七步：在最终加热器三通过来自第三导热油进油管路的高温导热油间接加热至240℃～260℃后，通过九号管路进入填料脱臭塔二中，通过塔内填料及来自第三直接蒸汽管路的直接蒸汽汽提，完毕后从底部的十号管路输出；

第八步：油经填料塔抽出泵二，并通过十一号管路进入填料脱臭塔三中，通过塔内填料及来自第四直接蒸汽管路的直接蒸汽汽提；

第九步：得到230～250℃的高温脱臭成品油从填料脱臭塔三底部的十二号管路输出，经填料塔抽出泵三，并通过十三号管路进入真空降膜油油换热器管程中与壳程中的低温待脱臭油进行热交换；

第十步：换热后120～135℃的脱臭成品油通过第十四号管路至脱臭油输出泵，输送至十五号管路，十五号管路上有通往前置工序的十六号管路及从前置工序回来的十七号管路，用于脱臭成品油与前置工序低温油的继续换热；

第十一步：与前置工序低温油换热后50～60℃的脱臭成品油，进入成品油冷却器，经冷却水最终冷却至30～40℃后，最终得到降温后的脱臭成品油，经十八号管路输出脱臭成品油；

第十二步：完毕。

本发明的有益效果如下：

本发明结构紧凑、合理，操作方便，通过采用三温脱臭工艺，合理、有效的控制脱臭各阶段温度，缩短了脱臭时间，使植物油、尤其花生油中缩水甘油酯含量低于1ppm(1000μg/kg)，缩水甘油酯增加值低于0.8ppm，塑化剂含量远低于国标，同时使油中营养成分得到最大限度的保留。该工艺适用于不同品种、不同品质植物油的脱臭处理。

本发明工艺流程灵活可调；除常规工艺流程外，可只用1个板式脱臭塔，可用1个板式脱臭塔串联1个或2个填料脱臭塔，也可只用填料脱臭塔；可先进入板式脱臭塔，再依次进入填料脱臭塔；进行物理脱酸生产工艺时，可先进入填料脱臭塔，再进入板式脱臭塔，最终进入后续填料脱臭塔。

本发明所述的板式脱臭塔，其内设的直接蒸汽喷管、猛犸泵双重汽提装置，使直接汽提效果剧烈，可在较短的时间内有效保证热脱色及油中塑化剂等物质脱除的效果；如生产玉米油等易水解油品时，为了控制汽提程度，可只开直接蒸汽喷管，使汽提均匀，避免油脂水解。

本发明所述的填料脱臭塔主要用于脱酸，兼顾塑化剂、其它挥发性物质等的脱除。螺旋喷嘴进油，使油以轻微的闪蒸形式进塔，促进油中挥发性物质的脱除。

本发明所述的真空降膜油油换热器，管程中的脱臭成品油在真空状态下、在管内壁成均匀薄膜并向下流动，在与待脱臭油的降温过程中，不用水蒸汽汽提即可去除油中部分脂肪酸及易挥发物质，使脱臭成品油酸价更低、质量更好。

附图说明

图1为本发明的结构示意图。

其中：1、一号管路；2、一号真空管；3、真空降膜油油换热器；4、脱臭油进口；5、待脱臭油出口；6、二号管路；7、十三号管路；8、待脱臭油进口；9、导热油进油总管；10、导热油回油总管；11、第一导热油进油管路；12、最终加热器一；13、三号管路；14、真空总管；15、二号真空管；16、板式脱臭塔；17、第二导热油进油管路；18、最终加热器二；19、六号管路；20、三号真空管；21、填料脱臭塔一；22、第三导热油进油管路；23、最终加热器三；24、九号管路；25、四号真空管；26、填料脱臭塔二；27、五号真空管；28、填料脱臭塔三；29、十八号管路；30、成品油冷却器；31、十二号管路；32、填料塔抽出泵三；33、十一号管路；34、填料塔抽出泵二；35、十号管路；36、八号管路；37、八号分管；38、填料塔抽出泵一；39、七号管路；40、五号分管；41、五号管路；42、板塔抽出泵；43、四号管路；44、十五号管路；45、脱臭油输出泵；46、十六号管路；47、十七号管路；48、十四号管路；49、直接蒸汽总管；50、第一直接蒸汽管路；51、二号分管；52、第二直接蒸汽管路；53、第三直接蒸汽管路；54、第四直接蒸汽管路。

