阅读说明：本技术 热解产物分级分离方法及多内塔精馏装置 (Pyrolysis product grading separation method and multi-inner-tower rectifying device ) 是由 金付强 陈雷 华栋梁 伊晓路 孙来芝 许海朋 李岩 谢新苹 杨双霞 于 2020-05-02 设计创作，主要内容包括：一种热解产物分级分离方法及多内塔精馏装置,多内精馏塔精馏装置由外精馏塔及设置于外精馏塔内部的至少2个内精馏塔组成,内精馏塔为分隔壁精馏塔或者由多根管组成的管束构成,能够解决已有多组分混合物分离技术能耗高、热敏性混合物分离纯度低的问题,用于生物质等热解产物的分级分离。(A pyrolysis product fractionation method and a multi-inner-tower rectifying device are provided, the multi-inner-tower rectifying device is composed of an outer rectifying tower and at least 2 inner rectifying towers arranged in the outer rectifying tower, the inner rectifying tower is a dividing wall rectifying tower or a tube bundle composed of a plurality of tubes, the problems of high energy consumption and low separation purity of heat-sensitive mixtures in the existing multicomponent mixture separation technology can be solved, and the multi-inner-tower rectifying device is used for fractionation of pyrolysis products such as biomass.)

热解产物分级分离方法及多内塔精馏装置

技术领域

本方案涉及化学工业领域，具体涉及一种热解产物分级分离方法及多内塔精馏装置，用于化工、炼油、石化、环保等领域的传质分离过程。

背景技术

随着全球能源消耗的增加和环境污染的加剧，可再生能源越来越受到人们的重视。生物质能具有对环境友好、原料来源广泛、可再生等特点，已成为国际能源转型的重要力量。热解技术能够将能量密度较低的生物质(秸秆、果壳、木屑等)转化为能量密度较高的生物油，基于液体燃料在整个能源结构中的重要性，生物油的制取及应用备受关注。生物油组成十分复杂，含氧量很高，已被确定的组分达数百种，几乎包括所有的含氧有机物，如醚、酯、醛、酮、酚、酸和醇等，并且具有粘度高、水含量高、稳定性差和腐蚀性大的特点，严重阻碍了其应用推广。如果能够实现生物油的规模化精细分离将能够获得大量多种用途的产品，有望带来一场原料与能源产业的革命。

常规的生物油精制分离手段包括蒸馏、溶剂分离、离心分离、色谱分离、膜分离、超临界萃取和分子蒸馏等，都是先获得液体生物油产物再进行精制分离，这无疑会增加技术和工艺的复杂程度，例如在传统蒸馏过程中，热敏性生物油的分离效果不理想且存在结焦老化的问题，虽然采用减压蒸馏能够降低生物油的沸点，但热敏性生物油在整个精馏塔内仍然会发生多种反应而生成高沸点物质，导致产品收率依然不理想，所得馏分组成仍然很复杂；采用多侧线分馏工艺得到的每一个馏分中都会出现热敏性生物油生成的高沸点物质；采用分子蒸馏可以在更低的温度下操作，但分子蒸馏生产能力小，设备投资高，所得馏分组成也很复杂。如果在生物质热解气冷凝过程中直接分离成几类用途不同、性质相对稳定的产物，再根据其性质进行精制分离，将大大降低生物油的分离成本和利用难度。

分级冷凝技术就是根据各组分沸点的不同逐级将生物质热解气冷凝下来的方法，能够实现从源头将生物油进行初步分级分离，所得生物油的品质得到明显提升，但由于只是采用了简单的分级冷凝，所得到的生物油组成仍然十分复杂，利用难度仍较大，迫切需要开发一种更加精细的生物油精制分离技术。

精馏是一种应用广泛的化工分离单元操作，但精馏过程能耗很大，提高精馏过程的能量利用率始终是研究的热点，已有的精馏过程节能方法，包括塔间的能量集成、精馏换热网络合成以及单塔内部的能量集成等，其中热偶精馏由于既节能又节省设备投资引起了人们的广泛关注。

精馏塔内部热耦合技术是一种理想节能方法，新型装置不断被开发，其中内部能量集成精馏塔通过在精馏段和提馏段之间安装压缩机和节流阀，可以让精馏段操作在比提馏段更高的压力下，从而产生足够大的换热温差，使热量从精馏塔段传递给对应位置的提馏塔段。日本先后开发了同心圆柱式和多同心圆柱捆绑式热耦合精馏塔；但是，同心圆柱式热耦合精馏塔结构较为简单，但仍未解决原有的内部热耦合传热面积小的问题，多同心圆柱捆绑式内部热耦合蒸馏塔虽然具有更大的传热面积，但结构复杂，成本很高，难以在实际中推广应用。专利200910087709.9设计了一种内部热耦合蒸馏塔，通过三个外部换热器实现精馏段与提馏段之间的热耦合，一个外部换热器进行精馏段顶部与提馏段顶部之间的热量交换，从而实现了内部热耦合蒸馏塔的无外部回热操作；但是，该内部热耦合蒸馏塔包括有四个外部换热器和两个塔体，设备体积大、成本高。专利201010195101.0公开了一种液体并流复合塔，包括塔体，塔体分为内精馏塔和外精馏塔，内精馏塔套装在外精馏塔内，内精馏塔和外精馏塔中分别设置有与其横截面相应的塔板，塔板上设置有能够使每层塔板上的液体呈同方向流动的降液系统，该专利消除了传统塔板上的液体滞留区，增加了有效传质面积，增大了处理能力，提高了塔板的传质效率，但该液体并流复合塔的热量均由塔底的再沸器提供，能耗高，热量利用率低，而且为了达到较好的精馏效果，塔高通常较高，安装施工难度大，不易维护检修，之后201420863590.6和201420871708.X，公开了一种热耦合喷射并流塔，包括塔体和多层连续传质塔板，塔体包括内精馏塔和外精馏塔，每层连续传质塔板包括设置有升气孔的塔板、帽罩和降液系统，所述内精馏塔和外精馏塔之间通过内精馏塔的外壁隔离形成精馏段和提馏段，有效利用了提馏段和精馏段的温差在内精馏塔塔壁处进行换热、回收热量，增大了换热面积，有效减少了散热量，强化了提馏段对精馏段的热量传递，从而达到节能目的。但这些技术都是针对简单混合物开发的精馏节能方法，难以对组分复杂的生物油进行精细分级分离。

