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经过石油实沸点蒸馏数据的切割或假组分的处理，石油体系的加工过程就可以按照多组分明确体系来处理，这样就可以实现石油假多元系的相平衡计算。因此，石油蒸馏过程就可以按照精馏的基本原理和规律进行设计和分析。
与常规精馏相比，石油蒸馏有十分显著的特点，这些特点甚至会导致在实际设计中考虑不同的原则和采用不同的设计计算方法。
石油是烃类和非烃类的复杂混合物。在实际的石油精馏过程中，石油蒸馏产品是一个沸程范围，因此对分馏精确度的要求较低，不像明确组分体系的化工产品的精馏过程对组成要求的那样高。石油体系的沸程极宽，包括可气化的一次加工馏分和难以气化的胶质、沥青质等二次加工原料。一方面，高碳数的一次加工馏分油沸点高，易于产生裂化。为此，需采取防止一次加工原料分解的技术手段（加热炉一次气化、水蒸气汽提、减压操作），尽量缩短原料油在高温设备内的停留时间，不能采用常规精馏过程的再沸器，因而石油蒸馏过程不能称为精馏过程，而是蒸馏过程。石油蒸馏不仅生产燃料油、溶剂油和润滑油等一次加工产品，而且也生产乙烯料、操作料、减压瓦斯油等二次加工原料，涉及到常压和减压两部分，因而通常称为常减压蒸馏装置。
一．原油蒸馏塔的工艺特征
由于石油体系的特殊性，石油常减压蒸馏过程具有很大的特殊性，因而常减压蒸馏塔具有特殊的工艺特征，其它油品蒸馏塔也常常具有与之相似的工艺特征。
1．石油常压塔的工艺特点
（1）一次气化过程
石油中的常压重油在高温时易于发生热裂化。热裂化产生的焦炭，尤其是胶质所产生的胶状炭易于堵塞塔设备，从而引起生产事故。为了减少重质油在塔底的停留时间，石油常压塔和减压塔都采用了无再沸器和无提馏段的加热炉加热一次气化工艺，相当于原料从精馏塔塔底进入，因此常压塔和减压塔都是一个仅有精馏段及塔顶冷凝系统的不完整精馏塔。
为了保证产品的收率，这种一次气化工艺要求加热炉的出口温度一方面必须保证石油热裂解程度最小，不会产生积炭，另一方面也要保证石油进入蒸馏塔后的气化率达到实沸点切割的产品收率，因此常压塔和减压塔的产品方案制定都是按照常压炉和减压炉的最高不生焦加热温度制定的。目前的生产经验，一般常压炉的最高炉出口温度在360～370℃之间，减压炉最高炉的出口温度在410～420℃之间。
（2）侧线精馏段
按照多元精馏原理，但要把原料分割成N个产品，一般需要N-1个精馏塔，具体数目取决于原料条件、分离要求、分离体系等方面。当产品纯度要求极高时（气体分馏装置中的丙烯精馏塔要求塔顶聚合级丙烯的纯度为99.5％以上），则至少需要二座精馏塔。然而石油复杂体系的分离要求的产品分离精确度并不很高，并且两种产品之间需要的塔板数并不多，因而采用单塔多侧线构型更适于大规模连续生产，技术经济性更高，但石油体系的馏分含量波动较大，侧线产品的质量需要配备专门的控制手段。
（3）汽提段（塔）
景茂科技油品蒸馏塔对侧线分离的补充可以采用两种方式：简单的水蒸汽汽提塔或带再沸器的提馏段。
对于侧线产品质量的控制常常采用侧线汽提塔。在汽提塔底部吹入少量过热水蒸气以降低侧线产品的油气分压，使混入产品中的较轻馏分气化而返回蒸馏塔内，这样做既可达到分离要求，而且也很简便。侧线汽提用的过热水蒸气量通常为侧线产品的2％～3％(质量分数)，塔板数一般为4～6层左右。
