CN112126514A - 一种油脂精炼系统 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了一种油脂精炼系统，涉及食用油脂精炼加工技术领域。本发明提供的油脂精炼系统包括脱酸单元、富集单元、剔除单元和精制单元；本发明采用脱酸单元进行物理脱酸，能够提高油脂的营养价值；富集单元和剔除单元的操作顺序可以互换：物料先进富集单元后进剔除单元，则富集物先被分离出来；物料先进剔除单元后进富集单元，富集物先被剔除单元剔除到剔除物中，得到的含有富集物的剔除物再进行富集，进一步分离出富集物。本发明提供的系统能够充分保留有益油脂伴随物，可以根据营养成分含量生产多规格产品；而且本发明中各工段的副产物均可外售，不使用任何助剂，无废水、废渣排放，更加经济、环保，适宜工业化生产。

Description

一种油脂精炼系统
技术领域
本发明涉及食用油脂精炼加工技术领域，具体涉及一种油脂精炼系统。
背景技术
目前，在我国食用油脂精炼加工技术领域，油脂精炼工艺一般采用传统精炼工艺，主要包括脱胶、碱炼或物理脱酸、脱色、脱蜡和脱臭五个工序，不同工序间工艺参数、处理方法和分离方式的差异，使得各个工序中所选用的设备也截然不同。
在脱胶工序中，间歇方式的脱胶往往采用炼油锅，而连续方式的脱胶则采用定量泵、多效混合器和滞留反应罐。胶质与油脂的分离通常采用离心机，多数使用蝶式离心机，也有使用管式离心机甚至不用离心机的(间歇式脱胶，有些采用炼油锅静置方式，利用胶质和油的密度差异，在静置一定时间后，实现胶质和油的分离)。碱炼脱酸选用的设备与间歇式脱胶类似，通常选用的设备为炼油锅、定量泵、碟式离心机、水洗锅和干燥器。物理脱酸设备与脱臭设备相同，主要有层板式、填料式、水平浅盘式脱臭塔等。脱色工序通常选用的设备为白土定量罐、白土-油混合罐、脱色锅或脱色塔、捕集器、阿玛过滤机和污油槽。脱臭的设备与蒸馏脱酸设备相同，主要有层板式、填料式、水平浅盘式脱臭塔等。
常规精炼工艺的一个重大缺陷是：在精炼过程中，对人体有益的油脂伴随物(甾醇、维生素E、角鲨烯等)大量流失，油脂产品的营养价值大打折扣。近些年来，随着人们生活水平的大幅提高，消费者追求健康食品的欲望越发强烈，富含有益油脂伴随物的健康食用油受到越来越多消费者的追捧。
因此，设计开发一种能够用于工业化生产并且能够充分保留油脂原料中有益的油脂伴随物(甾醇、维生素E、角鲨烯等)的油脂精炼设备，就显得尤为重要。
发明内容
本发明的目的在于提供一种油脂精炼系统，本发明提供的油脂精炼系统能够充分保留有益油脂伴随物(植物甾醇、维生素E、角鲨烯等)，可根据营养成分含量生产多规格产品。
为了实现上述发明目的，本发明提供以下技术方案：
本发明提供了一种油脂精炼系统，包括脱酸单元、富集单元、剔除单元和精制单元；
所述脱酸单元包括若干组蒸馏系统；每组所述蒸馏系统包括换热器A、脱酸塔、捕集器、脂肪酸接收罐、换热器B和真空泵；所述换热器A的出料口与所述脱酸塔的进料口相连通；所述脱酸塔的出料口与所述换热器B的进料口相连通；所述脱酸塔的真空接口与所述捕集器的进料口相连通；所述捕集器的真空接口与所述真空泵相连通；所述捕集器的出料口与所述脂肪酸接收罐的进料口相连通；
所述富集单元、剔除单元和精制单元独立地包括若干组短程蒸馏系统；每组所述短程蒸馏系统包括换热器、短程蒸馏器、馏出物接收罐、馏余物接收罐、冷阱和真空机组；所述换热器的出料口与所述短程蒸馏器的进料口相连通；所述短程蒸馏器的馏出物出口与所述馏出物接收罐的进料口相连通；所述短程蒸馏器的馏余物出口与所述馏余物接收罐的进料口相连通；所述短程蒸馏器的真空接口依次与所述冷阱和真空机组相连通；
所述脱酸单元、富集单元、剔除单元和精制单元的连接方式为方式一或方式二：
方式一：所述脱酸单元的出料口与富集单元的进料口相连通；所述富集单元的馏余物出口与剔除单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏余物出口与精制单元的进料口相连通；
方式二：所述脱酸单元的出料口与剔除单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏出物出口与富集单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏余物出口与精制单元的进料口相连通。
优选地，当所述脱酸单元为多组蒸馏系统时，所述多组蒸馏系统的连接方式为串联。
优选地，每组所述蒸馏系统还包括设置于所述换热器A前端的流量计。
优选地，所述捕集器还设置有喷淋物料进口，所述脂肪酸接收罐的出料口与所述捕集器的喷淋物料进口相连通。
优选地，当所述富集单元、剔除单元和精制单元为多组短程蒸馏系统时，所述多组短程蒸馏系统的连接方式为串联。
优选地，每组所述短程蒸馏系统还包括设置于所述换热器前端的流量计。
优选地，所述冷阱和真空机组之间还设置有真空缓冲罐。
本发明提供了一种油脂精炼系统，本发明采用脱酸单元进行物理脱酸，能够提高油脂的营养价值；富集单元和剔除单元的操作顺序可以互换：物料先进富集单元后进剔除单元，则富集物先被分离出来；物料先进剔除单元后进富集单元，富集物先被剔除单元剔除到剔除物中，得到的含有富集物的剔除物再进行富集，进一步分离出富集物。在本发明中，富集单元、剔除单元和精制单元有以下两种排序方式：第一种：物料先经过富集单元，分离出富集物和第一重组分物；然后第一重组分物进入剔除单元，分离出剔除物和第二重组分物；最后第二重组分物进入精制单元，分离出轻组分物和副产品，富集物和轻组分物的混合物即是该精炼系统的产品。第二种：物料先经过剔除单元，分离出剔除物/富集物混合物和第二重组分物；然后剔除物/富集物混合物进入富集单元，分离出富集物和第一重组分物；最后第二重组分物进入精制单元，分离出轻组分物和副产品，富集物和轻组分物的混合物即是该精炼系统的产品。
采用本发明提供的系统充分保留有益油脂伴随物(植物甾醇、维生素E、角鲨烯等)，可以根据营养成分含量生产多规格产品；而且本发明中各工段的副产物均可外售，不使用任何助剂，无废水、废渣排放，更加经济、环保，适宜工业化生产。
附图说明
图1为本发明实施例中由一组短程蒸馏系统组成的富集单元的示意图；
图2为本发明实施例中由两组短程蒸馏系统组成的富集单元的示意图；
图3为本发明实施例中由三组短程蒸馏系统组成的富集单元的示意图；
图4为本发明实施例中由一组短程蒸馏系统组成的剔除单元的示意图；
图5为本发明实施例中由两组短程蒸馏系统组成的剔除单元的示意图；
图6为本发明实施例中由一组短程蒸馏系统组成的精制单元的示意图；
图7为本发明实施例中由两组短程蒸馏系统组成的精制单元的示意图；
图8为本发明实施例中由三组短程蒸馏系统组成的精制单元的示意图；
图9为本发明实施例中由一组蒸馏系统组成的脱酸单元的示意图；
图10为本发明实施例中由两组蒸馏系统组成的脱酸单元的示意图；
其中，F01-第一流量计，HE01-第一换热器，SD01-第一短程蒸馏器，DRT01-第一馏出物接收罐，RT01-第一馏余物接收罐，CT01-第一冷阱，VT01-第一真空缓冲罐，VP01-第一真空机组，TST01-第一暂存罐，TST02-第二暂存罐，P01-第一泵，P02-第二泵，P03-第三泵；
F02-第二流量计，HE02-第二换热器，SD02-第二短程蒸馏器，DRT02-第二馏出物接收罐，RT02-第二馏余物接收罐，CT02-第二冷阱，VT02-第二真空缓冲罐，VP02-第二真空机组，F03-第三流量计，HE03-第三换热器，SD03-第三短程蒸馏器，DRT03-第三馏出物接收罐，RT03-第三馏余物接收罐，CT03-第三冷阱，VT03-第三真空缓冲罐，VP03-第三真空机组，TST03-第三暂存罐，TST04-第四暂存罐，P04-第四泵，P05-第五泵，P06-第六泵，P07-第七泵，P08-第八泵；
F04-第四流量计，HE04-第四换热器，SD04-第四短程蒸馏器，DRT04-第四馏出物接收罐，RT04-第四馏余物接收罐，CT04-第四冷阱，VT04-第四真空缓冲罐，VP04-第四真空机组，F05-第五流量计，HE05-第五换热器，SD05-第五短程蒸馏器，DRT05-第五馏出物接收罐，RT05-第五馏余物接收罐，CT05-第五冷阱，VT05-第五真空缓冲罐，VP05-第五真空机组，TST05-第五暂存罐，TST06-第六暂存罐，P09-第九泵，P10-第十泵，P11-第十一泵，P12-第十二泵，P13-第十三泵；
