陕西理工学院毕业设计
第 1 页 共 38 页
（生产管理知识）漆包线生产中挥发
性有机溶剂回收工艺
陕西理工学院毕业设计
第 2 页 共 38 页
学 士 学 位 论 文
漆包线生产中挥发性有机溶剂回收工艺
李明旭
（陕西理工学院化学与环境科学学院化学工程与工艺专业081班，陕西汉中723001）
指导教师：葛红光
[摘要]本设计是 500t/年漆包线生产中废气处理工段有机溶剂回收的工艺设计。主要包括四部分:一、绪论。
二、工艺方法的论证及选择(废气的冷凝，吸收及吸收剂解吸等工艺),工艺流程详述和说明。三、主要设备
的计算，论证和选型(空气冷却器，水冷凝器，吸收塔，膜蒸发器，吸附器等等)。四、非工艺部分要求（防
火防爆，给水排水，供电，土建，安全与劳保等）。
本设计所采用的工艺流程分三部分：冷却冷凝部分、吸收分离部分和吸附净化部分。冷凝冷却部分以冷空气
和冷水为介质，使废气温度降低到沸点之下，并有效的利用其带有的大量热量。吸收分离部分，以白矿油为
介质，回收废气中含有的挥发性有机溶剂，达到回收目的。吸附净化部分是以活性碳为吸附剂，对已经过吸
收的废气进行进一步的净化处理，以达到排废要求，减少环境污染。
[关键词]漆包线；二甲苯；甲酚；白矿油；废气回收
Enameledwireproductionvolatileorganics
olventrecoveryprocess
LiMingxu
TheinstituteofchemistryandchemicalengineeringofHunanUniversityofChemi
calengineeringandprocessengineering
Teacher:GeHongguang
Abstract:Thisdesignisthedesignoforganicsolventrecoveryprocess,inthetreatmen
tingsectionofwastegasfora500t/:A
,,theparisonandselectionofprocessmethod,thetechnicalproce
,thecalculation,argumentationandselectionofmainequ
,therequirementsofprocess.
Thisdesignusingtheprocessflowofthreeparts:coolingandcondensationpart,absorption
dairandcoldwaterformedium,madethewastegas'stemperaturereducedtoundertheboilingp
oint,,usingwhitemin
eraloilasmedium,
tionusingactivatedcarbonasthemedium,forthefurtherpurification,inordertoachievet
herowofwasterequirements,todecreaseenvironmentalpollution.
Keywords:enameled;dimethylbenzene;cresol;whitemineraloil;recyclingofwastega
s
1 绪论 7
漆包线 7
我国有机溶剂使用现状 7
工业有机溶剂的分类 7
工业有机溶剂的特性 8
二甲苯苯酚等物质的危害及国家规定 9
废有机溶剂处理方法的国内外现状分析 9
国内外处理现状 9
处理方法分析 9
回收方法的分析 10
回收技术的选择 11
设计任务 11
2 废气回收工段的工艺过程及工艺选择 13
本设计工艺路线祥述 13
废气空气冷凝工艺 13
废气水冷凝工艺 13
吸收工艺 13
蒸发分离工艺 14
吸附排废工艺 14
3 主要设备论证及选型 15
换热器 15
换热器类型 15
流程安排 15
加热剂和冷却剂的选择 15
流体进出口温度的确定 16
吸收塔 16
吸收塔类型 16
填料的类型 16
填料塔附属结构 16
蒸发器 17
循环型蒸发器 17
单程型蒸发器 17
吸附器 17
吸附剂 17
吸附剂的种类 17
4 主要设备工艺计算、选型 19
总工艺的处理量计算 19
空气冷凝器计算 19
求总热交换量 Q19
求平均传热温差 20
确定传热系数 K20
求传热面积 20
选择所用换热器型号 21
水冷凝器 1计算 21
求总的热交换量 Q21
确定换热器的总传热系数 K22
确定冷却水的用量 L22
废气的冷凝量 22
求平均传热温差 22
求总传热面积 A23
选择管径及管速 23
选取管长、确定管程数和总管数 23
平均传热温差校正及壳程数 24
管子排列 26
管心距 27
壳体内径 27
折流板和支撑板 27
选择换热器的型号 28
吸收塔设计计算 28