具体实施方式

下面结合附图，说明本发明的具体实施方式。

如图1所示，本实施例的降低植物油缩水甘油酯及塑化剂的脱臭系统，包括真空降膜油油换热器3，真空降膜油油换热器3下部设置有待脱臭油进口8，待脱臭油进口8通过一号管路1连接待脱臭油，真空降膜油油换热器3上部设置有待脱臭油出口5和脱臭油进口4，待脱臭油出口5通过二号管路6与最终加热器一12连通，最终加热器一12的出口通过三号管路13与板式脱臭塔16连接，板式脱臭塔16的底部通过四号管路43连接板塔抽出泵42，然后通过五号管路41连接最终加热器二18，最终加热器二18的出口通过六号管路19连接填料脱臭塔一21，填料脱臭塔一21的底部通过七号管路39连接填料塔抽出泵一38，然后通过八号管路36与最终加热器三23，最终加热器三23的出口通过九号管路24连接填料脱臭塔二26，填料脱臭塔二26的底部通过十号管路35与填料塔抽出泵二34连接，然后通过十一号管路33与填料脱臭塔三28，填料脱臭塔三28的底部通过十二号管路31连接填料塔抽出泵三32，然后通过十三号管路7与脱臭油进口4连通；

真空降膜油油换热器3的底部安装有十四号管路48，十四号管路48通过脱臭油输出泵45输出至十五号管路44，十五号管路44与成品油冷却器30连通，成品油冷却器30上部设置有十八号管路29，脱臭成品油通过十八号管路29输出，十五号管路44上还通过十六号管路46和十七号管路47连接至前道工序热交换器；

还包括真空总管14，真空降膜油油换热器3的顶面设置有一号真空管2，板式脱臭塔16的顶面设置有二号真空管15，填料脱臭塔一21的顶部设置有三号真空管20，填料脱臭塔二26的顶面设置有四号真空管25，填料脱臭塔三28的顶面设置有五号真空管27，上述所有真空管与真空总管14连通，真空总管14还与脂肪酸捕集器连通；

还包括直接蒸汽总管49，直接蒸汽总管49上分支有第一直接蒸汽管路50、第二直接蒸汽管路52、第三直接蒸汽管路53和第四直接蒸汽管路54，上述各蒸汽管路分别与板式脱臭塔16、填料脱臭塔一21、填料脱臭塔二26和填料脱臭塔三28连通；

还包括与各最终加热器循环连通的导热油进油总管9和导热油回油总管10。

填料脱臭塔并列设置有三个或三个以上。

二号管路6上分支有二号分管51，二号分管51与五号管路41连通。

二号管路6和二号分管51上均安装有阀门。

五号管路41和十三号管路7之间通过分支管连通，五号管路41与八号管路36之间通过五号分管40连通。

八号管路36和十三号管路7之间通过分支管连通，八号管路36和二号管路6之间通过八号分管37连通。

成品油冷却器30上设置有两个冷却水管口。

十一号管路33和十三号管路7之间通过分支管连通。

本实施例的降低植物油缩水甘油酯及塑化剂的脱臭系统的脱臭工艺，包括如下操作步骤：

第一步：100～110℃的待脱臭油通过一号管路1进入真空降膜油油换热器3壳程中；

第二步：待脱臭油在真空降膜油油换热器3中进行换热，换热至210～230℃后从壳程待脱臭油出口5输出，并通过二号管路6进入最终加热器一12中；

第三步：在最终加热器一12通过来自第一导热油进油管路11的高温导热油间接加热至220℃～250℃后，通过三号管路13进入板式脱臭塔16中，通过来自第一直接蒸汽管路50的直接蒸汽进行汽提，完毕后从底部的四号管路43输出；

第四步：油经板塔抽出泵42，并通过五号管路41进入最终加热器二18中；

第五步：在最终加热器二18通过来自第二导热油进油管路17的高温导热油间接加热至245℃～260℃后，通过六号管路19进入填料脱臭塔一21中，通过塔内填料及来自第二直接蒸汽管路52的直接蒸汽汽提，完毕后从底部的七号管路39输出；

