化工装置工艺节能技术和综合能耗计算.docx
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化工装置工艺节能技术和综合能耗计算
化工装置工艺节能技术和综合能耗计算
1化学工业节能的三个方面
一个国家、一个行业，乃至一个企业的能耗水平是由错综复杂的多种因素影响决定的，如自然条件、经济体制、经济因素、管理水平、政策倾向、社会因素、技术水平等。
我们将节能的这些因素归结为三个方面，即结构节能、管理节能、技术节能。
1.1结构节能
据有关部门的最新测算显示，我国能源利用率为33%，与世界先进水平相差10个百分点。
与世界先进水平相比，我国在能源效率、单位产品能耗等方面仍然存在较大差距。
目前，我国万元产值能耗是世界平均水平的2倍多，主要产品能耗比世界先进水平高40%。
我国的单位产品能耗之所以很高，除技术水平和管理水平落后外，经济结构不合理也是重要的原因。
经济结构包括产业结构、产品结构、企业结构、地区结构等。
1.1.1产业结构
不同行业、不同产品对能源的依赖程度是不同的，有些耗能高，有些耗能低。
在经济发展中，若增加省能型工业（如仪表、电子等）的比重，减少耗能型工业（如钢铁、化肥等）的比重，全国的产业结构就会朝省能的方向发展。
但国民经济的发展，各个工业之间存在着客观的比例关系，因此，应研究合理的省能型产业结构。
1.1.2产品结构
产业结构不仅要向省能型方向发展，也应努力向高附加值、低能耗的方向发展。
在化学工业中，发达国家在20世纪80年代就开始重点发展耗能少、附加值高的精细化工产品，1985年精细化工产值占化学工业产值的53%～63%，到20世纪90年代一般在60%以上，而我国才只有35%左右。
石油化工、精细化工、生物化工、医药工业及化工新型材料等能耗低而附加产值高的行业适宜大力发展。
1.1.3企业结构
调整生产规模结构是节能降耗的重要途径。
与大型装置相比，中、小装置
一般能耗较高，经济效益较差。
所以应该有计划、有步骤地调整企业的组织结构，新建化工装置应当选择经济规模较大的大型企业（装置），缺乏竞争力的小企业（装置）应关、停、并、转。
1.1.4地区结构
地区结构（资源配置）的调整主要是指资源的优化配置，调整部分耗能型工业的地区结构。
高耗能产品的生产应当在能源富裕地区或矿产资源就近地区，这样，不仅能保证产品的生产有充足的能源供应，而且从全局来看，可以节省很多能源。
在化学工业方面，乙烯生产基地应靠近油田或大型炼油厂；东部地区集中了我国主要油田，又有地处沿海、便于进口石油的条件，适宜发展石油化工；我国中部地区煤炭资源丰富，适宜发展煤化工。
1.2管理节能
管理节能主要有两个层次的管理：
宏观调控层次和企业经营管理层次。
宏观调控层次的节能管理主要是指国家通过法律、法规对产业发展进行规
范，通过价格政策、税收等手段对产业发展进行调控，以降低能源消耗。
企业经营管理层次的节能管理主要包括以下几个方面。
①建立健全能源管理机构为了落实节能工作，必须有相对稳定的节能管理队伍去管理和监督能源的合理使用，制订节能计划，实施节能措施，并进行节能技术培训。
②建立企业的能源管理制度对各种设备及工艺流程，要制定操作规程；对各类产品，制定能耗定额；对节约能源和浪费能源，有相应的奖惩制度等。
③合理组织生产应当根据原料、能源、生产任务的实际情况，确定开多少设备，以确保设备的合理负荷率；合理利用各种不同品位和质量的能源，根据生产工艺对能源的要求分配使用能源；协调各工序之间的生产能力及供能和用能环节等。
④加强计量管理没有健全的能量计量，就难以对能源的消费进行正确的统计和核算，更难以推动能量平衡、定额管理、经济核算和计划预测等一系列科学管理工作的深入开展。
因此各企业必须完善计量手段，建立健全仪表维护检修制度，强化节能监测。
1.3技术节能
1.3.1工艺节能