F06-第六流量计，HE06-第六换热器，SD06-第六短程蒸馏器，DRT06-第六馏出物接收罐，RT06-第六馏余物接收罐，CT06-第六冷阱，VT06-第六真空缓冲罐，VP06-第六真空机组，F07-第七流量计，HE07-第七换热器，SD07-第七短程蒸馏器，DRT07-第七馏出物接收罐，RT07-第七馏余物接收罐，CT07-第七冷阱，VT07-第七真空缓冲罐，VP07-第七真空机组，F08-第八流量计，HE08-第八换热器，SD08-第八短程蒸馏器，DRT08-第八馏出物接收罐，RT08-第八馏余物接收罐，CT08-第八冷阱，VT08-第八真空缓冲罐，VP08-第八真空机组，TST07-第七暂存罐，TST08-第八暂存罐，P14-第十四泵，P15-第十五泵，P16-第十六泵，P17-第十七泵，P18-第十八泵，P19-第十九泵，P20-第二十泵；
F09-第九流量计，HE09-第九换热器，SD09-第九短程蒸馏器，DRT09-第九馏出物接收罐，RT09-第九馏余物接收罐，CT09-第九冷阱，VT09-第九真空缓冲罐，VP09-第九真空机组，TST09-第九暂存罐，TST10-第十暂存罐，P21-第二十一泵，P22-第二十二泵，P23-第二十三泵；
F10-第十流量计，HE10-第十换热器，SD10-第十短程蒸馏器，DRT10-第十馏出物接收罐，RT10-第十馏余物接收罐，CT10-第十冷阱，VT10-第十真空缓冲罐，VP10-第十真空机组，F11-第十一流量计，HE11-第十一换热器，SD11-第十一短程蒸馏器，DRT11-第十一馏出物接收罐，RT11-第十一馏余物接收罐，CT11-第十一冷阱，VT11-第十一真空缓冲罐，VP11-第十一真空机组，F12-第十二流量计，HE12-第十二换热器，SD12-第十二短程蒸馏器，DRT12-第十二馏出物接收罐，RT12-第十二馏余物接收罐，CT12-第十二冷阱，VT12-第十二真空缓冲罐，VP12-第十二真空机组，TST11-第十一暂存罐，TST12-第十二暂存罐，P24-第二十四泵，P25-第二十五泵，P26-第二十六泵，P27-第二十七泵，P28-第二十八泵，P29-第二十九泵，P30-第三十泵；
F13-第十三流量计，HE13-第十三换热器，SD13-第十三短程蒸馏器，DRT13-第十三馏出物接收罐，RT13-第十三馏余物接收罐，CT13-第十三冷阱，VT13-第十三真空缓冲罐，VP13-第十三真空机组，F14-第十四流量计，HE14-第十四换热器，SD14-第十四短程蒸馏器，DRT14-第十四馏出物接收罐，RT14-第十四馏余物接收罐，CT14-第十四冷阱，VT14-第十四真空缓冲罐，VP14-第十四真空机组，TST13-第十三暂存罐，TST14-第十四暂存罐，P31-第三十一泵，P32-第三十二泵，P33-第三十三泵，P34-第三十四泵，P35-第三十五泵；
F15-第十五流量计，HE15-第十五换热器，SD15-第十五短程蒸馏器，DRT15-第十五馏出物接收罐，RT15-第十五馏余物接收罐，CT15-第十五冷阱，VT15-第十五真空缓冲罐，VP15-第十五真空机组，TST15-第十五暂存罐，TST16-第十六暂存罐，P36-第三十六泵，P37-第三十七泵，P38-第三十八泵；
F16-第十六流量计，HE16-第十六换热器A，DT01-第一脱酸塔，C01-第一捕集器，FT01-第一脂肪酸接收罐，VP16-第十六真空泵，HE17-第十七换热器B，TST17-第十七暂存罐；P39-第三十九泵；P40-第四十泵；P41-第四十一泵；
F17-第十七流量计，HE18-第十八换热器A，DT02-第二脱酸塔，C02-第二捕集器，FT02-第二脂肪酸接收罐，VP17-第十七真空泵，P42-第四十二泵；P43-第四十三泵；P44-第四十四泵；F18-第十八流量计，HE20-第二十换热器A，DT03-第三脱酸塔，C03-第三捕集器，FT03-第三脂肪酸接收罐，VP18-第十八真空泵，HE19-第十九换热器B，TST18-第十八暂存罐；P45-第四十五泵；P46-第四十六泵。
具体实施方式
本发明提供了一种油脂精炼系统，包括脱酸单元、富集单元、剔除单元和精制单元；
所述脱酸单元包括若干组蒸馏系统；每组所述蒸馏系统包括换热器A、脱酸塔、捕集器、脂肪酸接收罐、换热器B和真空泵；所述换热器A的出料口与所述脱酸塔的进料口相连通；所述脱酸塔的出料口与所述换热器B的进料口相连通；所述脱酸塔的真空接口与所述捕集器的进料口相连通；所述捕集器的真空接口与所述真空泵相连通；所述捕集器的出料口与所述脂肪酸接收罐的进料口相连通；
所述富集单元、剔除单元和精制单元独立地包括若干组短程蒸馏系统；每组所述短程蒸馏系统包括换热器、短程蒸馏器、馏出物接收罐、馏余物接收罐、冷阱和真空机组；所述换热器的出料口与所述短程蒸馏器的进料口相连通；所述短程蒸馏器的馏出物出口与所述馏出物接收罐的进料口相连通；所述短程蒸馏器的馏余物出口与所述馏余物接收罐的进料口相连通；所述短程蒸馏器的真空接口依次与所述冷阱和真空机组相连通；
所述脱酸单元、富集单元、剔除单元和精制单元的连接方式为方式一或方式二：
方式一：所述脱酸单元的出料口与富集单元的进料口相连通；所述富集单元的馏余物出口与剔除单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏余物出口与精制单元的进料口相连通；
方式二：所述脱酸单元的出料口与剔除单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏出物出口与富集单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏余物出口与精制单元的进料口相连通。
本发明提供的油脂精炼系统包括脱酸单元，所述脱酸单元包括若干组蒸馏系统；每组所述蒸馏系统包括换热器A、脱酸塔、捕集器、脂肪酸接收罐、换热器B和真空泵；所述换热器A的出料口与所述脱酸塔的进料口相连通；所述脱酸塔的出料口与所述换热器B的进料口相连通；所述脱酸塔的真空接口与所述捕集器的进料口相连通；所述捕集器的真空接口与所述真空泵相连通；所述捕集器的出料口与所述脂肪酸接收罐的进料口相连通。本发明采用脱酸单元从原料油中分离出游离脂肪酸，采用本发明提供的脱酸单元能够在保证脱除油脂原料中脂肪酸的同时，减少营养物质(维生素E、角鲨烯、植物甾醇)的损失，提高油脂产品的营养价值。
在本发明中，所述脱酸单元包括若干组蒸馏系统，具体优选为一组或两组蒸馏系统；当所述脱酸单元为两组蒸馏系统时，所述两组蒸馏系统的连接方式为串联。
作为本发明的一个实施例，所述蒸馏系统还包括设置于所述换热器A前端的流量计，用于控制进料量。
作为本发明的一个实施例，所述捕集器还设置有喷淋物料进口，所述脂肪酸接收罐的出料口与所述捕集器的喷淋物料进口相连通。
作为本发明的一个实施例，所述脱酸单元如图9所示，由一组蒸馏系统组成，包括依次通过管路相连通的第十六流量计F16、第十六换热器A HE16和第一脱酸塔DT01；所述第一脱酸塔DT01的出料口与第十七换热器B HE17的进料口相连通；所述第十七换热器B HE17的出料口与第十七暂存罐TST17的进料口相连通；所述第一脱酸塔DT01的真空接口与第一捕集器C01的进料口相连通；所述第一捕集器C01的真空接口与第十六真空泵VP16相连通；所述第一捕集器C01的出料口与第一脂肪酸接收罐FT01的进料口相连通；所述第一脂肪酸接收罐FT01出料口与所述第一捕集器C01的喷淋物料进口相连通；物料进管与第十六流量计F16之间的管路上设置有第三十九泵P39，第一脱酸塔DT01与第十七换热器B HE17之间的管路上设置有第四十泵P40，第一捕集器C01与第一脂肪酸接收罐FT01之间的管路上设置有第四十一泵P41。
作为本发明的一个实施例，所述脱酸单元如图10所示，由两组蒸馏系统组成，包括依次通过管路相连通的第十七流量计F17、第十八换热器A HE18和第二脱酸塔DT02、第十八流量计F18、第二十换热器A HE20和第三脱酸塔DT03；所述第二脱酸塔DT02的真空接口与第二捕集器C02的进料口相连通；所述第二捕集器C02的真空接口与第十七真空泵VP17相连通；所述第二捕集器C02的出料口与第二脂肪酸接收罐FT02的进料口相连通；所述第二脂肪酸接收罐FT02的出料口与所述第二捕集器C02的喷淋物料进口相连通；物料进管与第十七流量计F17之间的管路上设置有第四十二泵P42，第二脱酸塔DT02与第十八流量计F18之间的管路上设置有第四十三泵P43，第二捕集器C02与第二脂肪酸接收罐FT02之间的管路上设置有第四十四泵P44；所述第二脱酸塔DT02的出料口经第二十换热器A HE20与第三脱酸塔DT03的进料口相连通；所述第三脱酸塔DT03的出料口与第十九换热器B HE19的进料口相连通；所述第十九换热器B HE19的出料口与第十八暂存罐TST18的进料口相连通；所述第三脱酸塔DT03的真空接口与第三捕集器C03的进料口相连通；所述第三捕集器C03的真空接口与第十八真空泵VP18相连通；所述第三捕集器C03的出料口与第三脂肪酸接收罐FT03的进料口相连通；所述第三脂肪酸接收罐FT03出料口与所述第三捕集器C03的喷淋物料进口相连通；第三脱酸塔DT03与第十九换热器B HE19之间的管路上设置有第四十五泵P45，第三捕集器C03与第三脂肪酸接收罐FT03之间的管路上设置有第四十六泵P46。