填料的特性 28
进出塔个组分计算 28
求吸收剂的流量 29
求吸收塔设计气速 u29
求吸收塔的塔径 D31
计算每米填料的压降△P31
求总传质系数 Ky31
计算填料高度 H34
吸收塔尺寸及相关辅助设备的选型 35
蒸发器设计计算 35
蒸发器处理量的计算 35
蒸发器物料衡算 35
热量衡算 36
蒸发过程用时 T36
传热面积 A36
蒸发器选型 37
冷凝器 2设计 37
求总热交换量 Q37
求平均传热温差△tm38
确定换热器传热系数 K38
求传热面积 38
确定冷却水的用量 L39
选取管长、确定管程数和总管数 39
管子排列 40
壳体内径 40
选择所用换热器型号 40
吸附器设计 41
吸附量计算 41
吸附剂用量 41
5 非工艺部分 42
防火防爆和采暖通风 42
防火防爆 42
采暖通风 42
给排水 42
检化验项目 42
电力，土建 42
电力 42
土建 42
安全与劳保 43
人员编制 43
企业组织原则 43
劳动力组织原则 43
全厂人员编制 43
车间劳动制度 43
全厂人员编制 43
生产部门人员编制 44
环境保护 44
环境保护概述 44
化工企业环境保护基本原则 44
化工企业环境保护的任务 44
化工企业环境保护相关规定 44
我国环境保护相关法规 45
6 致谢 46
1绪论
漆包线
漆包线作为一种电磁能转换和信号传输过程中必不可少的电工材料，广泛应用于各种电机、
继电器、变压器等电子产品及其零配件的线圈绕组中。由于漆包线对绝缘性能有特殊要求，
生产漆包线的绝缘漆通常都要使用二甲苯和甲酚等溶剂或稀释剂。漆包线生产是在已拉制成
的导线外涂以相应的绝缘漆溶液，在烘焙中首先将溶剂和稀释剂蒸发，再经过漆膜固化、冷
却而制成。整体生产由漆包机完成。漆包机由放线装置、收线装置、退火装置、涂漆烘焙冷
却装置和控制柜五大部分组成。其中涂漆烘焙冷却装置是漆包机的重要组成部分，它又分为
涂漆室、烘炉和冷却架三部分构成[1]。传统漆包工艺如图 1-1所示：
传统漆包工艺流程：放线－退火－涂漆－烘培－冷却－收线。其中与有机溶剂回收有直
接关系的是烘焙过程。
导线经过涂漆后进入烘炉，首先将漆液中的溶剂蒸发，然后固化形成一层漆膜，再涂漆，烘
焙，如此反复数次，便完成了漆包的烘焙全过程。在漆包线的烘焙过程中产生的溶剂蒸发和
裂解的低分子物必须及时排出炉膛，溶剂蒸气的浓度和气体湿度都影响烘焙过程的蒸发和固
化，低分子物对漆膜的光洁光亮都有影响。溶剂蒸气的浓度关系到安全，所以及时排废对产
品质量，生产安全，热能消耗都很重要。对溶剂蒸气的回收处理也在排废过程中完成。
从产品质量和安全生产考虑，排废量要大些，但是在排废同时带走大量的热量，因此排废要
适量。漆包线排废废气处理常用催化燃烧法，排废量取决于溶剂使用量，空气湿度烘炉热量
等，每使用 1Kg溶剂，约需排废 40~50m³（室温）[2]。
目前我国产量大、使用广的漆包线漆主要是：聚酯漆，聚氨酯漆，聚酯亚胺漆，油性漆、缩
醛漆、聚酰亚胺漆、聚酰胺酰亚胺漆等以及水性漆也有生产。目前在绝缘材料生产中用途最
多的线型聚酯是聚对苯二甲酸乙二醇酯。线形聚酯树脂：由饱和二元酸与二元醇制得的聚酯
树脂属于线型聚酯，聚酯漆包线漆：用甘油（丙三醇）代替部分乙二醇[3]。
由于漆包线对绝缘性能有特殊要求，生产漆包线的绝缘漆通常要适应二甲苯，苯酚，甲酚等
熔剂或稀释剂，绝缘漆涂覆在导体上经蒸发和烘烙后，剩下极少量残留在漆包线的漆膜中。
我国有机溶剂使用现状
工业有机溶剂的分类
随着涂料工业的快速发展，油漆种类不断增多，溶剂也被越来越广泛地使用。工业溶剂的分
类依据主要有：
(1)按化学结构分类，有烃类溶剂、醇、酯、酮、醚类溶剂、缩醛类等；
(2)按溶剂沸点分类，可分为高、中、低沸点溶剂；
(3)按溶剂极性分类，可分为极性溶剂和非极性溶剂；
(4)按溶解能力分类，即根据对成膜物的溶解力，可分为真溶剂、助溶剂、稀释剂；
(5)按溶剂的特殊作用分类，可分为流平剂、增塑剂、软化剂等，这类溶剂大多也称为助剂，
用量很小，但不可缺少[4]。
工业有机溶剂的特性
几种常用油漆溶剂的特性如表 1-1所示：
表1-1常用油漆溶剂特性表
名称 类别 沸程 闪点 自燃点 使用品种
200号汽油 脂肪烃 150～190 >33 — 油脂类、醇调、醇酸
甲苯 芳香烃 109～112 536 硝基、聚酯
二甲苯 芳香烃 135～145 10 490～550 醇酸、氨基、丙烯酸
松节油 植物性烃类 150～170 30～37 253 清漆、醇酸漆
丁醇 醇类 115～119 37 340～420 氨基
醋酸乙酯 酯类 70～85 72 485 硝基、丙烯酸
从表 1-1可以看出，虽然有机溶剂种类繁多，但是应用于各类溶漆以及洗漆的溶剂一般
具有以下特征：
(1)溶解力强