侧线汽提塔的液相产品出装置，而气相产品则需回注到侧线抽出板的气相空间，这就要求侧线汽提塔的操作压力高于侧线抽出板的压力。因此侧线汽提塔的进料位置和蒸馏塔侧线抽出位置要求有一定的位差，以保证侧线液体自然流出蒸馏塔和气相能够顺利返回蒸馏塔，位差的大小取决于侧线馏分油的液体密度，位差的工程设计必须保证足够的安全因素，以抵御操作波动的影响。
当侧线馏分油的密度较小时，有时操作中需要频繁提高侧线汽提蒸气的量，会造成侧线汽提塔的气相返回和液相抽出的不畅，实际设计可以将气相返回的位置适当上移1～2层塔板，由于返回口的操作压力更低而能够更好地保证侧线汽提塔的操作。
由于侧线汽提塔的塔板数很少，并且各侧线都需要配备侧线汽提塔，为了减小占地面积，各侧线汽提塔常常重叠起来，参见图6-，但相互之间是隔开的。
有些情况下，侧线的汽提塔不采用水蒸汽汽提，而是采用带再沸器的提馏段，称为再沸汽提塔。再沸器的热源一般采用该侧线以下温度更高的侧线油为加热热源，这种做法是基于以下几点考虑： 侧线油品汽提时，产品中会溶解微量水分，对有些要求低凝点或低冰点的产品如航空煤油可能使冰点升高。采用再沸提馏可避免此弊病。汽提用水蒸气的质量分数虽小，但水的相对分子质量比煤油、柴油低十数倍，因而体积流量相当大，增大了塔内的气相负荷。重质馏分油的侧线，由于热裂化的问题而不宜采用再沸汽提方式。
采用再沸汽提代替水蒸气汽提会使流程设备复杂些，但可以减少污水排放，因此采用何种方式要具体分析。至于侧线油品用作二次化学加工和产品精制原料时，如催化料，加氢改质料，催化裂化原料和柴油加氢原料等时，则可不必汽提。
塔底汽提段：常压塔进料气化段中未气化的油料流向塔底，这部分油料中还含有相当多的＜350℃轻馏分。为了提高常压塔的拔出率，降低后续加工的难度，常压重油也要继续分离，也可以采用侧线汽提塔的方式，但在生产实际中，塔底产品汽提和侧线汽提略有差异。
由于常压重油的流量极大，一般占石油的40%以上，采用侧线汽提塔需要较大的位差和塔径，在这种情况下，常常在蒸馏塔底设置汽提段，塔板数也为4～6层。塔底汽提在塔底吹入过热水蒸气以使其中的轻馏分气化后返回精馏段，以达到提高常压塔拔出率和减轻减压塔、减压炉负荷的目的。塔底吹入的过热水蒸气的质量分数一般为2％～4％。
（a）
（b）
图6-10 常压塔构型
（4）全塔热平衡
常减压塔由于塔底不用再沸器，塔底和侧线汽提水蒸气(一般约450℃)虽也带入一些热量，但由于只放出部分显热，而且水蒸气量不大因而这部分热量是相对很小的。因此常减压塔的热量来源几乎完全取决于加热炉。通过全塔热平衡，引出以下的结果： 常压塔进料的气化率至少应等于塔顶产品和各侧线产品的产率之和，否则不能保证要求的拨出率或轻质油收率。在实际设计和操作中，为了使常压塔精馏段最低一个侧线至进料段之间塔段内的塔板上有足够的液相回流以保证最低侧线产品的质量，原料油进塔后的气化率应比塔上部各种产品的总收率略高一些，高出的部分称为过气化度。 过气化度越高，侧线产品的质量越好，但常压炉的热负荷就会越高，加工能耗也就越高。实际生产中，只要侧线产品质量能保证，过气化度低一些是有利的，这不仅可减轻加热炉负荷，而且对于炉出口温度降低、减少油料的裂化是十分有利的。适宜常压塔的过气化度一般为2％～4％。 在常压塔只靠进料供热，而进料的状态(温度、气化率)又已被规定的情况下，塔内的回流比实际上就被全塔热平衡确定了。因此常压塔的回流比是由全塔热平衡决定的，变化的余地不大。幸而常压塔产品要求的分离精确度不太高，只要塔板数选择适当，在一般情况下，由全塔热平衡所确定的回流比已完全能满足精馏的要求。