另外，分隔壁精馏塔是热偶精馏塔的一种，例如专利201210172039.2、201110074332.0和201510647969.2都采用了设有一块分隔壁的分隔壁精馏塔，缩短了工艺流程，减少了设备投资，提高了分离效率，降低了分离能耗。目前这种采用一块分隔壁的分隔壁精馏塔技术已近成熟，但只能用于简单3组分的分离。分离四组分及以上物系则需要更多的分隔壁，文献(D Dwivedi, IJ Halvorsen, S Skogestad. Control structureselection for four-product Petlyuk column[J]. Chemical Engineering andProcessing & Process Intensification, 2013, 67(5): 49-59.)采用设有3块分隔壁的分隔壁精馏塔用于分离甲醇、乙醇、丙二醇、丁醇四组分物系；专利201310279930.0采用了具有较多隔板的隔板塔，用于分离制备甲基萘和工业苊，洗油馏分进入隔板塔进行精馏，从隔板塔引出多股产品物流：萘油、甲基萘、中质洗油、苊馏分、重质洗油，产品纯度和收率提高。但是采用两块及以上分隔壁的分隔壁精馏塔的结构和控制趋于复杂，调整某一块分隔壁将对其它操作参数影响很大，使得分隔壁精馏塔的操作弹性、动态特性和可控性较差，因此采用的分隔壁数量受到限制，一般控制在1～6块，仅限于分离3～5组分物系，难以对组分达数百种的生物油进行高纯度分离。

不只是生物油，其它诸如石油、废塑料、废橡胶、垃圾、煤等原料的热解产物也是复杂的多组分混合物，需要进行分离以提高热解产物的附加值；在石油、化工、环保等领域也存在着大量多组分混合物，也需要高效低耗的分离技术。

发明内容

本方案的目的在于提供一种热解产物分级分离方法及多内塔精馏装置。

本方案是通过以下技术方案来实现的：一种多内塔精馏装置，它是由外精馏塔及设置于外精馏塔内部的至少2个内精馏塔组成，内精馏塔排列于外精馏塔内部不同高度位置；外精馏塔的侧壁设有进料口，外精馏塔的顶部设有塔顶气出口，外精馏塔的底部设有塔底出料口，外精馏塔的上部设有回流液进口，下部设有再沸器返塔口；外精馏塔塔顶设有冷凝器及冷凝器之后的回流罐，回流罐设有不凝气口和产品排出管路，产品排出管路分为两路，一路设有塔顶产品阀，另一路设有塔顶回流泵并与回流液进口相连；外精馏塔塔底设有再沸器，外精馏塔塔底出料口之后的管路分为两路，一路设有塔底出料泵，另一路经再沸器后与再沸器返塔口相连；内精馏塔顶部封闭并且设有内精馏塔出气口，内精馏塔出气口为倒U形管结构，起液封作用，防止液相进入内精馏塔；内精馏塔底部封闭并且设有内精馏塔排液口，内精馏塔排液口为U形管结构，防止气相进入内精馏塔；内精馏塔侧壁设有内精馏塔进液口，外精馏塔内部在每个内精馏塔进液口的上方都设有液体分配器；内精馏塔进液口与通过管路与上部的液体分配器的出液管相连。

液体分配器采用盘式孔流分布器，包括带有底板的筒体，底板上布置有升气管、喷淋孔和导流孔，其中导流孔与液体分配器的出液管相连。

所述内精馏塔的个数为至少2个，优选3～9个。

内精馏塔为分隔壁精馏塔，即在内精馏塔内部设置一分隔壁，内精馏塔被分隔壁分成6个部分，公共精馏区Ⅰ，公共提馏区Ⅵ，及由分隔壁分开的进料段和侧线采出段，其中进料段和侧线采出段又可分为进料精馏段Ⅱ、侧线采出精馏段Ⅲ和进料提馏段Ⅳ、侧线采出提馏段Ⅴ；内精馏塔进料段设有进料分布器，内精馏塔的侧线采出段在侧壁中部设有侧线采出口，该侧线采出口与侧线采出管连接；侧线采出管的一端与内精馏塔中的侧采分布器连接，另一端穿过外精馏塔塔壁延伸至外精馏塔外部。