第六步：油经填料塔抽出泵一38，并通过八号管路36进入最终加热器三23中；

第七步：在最终加热器三23通过来自第三导热油进油管路22的高温导热油间接加热至240℃～260℃后，通过九号管路24进入填料脱臭塔二26中，通过塔内填料及来自第三直接蒸汽管路53的直接蒸汽汽提，完毕后从底部的十号管路35输出；

第八步：油经填料塔抽出泵二34，并通过十一号管路33进入填料脱臭塔三28中，通过塔内填料及来自第四直接蒸汽管路54的直接蒸汽汽提；

第九步：得到230～250℃的高温脱臭成品油从填料脱臭塔三28底部的十二号管路31输出，经填料塔抽出泵三32，并通过十三号管路7进入真空降膜油油换热器3管程中与壳程中的低温待脱臭油进行热交换；

第十步：换热后120～135℃的脱臭成品油通过第十四号管路48至脱臭油输出泵45，输送至十五号管路44，十五号管路44上有通往前置工序的十六号管路46及从前置工序回来的十七号管路47，用于脱臭成品油与前置工序低温油的继续换热；

第十一步：与前置工序低温油换热后50～60℃的脱臭成品油，进入成品油冷却器30，经冷却水最终冷却至30～40℃后，最终得到降温后的脱臭成品油，经十八号管路29输出脱臭成品油；

第十二步：完毕。

实施例一：

第一步：100℃的待脱臭油通过一号管路1进入真空降膜油油换热器3壳程中；

第二步：待脱臭油在真空降膜油油换热器3中进行换热，换热至210℃后从壳程待脱臭油出口5输出，并通过二号管路6进入最终加热器一12中，此时阀v1被打开；

第三步：在最终加热器一12通过来自第一导热油进油管路11的高温导热油间接加热至220℃后，通过三号管路13进入板式脱臭塔16中，通过来自第一直接蒸汽管路50的直接蒸汽进行汽提，实现热脱色及油中部分脂肪酸、塑化剂等挥发性物质脱除，完毕后从底部的四号管路43输出；

第四步：油经板塔抽出泵42，并通过五号管路41进入最终加热器二18中，此时阀v4被打开；

第五步：在最终加热器二18通过来自第二导热油进油管路17的高温导热油间接加热至245℃后，通过六号管路19进入填料脱臭塔一21中，通过塔内填料及来自第二直接蒸汽管路52的直接蒸汽汽提，脱除脂肪酸、塑化剂等挥发性物质，完毕后从底部的七号管路39输出；

第六步：油经填料塔抽出泵一38，并通过八号管路36进入最终加热器三23中，此时阀v7被打开；

第七步：在最终加热器三23通过来自第三导热油进油管路22的高温导热油间接加热至240℃后，通过九号管路24进入填料脱臭塔二26中，通过塔内填料及来自第三直接蒸汽管路53的直接蒸汽汽提，继续脱除脂肪酸、塑化剂等挥发性物质，完毕后从底部的十号管路35输出；

第八步：油经填料塔抽出泵二34，并通过十一号管路33进入填料脱臭塔三28中，通过塔内填料及来自第四直接蒸汽管路54的直接蒸汽汽提，再次脱除脂肪酸、塑化剂等挥发性物质，此时阀v9被打开；

第九步：得到230℃的高温脱臭成品油从填料脱臭塔三28底部的十二号管路31输出，经填料塔抽出泵三32，并通过十三号管路7进入真空降膜油油换热器3管程中与壳程中的低温待脱臭油进行热交换；

第十步：换热后120℃的脱臭成品油通过十四号管路48至脱臭油输出泵45，输送至十五号管路44，十五号管路44上有通往前置工序的十六号管路46及从前置工序回来的十七号管路47，用于脱臭成品油与前置工序低温油的继续换热；

第十一步：与前置工序低温油换热后50℃的脱臭成品油，进入成品油冷却器30，经冷却水最终冷却至30℃后，最终得到降温后的脱臭成品油，经十八号管路29输出脱臭成品油；