化工工艺过程节能的范围很广，方法繁多，化工生产行业甚多，生产过程又相当复杂，这里只概括地给出工艺节能的基本方向。
工艺技术中首先是化学反应过程，化学反应过程取决于催化剂和化学反应工程，它们的优劣不但决定了化学反应过程本身所需能耗，而且它所提供的产品组成和状态对分离过程能耗也起着决定性的作用，因此它是首要的，其次是分离工程。
（1）催化剂和化学反应过程节能
催化剂是化学工艺中的关键物质。
现有的化学工艺约有80%采用催化剂，而在新的、即将投入工业生产的工艺中，约有90%采用催化剂。
催化剂也是工业节能中的关键物质，这是因为，一种新的催化剂可以形成一种新的、更有效的工艺过程；或者可以缓和反应条件，使反应在较低的温度和压力条件下进行，就可以节省把反应物加热和压缩到反应条件所需的能量；或者选择性提高，使副产物减少，生成物纯度提高，既节省了原料消耗，又降低了后续精制过程的负荷和能耗；或者反应活性提高，降低了反应过程的推动力，减少了反应能耗。
绝大多数反应过程都伴随有流体流动、传热和传质等过程，每种过程都有阻力，为了克服阻力，推动过程进行，就需要消耗能量。
若能减少阻力，就可降低能耗。
同时，一般的反应都有明显的热效应，对吸热反应有合理供热的问题，而对放热反应有合理利用的问题。
（2）分离过程和化工单元操作工艺节能
分离过程的能耗在化工、炼油工业中占40%～70%，分离过程的节能取决于分离的工艺、所采用的化工单元操作和其系统的能量集成。
化工分离过程如图12-1所示。
图12-1化工分离过程
原料的形态可以是气态、液态和固态，在实际生产中，分离过程由多个化工单元操作构成，它们用工艺管道按照一定的顺序和规定条件形成化工过程网络（工艺流程）。
分离工艺是决定性的，它决定了分离的效果和所需消耗的能量，它所采用的分离方法和流程顺序决定了所采用的分离单元操作的种类及数量。
分离单元操作很多，主要是传质分离的化工单元操作，如精馏、吸收、萃取、吸附、蒸发、结晶、干燥、浸取、膜分离等；其次为机械分离，如过滤、离心分离等。
在工程上为实现分离过程的工艺物料必需的温度、压力等工艺条件和要求，还应配备加热、冷却、流体流动与压缩、搅拌与混合等辅助（支撑）单元化工操作。
这些辅助（支撑）化工单元操作是输入能量（或回收能量）的操作单元，它的能耗是工艺中分离过程能耗的基本内容。
分离过程能耗取决于以下条件。
①分离过程采用的分离工艺（工艺方法和工艺流程）。
因为分离工艺的优化和改进，可能会给分离过程节能带来根本性的变化。
②分离过程采用的化工单元操作的工艺性能。
对于各分离化工单元操作，有其内容丰富的工艺节能技术，考虑到蒸馏操作在分离过程中特别重要的地位，它几乎是每个分离过程不可缺少的选择，它在化学工业和炼油工业中占分离过程能耗的70%～90%，故在本章中将对蒸馏过程的工艺节能技术作系统介绍。
③分离过程所采用的化工单元操作设备的工艺效率和节能效率。
1.3.2化工单元操作设备节能
化工单元操作设备种类很多，包括塔设备（精馏、吸收、萃取等），流体输送、压缩设备（泵、压缩机等），换热设备（锅炉、加热炉、换热器、加热器、冷却器等），以及其他设备（吸附、蒸压、结晶、干燥等），每一类设备都有其特有的节能方式。
（1）塔设备
采用高效、低阻力降的新型塔板以及新型填料。
（2）流体输送和压缩设备
①选用合适的液体机械，避免“大马拉小车”的情况，避免造成能量浪费。
②选择合适的流量调节方式，对可变负荷的设备，采用调速控制。
③合理选择经济流速，求取最佳管径。
（3）换热设备
①加强设备保温、防止结垢，保持合理的传热温差，强化传热。
②采用高热效率的锅炉和加热炉，控制过量空气，提高燃烧特性。
1.3.3化工过程系统节能和能量集成
化工过程系统节能是指从整个系统合理用能的角度，把整个系统集成起来作为一个整体对待，所进行的节能工作。