在本发明的具体实施例中，所述脱酸单元中脱酸塔内物料的温度为170～210℃，真空度为50～300Pa，经过脱酸单元分离得到游离脂肪酸和脱酸油。
本发明提供的油脂精炼系统包括富集单元，用于分离出富集物。在本发明中，所述富集单元包括若干组短程蒸馏系统，具体优选为一组、两组或三组短程蒸馏系统；当所述富集单元为两组短程蒸馏系统或三组短程蒸馏系统时，所述两组短程蒸馏系统和三组短程蒸馏系统的连接方式均为串联。
在本发明中，所述短程蒸馏系统包括换热器、短程蒸馏器、馏出物接收罐、馏余物接收罐、冷阱和真空机组；所述换热器的出料口与所述短程蒸馏器的进料口相连通；所述短程蒸馏器的馏出物出口与所述馏出物接收罐的进料口相连通；所述短程蒸馏器的馏余物出口与所述馏余物接收罐的进料口相连通；所述短程蒸馏器的真空接口依次与所述冷阱和真空机组相连通。在所述短程蒸馏器中，在特定真空度及特定温度条件下，物料中气化的组分从短程蒸馏器的蒸发面蒸发，接触到短程蒸馏器内部设置的内置冷凝器(冷凝管内流动的是冷却介质，其温度远低于蒸发面的温度)后，气化组分温度骤降，转化为液态或固态，然后被收集到馏出物接收罐中。
作为本发明的一个实施例，所述短程蒸馏系统还包括设置于所述换热器前端的流量计，用于控制进料量。
作为本发明的一个实施例，在所述短程蒸馏系统中，所述冷阱和真空机组之间还设置有真空缓冲罐，能够缓冲真空系统的压力波动，使真空系统运行更稳定，同时还可防止倒灌。
作为本发明的一个实施例，所述富集单元如图1所示，由一组短程蒸馏系统组成，包括依次通过管路相连通的第九流量计F09、第九换热器HE09和第九短程蒸馏器SD09；所述第九短程蒸馏器SD09的馏出物出口与第九馏出物接收罐DRT09的进料口相连通；所述第九馏出物接收罐DRT09的出料口与第九暂存罐TST09的进料口相连通；所述第九短程蒸馏器SD09的馏余物出口与第九馏余物接收罐RT09的进料口相连通；所述第九馏余物接收罐RT09的出料口与第十暂存罐TST10的进料口相连通；所述第九短程蒸馏器SD09的真空接口通过管路依次连通有第九冷阱CT09、第九真空缓冲罐VT09和第九真空机组VP09；物料进管与第九流量计F09之间的管路上设置有第二十一泵P21，第九馏出物接收罐DRT09与第九暂存罐TST09之间的管路上设置有第二十三泵P23，第九馏余物接收罐RT09与第十暂存罐TST10之间的管路上设置有第二十二泵P22。
作为本发明的一个实施例，所述富集单元如图2所示，由两组短程蒸馏系统组成，包括依次通过管路相连通的第四流量计F04、第四换热器HE04和第四短程蒸馏器SD04；所述第四短程蒸馏器SD04的馏出物出口与第四馏出物接收罐DRT04的进料口相连通；所述第四馏出物接收罐DRT04的出料口与第五暂存罐TST05的进料口相连通；所述第四短程蒸馏器SD04的馏余物出口与第四馏余物接收罐RT04的进料口相连通；所述第四馏余物接收罐RT04的出口经第五流量计F05与第五换热器HE05的进料口相连通；所述第五换热器HE05的出料口与第五短程蒸馏器SD05的进料口相连通；所述第五短程蒸馏器SD05的馏出物出口与第五馏出物接收罐DRT05的进料口相连通；所述第五馏出物接收罐DRT05的出料口与所述第五暂存罐TST05的进料口相连通；所述第五短程蒸馏器SD05的馏余物出口与第五馏余物接收罐RT05的进料口相连通；所述第五馏余物接收罐RT05的出料口与第六暂存罐TST06的进料口相连通；所述第四短程蒸馏器SD04的真空接口通过管路还依次连通有第四冷阱CT04、第四真空缓冲罐VT04和第四真空机组VP04；所述第五短程蒸馏器SD05的真空接口通过管路还依次连通有第五冷阱CT05、第五真空缓冲罐VT05和第五真空机组VP05；物料进管与第四流量计F04之间的管路上设置有第九泵P09，第四馏出物接收罐DRT04与第五暂存罐TST05之间的管路上设置有第十一泵P11，第四馏余物接收罐RT04与第五流量计F05之间的管路上设置有第十泵P10，第五馏余物接收罐RT05与第六暂存罐TST06之间的管路上设置有第十二泵P12，第五馏出物接收罐DRT05与第五暂存罐TST05之间的管路上设置有第十三泵P13。
作为本发明的一个实施例，所述富集单元如图3所示，由三组短程蒸馏系统组成，包括依次通过管路相连通的第六流量计F06、第六换热器HE06和第六短程蒸馏器SD06；所述第六短程蒸馏器SD06的馏出物出口与第六馏出物接收罐DRT06的进料口相连通；所述第六馏出物接收罐DRT06的出料口与第七暂存罐TST07的进料口相连通；所述第六短程蒸馏器SD06的馏余物出口与第六馏余物接收罐RT06的进料口相连通；所述第六馏余物接收罐RT06的出料口经第七流量计F07与第七换热器HE07的进料口相连通；所述第七换热器HE07的出料口与第七短程蒸馏器SD07的进料口相连通；所述第七短程蒸馏器SD07的馏出物出口与第七馏出物接收罐DRT07的进料口相连通；所述第七馏出物接收罐DRT07的出料口与第七暂存罐TST07的进料口相连通；所述第七短程蒸馏器SD07的馏余物出口与第七馏余物接收罐RT07的进料口相连通；所述第七馏余物接收罐RT07的出料口经第八流量计F08与第八换热器HE08的进料口相连通；所述第八换热器HE08的出料口与第八短程蒸馏器SD08的进料口相连通；所述第八短程蒸馏器SD08的馏出物出口与第八馏出物接收罐DRT08的进料口相连通；所述第八馏出物接收罐DRT08的出料口与第七暂存罐TST07的进料口相连通；所述第八短程蒸馏器SD08的馏余物出口与第八馏余物接收罐RT08的进料口相连通；第八馏余物接收罐RT08的出料口与第八暂存罐TST08的进料口相连通；所述第六短程蒸馏器SD06的真空接口通过管路还依次连通有第六冷阱CT06、第六真空缓冲罐VT06和第六真空机组VP06；所述第七短程蒸馏器SD07的真空接口通过管路还依次连通有第七冷阱CT07、第七真空缓冲罐VT07和第七真空机组VP07；所述第八短程蒸馏器SD08的真空接口通过管路还依次连通有第八冷阱CT08、第八真空缓冲罐VT08和第八真空机组VP08；物料进管与第六流量计F06之间的管路上设置有第十四泵P14，第六馏余物接收罐RT06与第七流量计F07之间的管路上设置有第十五泵P15，第六馏出物接收罐DRT06与第七暂存罐TST07之间的管路上设置有第十六泵P16，第七馏余物接收罐RT07与第八流量计F08之间的管路上设置有第十七泵P17，第七馏出物接收罐DRT07与第七暂存罐TST07之间的管路上设置有第十八泵P18，第八馏余物接收罐RT08与第八暂存罐TST08之间的管路上设置有第十九泵P19，第八馏出物接收罐DRT08与第七暂存罐TST07之间的管路上设置有第二十泵P20。
在本发明的具体实施例中，所述富集单元中短程蒸馏器的蒸发面温度为170～200℃，真空度为0～60Pa，经过富集单元分离得到富集物和第一重组分物。
本发明提供的油脂精炼系统包括剔除单元，用于剔除色素、苯并芘、塑化剂和农残物质。在本发明中，所述剔除单元包括若干组短程蒸馏系统，具体优选为一组或两组短程蒸馏系统；当所述剔除单元为两组短程蒸馏系统时，所述两组短程蒸馏系统的连接方式为串联。在本发明中，所述短程蒸馏系统的具体结构与前文所述富集单元一致，这里不再赘述。
作为本发明的一个实施例，所述剔除单元如图4所示，由一组短程蒸馏系统组成，包括依次通过管路相连通的第一流量计F01、第一换热器HE01和第一短程蒸馏器SD01；所述第一短程蒸馏器SD01的馏出物出口与第一馏出物接收罐DRT01的进料口相连通；所述第一馏出物接收罐DRT01的出料口与第一暂存罐TST01的进料口相连通；所述第一短程蒸馏器SD01的馏余物出口与第一馏余物接收罐RT01的进料口相连通；所述第一馏余物接收罐RT01的出料口与第二暂存罐TST02的进料口相连通；所述第一短程蒸馏器SD01的真空接口通过管路还依次连通有第一冷阱CT01、第一真空缓冲罐VT01和第一真空机组VP01；物料进管与第一流量计F01之间的管路上设置有第一泵P01，第一馏出物接收罐DRT01与第一暂存罐TST01之间的管路上设置有第三泵P03，第一馏余物接收罐RT01与第二暂存罐TST02之间的管路上设置有第二泵P02。