进料分布器采用盘式孔流分布器，包括带有底板的筒体，底板上布置有升气管和喷淋孔。

侧采分布器采用盘式孔流分布器，包括带有底板的筒体，底板上布置有升气管、喷淋孔和导流孔，其中导流孔与侧线采出管相连。

内精馏塔采用由多根管组成的管束构成，内精馏塔进料段设有盒式进料器，内精馏塔顶部设有出气分配器，该出气分配器顶部封闭并且设有内精馏塔出气口；内精馏塔底部设有液体汇集器，该液体汇集器底部封闭并且设有内精馏塔排液口；侧线采出管的一端与内精馏塔中的盒式侧采器连接，侧线采出管的另一端穿过外精馏塔塔壁延伸至外精馏塔外部；公共精馏区Ⅰ的底部设有公共精馏气液分布器，公共提馏区Ⅵ的顶部设有公共提馏气液分布器；公共精馏区Ⅰ的管束上端与内精馏塔的出气分配器相连通，管束下端与内精馏塔的公共精馏气液分布器相连通；进料精馏段Ⅱ的管束上端与内精馏塔的公共精馏气液分布器相连通，管束下端与内精馏塔的盒式进料器相连通；侧线采出精馏段Ⅲ的管束上端与内精馏塔的公共精馏气液分布器相连通，管束下端与内精馏塔的盒式侧采器相连通；进料提馏段Ⅳ的管束上端与内精馏塔的盒式进料器相连通，管束下端与内精馏塔的公共提馏气液分布器相连通；侧线采出提馏段Ⅴ的管束上端与内精馏塔的盒式侧采器相连通，管束下端与内精馏塔的公共提馏气液分布器相连通；公共提馏区Ⅵ的管束上端与内精馏塔的公共提馏气液分布器相连通，管束下端与内精馏塔的液体汇集器相连通；液体汇集器底部封闭并且设有排液口。

盒式进料器、出气分配器、公共精馏气液分布器、盒式侧采器、公共提馏气液分布器、液体汇集器的结构为顶部封闭和底部封闭的筒体，但不限于这种结构，也可采用其它能够起到液体收集分配和气体再分布作用的装置。

本方案提供一种使用上述多内精馏塔精馏装置进行热解产物分级分离的方法，包括以下步骤：将热解产物从外精馏塔进料口加入到外精馏塔中进行精馏，到达外精馏塔塔底的液相经塔底出料口排出，一部分进入到再沸器汽化后经再沸器返塔口返回外精馏塔，其余液相部分经塔底出料泵排至外精馏塔塔外；到达外精馏塔塔顶的轻组分经塔顶气出口排出，经冷凝器冷凝后进入回流罐，不凝气经不凝气口排出，液相从回流罐排出后一路经塔顶产品阀排出作为产品，另一路依次经塔顶回流泵和回流液进口回流到外精馏塔内；在某一高度的液相从外精馏塔的液体分配器的出液管排出后经管路从内精馏塔进液口进入内精馏塔进行精馏，轻组分和一部分中间组分向塔上方移动，重组分和一部分中间组分向塔下方移动，在公共精馏区完成轻组分和中间组分的分离，轻组分以气体状态从内精馏塔出气口排出返回外精馏塔继续精馏；公共提馏区完成中间组分和重组分的分离，重组分以液体状态从内精馏塔排液口排出进入外精馏塔继续精馏，中间组分以液体状态从侧线采出口采出，之后经侧线采出管排出至外精馏塔塔外，收集各个内精馏塔侧线采出的馏分。

经再沸器返塔口向外精馏塔中通入甲醇或者乙醇。

本方案的有益效果是：(1) 外精馏塔内部设置数个乃至数十个内精馏塔，相应的将热解产物分离得到数个乃至数十个馏分，利用一个装置实现热解产物的精细分级分离，突破了分隔壁精馏塔仅用于分离3～5组分物系的限制。

(2) 利用一个精馏塔完成多个普通精馏塔所能完成的分离任务，并且每个内精馏塔均与外精馏塔之间形成热偶，每一个内精馏塔不需再沸器和冷凝器，内精馏塔内的低沸点馏分汽化所需热量是利用外精馏塔内的高沸点馏分冷凝放出的热量，实现了能量耦合利用。

(3) 调整某一个内精馏塔对其它操作参数影响小，具有良好的操作弹性、动态特性和可控性。

(4) 内精馏塔采用分隔壁精馏塔，运行时在某一高度的液相进入到一内精馏塔中进行精馏，轻组分和重组分分别从内精馏塔顶部和底部排出返回外精馏塔继续精馏，中间组分(目标组分)从内精馏塔侧线采出，能够将热敏性生物油在外精馏塔生成的高沸点物质分离到相应沸程的馏分中，同时实现生物油的稳定化，获得沸程切割清晰的高品质馏分油。

附图说明

图1为多内塔精馏装置示意图。图2为内精馏塔采用分隔壁精馏塔的结构与分区示意图。图3为内精馏塔采用管束形式的分隔壁精馏塔的结构示意图。图4为液体分配器采用的盘式孔流分布器的结构示意图。图5为进料分布器采用的盘式孔流分布器的结构示意图。图6为侧采分布器采用的盘式孔流分布器的结构示意图。

图中：101-塔顶气出口；102-外精馏塔；1031-第一内精馏塔；1032-第二内精馏塔；1033-第三内精馏塔；1034-第四内精馏塔；1035-第五内精馏塔；1036-第六内精馏塔；1037-第七内精馏塔；104-进料口；105-塔底出料口；106-冷凝器；107-不凝气口；108-回流罐；109-塔顶产品阀；110-塔顶回流泵；111-回流液进口；112-内精馏塔进液口；113-内精馏塔出气口；114-侧线采出口；115-侧线采出管；116-分隔壁；117-内精馏塔排液口；118-液体分配器；119-液体分配器的出液管；120-再沸器返塔口；121-再沸器；122-塔底出料泵；201-进料分布器；202-侧采分布器；301-盒式进料器；302-出气分配器；303-公共精馏气液分布器；304-盒式侧采器；305-公共提馏气液分布器；306-液体汇集器；401-升气管；402-底板；403-筒体；404-喷淋孔；405-导流孔。