溶解度是一种液体溶解某种物质的能力。.值表示溶剂经 Kauri-Butanol实验所得到的溶
解度标准，是溶解度的测量单位。有机溶剂能降低物质的粘度和增加物质的流变性，防止沉
淀或以固体形式分解。经测试甲苯的溶解能力很强，其溶解度为 .；而煤油的溶解力
较差，溶解度为 .；芳香烃溶剂具有中、高溶解度，.值约为 60~90；甲和二甲苯具
有较高的溶解度，.值约为 80~115。
(2)沸点及馏程范围、挥发程度适中
一般溶剂油的沸点在 100~200℃即可满足使用需要，而高沸点溶剂油需要较高的生产成
本，价格昂贵。油品从初馏点到干点这一温度范围称为馏程或沸程，温度范围窄的称为窄馏
分，温度范围宽的称为宽馏分。油品馏程大致如下：煤油 200~300℃；航空煤油 130~250℃；
轻柴油 250~350℃；润滑油 350~520℃；重质燃料油>520℃；汽油 40~-200℃。
(3)不含任何机械杂质，外观清澈。
(4)闪点和燃点高，毒性小
闪点是在规定条件下，油品加热后所逸出的蒸气与火焰接触发生瞬间闪火时的最低温度。溶
剂油的闪点和燃点高，其在运输、使用过程中更难因产生闪火而发生燃烧。大多数有机溶剂
含有毒性，而作为溶漆的溶剂一般毒性很小，但是溶剂油中混入其他有机物会使馏程不合格
并增加毒性。
(5)稳定性好，储存时不分解，不吸潮
作为溶漆、洗漆的有机溶剂要求性质稳定，常温常压下不易分解。溶剂油在储存及使用过程
中难免会与空气中的氧气接触，特别是在高温且有金属催化作用时，更容易被氧化。溶剂油
氧化过程中首先生成酮、醇、醚等含氧有机物，继而生成有机酸（包括溶于水的低分子有机
酸和溶于油的高分子有机酸）。腐蚀产物可进一步加速油品的老化，油品深度氧化的结果是
生成缩合物，其中包括胶质、沥青质、油泥及其它沉淀物。国内大部分乳油中的溶剂是甲苯
和二甲苯，以及甲醇和乙醇等。有机溶剂在乳油制剂中的含量高达 50~90%。有机溶剂进入环
境中能大量杀死土壤中的微生物及其它有益生物，造成土壤板结，肥力下降；亦能进入大气
圈和水体，残留时间长，污染环境[6]。
二甲苯苯酚等物质的危害及国家规定
本次设计中需要回收的是漆包线漆漆溶剂中的二甲苯，因此以下主要讨论以二甲苯为主要构
成的洗漆废溶剂油。
二甲苯的主要用途是作为化工原料和溶剂，也可用于生产苯酐、染料、杀虫剂和药物，如维
生素等，亦可作为航空汽油添加剂，其工业用途非常广泛。工业用二甲苯三种异构体的毒性
略有差异，均属低毒类。长时间处于高浓度二甲苯环境会对人体神经系统产生影响，如记忆
丧失和肾功能改变，并产生内出血现象和神经系统紊乱。二甲苯作为有机溶剂产生大量的二
甲苯气体，严重影响周围大气环境质量，国内已在研究其水溶性环保替代产品。在国际范围
以二甲苯作为有机溶剂的替代品研究早已展开。
漆包线生产中所用的溶剂或稀释剂甲酚、二甲苯属于一级毒性的化工材料，对人体的呼吸系
统、摄食系统、眼睛和皮肤等都会造成严重的损害，对水质、空气会造成严重的污染，影响
动植物的正常生长。漆包线生产中使用的绝缘漆,二甲苯和甲酚等溶剂的含量达 70%，在烘焙
过程中挥发出来，而一般空气过量系数为理论量的 ~倍。因此，废气直接排放既不符
合政策，又浪费资源[7]。
废有机溶剂处理方法的国内外现状分析
有机化合物简称 VOC(VolatileOrganicCompounds)一般作为溶剂使用。废有机溶剂作为各类
工业生产活动的生产附带产品，其种类繁多。由于受其用途的影响，各种废有机溶剂又具有
不同的特性。对某些闪点较低的溶剂和混合有银粉类的溶剂不适宜进行回收处理。其他的废
油即溶剂在进行回收时，需严格标注废溶剂产品种类，不可混放。对于所有种类的废溶剂油
都需要注意防止静电，以防火防爆[8]。
国内外处理现状
鉴于废溶剂油的诸多特点，国内外通常处理废溶剂油的方法是将其作为燃料焚烧以获取其热
能。普通焚烧的技术含量不高，方便简易，但在处理时需防火防爆，焚烧产生的废气需达到
排放标准，否则将产生大气污染上世纪 70年代之前，美国曾经简单地将工业废油、废溶剂
倒置山洞、坑道或加土掩埋，但后来发现这样处理可能会危害周围环境，引发生态问题。70
年代初，国外就着手开展了利用可燃性危险废弃物作为替代燃料应用于水泥生产的研究。现
在，国外大多数行业的废溶剂油一般采取某一特定的精馏工艺回收再利用。对于比较昂贵的
废溶剂油，厂家比较重视其中的甲醇、丙酮、乙酸乙酯、甲苯、二甲苯、三氯乙烯、四氯乙
烯的回收。
废溶剂的回收一般都采用蒸馏法，而且通常采用蒸汽间接加热，蒸馏 65~100℃，采用工艺如
下：废溶剂→接收槽→蒸馏工序→冷凝器→滗析器。
在某些特别易挥发不稳定溶剂如正己烷等的回收工艺中也可使用活性炭，吸附在活性炭上的
溶剂采用蒸汽法很容易回收。对于一些毒性大，含有重金属的有机溶剂的处理规定非常严格，
目前这些废溶剂的处理以热分解为主。在热分解技术中，燃烧罐技术和接触湿式氧化是两种