第十二步：完毕。

实施例二：

第一步：110℃的待脱臭油通过一号管路1进入真空降膜油油换热器3壳程中；

第二步：待脱臭油在真空降膜油油换热器3中进行换热，换热至230℃后从壳程待脱臭油出口5输出，并通过二号管路6进入最终加热器一12中，此时阀v1被打开；

第三步：在最终加热器一12通过来自第一导热油进油管路11的高温导热油间接加热至250℃后，通过三号管路13进入板式脱臭塔16中，通过来自第一直接蒸汽管路50的直接蒸汽进行汽提，实现热脱色及油中部分脂肪酸、塑化剂等挥发性物质脱除，完毕后从底部的四号管路43输出；

第四步：油经板塔抽出泵42，并通过五号管路41进入最终加热器二18中，此时阀v4被打开；

第五步：在最终加热器二18通过来自第二导热油进油管路17的高温导热油间接加热至260℃后，通过六号管路19进入填料脱臭塔一21中，通过塔内填料及来自第二直接蒸汽管路52的直接蒸汽汽提，脱除脂肪酸、塑化剂等挥发性物质，完毕后从底部的七号管路39输出；

第六步：油经填料塔抽出泵一38，并通过八号管路36进入最终加热器三23中，此时阀v7被打开；

第七步：在最终加热器三23通过来自第三导热油进油管路22的高温导热油间接加热至260℃后，通过九号管路24进入填料脱臭塔二26中，通过塔内填料及来自第三直接蒸汽管路53的直接蒸汽汽提，继续脱除脂肪酸、塑化剂等挥发性物质，完毕后从底部的十号管路35输出；

第八步：油经填料塔抽出泵二34，并通过十一号管路33进入填料脱臭塔三28中，通过塔内填料及来自第四直接蒸汽管路54的直接蒸汽汽提，再次脱除脂肪酸、塑化剂等挥发性物质，此时阀v9被打开；

第九步：得到250℃的高温脱臭成品油从填料脱臭塔三28底部的十二号管路31输出，经填料塔抽出泵三32，并通过十三号管路7进入真空降膜油油换热器3管程中与壳程中的低温待脱臭油进行热交换；

第十步：换热后135℃的脱臭成品油通过十四号管路48至脱臭油输出泵45，输送至十五号管路44，十五号管路44上有通往前置工序的十六号管路46及从前置工序回来的十七号管路47，用于脱臭成品油与前置工序低温油的继续换热；

第十一步：与前置工序低温油换热后60℃的脱臭成品油，进入成品油冷却器30，经冷却水最终冷却至40℃后，最终得到降温后的脱臭成品油，经十八号管路29输出脱臭成品油；

第十二步：完毕。

实施例三：

第一步：105℃的待脱臭油通过一号管路1进入真空降膜油油换热器3壳程中；

第二步：待脱臭油在真空降膜油油换热器3中进行换热，换热至220℃后从壳程待脱臭油出口5输出，并通过二号管路6进入最终加热器一12中，此时阀v1被打开；

第三步：在最终加热器一12通过来自第一导热油进油管路11的高温导热油间接加热至230℃后，通过三号管路13进入板式脱臭塔16中，通过来自第一直接蒸汽管路50的直接蒸汽进行汽提，实现热脱色及油中部分脂肪酸、塑化剂等挥发性物质脱除，完毕后从底部的四号管路43输出；

第四步：油经板塔抽出泵42，并通过五号管路41进入最终加热器二18中，此时阀v4被打开；

第五步：在最终加热器二18通过来自第二导热油进油管路17的高温导热油间接加热至250℃后，通过六号管路19进入填料脱臭塔一21中，通过塔内填料及来自第二直接蒸汽管路52的直接蒸汽汽提，脱除脂肪酸、塑化剂等挥发性物质，完毕后从底部的七号管路39输出；

第六步：油经填料塔抽出泵一38，并通过八号管路36进入最终加热器三23中，此时阀v7被打开；

第七步：在最终加热器三23通过来自第三导热油进油管路22的高温导热油间接加热至250℃后，通过九号管路24进入填料脱臭塔二26中，通过塔内填料及来自第三直接蒸汽管路53的直接蒸汽汽提，继续脱除脂肪酸、塑化剂等挥发性物质，完毕后从底部的十号管路35输出；