具体实施方式

下面结合附图并通过具体实施例对本方案作进一步详述。

实施例1：如图1所示，一种多内塔精馏装置，它是由外精馏塔102及设置于外精馏塔102内部的七个内精馏塔组成，内精馏塔排列于外精馏塔102内部不同高度位置，最上面的内精馏塔命名为第一内精馏塔1031，往下依次命名为第二内精馏塔1032、第三内精馏塔1033、第四内精馏塔1034、第五内精馏塔1035、第六内精馏塔1036、第七内精馏塔1037；外精馏塔102的侧壁设有进料口104，外精馏塔102的顶部设有塔顶气出口101，外精馏塔102的底部设有塔底出料口105，外精馏塔102的上部设有回流液进口111，下部设有再沸器返塔口120。

外精馏塔102塔顶设有冷凝器106及冷凝器106之后的回流罐108，回流罐108设有不凝气口107和产品排出管路，产品排出管路分为两路，一路设有塔顶产品阀109，另一路设有塔顶回流泵110并与回流液进口111相连。

外精馏塔102塔底设有再沸器121，外精馏塔102塔底出料口105之后的管路分为两路，一路设有塔底出料泵122，另一路经再沸器121后与再沸器返塔口120相连。

内精馏塔顶部封闭并且设有内精馏塔出气口113，内精馏塔底部封闭并且设有内精馏塔排液口117，内精馏塔侧壁设有内精馏塔进液口112，外精馏塔102内部在每个内精馏塔进液口112的上方都设有液体分配器118，液体分配器118能够起到液体分配和气体再分布的作用；内精馏塔进液口112与通过管路与上部的液体分配器118的出液管119相连通。内精馏塔出气口113为倒U形管结构，起液封作用，防止液相进入内精馏塔；内精馏塔排液口117为U形管结构，防止气相进入内精馏塔。

如图2所示，内精馏塔为分隔壁精馏塔，即在内精馏塔内部设置一分隔壁116，内精馏塔被分隔壁116分成6个部分，包括公共精馏区Ⅰ，公共提馏区Ⅵ，及由分隔壁116分开的进料段和侧线采出段，其中进料段和侧线采出段又可分为进料精馏段Ⅱ、侧线采出精馏段Ⅲ和进料提馏段Ⅳ、侧线采出提馏段Ⅴ；内精馏塔进料段设有进料分布器201，内精馏塔的侧线采出段在侧壁中部设有侧线采出口114，侧线采出口114与侧线采出管115连接；侧线采出管115的一端与内精馏塔中的侧采分布器202连接，另一端穿过外精馏塔102塔壁延伸至外精馏塔102外部。

外精馏塔102塔高6米，内径0.22米，装填直径和高都为4 mm的不锈钢θ网环填料，填料段顶部距离外精馏塔102塔顶0.4米，填料段底部距离外精馏塔102塔底1.5米；外精馏塔102的进料口104高于外精馏塔102填料段下端0.6米；内精馏塔塔高0.9米，内径0.042米，装填直径和高都为4 mm的不锈钢θ网环填料，填料段顶部距离外精馏塔102塔顶0.02米，填料段底部距离外精馏塔102塔底0.10米；第七内精馏塔1037的塔顶高于外精馏塔102填料段下端1.15米，第六内精馏塔1036的塔顶高于第七内精馏塔1037的塔顶0.4米，第五内精馏塔1035的塔顶高于第六内精馏塔1036的塔顶0.4米，第四内精馏塔1034的塔顶高于第五内精馏塔1035的塔顶0.3米，第三内精馏塔1033的塔顶高于第四内精馏塔1034的塔顶0.3米，第二内精馏塔1032的塔顶高于第三内精馏塔1033的塔顶0.3米，第一内精馏塔1031的塔顶高于第二内精馏塔1032的塔顶0.3米；液体分配器118比之下相邻的内精馏塔的内精馏塔进液口112高0.2米。

内精馏塔进液口112高于内精馏塔填料段下端0.35米，侧线采出口114高于内精馏塔填料段下端0.35米；分隔壁116高度为0.35米，宽0.042米，其下端高于内精馏塔填料段下端0.2米。

液体分配器118采用盘式孔流分布器，如图4所示，包括带有底板402的筒体403，底板402上围绕圆心均匀布置有8个升气管401，另外还布置有喷淋孔404和导流孔405，其中导流孔405与液体分配器118的出液管119相连。底板402为圆形，其直径0.22米；筒体403直径0.22米，高0.05米；升气管401的直径和高度分别为0.042米和0.03米，升气管401圆心与底板402圆心的距离为0.06米。喷淋孔404直径0.005米，孔中心间距0.02米；导流孔405圆心位于底板402圆心，导流孔405直径0.04米。

进料分布器201采用盘式孔流分布器，如图5所示，包括带有底板402的筒体403，底板402上布置有升气管401和喷淋孔404。底板402为半圆形，其直径0.042米；筒体403直径0.042米，高0.03米；底板402上围绕圆心均匀布置有4个升气管401，升气管401的直径和高度分别为0.006米和0.02米，升气管401圆心与底板402圆心的距离为0.016米。喷淋孔404直径0.004米，孔中心间距0.012米。