可供选择的新技术，但接触湿式氧化需在高压下运行，不仅装置成本较高，而且对操作要求
也较高。
相对于国外污染物处置，国内对于废溶剂油的处理无论是从观念上还是从技术方法上都比较
滞后，仍处于国外上世纪三十、四十年代的水平，乱排放现象比较严重。直接排入水体对于
企业来说可以节省大量的处理费用，但是对周围水体、土壤等生态环境造成了毁灭性的打击。
因此我国正加强完善法律、法规，对于各类污染物处理作出相应的规定，并制定各类污染物
的限制排放标准[9]。
处理方法分析
国内普遍采用的废溶剂油处置方法有稀释法、焚烧法和减压蒸馏法等，其中以焚烧方法最为
普遍。
(1)催化燃烧是以 Pt,Pd,CuO,NiO等作为催化剂，在较低温度(150~600℃)下使 VOC氧化分解
为 CO2和 H2O，温度选择与气体量、组成和停留时间有关，如某漆包线厂的含苯系物的烘干废
气通过 Pt催化剂床层，在 580℃、停留时间 1s的条件下，被氧化成 CO2和 H2O，出口气中 VOC
可达到排放标准。催化燃烧温度相对低，节省燃料，但催化剂的价格高，且不能处理含尘气
体，使用一段时间后要进行清理，出去表面附着物，延长使用寿命。
(2)稀释法将少量的废溶剂油用大量的废水稀释，在达到污水生化指标后排放到污水处理厂
或者直接排入地表水体，由于大部分有机溶剂均不同程度地含有毒性，导致地表水体生态系
统破坏严重，更有甚者破坏地表水体附近的土壤生态系统。这种做法浪费大量的水资源并且
容易造成严重的水体污染。水是人类不可或缺的资源，我国北方多数为缺水或极为缺水区，
水资源的合理有效利用关系到人民群众的生计，因此稀释法不可取。
(3)直接燃烧有焚烧炉法和火炬法。焚烧炉法是将废气通入焚烧炉内燃烧，恶臭气体采用此
法处理，其焚烧温度不高，停留时间不超 1s，焚烧后高温烟气经废热锅炉回收热量产生蒸汽。
火炬法常在石油化工厂使用，处理热值高、能维持高温燃烧的废气，废气在高空大气中燃烧。
为了减少污染节约能源，火炬法逐步被气柜回收代之。焚烧法虽然能够比较完全地处理液体
废弃物，大大减少废弃物体积，但是焚烧方法要达到标准，其工艺要求非常严格，燃烧气体
停留时间与溶剂成分、燃烧温度和去除率有关。对于 98%去除率，未卤代物在 900℃时停留
时间为 ，卤代物在 1100℃时需要停留时间 1s，对于 99%去除率，未卤代物，如停留时
间为 则要求燃烧温度 980℃，卤代物如控制停留时间 1s则需要 1200℃，有些废溶剂
油中的复杂有机物需要焚烧温度达到 1300℃以上才能完全转化为二氧化碳和水，且燃烧气体
需要洗涤处理；焚烧工艺不达标将产生更为严重的二恶英污染以及烟尘粉尘污染，这给周围
环境带来巨大压力，而目前国内出于经济考虑，大部分焚烧炉都不达标，因此该方法不可取。
由于废气组成复杂多变，且多数 VOC气体易爆，在处理时要考虑废气与空气的混合方式，一
般空气过量系数为理论量的 ~倍。
根据废气的物理化学性质选择不同方法或几种方法的组合来回收 VOC废气中的有机溶剂，可
减少污染并有一定的经济效益。对于回收困难的废气可采用焚烧法进行处理。尽量要采用清
洁生产技术，避免二次污染[10]。
回收方法的分析
VOC的主要回收技术有冷凝法、吸附法、吸收法和膜分离法。通过采用选择性吸附剂、选择
性膜渗透来分离回收有机溶剂的。
(1)冷凝法
冷凝法是将废气冷却到露点温度以下，使有机物冷凝成液滴而分离出来的简单回收方法。
常用冷却介质有冷水、冷冻盐水和液氮。该技术仅用于 VOC含量高气体量小的有机废气回收
处理。回收率与有机物的沸点有关，沸点越高，回收率越高。大部分 VOC受爆炸极限的限制，
气体中含量不会太高，因此该技术一般作为一级处理技术与其他技术结合使用。
(2)吸附法
吸附法去除 VOC的原理是利用比表面积非常大的活性炭、碳纤维、沸石等吸附剂的多孔结构
将 VOC分子截留，是气体净化。吸附法分为固定床吸附法、流动床吸附法和浓缩轮吸附法。
①固定床吸附法
固定床吸附法的特点是吸附于脱附在同一床层上实现，为保证吸附过程的连续性，需 2台及
以上的吸附器同时工作，其中一些吸附器进行吸附同时，另一些进行再生。活性炭的应用最
为广泛，由于其易吸附水，不实用于温度高于 40℃，气体相对湿度超过 50%的气体吸附处理，
也不适用于活性大的熔剂的吸附，该类有机物在活性炭表面反应而堵塞碳孔。
活性炭纤维是以有机化合纤维为原料经特殊加工制成。是很细的纤维状物质，具有巨大的比
表面积、外表面积和微孔结构，纤维上很多微孔可直接与有机物接触，更易于吸附低浓度
VOC。由于吸附能力强，吸附装置小，吸附剂用量低，处理费用低。
②流动床吸附法
流动床吸附系统有吸附单元和脱附单元组成。废气有吸附床底部进入向上流动使吸附剂流态
化，VOC与吸附剂接触后吸附，净化的废气由顶部排出，进入脱附单元。在脱附单元内加热