2．分馏精确度
（1）分馏精确度的表示方法
对二元或多元系，分馏精确度可以容易地用组成来表示。例如对A(轻组分)、B(重组分)二元混合物的分馏精确度可用塔顶产物中B的含量和塔底产物中A的含量来表示。
图6-11 相邻馏分间的间隙与重叠
景茂科技对于石油精馏塔中相邻两个馏分之间的分馏精确度，则通常用该两个馏分的馏分组成或蒸馏曲线(一般是恩氏蒸馏曲线)的相互关系来表示。如图6-11所示，倘若较重馏分的初馏点高于较轻馏分的终馏点，则两个馏分之间有些“脱空”，则称这两个馏分之间有一定的“间隙”。间隙可以下式表示。
式中 和 分别表示重馏分的初馏点和轻馏分的终馏点。间隙愈大表示分馏精确度愈高。当 ＜ ＜或( － )为负值时则称为重叠，这意味着一部分重馏分进到轻馏分中去了，重叠值(绝对值)愈大，则表示分馏精确度愈差。
在实际应用中，恩氏蒸馏的 和 不易得到准确数值，通常是用较重馏分的5％点与 较轻馏分的95％点 之间的差值来表示分馏精确度，即，
上式结果为负值时表示重叠。
（2）分馏精确度与回流比、塔板数的关系
影响分馏精确度的主要因素是体系中组分之间分离的难易程度、回流比和塔板数。对二元和多元物系，分离的难易程度可以组分之间的相对挥发度来表示；对于石油馏分则可以用两馏分的恩氏蒸馏50％点温度之差Δt来表示。实际应用中，用虚拟组分体系的办法来计算所需的回流比和塔板数。
（3）关于工艺工程中塔板效率的讨论
单纯从传质和塔设备的角度来看，影响塔板效率的因素主要为物性因素、气液负荷和塔板几何结构、塔内返混等方面，已有极为广泛的应用基础研究，在工程实际的各个环节都存在着许多不可预知的问题。对于实际塔板的效率及板效率模型可以参考塔内件专利商提供的数据和相关塔设备的技术资料。
蒸馏塔工程问题主要涉及设计、安装和操作等三个方面。设计方面，对蒸馏塔效率的影响主要体现在理论板数的计算方面；在安装方面主要表现于塔板的安装水平度对塔板操作效率的影响；在操作方面，主要反映在进料条件的变化对所需理论板数的影响等。除此之外，其它的影响因素还包括：塔规模、生产体系的操作特征、换热设备的渗漏等方面。
塔规模的影响：塔规模和塔性能之间的矛盾限制了塔设备的大型化。随着设备规模越大，非理想的气液流动加剧，或者气液接触的均匀性变差，造成了塔设备处理能力降低，塔板效率降低和压降增加。
相平衡预测误差的影响：相平衡预测是精馏设计中首要的工作，相平衡模型选择不当和相平衡模型本身的误差都会引起相对挥发度的预测误差。当相对挥发度较高时，相平衡模型本身的预测的误差对理论板数计算的影响较小，但当相对挥发度接近于1时，相平衡预测的很小误差就会引起理论板数计算巨大的误差。例如气体分馏装置中的丙烯精馏塔。
进料组成的影响：进料组成波动是影响蒸馏塔表观板效率另一个重要的因素。按照化工原理，进料组成降低，精馏段所需的理论板数增加；进料组成增加，提馏段所需的理论板数增加。若工程设计注意到进料组成波动的影响，设计多个进料位置。
操作体系特征的影响：不同蒸馏塔具有不同的操作特征。在炼油工程中，有些精馏塔虽然是按照塔板效率设计，但塔操作的效果并非受塔板效率控制，因而表现出极低的塔板效率，如重整装置中的蒸发脱水塔。