侧采分布器202采用盘式孔流分布器，如图6所示，包括带有底板402的筒体403，底板402上布置有升气管401、喷淋孔404和导流孔405，其中导流孔405与侧线采出管115相连。底板402为半圆形，其直径0.042米；筒体403直径0.042米，高0.03米；底板402上围绕圆心均匀布置有4个升气管401，升气管401的直径和高度分别为0.006米和0.02米，升气管401圆心与底板402圆心的距离为0.016米。喷淋孔404直径0.004米，孔中心间距0.012米。导流孔405圆心位于半圆形底板402的对称轴上，且与底板402圆心的距离为0.0065米。

采用上述的多内精馏塔精馏装置分级分离松木热解产物制备生物油，以20-50目的松木粉(含水量10%)为原料，经螺旋进料系统以10 kg/h的速度向螺旋式热解反应器(长1500 mm，内径15 mm)中进料，热解温度550℃，热解产生的固体炭产物直接进入炭箱收集；热解气体产物经旋风分离器除尘后进入冷却器冷却至240℃，从外精馏塔102进料口104加入到外精馏塔102中进行精馏，到达外精馏塔102塔底的液相经塔底出料口105排出，一部分进入到再沸器121汽化后经再沸器返塔口120返回外精馏塔102，其余液相部分经塔底出料泵122排至外精馏塔102塔外；再沸器121采用电加热式再沸器，通过控制再沸器121的加热功率使外精馏塔102塔底的液相温度稳定在260℃。

到达外精馏塔102塔顶的轻组分经塔顶气出口101排出，经冷凝器106冷凝后进入回流罐108，不凝气经不凝气口107排出，液相从回流罐108排出后一路经塔顶产品阀109排出作为产品，另一路依次经塔顶回流泵110和回流液进口111回流到外精馏塔102内，回流比控制在2∶1，外精馏塔102塔顶温度为80℃；冷凝器106采用水冷式冷凝器，通过控制进水流量使经过冷凝器106后冷凝液温度降到45℃。

在某一高度的液相从外精馏塔102的液体分配器118的出液管119排出后经管路从内精馏塔进液口112进入内精馏塔进行精馏，轻组分和一部分中间组分向塔上方移动，重组分和一部分中间组分向塔下方移动，在公共精馏区完成轻组分和中间组分的分离，轻组分以气体状态从内精馏塔出气口113排出返回外精馏塔102继续精馏；公共提馏区完成中间组分和重组分的分离，重组分以液体状态从内精馏塔排液口117排出进入外精馏塔102继续精馏，中间组分以液体状态从侧线采出口114采出，之后经侧线采出管115排出至外精馏塔102塔外，收集各个内精馏塔侧线采出的馏分。按照《GB/T 6536-2010石油产品常压蒸馏特性测定法》测定样品的馏程。

外精馏塔102塔顶产品阀109排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在30~90℃的馏出体积占样品体积的92.8%，在30℃存放24小时，30℃下的粘度上升3.5%；第一内精馏塔1031排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在90~110℃的馏出体积占样品体积的91.9%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升6.2%；第二内精馏塔1032排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在110~130℃的馏出体积占样品体积的90.5%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升8.4%；第三内精馏塔1033排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在130~150℃的馏出体积占样品体积的90.0%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升10.6%；第四内精馏塔1034排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在150~170℃的馏出体积占样品体积的89.1%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升12.9%；第五内精馏塔1035排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在170~190℃的馏出体积占样品体积的88.7%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升13.1%；第六内精馏塔1036排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在190~210℃的馏出体积占样品体积的88.0%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升15.8%；第七内精馏塔1037排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在210~240℃的馏出体积占样品体积的86.5%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升16.3%；外精馏塔102塔底出料泵122排出的物料为黑色粘稠液体，馏程测定过程中在30~240℃的馏出体积占样品体积的10.3%。

采用常规热解和精制方法制备的生物油稳定性较差，例如文献（张伟，赵增立，郑安庆，等. 生物油储存稳定性实验研究[J]. 燃料化学学报，2012，40(2)：184-189）以松木为原料采用常规热解和精制方法制备的生物油在80℃加热24小时，40℃下测定的粘度上升约113%。又例如文献（Oasmaa A.，Kuoppala E. Fast Pyrolysis of Forestry Residue.3. Storage Stability of Liquid Fuel [J]. Energy & Fuels，2003，17(4)：1075-1084.）以松木为原料采用常规热解和精制方法制备的生物油在80℃加热24小时，40℃下测定的粘度上升约89～143%。采用本实施例得到的生物油在加热后粘度上升幅度明显较小，表明本发明能够获得较为稳定的生物油产品。

本实施例利用一个精馏塔完成多个普通精馏塔所能完成的分离任务，并且每个内精馏塔均与外精馏塔之间形成热偶，每一个内精馏塔不需再沸器和冷凝器，内精馏塔内的低沸点馏分汽化所需热量是利用外精馏塔内的高沸点馏分冷凝放出的热量，实现了能量耦合利用。

本实施例中，内精馏塔采用分隔壁精馏塔，运行时在某一高度的液相进入到一内精馏塔中进行精馏，轻组分和重组分分别从内精馏塔顶部和底部排出返回外精馏塔继续精馏，中间组分(目标组分)从内精馏塔侧线采出，能够将热敏性生物油在外精馏塔生成的高沸点物质分离到相应沸程的馏分中，同时实现生物油的稳定化，获得沸程切割清晰的高品质馏分油。

实施例2：本实施例与实施例1相同之处不再赘述，不同之处在于：第二内精馏塔1032的塔顶高于第三内精馏塔1033的塔顶0.4米，第二内精馏塔1032装填直径和高都为5mm的不锈钢θ网环填料。