吸附剂使有机物脱附，将气体引入冷凝单元去回收邮寄溶剂。再生后的吸附剂送回吸附单元
顶部继续吸附操作。
③浓缩轮法
浓缩轮是一个装满吸附剂的旋转轮，废气由轮上游侧进入浓缩轮的吸附区，净化后的废气由
下游排出；同时另一股流量较小，温度较高的脱附气超废气反方向进入脱附区，将已吸附的
VOC脱附出来。浓缩轮以一定的速度缓慢旋转，在一个系统内就可以完成吸附脱附操作，降
低了设备投资费用。
(3)吸收技术
吸收技术是一种成熟的化工单元操作过程，适用于大气量，中浓度的含 VOC废气处理。该技
术是利用液体吸收剂与废气直接接触而将 VOC吸收，按机理分为物理吸收和化学吸收，通常
为物理吸收，使用的吸收剂有柴油、煤油、水和其他熔剂。任何可溶解于吸收剂的有机物都
可以从气相转移到液相中，然后对吸收液处理。当吸收液为水是采用精馏处理就可以回收有
机溶剂；为非水时，需进行吸收剂再生。
(4)膜分离
膜分离技术是采用对有机物有选择性透过的高分子膜，在一定压力下是 VOC渗透而分离。当
废气进去系统后，膜选择性的让 VOC气体通过而被富集，净化气体在另一侧可排放，VOC富
集气提去冷凝回收系统回收，此法可分离 90%的 VOC。
膜分离适用于中高浓度（VOC含量高于 1×10-3）的废气处理。系统费用与进口气流速成正比
而与浓度关系不大，最好用于高浓度小流量，有较高回收价值的有机溶剂回收，设备投资较
高。但该技术减少二次污染，前景广阔。
(5)减压蒸馏
减压蒸馏法采取减压蒸馏塔来回收废溶剂油中的主要成分，其工艺通过降低塔釜内压强来降
低溶剂挥发温度，回收效果较好，但是减压蒸馏设备要求气密性高，生产时能耗大，投入较
大，该方法存在缺点较为明显。前两种处理方法浪费了废溶剂油中具有经济价值的二甲苯，
第三种方法则浪费了大量的能源，均无法有效地实现节能、环保、安全的目的，因此寻找一
种合理有效的方法来回收工业废溶剂油中的二甲苯是一个亟待解决的问题[11]。
回收技术的选择
回收技术选择主要取决于 VOC的无理和化学性质、废气流量、浓度、温度、使用溶剂企业经
济条件等。
由于碳吸收技术简单有效，使其成为 VOC回收的首选技术，当此法不合适时，可考虑采用冷
凝、膜分离、吸收技术。一般来讲，当 VOC含量为 5%~10%时，首选冷凝法；当 VOC含量为
%~5%时，选用膜分离技术；当 VOC含量低于 %时，首选选吸附技术。从流量方面考虑，
处理大流量废气优先考虑吸附法；小流量时用膜分离和冷凝法。
碳吸收技术适用于气量大、VOC浓度不超过 5×10-3的有机废气处理，含量太高设备不安全，
需在吸附前进行稀释，且颗粒碳不适于处理含酮、酯的气体。活性炭纤维和沸石扩大了吸附
法的应用范围。碳吸附技术也受某些限制，如废气湿度不超过 50%，使用时温度不高于 40℃.
对于过低浓度 VOC废气处理可用浓缩轮技术再结合其他方法进行有机溶剂回收[12]。
设计任务
本设计为年产 500t漆包线生产中的废气回收工段设计。本设计是参考汉中市汉中厚华电工
材料有限公司的废气回收工段设计。
厂址：汉中市郊区，东经 117°18´，北纬 34°17´，海拔高度 34米本地具有大陆性气候
特点。气候特征如表 1-2所示：
表 1-2汉中市郊区气候特征
年平均气温 25℃
极端最高气温 ℃（）
极端最底气温 –℃（）
最大风速
最大平均风速
全年风向 东、东北
夏季风向 东、东南
2废气回收工段的工艺过程及工艺选择
漆包线涂漆后经过焙炉烘烤，溶剂蒸发，然后排出废气，废气回收处理工段主要任务是将废
气中含有的有机溶剂冷凝成液体或通过吸收剂和吸附设备从废气中分离，而达到净化的目的。
下面分别对其中工艺进行论证。
本设计工艺路线祥述
如附图 A1工艺流程图所示，首先将排出的高温废气经过一个空气冷凝换热器，与冷空气进
行热交换，将被加热的冷空气通入焙炉，并将继续通过水冷凝器，由冷水冷却到 30℃左右，
实现废气中大部分有机溶剂的液化，收集并储存；再将未冷凝的废气通入填料吸收塔，由吸
收剂（白矿油）吸收后，有机溶剂的含量已经极少，再通过吸附器完成净化。由于处理量较
少，吸收剂的解吸采用间隙处理，待一段时间，吸收剂中有机溶剂含量达到一定程度的时候，
通入薄膜蒸发器分离，薄膜蒸发器的热量可由经空气冷凝后的高温废气提供。溶剂蒸气再通
过水冷凝器冷凝回收后，再通入吸附器排废。本工艺很好的利用了废气携带的大量热量，为
之后蒸发提供热量，并使进入焙炉内的空气稳定到 300℃左右，保证漆包线质量。
废气空气冷凝工艺
漆包线生产中蒸发出的溶剂为甲酚（沸点 191℃）和二甲苯（沸点 ℃），沸点较高，其
蒸气易冷凝，因此，可采用空气冷却和水冷凝的方法回收大部分漆包线加工中蒸发出的甲酚
和二甲苯。
漆包机顶部排出的废气温度约为 600℃，首先以空气作为冷却介质、逆流换热对其进行冷却，