作为本发明的一个实施例，所述剔除单元如图5所示，由两组短程蒸馏系统组成，包括依次通过管路相连通的第二流量计F02、第二换热器HE02和第二短程蒸馏器SD02；所述第二短程蒸馏器SD02的馏出物出口与第二馏出物接收罐DRT02的进料口相连通；所述第二馏出物接收罐DRT02的出料口与第三暂存罐TST03的进料口相连通；所述第二短程蒸馏器SD02的馏余物出口与第二馏余物接收罐RT02的进料口相连通；所述第二馏余物接收罐RT02的出料口经过第三流量计F03与第三换热器HE03的进料口相连通；所述第三换热器HE03的出料口与第三短程蒸馏器SD03的进料口相连通；所述第三短程蒸馏器SD03的馏出物出口与第三馏出物接收罐DRT03的进料口相连通；所述第三馏出物接收罐DRT03的出料口与第三暂存罐TST03的进料口相连通；所述第三短程蒸馏器SD03的馏余物出口与第三馏余物接收罐RT03的进料口相连通；所述第三馏余物接收罐RT03的出料口与第四暂存罐TST04的进料口相连通；所述第二短程蒸馏器SD02的真空接口通过管路还依次连通有第二冷阱CT02、第二真空缓冲罐VT02和第二真空机组VP02；所述第三短程蒸馏器SD03的真空接口通过管路还依次连通有第三冷阱CT03、第三真空缓冲罐VT03和第三真空机组VP03；物料进管与第二流量计F02之间的管路上设置有第四泵P04，第二馏余物接收罐RT02与第三流量计F03之间的管路上设置有第五泵P05，第二馏出物接收罐DRT02与第三暂存罐TST03之间的管路上设置有第六泵P06，第三馏余物接收罐RT03与第四暂存罐TST04之间的管路上设置有第七泵P07，第三馏出物接收罐DRT03与第三暂存罐TST03之间的管路上设置有第八泵P08。
在本发明的具体实施例中，所述剔除单元中短程蒸馏器的蒸发面温度为205～250℃，真空度为0～50Pa，经过剔除单元分离得到剔除物和第二重组分物。
本发明提供的油脂精炼系统包括精制单元，用于从重组分物中分离出轻组分物。在本发明中，所述精制单元包括若干组短程蒸馏系统，具体优选为一组、两组或三组短程蒸馏系统；当所述精制单元为两组短程蒸馏系统或三组短程蒸馏系统时，所述两组短程蒸馏系统和三组短程蒸馏系统的连接方式均为串联。在本发明中，所述短程蒸馏系统的具体结构与前文所述富集单元一致，这里不再赘述。
作为本发明的一个实施例，所述精制单元如图6所示，由一组短程蒸馏系统组成，包括依次通过管路相连通的第十五流量计F15、第十五换热器HE15和第十五短程蒸馏器SD15；所述第十五短程蒸馏器SD15的馏出物出口与第十五馏出物接收罐DRT15的进料口相连通；所述第十五馏出物接收罐DRT15的出料口与第十五暂存罐TST15的进料口相连通；所述第十五短程蒸馏器SD15的馏余物出口与第十五馏余物接收罐RT15的进料口相连通；所述第十五馏余物接收罐RT15的出料口与第十六暂存罐TST16的进料口相连通；所述第十五短程蒸馏器SD15的真空接口通过管路还依次连通有第十五冷阱CT15、第十五真空缓冲罐VT15和第十五真空机组VP15；物料进管与第十五流量计F15之间的管路上设置有第三十六泵P36，第十五馏出物接收罐DRT15与第十五暂存罐TST15之间的管路上设置有第三十八泵P38，第十五馏余物接收罐RT15与第十六暂存罐TST16之间的管路上设置有第三十七泵P37。
作为本发明的一个实施例，所述精制单元如图7所示，由两组短程蒸馏系统组成，包括依次通过管路相连通的第十三流量计F13、第十三换热器HE13和第十三短程蒸馏器SD13；所述第十三短程蒸馏器SD13的馏出物出口与第十三馏出物接收罐DRT13的进料口相连通；所述第十三馏出物接收罐DRT13的出料口与第十三暂存罐TST13的进料口相连通；所述第十三短程蒸馏器SD13的馏余物出口与第十三馏余物接收罐RT13的进料口相连通；所述第十三馏余物接收罐RT13的出料口经过第十四流量计F14与第十四换热器HE14的进料口相连通；所述第十四换热器HE14的出料口与第十四短程蒸馏器SD14的进料口相连通；所述第十四短程蒸馏器SD14的馏出物出口与第十四馏出物接收罐DRT14的进料口相连通；所述第十四馏出物接收罐DRT14的出料口与第十三暂存罐TST13的进料口相连通；所述第十四短程蒸馏器SD14的馏余物出口与第十四馏余物接收罐RT14的进料口相连通；所述第十四馏余物接收罐RT14的出料口与第十四暂存罐TST14的进料口相连通；所述第十三短程蒸馏器SD13的真空接口通过管路还依次连通有第十三冷阱CT13、第十三真空缓冲罐VT13和第十三真空机组VP13；所述第十四短程蒸馏器SD14的真空接口通过管路还依次连通有第十四冷阱CT14、第十四真空缓冲罐VT14和第十四真空机组VP14；物料进管与第十三流量计F13之间的管路上设置有第三十一泵P31，第十三馏出物接收罐DRT13与第十三暂存罐TST13之间的管路上设置有第三十三泵P33，第十三馏余物接收罐RT13与第十四流量计F14之间的管路上设置有第三十二泵P32，第十四馏余物接收罐RT14与第十四暂存罐TST14之间的管路上设置有第三十四泵P34，第十四馏出物接收罐DRT14与第十三暂存罐TST13之间的管路上设置有第三十五泵P35。
作为本发明的一个实施例，所述精制单元如图8所示，由三组短程蒸馏系统组成，包括依次通过管路相连通的第十流量计F10、第十换热器HE10和第十短程蒸馏器SD10；所述第十短程蒸馏器SD10的馏出物出口与第十馏出物接收罐DRT10的进料口相连通；所述第十馏出物接收罐DRT10的出料口与第十一暂存罐TST11的进料口相连通；所述第十短程蒸馏器SD10的馏余物出口与第十馏余物接收罐RT10的进料口相连通；所述第十馏余物接收罐RT10的出料口经过第十一流量计F11与第十一换热器HE11的进料口相连通；所述第十一换热器HE11的出料口与第十一短程蒸馏器SD11的进料口相连通；所述第十一短程蒸馏器SD11的馏出物出口与第十一馏出物接收罐DRT11的进料口相连通；所述第十一馏出物接收罐DRT11的出料口与第十一暂存罐TST11的进料口相连通；所述第十一短程蒸馏器SD11的馏余物出口与第十一馏余物接收罐RT11的进料口相连通；所述第十一馏余物接收罐RT11的出料口经过第十二流量计F12与第十二换热器HE12的进料口相连通；所述第十二换热器HE12的出料口与第十二短程蒸馏器SD12的进料口相连通；所述第十二短程蒸馏器SD12的馏出物出口与第十二馏出物接收罐DRT12的进料口相连通；所述第十二馏出物接收罐DRT12的出料口与第十一暂存罐TST11的进料口相连通；所述第十二短程蒸馏器SD12的馏余物出口与第十二馏余物接收罐RT12的进料口相连通；所述第十二馏余物接收罐RT12的出料口与第十二暂存罐TST12的进料口相连通；所述第十短程蒸馏器SD10的真空接口通过管路还依次连通有第十冷阱CT10、第十真空缓冲罐VT10和第十真空机组VP10；所述第十一短程蒸馏器SD11的真空接口通过管路还依次连通有第十一冷阱CT11、第十一真空缓冲罐VT11和第十一真空机组VP11；所述第十二短程蒸馏器SD12的真空接口通过管路还依次连通有第十二冷阱CT12、第十二真空缓冲罐VT12和第十二真空机组VP12；物料进管与第十流量计F10之间的管路上设置有第二十四泵P24，第十馏余物接收罐RT10与第十一流量计F11之间的管路上设置有第二十五泵P25，第十馏出物接收罐DRT10与第十一暂存罐TST11之间的管路上设置有第二十六泵P26，第十一馏余物接收罐RT11与第十二流量计F12之间的管路上设置有第二十七泵P27，第十一馏出物接收罐DRT11与第十一暂存罐TST11之间的管路上设置有第二十八泵P28，第十二馏余物接收罐RT12与第十二暂存罐TST12之间的管路上设置有第二十九泵P29，第十二馏出物接收罐DRT12与第十一暂存罐TST11之间的管路上设置有第三十泵P30。
在本发明的具体实施例中，所述精制单元中短程蒸馏器的蒸发面温度为270～320℃，真空度为0～20Pa，经过精制单元分离得到轻组分物和副产品。
在本发明中，所述脱酸单元、富集单元、剔除单元和精制单元的连接方式为方式一或方式二：
方式一：所述脱酸单元的出料口与富集单元的进料口相连通；所述富集单元的馏余物出口与剔除单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏余物出口与精制单元的进料口相连通；在方式一中，物料先经过富集单元，分离出富集物和第一重组分物；然后第一重组分物进入剔除单元，分离出剔除物和第二重组分物；最后第二重组分物进入精制单元，分离出轻组分物和副产品，富集物和轻组分物的混合物即是该精炼系统的产品。
方式二：所述脱酸单元的出料口与剔除单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏出物出口与富集单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏余物出口与精制单元的进料口相连通。在方式二中，物料先经过剔除单元，分离出剔除物/富集物混合物和第二重组分物；然后剔除物/富集物混合物进入富集单元，分离出富集物和第一重组分物；最后第二重组分物进入精制单元，分离出轻组分物和副产品，富集物和轻组分物的混合物即是该精炼系统的产品。