外精馏塔102塔顶产品阀109排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在30~90℃的馏出体积占样品体积的92.7%，在30℃存放24小时，30℃下的粘度上升3.4%；第一内精馏塔1031排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在90~110℃的馏出体积占样品体积的91.7%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升6.1%；第二内精馏塔1032排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在110~130℃的馏出体积占样品体积的90.7%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升8.2%；第三内精馏塔1033排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在130~150℃的馏出体积占样品体积的90.0%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升10.5%；第四内精馏塔1034排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在150~170℃的馏出体积占样品体积的89.5%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升12.6%；第五内精馏塔1035排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在170~190℃的馏出体积占样品体积的88.8%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升13.6%；第六内精馏塔1036排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在190~210℃的馏出体积占样品体积的87.0%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升15.6%；第七内精馏塔1037排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在210~240℃的馏出体积占样品体积的86.7%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升16.1%；外精馏塔102塔底出料泵122排出的物料为黑色粘稠液体，馏程测定过程中在30~240℃的馏出体积占样品体积的10.1%。

本实施例表明调整多内塔精馏装置的某一个内精馏塔对其它操作参数影响小，具有良好的操作弹性、动态特性和可控性。

实施例3：本实施例与实施例1相同之处不再赘述，不同之处在于：一种多内塔精馏装置，它是由外精馏塔102及设置于外精馏塔102内部的2个内精馏塔组成，内精馏塔排列于外精馏塔102内部不同高度位置，上面的内精馏塔命名为第一内精馏塔1031，下面的内精馏塔命名为第二内精馏塔1032。外精馏塔102的进料口104高于外精馏塔102填料段下端0.8米；第二内精馏塔1032的塔顶高于外精馏塔102填料段下端1.6米，第一内精馏塔1031的塔顶高于第二内精馏塔1032的塔顶1.5米。

采用上述的多内精馏塔精馏装置分级分离松木热解产物制备生物油。外精馏塔102塔顶产品阀109排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在30~90℃的馏出体积占样品体积的90.2%，在30℃存放24小时，30℃下的粘度上升10.8%；第一内精馏塔1031排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在90~150℃的馏出体积占样品体积的85.4%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升18.5%；第二内精馏塔1032排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在150~220℃的馏出体积占样品体积的85.6%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升20.1%；外精馏塔102塔底出料泵122排出的物料为黑色粘稠液体，馏程测定过程中在30~240℃的馏出体积占样品体积的12.7%。

实施例4：本实施例与实施例1相同之处不再赘述，不同之处在于：一种多内塔精馏装置，它是由外精馏塔102及设置于外精馏塔102内部的3个内精馏塔组成，内精馏塔排列于外精馏塔102内部不同高度位置，最上面的内精馏塔命名为第一内精馏塔1031，往下依次命名为第二内精馏塔1032、第三内精馏塔1033。外精馏塔102的进料口104高于外精馏塔102填料段下端0.7米；最下面的第三内精馏塔1033的塔顶高于外精馏塔102填料段下端1.3米，第二内精馏塔1032的塔顶高于第三内精馏塔1033的塔顶0.9米，第一内精馏塔1031的塔顶高于第二内精馏塔1032的塔顶1.0米。液体分配器118比之下相邻的内精馏塔的内精馏塔进液口112高0.3米。

采用上述的多内精馏塔精馏装置分级分离玉米秸秆热解产物制备生物油，以20-50目的玉米秸秆粉(含水量10%)为原料。热解气体产物经旋风分离器除尘后进入冷却器冷却至220℃，从外精馏塔102进料口104加入到外精馏塔102中进行精馏，并且以1.15 kg/h的速度经再沸器返塔口120向外精馏塔102中通入甲醇。回流比控制在1.5∶1，外精馏塔102塔顶温度为60℃，经过冷凝器106后冷凝液温度降到40℃。

外精馏塔102塔顶产品阀109排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在30~130℃的馏出体积占样品体积的92.8%，在30℃存放24小时，30℃下的粘度上升5.4%；第一内精馏塔1031排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在120~160℃的馏出体积占样品体积的90.5%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升7.0%；第二内精馏塔1032排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在160~200℃的馏出体积占样品体积的88.9%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升8.1%；第三内精馏塔1033排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在180~240℃的馏出体积占样品体积的88.0%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升10.5%；外精馏塔102塔底出料泵122排出的物料为黑色粘稠液体，馏程测定过程中在30~240℃的馏出体积占样品体积的8.9%。

实施例5（对比例）：本实施例与实施例4相同之处不再赘述，不同之处在于：第一内精馏塔1031、第二内精馏塔1032和第三内精馏塔1033的内部没有设置分隔壁116，也没有设置侧采分布器202和侧线采出口114，内精馏塔排液口117之后设置管路穿过外精馏塔102塔壁延伸至外精馏塔102外部。

精馏过程中，在某一高度的液相从外精馏塔102的液体分配器118的出液管119排出后经管路从内精馏塔进液口112进入内精馏塔进行精馏，轻组分和一部分中间组分向塔上方移动并以气体状态从内精馏塔出气口113排出返回外精馏塔102继续精馏，重组分和一部分中间组分向塔下方移动并以液体状态从内精馏塔排液口117通过管路排出至外精馏塔102塔外，收集各个馏分。液体分配器118比之下相邻的内精馏塔的内精馏塔进液口112高0.4米。