换热器泄漏的影响：许多塔设备为了提高热量利用效率，在整个工艺工程中设置了许多换热器、换热网络、中间换热器等。一旦换热器出现泄漏，若与同一体系的介质换热，这些泄漏的物料就会带入塔内，若靠近抽出口，则可能出现‘塔操作表现一切正常，但产品质量不合格。’的问题，直观反映就是塔板效率低。
雾沫夹带和泄漏的影响：塔内雾沫夹带和泄漏是纵向返混，不仅会降低塔板效率，而且也会影响产品质量。在油品蒸馏塔中，雾沫夹带是影响产品干点的主要因素，一旦油品D86 90％点到干点之间出现拖尾现象，可以肯定是塔内雾沫夹带十分严重引起的。泄漏是影响产品初馏点的重要因素，当侧线产品初馏点变轻时，塔板泄漏有可能发生。雾沫夹带和泄漏对油品蒸馏塔的影响主要表现于侧线产品重叠严重，使得蒸馏塔表现出低塔板效率。
雾沫夹带是原油减压塔的特征操作状态。虽然工程设计中严格控制了雾沫夹带，但雾沫夹带依然存在。无论减压塔采用板式塔，还是填料塔，减一线胶质含量高证明了不挥发的胶质从进料气化段通过雾沫夹带带到了塔上部的事实。
3．景茂科技回流方式
与二元系或多元系精馏塔相比，石油精馏塔具有一些自己的工艺特点：处理量大；回流比是由精馏塔的热平衡确定而不是由分馏精确度确定，塔内气、液相负荷沿塔高是变化的，甚至是有较大的变化幅度；沿塔高的温差比较大等。由于这些特点，石油精馏塔的回流方式除了采用惯常所用的塔顶冷回流和塔顶热回流以外，还常常采用其他的回流方式。下面着重讨论石油精馏塔的一些特殊的回流方式。
（1）塔顶油气二级冷凝冷却
图6-12 二级冷凝冷却
常压蒸馏塔的年处理量经常以数百万吨计。以年处理量为250×x104t的常压塔为例，其塔顶馏出物的冷凝冷却器的传热面积常达2～3km2，耗费大量的钢材和投资。塔顶冷凝冷却面积如此巨大的原因，一则是负荷很大，二则是传热温差比较小。为了减少常压塔顶冷凝冷却器所需的传热面积，在某些条件下可采用如图6-12所示的二级冷凝冷却方案。所谓二级冷凝冷却是首先将塔顶油气(例如105℃)基本上全部冷凝(一般冷到55～90℃)，将回流部分用泵送回塔顶，然后将出装置的产品部分进一步冷却到安全温度(例如40℃)以下。
（2）塔项循环回流
塔顶循环回流的工艺流程如图6-13所示。循环回流从塔内抽出经冷却至某个温度再送回塔中，物流在整个过程中都是处于液相，而且在塔内流动时一般也不发生相变化，它只是在塔里塔外循环流动，借助于换热器取走回流热。
图6-13 塔顶循环回流
塔顶循环回流主要是用在以下几种情况： 塔顶回流热较大，应回收这部分热量以降低装置能耗。塔顶循环回流的热量的温位(或者称能级)较塔顶冷回流的高，便于回收； 塔顶馏出物中含有较多的不凝气(如催化裂化主分馏塔)，使塔顶冷凝冷却器的传热系数降低，采用塔顶循环回流可大大减少塔顶冷凝冷却器的传热负荷，避免使用庞大的塔顶冷凝冷却器群； 要求尽量降低塔顶馏出线及冷凝冷却系统的流动压降，以保证塔顶压力不致过高(如催化裂化主分馏塔)，或保证塔内有尽可能高的真空度(如减压精馏塔)； 塔顶产品为汽油的蒸馏塔，一般为常压操作，塔顶温度处于100～130℃之间，因此塔顶冷凝器的冷却介质一般为水和空气。前者需要消耗大量的冷却水资源，而后者需要电耗。为了节能的目的，一般塔顶需要设置塔顶循环回流。
（3）中段循环回流