可将含甲酚和二甲苯的废气温度降低到 325℃左右。热交换后冷空气温度可升至 300℃左右，
该热空气直接通入漆包机的蒸发段用于涂漆烘焙，可替代部分电加热，使热量得到大量回收
利用。这部分热气流进入烘膛后，使烘膛中热对流加剧，温度则更加趋于均匀一致。同时，
由于该热空气的温度在 300℃左右，比漆包机中心温度 600℃要低，就使得漆包机的蒸发Ⅰ
区更加平稳，由于蒸发速度有所减慢，防止了漆包线由于蒸发过快而产生针孔等不良现象，
对进一步提高产品质量起到重要作用。另外经过降温后的 325℃左右的废气可通过间隙处理
膜蒸发器，为二甲苯甲酚在回收剂中蒸发分离提供热量。
废气水冷凝工艺
经空气预冷后的废气进一步用水进行冷却，可将温度降低至约 35～45℃，因为甲酚和二甲苯
的沸点都比较高，在此过程中，大部分甲酚和二甲苯气体将被冷凝而得到回收。处理后废气
含有极少量的二甲苯，甲酚。
吸收工艺
经空气预冷和水冷后的废气中仍含有部分未被冷凝的甲酚和二甲苯气体，仍不能直接排
放。可采用有机溶剂进行吸收处理。经大量实验研究，选用 5#白矿油（沸点 ℃）作为
吸收剂。白矿油(whiteoil；whitemineraloil)，为经高度精炼及纯化之产品，具有良好的
氧化安定性，化学稳定性，光安定性，无色、无味，不腐蚀纤维纺织物。
白矿油的质量标准如下表 2-1所示：
表 2-1白油质量标准
质量指标
项目 计量标准
5＃ 7＃ 10＃
运动粘度（40℃） m2/s
闪点（开口）不低于 ℃ 110 130 140
倾点，不高于 ℃ -5 -5 -5
颜色，不低于 赛氏号 +25 +25 +25
白矿油对甲酚和二甲苯有极好的溶解性，可完全互溶，因而采用白矿油为吸收剂非常容
易吸收甲酚和二甲苯，吸收率可达 96%以上。二甲苯的沸点为 ℃、甲酚的沸点为
191℃，而白矿油的沸点为 ℃，白矿油与甲酚和二甲苯的沸点相差较大，因而白矿油易
与二甲苯和甲酚进行分离。白矿油循环吸收一定时间后，不需精馏，使用薄膜蒸发器蒸馏即
可将白矿油与二甲苯和甲酚进行分离。
蒸发分离工艺
吸收剂白矿油与废气经过充分接触后，可将废气中 96%溶剂回收至吸收剂中，但是由于处理
量较少，故采用间隙生产。吸收剂白矿油储存在吸收剂灌内，经循环多次使用后，吸收剂白
矿油内有机溶剂（二甲苯，甲酚）的含量达一定程度时，将其通过减压降膜蒸发器，二甲苯
的沸点为 ℃、甲酚的沸点为 191℃，而白矿油的沸点为 ℃，白矿油与甲酚和二甲
苯的沸点相差较大，将空气冷凝后 325℃左右废气作为热源，通过减压蒸发，可很容易将二
甲苯，甲酚蒸发，实现分离。然后再将分离后的吸收剂白矿油送回储罐，继续吸收。而蒸发
的有机溶剂（二甲苯，甲酚）蒸气再通入水冷凝器，用冷水将其冷凝成液体，实现回收。
吸附排废工艺
经白矿油吸收后的尾气中甲酚和二甲苯已近微量，由于活性碳适合吸附低浓度废气，故将此
尾气再通过活性碳吸附器后可达标排放。定期对吸附器中的活性碳进行更换，以保证废气质
量。
腐蚀试验（级） 100℃、3H 1 1 1
水份 % 无 无 无
3主要设备论证及选型
换热器
换热器是石油，化工，食品等其他工业必备通用设备，在生产中占有重要地位化工生产中换
热器可作为加热器，冷却器，冷凝器，蒸发器和再沸器。根据热量交换原理可分为间壁式，
混合式和蓄热式，间壁式换热器应用最多，本设计采用间壁式换热器。
换热器类型
(1)夹套式换热器
这种类型的换热器是在容器外壁安装夹套制成，结构简单，但是传热系数不高。夹套式换热
器广泛应用于反应过程的加热和冷却。
(2)沉浸式蛇管换热器
这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器相适应的形状，并沉浸在容器内的液体。蛇管
换热器的优点是结构简单，能承受高压，可耐腐蚀材料制造；其缺点是容器内液体湍动程度
低，管外给热系数小。
(3)喷淋式换热器
这种换热器是将换热管成排的固定在钢架上，热流体在关内流动，冷却水从上方喷淋而
下。其传热效果较沉浸式大有改善。
(4)套管式换热器
套管式换热器是由直径不同的直管制成的同心套管，并由 U形弯头连接而成，次换热器一种
流体在管内流动，另一种走环隙。其结构简单，传热系数大，推动力大，能承受高压，应用
亦方便。
(5)管壳式（列管式）换热器是最经典的间壁式换热器，其应用历史悠久，至今仍占换热器
主导地位。可分为如下几种类型：
①固定管板式：用于冷热流体温差不大时，其机构简单成本低，但清洗困难，要求管外流体
清洁不易结垢。
②浮头式换热器：这种换热器两端的固定板又一端尅轴向自由浮动，不但完全消除了热应力，
还可将整个管束抽出，便于清洗，但其结构比较复杂，造价也高。
③U形管式换热器：其每根换热管都弯成 U形，进出口按章在同一个管板两侧，以隔板分开，
每根管子可自由伸缩，结构上比浮头式简单，但管程不易清洗，只用于清洁不易结垢流体。