外精馏塔102塔顶产品阀109排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在30~130℃的馏出体积占样品体积的83.1%，在30℃存放24小时，30℃下的粘度上升12.8%；第一内精馏塔1031排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在120~160℃的馏出体积占样品体积的81.7%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升16.8%；第二内精馏塔1032排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在160~200℃的馏出体积占样品体积的81.0%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升14.9；第三内精馏塔1033排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在180~240℃的馏出体积占样品体积的80.2%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升14.5%；外精馏塔102塔底出料泵122排出的物料为黑色粘稠液体，馏程测定过程中在30~240℃的馏出体积占样品体积的9.6%。

本实施例中的内精馏塔的内部没有设置分隔壁，所得馏分馏程分布较实施例4得到的馏分馏程宽，加热后粘度上升幅度大，热稳定性稍差。

实施例6：本实施例与实施例1相同之处不再赘述，不同之处在于：多内精馏塔精馏装置由外精馏塔102及设置于外精馏塔102内部的5个内精馏塔组成，内精馏塔排列于外精馏塔102内部不同高度位置，最上面的内精馏塔命名为第一内精馏塔1031，往下依次命名为第二内精馏塔1032、第三内精馏塔1033、第四内精馏塔1034、第五内精馏塔1035。最下面的第五内精馏塔1035的塔顶高于外精馏塔1034填料段下端1.2米，第四内精馏塔1034的塔顶高于第五内精馏塔1035的塔顶0.5米，第三内精馏塔1033的塔顶高于第四内精馏塔1034的塔顶0.5米，第二内精馏塔1032的塔顶高于第三内精馏塔1033的塔顶0.5米，第一内精馏塔1031的塔顶高于第二内精馏塔1032的塔顶0.5米。

如图3所示，内精馏塔采用由多根内径为0.015米的圆管组成的管束构成，圆管内装填直径和高都为4 mm的不锈钢θ网环填料，相邻的两管间距为5 mm，内精馏塔进料段设有盒式进料器301，内精馏塔顶部设有出气分配器302，出气分配器302顶部封闭并且设有内精馏塔出气口113；内精馏塔底部设有液体汇集器306，液体汇集器306底部封闭并且设有内精馏塔排液口117；在侧线采出段，侧线采出管115的一端与内精馏塔中的盒式侧采器304连接，侧线采出管115的另一端穿过外精馏塔102塔壁延伸至外精馏塔102外部；公共精馏区Ⅰ的底部设有公共精馏气液分布器303，公共提馏区Ⅵ的顶部设有公共提馏气液分布器305；公共精馏区Ⅰ的管束上端与内精馏塔的出气分配器302相连通，管束下端与内精馏塔的公共精馏气液分布器303相连通；进料精馏段Ⅱ的管束上端与内精馏塔的公共精馏气液分布器303相连通，管束下端与内精馏塔的盒式进料器301相连通；侧线采出精馏段Ⅲ的管束上端与内精馏塔的公共精馏气液分布器303相连通，管束下端与内精馏塔的盒式侧采器304相连通；进料提馏段Ⅳ的管束上端与内精馏塔的盒式进料器301相连通，管束下端与内精馏塔的公共提馏气液分布器305相连通；侧线采出提馏段Ⅴ的管束上端与内精馏塔的盒式侧采器304相连通，管束下端与内精馏塔的公共提馏气液分布器305相连通；公共提馏区Ⅵ的管束上端与内精馏塔的公共提馏气液分布器305相连通，管束下端与内精馏塔的液体汇集器306相连通；液体汇集器306底部封闭并且设有排液口。

盒式进料器301与公共精馏气液分布器303之间相距0.2米，设置有5根管；盒式进料器301与公共提馏气液分布器305之间相距0.15米，设置有5根管；盒式侧采器304与公共精馏气液分布器303之间相距0.25米，设置有3根管；盒式侧采器304与公共提馏气液分布器305之间相距0.1米，设置有3根管；公共精馏气液分布器303与出气分配器302之间相距0.35米，设置有8根管；公共提馏气液分布器305与液体汇集器306之间相距0.2米，设置有8根管。

盒式进料器301、出气分配器302、公共精馏气液分布器303、盒式侧采器304、公共提馏气液分布器305、液体汇集器306的结构为顶部封闭和底部封闭的筒体，筒体高度0.02米，但不限于这种结构，也可采用其它能够起到液体收集分配和气体再分布作用的装置。本实施例中，从公共精馏气液分布器303流出后进入内精馏塔进料段与侧线采出段的液相体积之比为5∶3；从侧线采出口114流出的液相体积占通过盒式侧采器304的液相总体积的60%。

采用上述的多内精馏塔精馏装置分级分离杨木木屑热解产物制备生物油，以20-50目的杨木木屑(含水量5%)为原料。

热解气体产物经旋风分离器除尘后进入冷却器冷却至220℃，从外精馏塔102进料口104加入到外精馏塔102中进行精馏，并且以1.05 kg/h的速度经再沸器返塔口120向外精馏塔102中通入乙醇。回流比控制在1.5∶1，外精馏塔102塔顶温度为75℃，经过冷凝器106后冷凝液温度降到50℃。

外精馏塔102塔顶产品阀109排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在30~115℃的馏出体积占样品体积的92.9%，在30℃存放24小时，30℃下的粘度上升4.9%；第一内精馏塔1031排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在110~135℃的馏出体积占样品体积的91.7%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升11.5%；第二内精馏塔1032排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在135~160℃的馏出体积占样品体积的89.0%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升11.7%；第三内精馏塔1033排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在160~185℃的馏出体积占样品体积的86.3%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升14.1%；第四内精馏塔1034排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在185~210℃的馏出体积占样品体积的85.1%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升14.5%；第五内精馏塔1035排出的馏分为浅黄色液体，馏程测定过程中在210~240℃的馏出体积占样品体积的83.9%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升14.8%；外精馏塔102塔底出料泵122排出的物料为黑色粘稠液体，馏程测定过程中在30~240℃的馏出体积占样品体积的7.5%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升19.8%。