在本发明的具体实施例中，所述脱酸单元的出料口指脱酸塔的出料口，当所述脱酸单元包括多组串联的蒸馏系统时，所述脱酸单元的出料口指最后一个脱酸塔的出料口；所述富集单元的馏余物出口指馏余物接收罐的出料口，当所述富集单元包括多组串联的短程蒸馏系统时，所述富集单元的馏余物出口指最后一个馏余物接收罐的出料口。
在本发明的具体实施例中，所述剔除单元的馏余物出口指馏余物接收罐的出料口，当所述剔除单元包括多组串联的短程蒸馏系统时，所述剔除单元的馏余物出口指最后一个馏余物接收罐的出料口。
在本发明的具体实施例中，所述剔除单元的馏出物出口指与馏出物接收罐相连通的暂存罐的出料口，当所述剔除单元包括多组串联的短程蒸馏系统时，所述剔除单元的馏出物出口指与多组馏出物接收罐相连通的暂存罐的出料口。
在本发明中，进入所述油脂精炼系统的原料优选为依次脱除胶质、蜡及微量杂质并干燥后的油脂。
在本发明中，所述精炼系统的产品进行脱臭处理后能够得到满足国标要求的食用油。在本发明的具体实施例中，所述脱臭处理利用直接蒸汽于填料式脱臭塔中进行；所述脱臭处理的温度为170～250℃，真空度为0～500Pa。
下面将结合本发明中的实施例，对本发明中的技术方案进行清楚、完整地描述。显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
实施例1
本实施例提供的油脂精炼系统由图9所示的脱酸单元、图4所示的剔除单元、图2所示的富集单元和图8所示的精制单元组成。本实施例所用原料为脱除胶质、蜡及微量杂质并干燥后的米糠油，以下简称原料米糠油。原料米糠油各项指标检测结果如表1所示；
表1原料米糠油各项指标
Figure BDA0002696753160000131
Figure BDA0002696753160000141
原料米糠油先进入脱酸单元，进行脱酸处理：原料米糠油由第三十九泵P39泵入第十六流量计F16，经定量后，进入第十六换热器AHE16中进行换热升温，油温升至180℃，然后进入第一脱酸塔DT01，在真空度260Pa、温度200℃条件下，进行蒸馏，馏出的脂肪酸被收集到第一捕集器C01中，然后流入第一脂肪酸接收罐FT01中；完成脱酸处理的米糠油由第四十泵P40泵入第十七换热器B HE17中进行换热降温，温度降至50℃，然后进入第十七暂存罐TST17；第一脂肪酸接收罐FT01中的脂肪酸经第四十一泵P41泵入第一捕集器C01的喷淋物料进口，进一步捕集蒸馏出的脂肪酸气体。
完成脱酸处理的第一脱酸塔DT01中的米糠油进入剔除单元，进行剔除处理：脱酸米糠油由第一泵P01泵入第一流量计F01，经定量后，进入第一换热器HE01中进行换热升温，油温升至190℃，然后进入第一短程蒸馏器SD01中，在真空度2Pa、蒸发面温度230℃条件下，进行蒸馏，馏出的剔除物/富集物混合物被收集到第一馏出物接收罐DRT01中，并由第三泵P03泵入第一暂存罐TST01中；馏余的完成剔除处理的脱胶脱酸米糠毛油被收集到第一馏余物接收罐RT01中，即为第二重组分物，并由第二泵P02泵入第二暂存罐TST02中。
第一暂存罐TST01中的剔除物/富集物混合物进入富集单元，进行富集处理：剔除物/富集物混合物由第九泵P09泵入第四流量计F04，经定量后，进入第四换热器HE04中进行换热升温，油温升至150℃，然后进入第四短程蒸馏器SD04中，在真空度10Pa、蒸发面温度185℃条件下，进行蒸馏，馏出的富集物被收集到第四馏出物接收罐DRT04中，并由第十一泵P11泵入第五暂存罐TST05中；馏余物被收集到第四馏余物接收罐RT04中，并由第十泵P10泵入第五流量计F05，经定量后，进入第五换热器HE05中进行换热升温，油温升至160℃，然后进入第五短程蒸馏器SD05中，在真空度5Pa、蒸发面温度190℃条件下，进行蒸馏，馏出的富集物被收集到第五馏出物接收罐DRT05中，并由第十三泵P13泵入第五暂存罐TST05中；馏余物被收集到第五馏余物接收罐RT05中，即为第一重组分物，并由第十二泵P12泵入第六暂存罐TST06中。
第二暂存罐TST02中的第二重组分物进入精制单元，进行精制处理：第二重组分物由第二十四泵P24泵入第十流量计F10，经定量后，进入第十换热器HE10中进行换热升温，油温升至200℃，然后进入第十短程蒸馏器SD10中，在真空度3Pa、蒸发面温度280℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十馏出物接收罐DRT10中，并由第二十六泵P26泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十馏余物接收罐RT10中，并由第二十五泵P25泵入第十一流量计F11，经定量后，进入第十一换热器HE11中进行换热升温，油温升至210℃，然后进入第十一短程蒸馏器SD11中，在真空度2Pa、蒸发面温度300℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十一馏出物接收罐DRT11中，并由第二十八泵P28泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十一馏余物接收罐RT11中，并由第二十七泵P27泵入第十二流量计F12，经定量后，进入第十二换热器HE12中进行换热升温，油温升至220℃，然后进入第十二短程蒸馏器SD12中，在真空度1Pa、蒸发面温度315℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十二馏出物接收罐DRT12中，并由第三十泵P30泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十二馏余物接收罐RT12中，即为副产品，并由第二十九泵P29泵入第十二暂存罐TST12中。
第十一暂存罐TST11中的轻组分物与第五暂存罐TST05中的富集物合并，即为精炼系统的产品，进行脱臭处理：将精炼系统产品温度升至250℃，在真空度300Pa条件下，利用直接蒸汽于填料式脱臭塔中进行脱臭，每吨油脂直接蒸汽用量50公斤。
脱臭完毕，即得米糠油产品。各项指标检测见表2。
表2实施例1制备的米糠油产品各项指标
指标 结果 指标 结果
酸价(mgKOH/g) 0.24 色泽(罗维朋比色槽133.4mm) 黄35红3.2
谷维素(mg/kg) 18300 角鲨烯(mg/kg) 400
甾醇(mg/kg) 16560 维生素E(mg/kg) 388
其中，酸价测定采用GB 5009.229-2016食品安全国家标准食品中酸价的测定；甾醇含量测定采用GB/T 25223-2010动植物油脂甾醇组成和甾醇总量的测定气相色谱法；维生素E含量测定采用GB 5009.82-2016食品安全国家标准食品中维生素A、D、E的测定；角鲨烯含量测定采用LS/T 6120-2017粮油检验植物油中角鲨烯的测定气相色谱法测定；谷维素含量测定采用LS/T 6121.1-2017粮油检验植物油中谷维素含量的测定分光光度法测定；色泽测定采用GB/T 22460-2008动植物油脂罗维朋色泽的测定。
实施例2
本实施例提供的油脂精炼系统由图10所示的脱酸单元、图2所示的富集单元、图4所示的剔除单元和图8所示的精制单元组成。本实施例所用原料米糠油各项指标检测结果如表1所示；
原料米糠油先进入脱酸单元，进行脱酸处理：原料米糠油由第四十二泵P42泵入第十七流量计F17，经定量后，进入第十八换热器AHE18中进行换热升温，油温升至170℃，然后进入第二脱酸塔DT02，在真空度300Pa、温度185℃条件下，进行蒸馏，馏出的脂肪酸被收集到第二捕集器C02中，然后流入第二脂肪酸接收罐FT02中；第二脱酸塔DT02出来的米糠油由第四十三泵P43泵入第十八流量计F18，经定量后，进入第二十换热器AHE20中进行换热升温，油温升至190℃，然后进入第三脱酸塔DT03，在真空度300Pa、温度205℃条件下，进行蒸馏，馏出的脂肪酸被收集到第三捕集器C03中，然后流入第三脂肪酸接收罐FT03中；完成脱酸处理的米糠油由第四十五泵P45泵入第十九换热器B HE19中进行换热降温，温度降至45℃，然后进入第十八暂存罐TST18；第二脂肪酸接收罐FT02中的脂肪酸经第四十四泵P44泵入第二捕集器C02的喷淋物料进口，进一步捕集蒸馏出的脂肪酸气体；第三脂肪酸接收罐FT03中的脂肪酸经第四十六泵P46泵入第三捕集器C03的喷淋物料进口，进一步捕集蒸馏出的脂肪酸气体。