化工过程系统是由若干个化工单元操作构成的，而化工单元操作由一个或若干个化工单元设备构成，如流体输送、压缩单元操作由泵或压缩机构成，而典型的蒸馏单元操作则由蒸馏塔、冷凝器、再沸器、回流罐和回流泵等化工单元设备构成。
化工过程系统通过工艺管道将各工艺单元操作按一定顺序连接起来，通过这些管道将上游的工艺物料和能量送入下游的工艺单元。
由于系统原料进料和产品出料，以及系统内上游单元输送物料的工艺条件（温度、压力）不一定是下游单元适宜的工艺条件，因此，物料输送伴随着能量供应、转换、利用及回收等环节。
①压力条件的差异，需要用泵、压缩机、节流阀来调整。
泵、压缩机需外部输入能量（电力和蒸汽或工艺介质），物料通过节流阀时，由于其热力学的不可逆性，要造成能量损失，应在适宜的技术经济条件下，用气体膨胀机或液力透平代替节流阀，所回收的能量可以用以其他工艺介质的输送和压缩或以电力形式输出，以使回收能量达到合理利用。
②温度条件的差异，需要各种加热（冷却）器和换热器，这就需要对系统进行传热网络的研究（例如用夹点技术）。
应当指出，能量分级和“等价”使用是该研究的主要原则。
a.高压蒸汽应先通过蒸汽透平提供驱动动力，然后在合适的温度、压力参数下作为工艺加热源。
b.对工艺介质显热利用尽可能采用逆流及分级的方式，以使其尽可能“等价”使用。
③低位热能利用的节能方法如下。
a.热泵技术：
根据系统要求，输入机械功，通过压缩使低压蒸汽压缩至一定压力，作为较高能位的热源使用。
b.低压蒸汽通过透平膨胀发电。
c.以低压蒸汽吸收制冷，以代替机械（或电）制冷。
④通过串联设备的梯级设备操作压力的设置，形成多效精馏和多效蒸发的节能过程。
在上述研究基础上做出系统的能量平衡，根据外供的和过程本身放出的能量的品位及数量，匹配过程所需的动力和不同温度的热量；根据工艺过程对能量的需求和热回收系统的优化合成，对公用工程提出动力、加热量和冷却的公用工程量，并进行适当的工艺过程的调整，这些就是化工过程系统节能的内容。
以前的节能工作主要着眼于局部，但系统各部分之间有着有机的联系。
随着过程系统工程和热力学分析两大理论的发展及其相互结合与渗透，产生了过程系统节能的理论方法，把节能工作推上一个新的高度。
1.3.4控制节能
控制节能包括两个方面：
一方面是节能需要操作控制；另一方面是通过操作控制节能。
对于节能需要操作控制，通过仪表加强计量工作，做好生产现场的能量衡算和用能分析，是节能的基础工作。
节能改造之后，回收利用各种余热，使物流与物流、设备与设备等之间的相互联系和相互影响加强，导致生产操作的弹性缩小，更要求采用相应的控制系统进行操作。
另外，为了做好生产运行中的节能，必须加强操作控制。
例如产品纯度准确控制不够是引起过程能量损失的一个主要原因。
所以一些设备留有较大的设计裕度，使产品的纯度高于所需的纯度，大大增加了能耗。
在生产过程中，各种参数的波动是不可避免的，如原料的成分、气温、市场对产品产量的需求、蒸汽需求量等，若生产优化条件能随着这些参数的变化相应变化，将能取得很大的节能效果。
计算机使得这种优化控制成为可能。
控制节能投资小、潜力大、效果好，是大有发展的节能途径。
2化工单元操作工艺节能典型举例——蒸馏过程的工艺节能技术
化工单元操作种类十分繁多，对于所消耗的能量等级和大小相差悬殊，其节能途径与方法也不尽相同，而且每一种节能技术的使用都是有条件的，只有在适宜的工艺、公用工程和环境的条件下，并通过优化设计，才能达到期待的节能和技术经济效果。
化工分离过程的能耗占整个化工过程能耗的40%～70%，各化工单元操作过程有不同的工艺和单元设备的节能技术，其中蒸馏过程能耗占整个化工分离过程能耗的80%～90%。
因此，了解蒸馏过程节能技术对化工生产节能具有重要意义，故本节以蒸馏单元操作为典型例子，较全面地介绍蒸馏单元操作的工艺节能技术，以便化工设计工程师从点到面地了解化工单元操作的节能理念、方法和途径。