实施例7：本实施例与实施例1相同之处不再赘述，不同之处在于：多内精馏塔精馏装置由外精馏塔102及设置于外精馏塔102内部的9个内精馏塔组成，内精馏塔装填直径和高都为6 mm的不锈钢θ网环填料，内精馏塔排列于外精馏塔102内部不同高度位置，最上面的内精馏塔命名为第一内精馏塔1031，往下依次命名为第二内精馏塔1032、第三内精馏塔1033、第四内精馏塔1034、第五内精馏塔1035、第六内精馏塔1036、第七内精馏塔1037、内精馏塔1038、内精馏塔1039。最下面的内精馏塔1039的塔顶高于外精馏塔102填料段下端1.1米，内精馏塔1038的塔顶高于内精馏塔1039的塔顶0.3米，第七内精馏塔1037的塔顶高于内精馏塔1038的塔顶0.25米，第六内精馏塔1036的塔顶高于第七内精馏塔1037的塔顶0.25米，第五内精馏塔1035的塔顶高于第六内精馏塔1036的塔顶0.3米，第四内精馏塔1034的塔顶高于第五内精馏塔1035的塔顶0.3米，第三内精馏塔1033的塔顶高于第四内精馏塔1034的塔顶0.3米，第二内精馏塔1032的塔顶高于第三内精馏塔1033的塔顶0.35米，第一内精馏塔1031的塔顶高于第二内精馏塔1032的塔顶0.35米。

采用上述的多内精馏塔精馏装置分级分离松木热解原油与松木的混合物的热解产物制备生物油，松木热解原油制备过程为：以20-50目的松木粉(含水量5%)为原料，经螺旋进料系统以10 kg/h的速度向螺旋式热解反应器(长1500 mm，内径15 mm)中进料，热解温度550℃，热解产生的固体炭产物直接进入炭箱收集；热解气体产物经旋风分离器除尘后进入两级喷淋塔冷却至80℃，液相从塔底排出后收集得到玉米秸秆热解原油，测定含水量为0.362 g/g，密度为1.1 g/ml，酸值为42.28 mg KOH/g。将上述制备的松木热解原油与松木粉(含水量5%，20-50目)按照1∶5的质量比混合，之后作为原料进行热解，热解气体产物经旋风分离器除尘后进入冷却器冷却至220℃，从外精馏塔102进料口104加入到外精馏塔102中进行精馏，并且以1.1 kg/h的速度经再沸器返塔口120向外精馏塔102中通入乙醇。通过控制再沸器121的加热功率使外精馏塔102塔底的液相温度稳定在240℃，外精馏塔102塔顶温度为80℃，经过冷凝器106后冷凝液温度降到40℃。

外精馏塔102塔顶产品阀109排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在30~100℃的馏出体积占样品体积的92.8%，在30℃存放24小时，30℃下的粘度上升3.5%；第一内精馏塔1031排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在90~105℃的馏出体积占样品体积的85.4%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升13.0%；第二内精馏塔1032排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在105~120℃的馏出体积占样品体积的84.0%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升13.5%；第三内精馏塔1033排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在120~135℃的馏出体积占样品体积的83.3%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升13.9%；第四内精馏塔1034排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在130~145℃的馏出体积占样品体积的83.2%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升14.3%；第五内精馏塔1035排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在140~155℃的馏出体积占样品体积的82.8%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升14.8%；第六内精馏塔1036排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在150~165℃的馏出体积占样品体积的82.1%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升15.3%；第七内精馏塔1037排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在160~175℃的馏出体积占样品体积的81.5%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升16.0%；内精馏塔1038排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在170~185℃的馏出体积占样品体积的80.4%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升16.7%；内精馏塔1039排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在180~200℃的馏出体积占样品体积的80.1%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升17.1%；外精馏塔102塔底出料泵122排出的物料为黑色粘稠液体，馏程测定过程中在30~220℃的馏出体积占样品体积的6.1%，在80℃加热24小时，40℃下的粘度上升18.7%。

实施例8：本实施例与实施例6相同之处不再赘述，不同之处在于：采用多内塔精馏装置分级分离市购车用汽油，将汽油加热到50℃后以4.0 kg/h的速度从外精馏塔102进料口104加入到外精馏塔102中进行精馏，外精馏塔102塔底的液相温度稳定在180℃，回流比控制在2∶1，外精馏塔102塔顶温度为60℃，经过冷凝器106后冷凝液温度降到40℃。没有经再沸器返塔口120向外精馏塔102中通入乙醇。

外精馏塔102塔顶产品阀109排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在30~65℃的馏出体积占样品体积的94.2%；第一内精馏塔1031排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在60~80℃的馏出体积占样品体积的93.1%；第二内精馏塔1032排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在80~100℃的馏出体积占样品体积的91.5%；第三内精馏塔1033排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在100~120℃的馏出体积占样品体积的88.6%；第四内精馏塔1034排出的馏分为无色液体，馏程测定过程中在120~150℃的馏出体积占样品体积的87.8%；第五内精馏塔1035排出的馏分为淡黄色液体，馏程测定过程中在150~180℃的馏出体积占样品体积的87.5%；外精馏塔102塔底出料泵122排出的物料为浅黄色液体，馏程测定过程中在30~180℃的馏出体积占样品体积的8.2%。