完成脱酸处理的第三脱酸塔DT03中的米糠油进入富集单元，进行富集处理：脱酸米糠油由第九泵P09泵入第四流量计F04，经定量后，进入第四换热器HE04中进行换热升温，油温升至150℃，然后进入第四短程蒸馏器SD04中，在真空度12Pa、蒸发面温度190℃条件下，进行蒸馏，馏出的富集物被收集到第四馏出物接收罐DRT04中，并由第十一泵P11泵入第五暂存罐TST05中；馏余物被收集到第四馏余物接收罐RT04中，并由第十泵P10泵入第五流量计F05，经定量后，进入第五换热器HE05中进行换热升温，油温升至160℃，然后进入第五短程蒸馏器SD05中，在真空度5Pa、蒸发面温度195℃条件下，进行蒸馏，馏出的富集物被收集到第五馏出物接收罐DRT05中，并由第十三泵P13泵入第五暂存罐TST05中；馏余物被收集到第五馏余物接收罐RT05中，即为第一重组分物，并由第十二泵P12泵入第六暂存罐TST06中。
第一重组分物进入剔除单元，进行剔除处理：第一重组分物由第一泵P01泵入第一流量计F01，经定量后，进入第一换热器HE01中进行换热升温，油温升至200℃，然后进入第一短程蒸馏器SD01中，在真空度8Pa、蒸发面温度245℃条件下，进行蒸馏，馏出的剔除物被收集到第一馏出物接收罐DRT01中，并由第三泵P03泵入第一暂存罐TST01中；馏余的完成剔除处理的第一重组分物被收集到第一馏余物接收罐RT01中，即为第二重组分物，并由第二泵P02泵入第二暂存罐TST02中。
第二暂存罐TST02中的第二重组分物进入精制单元，进行精制处理：第二重组分物由第二十四泵P24泵入第十流量计F10，经定量后，进入第十换热器HE10中进行换热升温，油温升至210℃，然后进入第十短程蒸馏器SD10中，在真空度2Pa、蒸发面温度290℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十馏出物接收罐DRT10中，并由第二十六泵P26泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十馏余物接收罐RT10中，并由第二十五泵P25泵入第十一流量计F11，经定量后，进入第十一换热器HE11中进行换热升温，油温升至220℃，然后进入第十一短程蒸馏器SD11中，在真空度2Pa、蒸发面温度300℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十一馏出物接收罐DRT11中，并由第二十八泵P28泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十一馏余物接收罐RT11中，并由第二十七泵P27泵入第十二流量计F12，经定量后，进入第十二换热器HE12中进行换热升温，油温升至230℃，然后进入第十二短程蒸馏器SD12中，在真空度1Pa、蒸发面温度320℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十二馏出物接收罐DRT12中，并由第三十泵P30泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十二馏余物接收罐RT12中，即为副产品，并由第二十九泵P29泵入第十二暂存罐TST12中。
第十一暂存罐TST11中的轻组分物与第五暂存罐TST05中的富集物合并，即为精炼系统的产品，进行脱臭处理：将精炼系统产品温度升至220℃，在真空度200Pa条件下，利用直接蒸汽于填料式脱臭塔中进行脱臭，每吨油脂直接蒸汽用量30公斤。
脱臭完毕，即得米糠油产品。各项指标检测见表3。
表3实施例2制备的米糠油产品各项指标
指标 结果 指标 结果
酸价(mgKOH/g) 0.25 色泽(罗维朋比色槽133.4mm) 黄35红3.1
谷维素(mg/kg) 18100 角鲨烯(mg/kg) 375
甾醇(mg/kg) 16340 维生素E(mg/kg) 358
由表2～3可以看出，与实施例1得到的米糠油产品相比，本实施例将富集单元放在第一位，然后是剔除单元，最后是精制单元，产品米糠油中各种营养成分的含量略有下降，各指标的数值相差不大。
实施例3
本实施例提供的油脂精炼系统由图10所示的脱酸单元、图5所示的剔除单元、图3所示的富集单元和图8所示的精制单元组成。本实施例所用原料米糠油各项指标检测结果如表1所示；
原料米糠油先进入脱酸单元，进行脱酸处理：原料米糠油由第四十二泵P42泵入第十七流量计F17，经定量后，进入第十八换热器A HE18中进行换热升温，油温升至180℃，然后进入第二脱酸塔DT02，在真空度270Pa、温度195℃条件下，进行蒸馏，馏出的脂肪酸被收集到第二捕集器C02中，然后流入第二脂肪酸接收罐FT02中；第二脱酸塔DT02出来的米糠油由第四十三泵P43泵入第十八流量计F18，经定量后，进入第二十换热器AHE20中进行换热升温，油温升至190℃，然后进入第三脱酸塔DT03，在真空度300Pa、温度200℃条件下，进行蒸馏，馏出的脂肪酸被收集到第三捕集器C03中，然后流入第三脂肪酸接收罐FT03中；完成脱酸处理的米糠油由第四十五泵P45泵入第十九换热器B HE19中进行换热降温，温度降至40℃，然后进入第十八暂存罐TST18；第二脂肪酸接收罐FT02中的脂肪酸经第四十四泵P44泵入第二捕集器C02的喷淋物料进口，进一步捕集蒸馏出的脂肪酸气体；第三脂肪酸接收罐FT03中的脂肪酸经第四十六泵P46泵入第三捕集器C03的喷淋物料进口，进一步捕集蒸馏出的脂肪酸气体。
完成脱酸处理的第三脱酸塔DT03中的米糠油进入剔除单元，进行剔除处理：脱酸米糠油由第四泵P04泵入第二流量计F02，经定量后，进入第二换热器HE02中进行换热升温，油温升至160℃，然后进入第二短程蒸馏器SD02中，在真空度10Pa、蒸发面温度205℃条件下，进行蒸馏，馏出的剔除物/富集物混合物被收集到第二馏出物接收罐DRT02中，并由第六泵P06泵入第三暂存罐TST03中；馏余物被收集到第二馏余物接收罐RT02中，并由第五泵P05泵入第三流量计F03，经定量后，进入第三换热器HE03中进行换热升温，油温升至200℃，然后进入第三短程蒸馏器SD03中，在真空度5Pa、蒸发面温度230℃条件下，进行蒸馏，馏出的剔除物/富集物混合物被收集到第三馏出物接收罐DRT03中，并由第八泵P08泵入第三暂存罐TST03中；馏余的完成剔除处理的原料米糠油被收集到第三馏余物接收罐RT03中，即为第二重组分物，并由第七泵P07泵入第四暂存罐TST04中。
第三暂存罐TST03中的剔除物/富集物混合物进入富集单元，进行富集处理：剔除物/富集物混合物由第十四泵P14泵入第六流量计F06，经定量后，进入第六换热器HE06中进行换热升温，油温升至130℃，然后进入第六短程蒸馏器SD06中，在真空度15Pa、蒸发面温度170℃条件下，进行蒸馏，馏出的富集物被收集到第六馏出物接收罐DRT06中，并由第十六泵P16泵入第七暂存罐TST07中；馏余物被收集到第六馏余物接收罐RT06中，并由第十五泵P15泵入第七流量计F07，经定量后，进入第七换热器HE07中进行换热升温，油温升至150℃，然后进入第七短程蒸馏器SD07中，在真空度9Pa、蒸发面温度180℃条件下，进行蒸馏，馏出的富集物被收集到第七馏出物接收罐DRT07中，并由第十八泵P18泵入第七暂存罐TST07中；馏余物被收集到第七馏余物接收罐RT07中，并由第十七泵P17泵入第八流量计F08，经定量后，进入第八换热器HE08中进行换热升温，油温升至160℃，然后进入第八短程蒸馏器SD08中，在真空度4Pa、蒸发面温度190℃条件下，进行蒸馏，馏出的富集物被收集到第八馏出物接收罐DRT08中，并由第二十泵P20泵入第七暂存罐TST07中；馏余物被收集到第八馏余物接收罐RT08中，即为第一重组分物，并由第十九泵P19泵入第八暂存罐TST08中。
第四暂存罐TST04中的第二重组分物进入精制单元，进行精制处理：第二重组分物由第二十四泵P24泵入第十流量计F10，经定量后，进入第十换热器HE10中进行换热升温，油温升至200℃，然后进入第十短程蒸馏器SD10中，在真空度10Pa、蒸发面温度270℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十馏出物接收罐DRT10中，并由第二十六泵P26泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十馏余物接收罐RT10中，并由第二十五泵P25泵入第十一流量计F11，经定量后，进入第十一换热器HE11中进行换热升温，油温升至220℃，然后进入第十一短程蒸馏器SD11中，在真空度5Pa、蒸发面温度300℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十一馏出物接收罐DRT11中，并由第二十八泵P28泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十一馏余物接收罐RT11中，并由第二十七泵P27泵入第十二流量计F12，经定量后，进入第十二换热器HE12中进行换热升温，油温升至230℃，然后进入第十二短程蒸馏器SD12中，在真空度1Pa、蒸发面温度320℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十二馏出物接收罐DRT12中，并由第三十泵P30泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十二馏余物接收罐RT12中，即为副产品，并由第二十九泵P29泵入第十二暂存罐TST12中。