循环回流如果设在精馏塔的中部，就称为中段循环回流。石油精馏塔采用中段循环回流主要是出于以下两点考虑：塔内的气、液相负荷沿塔高分布是不均匀的，当只有塔顶冷回流时，气、液相负荷在塔顶第一、二板之间达到最高峰。在设计精馏塔时，总是根据最大气、液负荷来确定塔径的，也就是根据第一、二板间的气、液负荷来确定塔径。实际上，对于塔的其余部位并不要求有这样大的塔径。造成气、液相负荷这样分布的根本原因在于精馏塔内的独特的传热方式，即回流热由下而上逐板传递并逐板有所增加，最后全部回流热由塔顶回流取走。因此，如果在塔的中部取走一部分回流热，则其上部回流量可以减少，第一、二板之间的负荷也会相应减小，从而使全塔沿塔高的气、液相负荷分布比较均匀。这样，在设计时就可以采用较小的塔径，或者对某个生产中的蒸馏塔，采用中段循环回流后可以提高塔的生产能力。石油精馏塔的回流热数量很大，如何合理回收利用是一个节约能量的重要问题。石油精馏塔沿塔高的温度梯度较大，从塔的中部取走的回流热的温位显然要比从塔顶取走的回流热的温位高出许多，因而是价值更高的可利用热源。
由于以上两点考虑，大、中型石油精馏塔几乎都采用中段循环回流。当然，采用中段循环回流也会带来一些不利之处：中段循环回流上方塔板上的回流比相应降低，塔板效率有所下降；中段循环回流的出入口之间要增设换热塔板，使塔板数和塔高增大；相应地增设泵和换热器，工艺流程变得复杂等等。上述的不利影响应予以注意并采取一定的措施，如中段回流上部回流比减小的问题，可以对中段回流的取热量适当限制以保证塔上部的分馏精确度能满足要求。对常压塔，中段回流取热量一般以占全塔回流热的40％～60％为宜。
4．操作条件的确定
景茂科技在确定了物料平衡和选定了塔板数之后，就可以着手确定石油精馏塔的操作条件：压力、温度和回流量等。下面主要讨论石油精馏塔各点的温度和压力，回流方案的选择和回流量的计算方法则在前面已讨论过。确定石油精馏塔的温度、压力条件的原则与二元精馏塔是相同的，只是在具体方法上有所差别。确定操作温度和压力条件的主要手段是热平衡和相平衡计算，在计算时可以采用假多元系法，也可以采用经验图表算法。
（1）操作压力
石油常压精馏塔的最低操作压力最终是受制于塔顶产品接受罐的温度下的塔顶产品的泡点压力。常压塔顶产品通常是汽油馏分或重整原料，当用水作为冷却介质时，塔顶产品冷至40℃左右，产品接受罐(在不使用二级冷凝冷却流程时也就是回流罐)在0.1～0.25MPa的压力操作时，塔顶产品能基本上全部冷凝，不凝气很少。为了克服塔顶馏出物流经管线和设备的流动阻力，常压塔顶的压力应稍高于产品接受罐的压力，或者说稍高于常压。常压塔的名称盖出于此。
在确定塔顶产品接受罐或回流罐的操作压力后，加上塔顶馏出物流经管线、管件和冷凝冷却设备的压降即可计算得塔顶的操作压力。根据经验，通过冷凝器或换热器壳程（包括连接管线在内）的压降一般约为0.02MPa，使用空冷器时的压降可能稍低些。国内多数常压塔的塔顶操作压力大约在0.13～0.16MPa之间。
（2）操作温度
确定精馏塔的各部位的操作压力后，就可以求定各点的操作温度。
从理论上说，在稳定操作的情况下，可以将精馏塔内离开任一块塔板或气化段的气、液两相都看成处于相平衡状态。因此，气相温度是该处油气分压下的露点温度，而液相温度则是其泡点温度。虽然在实际上由于塔板上的气、液两相常常未能完全达到相平衡状态而使实际的气相温度稍偏高或液相的温度稍偏低，但是在设计计算中都是按上述的理论假设来计算各点的温度。
上述的计算方法中要计算油气分压时必须知道该处的回流量。因此，求定各点的温度需要综合运用热平衡和相平衡两个工具，用试差计算的方法。
二．减压蒸馏塔的工艺特征
1．减压精馏塔的工艺特征