蒸馏过程除了常规蒸馏以外，还有加入第三组分（恒沸剂或萃取剂）的特殊精馏过程——恒沸蒸馏和萃取蒸馏，以及蒸馏和反应过程耦合的反应精馏和催化精馏等，它们虽然重要，但在整个蒸馏过程中所占比重毕竟很小，此外，蒸馏塔各项产品的能量利用节能技术属于整个工艺系统的热量集成范畴内的内容。
2.1蒸馏操作过程和操作工艺的最优化
2.1.1采用最佳回流比
（1）回流比与能耗的关系
影响蒸馏过程能耗的因素很多，其中最主要的是回流比，回流比R为塔顶回流量L与塔顶产品量D之比，即R=L/D。
选择最佳回流比是精馏系统节能的一项重要措施。
精馏塔的能耗随回流比的增大而增加。
因为此时再沸器和冷凝器的热负荷按比例增大，使加热剂和冷却剂的消耗量也按比例增加，这两项是精馏塔操作费的主要部分，所以随回流比增大，使操作费用增加。
另外，回流比增加虽使达到分离要求所需的塔板数减少，但在回流比较高时，R的进一步增加使塔板数降低的效果明显减小，而塔中气、液相流率则按比例随R增大而增大，使再沸器、冷凝器、回流罐和回流泵等的尺寸及设备能力增加，则造成塔及附属设备费用增加。
回流比与产品成本分摊的设备费、操作费以及总费用之间的关系如图12-2所示，操作费随R的增大而增大；设备费在Rmin附近时，随回流比增加，设备费随塔板数减小而迅速下降，但R继续增加，总设备费转向增大；总费用为总设
备费和操作费之和，故它随回流比的增加先减小而后增加，存在一个最小值，此最小值对应的回流比为总费用最小时的回流比。
图12-2回流比与产品成本分摊的设6备费、操作费以及总费用之间的关系
Ropt—最佳回流比；Rmin—最小回流比
（2）最佳回流比的确定
精密精馏填料塔的最佳回流比曲线如图12-3所示。
可以看出，当操作费与设备费相比可以忽略不计即Q→0时，（Ropt+1）/（Rmin+1）=1.4。
当操作费增加，Q值增大时，最佳回流比就减小。
传统设计中回流比的取值偏于保守，通常设计时回流比R取为最小回流比Rmin的1.3～1.5倍。
图12-3精密精馏填料塔的最佳回流比曲线
Ropt—最佳回流比；Rmin—最小回流比
进入20世纪70年代，随着能源的短缺和价格的上涨，操作费也相应地成倍增加，因此回流比的选取趋于谨慎。
近年来，随着现代物性数据和计算的准确性以及操作精度的提高，设计中对回流比的取值也相应地减小。
目前，推荐的回流比值为Rmin的1.2～1.3倍，或取为1.25Rmin。
从节能的角度考虑，回流比越小，能耗越小，设计时应尽可能减小回流比。
（3）适当增加塔板数以减小回流比
对于某些精馏塔，可以适当地增加一些塔板数，以减小回流比。
如图12-4所示，在C2～C4分离塔中，若增加4块理论板，使原设计的回流比
由R=0.82（R=1.27Rmin）降到0.7（R=1.08Rmin），可减少能耗11%。
然而，通过增加塔板数以降低回流比是有一定限度的。
如图12-4所示，在实际回流比R与最小回流比Rmin的比值较大时，塔板数的增加使回流比R显著减小，但随着塔板数的增加，曲线逐渐趋于陡立，这时回流比R接近最小回流比Rmin，增加塔板数对回流比的减小已无明显作用，因而，过多地增加塔板数并没有好处。
对于塔板数少、实际回流与最小回流的比值高、压力高及汽化热大的精馏塔，适当增加塔板数以减小回流比，可有效地降低热负荷，达到节能的目的。
图12-4回流比与理论板的关系曲线
（4）在降低回流比的同时应注意的事项
①避免过度提高产品质量指标，并采用适宜的回流比。
②在尽可能降低回流比的同时，应注意回流比降低有时会引起板效率下降的各种因素。
a.在同一体系的精馏塔中，若增加回流比，就加大了塔板上相互接触的气液两相的温度差，则塔板效率增加；相反，若减小回流比，就降低了相互接触的气液两相的温度差，则板效率降低。
b.若待分离物系的相对挥发度较大，而最小回流比较小（如Rmin为0.2～0.3），此时设计回流比与塔板效率的问题就显得更加突出，这是因为回流比小会引起塔内液量的降低，容易使精馏系统发生不稳定现象。