第十一暂存罐TST11中的轻组分物与第七暂存罐TST07中的富集物合并，即为精炼系统的产品，进行脱臭处理：将精炼系统的产品升至220℃，在真空度200Pa条件下，利用直接蒸汽于填料式脱臭塔中进行脱臭，每吨油脂直接蒸汽用量20公斤。
脱臭完毕，即得米糠油产品。各项指标检测见表4。
表4实施例3制备的米糠油产品各项指标
指标 结果 指标 结果
酸价(mgKOH/g) 0.21 色泽(罗维朋比色槽133.4mm) 黄35红3.1
谷维素(mg/kg) 18520 角鲨烯(mg/kg) 302
甾醇(mg/kg) 15520 维生素E(mg/kg) 332
实施例4
本实施例提供的油脂精炼系统由图10所示的脱酸单元、图1所示的富集单元、图4所示的剔除单元和图8所示的精制单元组成。本实施例所用原料米糠油各项指标检测结果如表1所示；
原料米糠油先进入脱酸单元，进行脱酸处理：原料米糠油由第四十二泵P42泵入第十七流量计F17，经定量后，进入第十八换热器A HE18中进行换热升温，油温升至175℃，然后进入第二脱酸塔DT02，在真空度240Pa、温度190℃条件下，进行蒸馏，馏出的脂肪酸被收集到第二捕集器C02中，然后流入第二脂肪酸接收罐FT02中；第二脱酸塔DT02出来的米糠油由第四十三泵P43泵入第十八流量计F18，经定量后，进入第二十换热器AHE20中进行换热升温，油温升至180℃，然后进入第三脱酸塔DT03，在真空度280Pa、温度200℃条件下，进行蒸馏，馏出的脂肪酸被收集到第三捕集器C03中，然后流入第三脂肪酸接收罐FT03中；完成脱酸处理的米糠油由第四十五泵P45泵入第十九换热器B HE19中进行换热降温，温度降至50℃，然后进入第十八暂存罐TST18；第二脂肪酸接收罐FT02中的脂肪酸经第四十四泵P44泵入第二捕集器C02的喷淋物料进口，进一步捕集蒸馏出的脂肪酸气体；第三脂肪酸接收罐FT03中的脂肪酸经第四十六泵P46泵入第三捕集器C03的喷淋物料进口，进一步捕集蒸馏出的脂肪酸气体。
完成脱酸处理的第三脱酸塔DT03中的米糠油进入富集单元，进行富集处理：脱酸米糠油由第二十一泵P21泵入第九流量计F09，经定量后，进入第九换热器HE09中进行换热升温，油温升至160℃，然后进入第九短程蒸馏器SD09中，在真空度5Pa、蒸发面温度200℃条件下，进行蒸馏，馏出的富集物被收集到第九馏出物接收罐DRT09中，并由第二十三泵P23泵入第九暂存罐TST09中；馏余的完成富集处理的原料米糠油被收集到第九馏余物接收罐RT09中，并由第二十二泵P22泵入第十暂存罐TST10中，即为第一重组分物。
第十暂存罐TST10中的第一重组分物进入剔除单元，进行剔除处理：第一重组分物由第一泵P01泵入第一流量计F01，经定量后，进入第一换热器HE01中进行换热升温，油温升至200℃，然后进入第一短程蒸馏器SD01中，在真空度7Pa、蒸发面温度250℃条件下，进行蒸馏，馏出的剔除物被收集到第一馏出物接收罐DRT01中，并由第三泵P03泵入第一暂存罐TST01中；馏余的完成剔除处理的第一重组分物被收集到第一馏余物接收罐RT01中，并由第二泵P02泵入第二暂存罐TST02中，即为第二重组分物。
第二暂存罐TST02中的第二重组分物进入精制单元，进行精制处理：第二重组分物由第二十四泵P24泵入第十流量计F10，经定量后，进入第十换热器HE10中进行换热升温，油温升至205℃，然后进入第十短程蒸馏器SD10中，在真空度6Pa、蒸发面温度280℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十馏出物接收罐DRT10中，并由第二十六泵P26泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十馏余物接收罐RT10中，并由第二十五泵P25泵入第十一流量计F11，经定量后，进入第十一换热器HE11中进行换热升温，油温升至225℃，然后进入第十一短程蒸馏器SD11中，在真空度3Pa、蒸发面温度300℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十一馏出物接收罐DRT11中，并由第二十八泵P28泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十一馏余物接收罐RT11中，并由第二十七泵P27泵入第十二流量计F12，经定量后，进入第十二换热器HE12中进行换热升温，油温升至230℃，然后进入第十二短程蒸馏器SD12中，在真空度2Pa、蒸发面温度315℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十二馏出物接收罐DRT12中，并由第三十泵P30泵入第十一暂存罐TST11中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十二馏余物接收罐RT12中，并由第二十九泵P29泵入第十二暂存罐TST12中，即为副产品。
第十一暂存罐TST11中的轻组分物与第九暂存罐TST09中的富集物合并，即为精炼系统的产品，进行脱臭处理：将精炼系统的产品温度升至210℃，在真空度350Pa条件下，利用直接蒸汽于填料式脱臭塔中进行脱臭，每吨油脂直接蒸汽用量30公斤。
脱臭完毕，即得米糠油产品。各项指标检测见表5。
表5实施例4制备的米糠油产品各项指标
指标 结果 指标 结果
酸价(mgKOH/g) 0.23 色泽(罗维朋比色槽133.4mm) 黄35红2.9
谷维素(mg/kg) 17200 角鲨烯(mg/kg) 225
甾醇(mg/kg) 15070 维生素E(mg/kg) 305
实施例5
本实施例提供的油脂精炼系统由图10所示的脱酸单元、图1所示的富集单元、图4所示的剔除单元和图7所示的精制单元组成。本实施例所用原料米糠油各项指标检测结果如表1所示；
原料米糠油先进入脱酸单元，进行脱酸处理，脱酸处理的工艺参数与实施例4相同，得到脱酸米糠油。
完成脱酸处理的米糠油进入富集单元，进行富集处理：脱酸米糠油由第二十一泵P21泵入第九流量计F09，经定量后，进入第九换热器HE09中进行换热升温，油温升至160℃，然后进入第九短程蒸馏器SD09中，在真空度5Pa、蒸发面温度200℃条件下，进行蒸馏，馏出的富集物被收集到第九馏出物接收罐DRT09中，并由第二十三泵P23泵入第九暂存罐TST09中；馏余的完成富集处理的原料米糠油被收集到第九馏余物接收罐RT09中，并由第二十二泵P22泵入第十暂存罐TST10中，即为第一重组分物。
第十暂存罐TST10中的第一重组分物进入剔除单元，进行剔除处理：第一重组分物由第一泵P01泵入第一流量计F01，经定量后，进入第一换热器HE01中进行换热升温，油温升至200℃，然后进入第一短程蒸馏器SD01中，在真空度5Pa、蒸发面温度250℃条件下，进行蒸馏，馏出的剔除物被收集到第一馏出物接收罐DRT01中，并由第三泵P03泵入第一暂存罐TST01中；馏余的完成剔除处理的第一重组分物被收集到第一馏余物接收罐RT01中，并由第二泵P02泵入第二暂存罐TST02中，即为第二重组分物。
第二暂存罐TST02中的第二重组分物进入精制单元，进行精制处理：第二重组分物由第三十一泵P31泵入第十三流量计F13，经定量后，进入第十三换热器HE13中进行换热升温，油温升至225℃，然后进入第十三短程蒸馏器SD13中，在真空度4Pa、蒸发面温度300℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十三馏出物接收罐DRT13中，并由第三十三泵P33泵入第十三暂存罐TST13中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十三馏余物接收罐RT13中，并由第三十二泵P32泵入第十四流量计F14，经定量后，进入第十四换热器HE14中进行换热升温，油温升至230℃，然后进入第十四短程蒸馏器SD14中，在真空度2Pa、蒸发面温度315℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十四馏出物接收罐DRT14中，并由第三十五泵P35泵入第十三暂存罐TST13中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十四馏余物接收罐RT14中，并由第三十四泵P34泵入第十四暂存罐TST14中，即为副产品。