第八步：油经填料塔抽出泵二34，并通过十一号管路33进入填料脱臭塔三28中，通过塔内填料及来自第四直接蒸汽管路54的直接蒸汽汽提，再次脱除脂肪酸、塑化剂等挥发性物质，此时阀v9被打开；

第九步：得到240℃的高温脱臭成品油从填料脱臭塔三28底部的十二号管路31输出，经填料塔抽出泵三32，并通过十三号管路7进入真空降膜油油换热器3管程中与壳程中的低温待脱臭油进行热交换；

第十步：换热后125℃的脱臭成品油通过十四号管路48至脱臭油输出泵45，输送至十五号管路44，十五号管路44上有通往前置工序的十六号管路46及从前置工序回来的十七号管路47，用于脱臭成品油与前置工序低温油的继续换热；

第十一步：与前置工序低温油换热后55℃的脱臭成品油，进入成品油冷却器30，经冷却水最终冷却至35℃后，最终得到降温后的脱臭成品油，经十八号管路29输出脱臭成品油；

第十二步：完毕。

真空降膜油油换热器3顶部的一号真空管2、板式脱臭塔16顶部的二号真空管15、填料脱臭塔一21顶部的三号真空管20、填料脱臭塔二26顶部的四号真空管25、填料脱臭塔三28顶部的五号真空管27均并联连接，直接接入真空总管14，可有效保证各设备内真空度，保证脱臭效果。真空总管14连接至脂肪酸捕集器，混合气体经脂肪酸捕集器，脂肪酸等高沸点组分被冷凝回收后，进入真空系统。

最终加热器一12第一导热油进油管路11、最终加热器二18第二导热油进油管路17、最终加热器三23第三导热油进油管路22均并联接入导热油进油总管9，换热后的导热油均并联接入导热油回油总管10。

板式脱臭塔16第一直接蒸汽管路50、填料脱臭塔一21第二直接蒸汽管路52、填料脱臭塔二26中第三直接蒸汽管路53、填料脱臭塔三28第四直接蒸汽管路54均并联接入直接蒸汽总管49。

待脱臭油经管路输送至真空降膜油油换热器3，与经管路输送至真空降膜油油换热器3的高温脱臭成品油进行热交换，待脱臭油走壳程，高温脱臭成品油走管程。

换热后的待脱臭油通过阀门阀v1，经管路输送至最终加热器一12加热，用高温导热油加热至脱臭工艺所需温度后，进入板式脱臭塔16；

经板塔抽出泵42，通过阀门阀v4输送至最终加热器二18，经高温导热油加热后，进入填料脱臭塔一21；

再经填料塔抽出泵一38，通过阀门阀v7输送至最终加热器三23，经高温导热油加热后，进入填料脱臭塔二26；最终经填料塔抽出泵二34，通过阀门阀v9输送至填料脱臭塔三28，得到脱臭成品油。脱臭成品油经填料塔抽出泵三32输送至真空降膜油油换热器3，与待脱臭油热交换降温后在换热器下部暂存罐中暂存，经脱臭油输出泵45输送，先与前道工艺低温油热交换降温，再通过成品油冷却器30用水进行最终冷却后，最终得到降温后的脱臭成品油。

真空降膜油油换热器3、板式脱臭塔16、填料脱臭塔一21、填料脱臭塔二26、填料脱臭塔三28顶部真空抽出口均并联连接，直接接入真空总管14，可有效保证各设备内真空度，保证脱臭效果。

最终加热器一12、最终加热器二18、最终加热器三23为螺旋板换热器，通过高温导热油对待脱臭油进行加热。

可通过阀门开关的调节，调整脱臭工艺流程。

开启阀门阀v1、阀v4、阀v7、阀v10，待脱臭油的实际脱臭工艺路径为最终加热器一12→板式脱臭塔16→板塔抽出泵42→最终加热器二18→填料脱臭塔一21→填料塔抽出泵一38→最终加热器三23→填料脱臭塔二26→填料塔抽出泵二34；即待脱臭油依次进入板式脱臭塔16、填料脱臭塔一21、填料脱臭塔二26，不进入填料脱臭塔三28。