因此，在实际操作中通常取回流比R为最小回流比的3～4倍，即0.7～1.0，以过大的回流比进行运转。
c.在“夹点”（pinchpoint）附近，塔板上相互接触的气液两相的温差几乎等于零，这时的塔板效率就会降低。
2.1.2选择最佳进料位置
在许多情况下，改变进料位置可以降低回流比，虽然花费的投资很少，却
可以大量地节能，在多元精馏中，非关键组分的存在，使得最佳加料位置的确定变得困难。
在设计计算中，所谓最佳加料位置是指在同样回流比的条件下，达到规定分离要求所需的塔板数最少；在核算型计算中，则指在一定塔板数和回流比的条件下，达到最大的分离因子S。
分离因子S的数学式为
（12-1）
式中
——轻重关键组分的摩尔系数；D，B——塔顶和塔底。
分离因子S表示某一单元分离操作或某一分离流程轻重关键组分分离的程度。
在工程计算中，应用较广泛的确定最佳进料位置的方法有如下三种。
①加料板上液相中关键组分的浓度比值，应与加料的液体部分中这个比值尽量接近，否则就会发生由于返混而造成的效率损失，也可能导致提馏段与精馏段的塔板比例不当，致使在某段造成无效操作。
②将加料的液体中关键组分的浓度与各板液相物料中关键组分浓度的比值，在单对数坐标纸上对板数进行标绘，如图12-5所示。
当加料板位置最佳时，加料板两侧的斜率几乎相等。
如果加料板位置过高，将在加料板下面一段塔中发生较严重的逆向精馏；如果加料板的位置过低，将在加料板上面一段塔中发生较严重的逆向精馏。
图12-5进料位置与关键组分比值的标绘
③在固定板数与回流比的条件下，改变几个加料位置，分别进行严格模拟计算，算出相应塔的分离因子S，再将S对进料板数进行标绘，曲线最高点对应的进料板数即为最佳加料位置。
上述三种确定加料位置的方法中，方法一是二元精馏判据的推广，曾广泛应用于多元精馏。
但是当轻重非关键组分的含量高，两者含量的差距又大时，这一方法会引起较大偏差，尤其是回流比接近最小回流比时，此偏差更为显著。
后两种方法能够比较可靠地求得最佳加料位置，比较实用。
2.1.3选择最佳进料状态
由过冷液体至过热蒸汽，精馏过程可以有五种不同的加料状态，q为加料热状态，数值大小等于每加入1kmol的原料使提馏段液体所增加的物质的量
（kmol）：
①q<0，过热蒸汽进料；
②q=0，饱和蒸汽进料；
③0④q=1，泡点进料；
⑤q>1，过冷液体进料，即进料液体温度低于泡点。
由于加料热状态不同，造成塔中精馏段和提馏段的气、液相流率发生变化，从而影响再沸器和冷凝器的热负荷；同时加料热状态不同，使得最小回流比不同，影响达到规定分离要求所需的塔板数。
因此加料状态的变化能影响系统的投资和操作费用，是精馏系统最优化设计的重要参数之一。
很明显，对加料进行预热必然减少塔底所需的加热量，但是塔顶冷凝器的热负荷并不减少；相反因最小回流比的增大而引起回流比增大，冷凝器的热负荷变得更大，同时回流比的变化也会影响到再沸器的热负荷。
在特定分离要求下，分析加料浓度不同，即塔顶产品与原料量之比（D/F）不同时，进料热状态参数q对冷凝器和再沸器热负荷的影响，可得如图12-6所示结果，当D/F较大时，增加料液的热状态参数q值，塔底中的加热量增加的幅度比冷凝器的热负荷下降的幅度要大。
加料状态对精馏塔经济性的影响随塔的温度而变化。
图12-6进料热状态参数q对再沸器和冷凝器热负荷的影响
（1）高温精馏
对于塔顶和塔釜温度均高于大气温度的高温精馏，塔釜常用水蒸气加热，塔顶用水或空气冷却。
当D/F较大又有适合的低温热源时，应尽量采用较低的q值，即以气相进料为宜，由于省去料液预加热后，塔底加热量增加甚少。
对于裂解气深冷分离中的一些高温精馏塔，例如脱丁烷塔，按照上述原则，在高浓度进料时，应当适当降低进料的q值，即提高进料温度。
据文献报道，当脱丁烷塔的进料温度由60℃提高到70℃时，再沸器负荷节省约10%。
当利用低压蒸汽预热进料到90℃时，则再沸器负荷可降低30%。