第十三暂存罐TST13中的轻组分物与第九暂存罐TST09中的富集物合并，即为精炼系统的产品，进行脱臭处理：将精炼系统的产品温度升至205℃，在真空度270Pa条件下，利用直接蒸汽于填料式脱臭塔中进行脱臭，每吨油脂直接蒸汽用量20公斤。
脱臭完毕，即得米糠油产品。各项指标检测见表6。
表6实施例5制备的米糠油产品各项指标
指标 结果 指标 结果
酸价(mgKOH/g) 0.21 色泽(罗维朋比色槽133.4mm) 黄35红3.1
谷维素(mg/kg) 19340 角鲨烯(mg/kg) 256
甾醇(mg/kg) 17310 维生素E(mg/kg) 352
由表5～6可以看出，与实施例4得到的米糠油产品相比，本实施例精制单元少了一组短程蒸馏器，产品米糠油中各种营养成分的含量有明显上升，各营养成分的保留效果较为理想。
实施例6
本实施例提供的油脂精炼系统由图9所示的脱酸单元、图1所示的富集单元、图4所示的剔除单元和图6所示的精制单元组成。本实施例所用原料米糠油各项指标检测结果如表1所示；
原料米糠油先进入脱酸单元，进行脱酸处理：原料米糠油由第三十九泵P39泵入第十六流量计F16，经定量后，进入第十六换热器AHE16中进行换热升温，油温升至190℃，然后进入第一脱酸塔DT01，在真空度300Pa、温度210℃条件下，进行蒸馏，馏出的脂肪酸被收集到第一捕集器C01中，然后流入第一脂肪酸接收罐FT01中；完成脱酸处理的米糠油由第四十泵P40泵入第十七换热器B HE17中进行换热降温，温度降至45℃，然后进入第十七暂存罐TST17；第一脂肪酸接收罐FT01中的脂肪酸经第四十一泵P41泵入第一捕集器C01的喷淋物料进口，进一步捕集蒸馏出的脂肪酸气体。
完成脱酸处理的米糠油进入富集单元，进行富集处理：脱酸米糠油由第二十一泵P21泵入第九流量计F09，经定量后，进入第九换热器HE09中进行换热升温，油温升至160℃，然后进入第九短程蒸馏器SD09中，在真空度4Pa、蒸发面温度200℃条件下，进行蒸馏，馏出的富集物被收集到第九馏出物接收罐DRT09中，并由第二十三泵P23泵入第九暂存罐TST09中；馏余的完成富集处理的原料米糠油被收集到第九馏余物接收罐RT09中，并由第二十二泵P22泵入第十暂存罐TST10中，即为第一重组分物。
第十暂存罐TST10中的第一重组分物进入剔除单元，进行剔除处理：第一重组分物由第一泵P01泵入第一流量计F01，经定量后，进入第一换热器HE01中进行换热升温，油温升至200℃，然后进入第一短程蒸馏器SD01中，在真空度3Pa、蒸发面温度250℃条件下，进行蒸馏，馏出的剔除物被收集到第一馏出物接收罐DRT01中，并由第三泵P03泵入第一暂存罐TST01中；馏余的完成剔除处理的第一重组分物被收集到第一馏余物接收罐RT01中，并由第二泵P02泵入第二暂存罐TST02中，即为第二重组分物。
第二暂存罐TST02中的第二重组分物进入精制单元，进行精制处理：第二重组分物由第三十六泵P36泵入第十五流量计F15，经定量后，进入第十五换热器HE15中进行换热升温，油温升至225℃，然后进入第十五短程蒸馏器SD15中，在真空度1Pa、蒸发面温度320℃条件下，进行蒸馏，馏出的精制油脂被收集到第十五馏出物接收罐DRT15中，并由第三十八泵P38泵入第十五暂存罐TST15中，即为轻组分物；馏余物被收集到第十五馏余物接收罐RT15中，并由第三十七泵P37泵入第十六暂存罐TST16中，即为副产品。
第十五暂存罐TST15中的轻组分物与第九暂存罐TST09中的富集物合并，即为精炼系统的产品，进行脱臭处理：将精炼系统的产品温度升至250℃，在真空度500Pa条件下，利用直接蒸汽于填料式脱臭塔中进行脱臭，每吨油脂直接蒸汽用量50公斤。
脱臭完毕，即得米糠油产品。各项指标检测见表7。
表7实施例6制备的米糠油产品各项指标
指标 结果 指标 结果
酸价(mgKOH/g) 0.22 色泽(罗维朋比色槽133.4mm) 黄35红3.1
谷维素(mg/kg) 22160 角鲨烯(mg/kg) 344
甾醇(mg/kg) 21060 维生素E(mg/kg) 446
由表6～7可以看出，与实施例5得到的米糠油产品相比，本实施例精制单元少了一组短程蒸馏器，产品米糠油中各种营养成分的含量有显著上升，各营养成分的保留效果非常理想。
实施例7
本实施例提供的油脂精炼系统与实施例1基本相同，不同之处仅在于，所选原料油脂是葵花籽油，原料葵花籽油的酸价(mgKOH/g)是5.2，甾醇(mg/kg)是6980，维生素E(mg/kg)是652，所得葵花籽油产品的各项指标如表8所示。
表8实施例7制备的葵花籽油产品各项指标
指标 结果 指标 结果
酸价(mgKOH/g) 0.21 色泽(罗维朋比色槽133.4mm) 黄35红3.1
甾醇(mg/kg) 6180 维生素E(mg/kg) 546
实施例8
本实施例提供的油脂精炼系统与实施例2基本相同，不同之处仅在于，所选原料油脂是玉米油，原料玉米油的酸价(mgKOH/g)是7.6，甾醇(mg/kg)是9510，维生素E(mg/kg)是375，所得玉米油产品的各项指标如表9所示。
表9实施例8制备的玉米油产品各项指标
指标 结果 指标 结果
酸价(mgKOH/g) 0.25 色泽(罗维朋比色槽133.4mm) 黄35红3.5
甾醇(mg/kg) 9620 维生素E(mg/kg) 342
实施例9
本实施例提供的油脂精炼系统与实施例6基本相同，不同之处仅在于，所选原料油脂是DHA藻油，原料DHA藻油的酸价(mgKOH/g)是4.5，甾醇(mg/kg)是19200，所得DHA藻油产品的的酸价(mgKOH/g)是0.23，甾醇(mg/kg)是17100，色泽(罗维朋比色槽133.4mm)是黄35红3.2。
实施例10
本实施例提供的油脂精炼系统与实施例4基本相同，不同之处仅在于，所选原料油脂是深海鱼油，原料深海鱼油的酸价(mgKOH/g)是19.3，角鲨烯(mg/kg)是12300，所得深海鱼油产品的酸价(mgKOH/g)是0.26，角鲨烯(mg/kg)是5730，色泽(罗维朋比色槽133.4mm)是黄35红3.3。
以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。

Claims (7)

1.一种油脂精炼系统，其特征在于，包括脱酸单元、富集单元、剔除单元和精制单元；
所述脱酸单元包括若干组蒸馏系统；每组所述蒸馏系统包括换热器A、脱酸塔、捕集器、脂肪酸接收罐、换热器B和真空泵；所述换热器A的出料口与所述脱酸塔的进料口相连通；所述脱酸塔的出料口与所述换热器B的进料口相连通；所述脱酸塔的真空接口与所述捕集器的进料口相连通；所述捕集器的真空接口与所述真空泵相连通；所述捕集器的出料口与所述脂肪酸接收罐的进料口相连通；
所述富集单元、剔除单元和精制单元独立地包括若干组短程蒸馏系统；每组所述短程蒸馏系统包括换热器、短程蒸馏器、馏出物接收罐、馏余物接收罐、冷阱和真空机组；所述换热器的出料口与所述短程蒸馏器的进料口相连通；所述短程蒸馏器的馏出物出口与所述馏出物接收罐的进料口相连通；所述短程蒸馏器的馏余物出口与所述馏余物接收罐的进料口相连通；所述短程蒸馏器的真空接口依次与所述冷阱和真空机组相连通；
所述脱酸单元、富集单元、剔除单元和精制单元的连接方式为方式一或方式二：
方式一：所述脱酸单元的出料口与富集单元的进料口相连通；所述富集单元的馏余物出口与剔除单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏余物出口与精制单元的进料口相连通；
方式二：所述脱酸单元的出料口与剔除单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏出物出口与富集单元的进料口相连通；所述剔除单元的馏余物出口与精制单元的进料口相连通。
2.根据权利要求1所述的油脂精炼系统，其特征在于，当所述脱酸单元为多组蒸馏系统时，所述多组蒸馏系统的连接方式为串联。
3.根据权利要求1所述的油脂精炼系统，其特征在于，每组所述蒸馏系统还包括设置于所述换热器A前端的流量计。
4.根据权利要求1所述的油脂精炼系统，其特征在于，所述捕集器还设置有喷淋物料进口，所述脂肪酸接收罐的出料口与所述捕集器的喷淋物料进口相连通。
5.根据权利要求1所述的油脂精炼系统，其特征在于，当所述富集单元、剔除单元和精制单元为多组短程蒸馏系统时，所述多组短程蒸馏系统的连接方式为串联。
6.根据权利要求1所述的油脂精炼系统，其特征在于，每组所述短程蒸馏系统还包括设置于所述换热器前端的流量计。
7.根据权利要求1所述的油脂精炼系统，其特征在于，所述冷阱和真空机组之间还设置有真空缓冲罐。
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