开启阀门阀v1、阀v4、阀v8，待脱臭油的实际脱臭工艺路径为最终加热器一12→板式脱臭塔16→板塔抽出泵42→最终加热器二18→填料脱臭塔一21→填料塔抽出泵一38；即待脱臭油依次进入板式脱臭塔16、填料脱臭塔一21，不进入填料脱臭塔二26、填料脱臭塔三28。

开启阀门阀v1、阀v3，待脱臭油的实际脱臭工艺路径为最终加热器一12→板式脱臭塔16→板塔抽出泵42；即待脱臭油仅进入板式脱臭塔16。

在板式脱臭塔16、填料脱臭塔一21均使用的情况下，可通过阀门开关调整油进入上述两个设备的先后顺序。开启阀门阀v2、阀v6，待脱臭油的实际工艺路径为最终加热器二18→填料脱臭塔一21→填料塔抽出泵一38→最终加热器一12→板式脱臭塔16→板塔抽出泵42；即待脱臭油依次进入填料脱臭塔一21、板式脱臭塔16，两设备顺序交换。

此外，开启阀门阀v5，关闭阀门阀v3、阀v4，待脱臭油直接从板式脱臭塔16至填料脱臭塔二26；开启阀门阀v2、阀v7，关闭阀门阀v1、阀v3、阀v4、阀v5，待脱臭油不经过板式脱臭塔16；填料脱臭塔的工艺路径可依照前述说明进行调整。

可取消填料塔抽出泵二34，将填料脱臭塔二26、填料脱臭塔三28设备布置保证一定的高差，使油可靠重力由填料脱臭塔二26自流至填料脱臭塔三28；

该配置可降低电耗和设备投资；

两个填料脱臭塔顶部真空抽出口均直接接入真空总管14，使塔内真空度好，降低了填料高度对真空度压降的影响，脱臭效果优于将两个填料脱臭塔合并为1个塔的系统配置。

可将板式脱臭塔16的板塔层调整为五层，使脱臭时间更易调节、控制；相同处理量情况下浅油层可使汽提作用更明显，脱臭效果更好。实际生产中，板塔层数依具体情况确定，并不限于五层。

可取消最终加热器三23，利用油在填料脱臭塔一21内汽提前后的温差，达到三温脱臭的效果；将最终加热器一12、最终加热器二18从螺旋板换热器换为真空加热器。真空加热器用高压蒸汽间接加热待脱臭油，同时辅以直接蒸汽汽提，在升温过程中起到预脱臭的作用，有助于脱臭成品油质量的提升。

可通过阀门开关的调节，调整脱臭工艺流程，除常规流程外，非常规流程具体如下：

待脱臭油依次进入板式脱臭塔16、填料脱臭塔一21、填料脱臭塔二26，不进入填料脱臭塔三28。

待脱臭油依次进入板式脱臭塔16、填料脱臭塔一21，不进入填料脱臭塔二26、填料脱臭塔三28。

待脱臭油依次进入板式脱臭塔16、填料脱臭塔二26、填料脱臭塔三28，不进入填料脱臭塔一21。

待脱臭油仅进入板式脱臭塔16。

待脱臭油依次进入填料脱臭塔一21、板式脱臭塔16，两设备顺序交换。

此外，待脱臭油可不经过板式脱臭塔16；填料脱臭塔的工艺路径可依照前述说明进行调整。

本发明所述的工艺生产线所得脱臭成品油，在常规指标合格的情况下，缩水甘油酯和塑化剂指标如下：

花生油：缩水甘油酯＜1000μg/kg；

塑化剂dbp≤0.07ppm，

dehp≤0.35ppm，

dibp≤0.04ppm，

dinp未检出。

玉米油：缩水甘油酯＜800μg/kg；

葵花籽油：缩水甘油酯＜800μg/kg。

该脱臭工艺及系统还适用于大豆油、菜籽油等其它植物油脂，其缩水甘油酯均＜1000μg/kg，缩水甘油酯增加值均＜0.8ppm；花生油以外的其它植物油脂，其脱臭成品油塑化剂含量均低于花生脱臭成品油。

经检测，脱臭成品油经过真空降膜油油换热器3真空成膜降温后，酸价可降低0.01～0.015mgkoh/g。

以上描述是对本发明的解释，不是对发明的限定，本发明所限定的范围参见权利要求，在本发明的保护范围之内，可以作任何形式的修改。