（2）低温精馏
对于塔顶和塔底温度均低于大气温度的低温精馏，塔底可用0℃左右的丙烯一类介质加热以回收冷量，塔顶则需用价格昂贵很多的低温制冷剂冷凝。
此时，无论D/F为何值，均应以饱和液体进料或过冷液体进料为宜，因为此时塔顶冷凝热负荷越小越经济。
由于在裂解气深冷分离中，大部分能量要消耗在低温精馏的一些塔上（如脱甲烷塔、乙烯精馏塔等），因此，合理选择这些塔的进料状态对于降低能耗是十分重要的。
从以上分析不难看出，对于这些塔来说，应尽量采用饱和液体甚至过冷液体进料为宜。
（3）中温精馏
以上的高温精馏和低温精馏是两种极端情况，对于中等温度范围操作的精馏过程，即塔底温度高于大气温度，而塔顶温度低于大气温度的精馏过程，应根据具体所分离物系和分离要求计算冷凝器、再沸器热负荷随进料热状况的变化趋势，结合加热剂和冷却剂的价格，是否有废热可以利用等，进行全面的经济评价，才能最后确定最佳的进料状态。
2.2多股进料
当两种或多种成分相同但浓度不同的料液进行分离时，如低沸点组分浓度分别为
、
的A、B两组分体系混合液，以F1kmol/h和F2kmol/h流量从两个工艺中排出时，要把这两种原料液精馏分离成A、B单一组分，可考虑如下两种方式，如图12-7所示。
图12-7两种浓度进料液的进料方式
（1）混合进料
把浓度不同的F1、F2两种原料液混合，形成
的Fmkmol/h（Fm=F1+F2）进料液，用一个常规精馏塔处理。
（2）两股进料
采用具有两个进料板的复杂塔，两股或多股原料分别在适当的位置加入塔内，称多股进料。
方式
（1）与方式
（2）均采用一个塔，如图12-8所示为这两种方式在y-x图上的比较。
图中12-8中
（1）-a和
（1）-b表示原料液混合的塔式精馏段及提馏段的操作线；
（2）-a、
（2）-b、
（2）-c分别是两段进料方式的精馏段、中间段和提馏段的操作线。
可见，采用两段进料时，操作线较接近平衡线，不可逆损失降低，因而热能消耗降低。
这是因为精馏分离是以能耗为代价的，而混合是分离的逆过程。
在分离过程中的任何具有势差的混合过程，都意味着能耗的增加。
采用两段进料复杂塔，由于精馏段操作线斜率减小，回流比减小，所需塔板数要增加。
图12-8混合进料和两段进料y-x图
现以两种浓度的甲醇-水两组分体系原料液精馏为例，其进料和塔底、塔顶产品的浓度及流量如下。
两种精馏方式所需热能见表12-1。
表12-1两种精馏方式所需热能
注：
1kcal=4.18kJ。
两段进料的复杂塔计算时可分为三段：
精馏段、中间段和提馏段，每段均可用物料衡算求出其操作线方程。
对精馏段，设塔顶为泡点回流，进料均为泡点进料，则精馏段操作线方程仍为
（12-2）
中间段操作线
（12-4）
（12-3）
（12-5）
（12-6）
（12-7）
提馏段操作线
（12-9）
（12-8）
（12-10）
（12-11）
（12-12）
无论加料热状态如何，塔中精馏段操作线的斜率必小于中间段，中间段的
斜率必小于提馏段。
各股加料的q线方程仍与单股进料时相同。
减小回流比时，三段操作线均向平衡线靠拢，所需的理论板数将增加。
当回流比减小到某一极限即最小回流比时，夹点可能出现在精馏线与中间线的交点，也可能出现在中间线与提馏线的交点。
对非理想性很强的物系，夹点也可能出现在某个中间位置。
2.3侧线出料
当需要获得组成不同的两种或多种产品时，可在塔内相应组成的塔板上安装侧线，抽出产品，即用一个复杂塔代替多个常规塔联立的方式。
侧线抽出的产品可为塔板上的泡点液体或饱和蒸汽。
这种方式既减少了塔数，也减少了所需塔顶冷凝器冷量和塔底再沸器热量，是一种节能的方式。
乙烯精馏塔是侧线出料的一个极好的例子，如图12-9（a）所示；如图12-9（b）所示是侧线产品为组成xD'的
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