原油减压塔除了具有一般常压塔的工艺特征以外，由于塔顶抽真空系统的不同而具有特殊的工艺特征和特点。
对减压塔的基本要求是在尽量避免油料发生分解反应的条件下尽可能多地拔出减压馏分油。做到这一点的关键在于提高气化段的真空度，需要有一套良好的塔顶抽真空系统外，—般还采取以下几种措施：
降低从气化段到塔顶的流动压降。这一点主要依靠减少塔板数和降低气相通过每层塔板的压降。减压塔在很低的压力(几千帕)下操作，各组分间的相对挥发度比在常压条件下大为提高，比较容易分离；另一方面，减压馏分之间的蒸馏精确度要求一般比常压蒸馏的要求为低，因此，有可能采用较少的塔板而达到分离的要求。通常在减压塔的两个侧线馏分之间只设3～5块精馏塔板就能满足分离的要求。为了降低每层塔板的压降，在我国，80年代以前减压塔内应采用压降较小的塔板，常用的有舌型塔板、网孔塔板、筛板等。规整填料技术的发展，大大提高了原油减压塔的技术经济性和生产效能。自90年代以后，国内的绝大部分的原油减压塔已经应用规整填料技术进一步降低压降，目前规整填料原油减压塔的压降已经降低到1.333～2.000kPa之间。
降低塔顶油气馏出管线的流动压降。为此，现代减压塔塔顶都不出产品，塔顶管线只供抽真空设备抽出不凝气之用，以减少通过塔顶馏出管线的气体量。因为减压塔顶没有产品馏出，故只采用塔顶循环回流而不采用塔顶冷回流。
一般的减压塔塔底汽提蒸气用量比常压塔大，其主要目的是降低气化段中的油气分压。当气化段的真空度比较低时，要求塔底汽提蒸气量较大。因此，从总的经济效益来看，减压塔的操作压力与汽提蒸气用量之间有一个最优的配合关系，在设计时必须具体分析。近年来，少用或不用汽提蒸气的干式减压蒸馏技术有较大的发展。
减压塔气化段温度并不是常压重油在减压蒸馏系统中所经受的最高温度，最高温度的部位是在减压炉出口。为了避免油品分解，对减压炉出口温度要加以限制，在生产润滑油时不得超过395℃，在生产裂化原料时不超过410～420℃，同时在高温炉管内采用较高的油气流速以减少停留时间。如果减压炉到减压塔的转油线的压降过大，则炉出口压力高，使该处的气化率降低而造成重油在减压塔气化段中由于热量不足而不能充分气化，从而降低了减压塔的拔出率。降低转油线压降的办法是降低转油线中的油气流速和炉管吸收转油线膨胀量。
缩短渣油在减压塔内的停留时间。塔底减压渣油是最重的物料，如果在高温下停留时间过长，则其分解、缩合等反应会进行得比较显著。其结果，一方面生成较多的不凝气使减压塔的真空度下降；另一方面会造成塔内结焦。因此，减压塔底部的直径常常缩小以缩短渣油在塔内的停留时间。有的减压塔还在塔底打入急冷油以降低塔底温度，减少渣油分解、结焦的倾向。
除了上述为满足“避免分解、提高拔出率”这一基本要求而引出的工艺特征外，减压塔还由于其中的油、气的物性特点而反映出另一些特征。 在减压下，油气、水蒸气、不凝气的比容大，比常压塔中油气的比容要高出十余倍。尽管减压蒸馏时允许采用比常压塔高得多(通常约两倍）的空塔线速，减压塔的直径还是很大。因此，在设计减压塔时需要更多地考虑如何使沿塔高的气相负荷均匀以减小塔径。为此，减压塔一般采用多个中段循环回流，常常是在每两个侧线之间都设中段循环回流。这样做也有利于回收利用回流热。 减压塔处理的油料比较重、粘度比较高，而且还可能含有一些表面活性物质。加之塔内的蒸气速度又相当高，因此蒸气穿过塔板上的液层时形成泡沫的倾向比较严重。为了减少携带泡沫，减压塔内的板间距比常压塔大。加大板间距同时也是为了减少塔板数。此外，在塔的进料段和塔顶都设计了很大的气相破沫空间，并设有破沫网等设施。