本设计工艺中含有三个换热器，其中一个空气冷凝器，两个水冷凝器，综上比较，三个换热
器均采用固定管板式换热器[13]。
流程安排
在列管式换热器中，冷、热流体的流程，需进行合理安排，一般应考虑以下原则：
(1)易结垢流体应走易于清洗的一侧。对于固定管板式、浮头式换热器，一般应使易结
垢流体流经管程，而对于 U型管换热器，易结垢流体应走壳程。
(2)有时在设计上需要提高流体的速度，以提高其表面传热系数，在这种情况下，应将需要
调高流速的流体放在管程。这是因为管程流通截面积一般较小，而且易于采用多管程结构提
高流速。
(3)具有腐蚀性的流体应走管程，这样可以节约耐腐蚀材料用量，降低换热器成本。
(4)压力高的流体应走管程。这是因为管子直径小，承压能力强，能够避免采用耐压的壳体
和密封措施。
(5)具有饱和蒸汽冷凝的换热器，应使饱和蒸汽走壳程，便于排出冷凝液。
(6)粘度大的流体应走壳程，因为壳程内的流体在折流板的作用下，流通截面和方向都不断
变化，在较低的雷诺数下就可达湍流状态。
应该说明的是，上述要求常常不能同时满足，在设计中应考虑其中的主要问题，首先满足其
中较为重要的要求[14]。
加热剂和冷却剂的选择
一般情况下，用作加热或冷却的流体是由实际情况决定的，但有些时候则需要设计者自
行选择。在选用加热剂或冷凝剂时，首先应满足所能达到的加热或冷却温度外，还应考虑其
来源方便，价格低廉，使用方便。在化工生产中，水使常用的冷凝剂，饱和水蒸气是常用的
加热剂。
本设计中空气冷凝器采用空气做冷凝剂，其他两个谁冷凝器，顾名思义，以水作为冷凝剂
[15]。
流体进出口温度的确定
工艺条体的进出口温度是工艺条件所规定的。加热剂或冷却剂的进口温度也是确定的，但其
出口温度有时可由设计者决定。该温度直接影响加热剂或冷凝剂的用量以及换热器的大小，
因而这个温度的确定有一个经济上的优化问题。另外还得考虑到温度对污垢的影响，比如未
处理的河水做冷去剂时，其出口温度一般不得超过 50℃，否则积垢明显增多，会大大增加传
热阻力。
吸收塔
目前，我国采用的吸收塔主要有空喷塔，板式塔和填料塔，下面分别加以介绍。
吸收塔类型
(1)空喷塔
空喷塔一般为多段喷洒，没段下部均设有煤气分布器，相邻两段设有煤气通过的锥性散罩，
底部设有许多个喷嘴组成的洗油喷洒装置，其上设有备用的中央喷嘴，从顶部洒下来的洗油
经降液管引到下段。洗油从第二段起来采用循环喷洒。
用空喷塔洗苯具有以下优点：投资省，处理能力大，阻力小，不堵塞等。缺点：洗苯效率低，
塔后煤气含苯量高，洗油循环量大，动力消耗大。
(2)板式塔（孔板塔）
板式塔主要有穿流式筛板塔。该塔容易实现最佳流体力学条件，即增加气液两相的接触面积，
提高两相的湍流程度，迅速更改两相界面以减小其扩散阻力。
这种塔结构简单，容易制造，生产能力大，投资省，节约金属材料，且安装和维修简便。其
缺点是塔板的效率受负荷变动的影响较大。
(3)填料塔
填料洗苯塔是应用较早，较广的一种塔。塔内填料了用木格，钢板网，金属螺旋，帖拉累托
填料，鲍尔环，鞍形填料以及塑料花环填料等。本设计选用填料塔。
填料的类型
(1)木格填料塔
该塔型在我国焦化厂应用较多，它具有阻力较小，操作稳定等优点。但也存在着生产能力小，
设备庞大、苯重，投资和操作费用高及木材耗量大等缺点。因此在一些国家里，木格填料塔
已被新型高效填料塔取代。
(2)钢板网填料塔
该塔型在国内已被采用。该填料塔与木格填料塔相比，具有比表面积大，吸收率高，阻力小，
动力消耗小等优点，但制造麻烦，价格昂贵，处理能力小。
(3)金属螺旋填料塔
金属螺旋填料塔采用钢带和钢丝绕成，其比表面积大，重度小,由于形状复杂，填料层的持
液量大，因此吸收剂与煤气接触时间较长，又由于煤气通过填料时搅动激烈，因而吸收效率
较高。但难于制造，价格昂贵。这种填料在苏、美应用较多。
(4)塑料鲍尔环环填料塔
塑料花环填料是近年来又国外引进的高效填料，经过实践检验证明，花环填料是一种具有比
表面大，空隙来率高，阻力小，处理能力大，液体分布好，湿润率高，投资省，占地少，节
省能耗，制造安装容易，操作方便等突出优点的填料。国家有关部门鉴于该填料具有以上优
点，已要求推广使用高效花环填料洗苯塔[16]。
根据以上的论述，本设计采用塑料乱对面鲍尔环填料吸收塔。
填料塔附属结构
(1)支撑板
支撑板主要用途是支持填料，同时又能保证气液两相流动顺利。支撑板设计不当，首先发生
液泛现象。对于普通填料，支撑板的自由截面积不低于全塔面积的 50%，应大于填料层的自
由截面积。通常支撑板有筛板和各种具有升气管结构的支撑板。
(2)液体分布器
液体分布器对填料塔性能影响极大。分布器的设计不当，液体分布不均，填料层有效润湿面
积减少，而偏流现象和沟流现象增加，即使填料性能再好，也很难得到满意的分离效果。