由于上述各项工艺特征，从外形来看，减压塔比常压塔显得粗而短。减压塔的底座较高，塔底液面与塔底油抽出泵入口之间的高差在10米左右，这主要是为了给热油泵提供足够的灌注头。
2．减压蒸馏的抽真空系统
减压精馏塔的抽真空设备可以用蒸气喷射器或机械真空泵。蒸气喷射器的结构简单，没有运转部件，使用可靠而无需动力机械，而且蒸气在炼厂中也是既安全又容易得到的。因此，炼油厂中的减压塔广泛地采用蒸气喷射器来产生真空。但是蒸气喷射器的能量利用效率非常低，仅2％左右，其中末级蒸气喷射器的效率最低。机械真空泵的能量利用效率—般比蒸气喷射器高8～10陪，还能减少酸水量。蒸气喷射器与其他机械真空泵的能牦对比数据见。
表6-1 蒸气喷射器及机械真空泵的能耗
国外大型蒸馏装置的数据表明，采用蒸气喷射器—机械真空泵的组合抽真空系统操作良好，具有较好的经济效益。因此，近年来，随着干式减压蒸馏技术的发展，采用机械真空泵的日渐增多。
（1）抽真空系统的流程
抽真空系统的作用是将塔内产生的不凝气(主要是裂解气和漏入的空气)和汽提蒸气连续地抽走以保证减压塔真空度的要求。
真空度的极限：在抽真空系统中，不论是采用直接混合冷凝器、间接式冷凝器还是空冷器，其中都会有水[冷却水和(或)冷凝水]存在。水在其本身温度下有一定的饱和蒸气压，故冷凝器内总会有若干水蒸气。因此，理沦上冷凝器中所能达到的残压最低只能达到该处温度下水的饱和蒸气压。
减压塔顶所能达到的残压，则显然应在上述的理论极限值上加上不凝气的分压、塔顶馏出管线的压降、冷凝器的压降，故减压塔顶残压还要比冷凝器中水的饱和蒸气压高得多，当水温为20℃时，冷凝器所能达到的最低残压为2.3kPa，此时减压塔顶的残压就可能高于4.0kPa了。
增压喷射泵：在一般情况下，20℃的水温是不容易达到的, 因此, 二级或三级蒸气喷射抽真空系统很难使减压塔顶的残压达到4.0kPa以下。如果要求更高的真空度，就必须打破水的饱和蒸气压这个限制。为此，在减压塔顶馏出物进入第一个冷凝器以前、再安装—个蒸气喷射器使馏出气体升压。这个喷射器称为增压喷射器或增压喷射泵。设增压喷射器的抽真空系统见图6-14。由于增压喷射器的上游没有冷凝器，它是与减压塔顶的馏出线直接联接，所以塔顶真空度就能摆脱水温的限制，减压塔顶的残压相当于增压喷射器所能造成的残压加上馏出线压降。
图6-14 增压喷射器
3．干式减压蒸馏
传统的减压塔使用塔底水蒸气汽提，并且在加热炉管中注入水蒸气，其目的是在最高允许温度和气化段能达到的真空度的限制条件下尽可能地提高减压塔的拔出率。减压塔中使用水蒸气虽然起到提高拔出率的作用，但是也带来一些不利的结果，主要的有：
消耗蒸气量大； 塔内气相负荷增大； 增大塔顶冷凝器负荷； 含油污水量增大。
如果能够提高减压塔顶的真空度，并且降低塔内的压力降，则有可能在不使用汽提蒸气的条件下也可以获得提高减压拔出率的同样效果。这种不依赖注入水蒸气以降低油气分压的减压蒸馏方式称为干式减压蒸馏，而传统使用水蒸气的方式则称为湿式减压蒸馏。近年来，干式减压蒸馏技术已有很大发展，在燃料型减压蒸馏方面已有取代湿式减压蒸馏的趋势。
实现干式减压蒸馏的技术措拖：使用三级抽真空以提高减塔顶的真空度；降低从气化段至塔顶的压降；降低减压炉出口至减压塔入口间的压力降；设洗涤和喷淋段。