常用的液体分布器有：
①多孔管式分布器
能适用于较大的流体流量波动，对安装水平要求不高对气体阻力小。
②槽式分布器
多用于直径较大的填料塔，这种分布器不易堵塞，对气体阻力小，但安装要求高。
③孔板式分布器
对液体的分布情况于槽式的相同，但对气体阻力较大。
④喷洒式分布器（莲蓬头）
适用于小型填料塔内，缺点是气量较大时会产生较多的液沫夹带。
蒸发器
根据物料的不同性质，又各种不同结构的蒸发器。它们均由加热室，流动通道，气液分离空
间者三部分组成，常用的蒸发器又以下几种：
循环型蒸发器
(1)垂直短管式
加热室由垂直列管组成，管外加热。管束中央有一根直径较大的中央循环管，流体的两部分
受热不同发生热虹吸，中央循环管科促进流体的热虹吸。
(2)外加热式
其主要特点是采用了加长的热管，且液体下降管不受热，有利于液体在器内循环。
(3)强制循环蒸发器
为提高循环速度，采用泵进行强制循环，减少加热面上结垢的可能，且流体流动不依赖热虹
吸。
单程型蒸发器
(1)升膜式蒸发器
这种蒸发器的加热管长可达 3-10m，设计和操作时要有较大的温差。
(2)降膜式蒸发器
料液有加热室顶部进入，经液体分布器后呈膜状向下流动，蒸发温和，液体滞留量小，过程
反应灵敏易控制，有利于提高产物质量。此外，还可以用于含少量固体和有轻度结垢倾向的
液体。
(3)旋转刮板式蒸发器
此种蒸发器专为高粘度溶液和浆状物料的蒸发而设计。主要特点是借外强制料液呈膜状流动，
可适用于高粘度、易结晶、易结垢的浓溶液蒸发。缺点是结垢复杂，制造要求高，加热面积
不大，且消耗动力。
综上所述，本设计中蒸发器可选择减压降膜式蒸发器[17]。
吸附器
吸附剂
吸附剂是能有效地从气体或液体中吸附其中某些成分的固体物质。吸附剂一般有以下特点：
大的比表面、适宜的孔结构及表面结构；对吸附质有强烈的吸附能力；一般不与吸附质和介
质发生化学反应；制造方便，容易再生；有良好的机械强度等。吸附剂可按孔径大小、颗粒
形状、化学成分、表面极性等分类，如粗孔和细孔吸附剂，粉状、粒状、条状吸附剂，碳质
和氧化物吸附剂，极性和非极性吸附剂等。
常用的吸附剂有以碳质为原料的各种活性炭吸附剂和金属、非金属氧化物类吸附剂（如硅胶、
氧化铝、分子筛、天然黏土等）。
衡量吸附剂的主要指标有：对不同气体杂质的吸附容量、磨耗率、松装堆积密度、比表面积、
抗压碎强度等。用于滤除毒气，精炼石油和植物油，防止病毒和霉菌，回收天然气中的汽油
以及食糖和其他带色物质脱色等。
吸附剂的种类
工业上常用的吸附剂有：硅胶、活性氧化铝、活性炭、分子筛等，另外还有针对某种组分选
择性吸附而研制的吸附材料。气体吸附分离成功与否，极大程度上依赖于吸附剂的性能，因
此选择吸附剂是确定吸附操作的首要问题。
(1)硅胶
是一种坚硬、无定形链状和网状结构的硅酸聚合物颗粒，分子式为 ，为一种亲水
性的极性吸附剂。它是用硫酸处理硅酸钠的水溶液，生成凝胶，并将其水洗除去硫酸钠后经
干燥，便得到玻璃状的硅胶，它主要用于干燥、气体混合物及石油组分的分离等。工业上用
的硅胶分成粗孔和细孔两种。粗孔硅胶在相对湿度饱和的条件下，吸附量可达吸附剂重量的
80%以上，而在低湿度条件下，吸附量大大低于细孔硅胶。
(2)氧化铝
活性氧化铝是由铝的水合物加热脱水制成，它的性质取决于最初氢氧化物的结构状态，一般
都不是纯粹的 Al2O3,而是部分水合无定形的多孔结构物质，其中不仅有无定形的凝胶，还有
氢氧化物的晶体。由于它的毛细孔通道表面具有较高的活性，故又称活性氧化铝。它对水有
较强的亲和力，是一种对微量水深度干燥用的吸附剂。在一定操作条件下，它的干燥深度可
达露点-70℃以下。
(3)活性炭
是将木炭、果壳、煤等含碳原料经炭化、活化后制成的。活化方法可分为两大类，即药剂活
化法和气体活化法。药剂活化法就是在原料里加入氯化锌、硫化钾等化学药品，在非活性气
氛中加热进行炭化和活化。气体活化法是把活性炭原料在非活性气氛中加热，通常在 700℃
以下除去挥发组分以后，通入水蒸气、二氧化碳、烟道气、空气等，并在 700~1200℃温度范
围内进行反应使其活化。活性炭含有很多毛细孔构造所以具有优异的吸附能力。因而它用途
遍及水处理、脱色、气体吸附等各个方面。
(4)沸石分子筛
又称合成沸石或分子筛，其化学组成通式为：
[M2(Ⅰ)M(Ⅱ)]
式中 M2(Ⅰ)和 M(Ⅱ)分别为为一价和二价金属离子，多半是钠和钙，n称为沸石的硅铝比，
硅主要来自于硅酸钠和硅胶，铝则来自于铝酸钠和 Al(HO)3等，它们与氢氧化钠水溶液反应
制得的胶体物，经干燥后便成沸石，一般 n=2~10,m=0~9。
沸石的特点是具有分子筛的作用，它有均匀的孔径，如 3A0、4A0、5A0、10A0细孔。有 4A0
孔径的 4A0沸石可吸附甲烷、乙烷，而不吸附三个碳以上的正烷烃。它已广泛用于气体吸附
分离、气体和液体干燥以及正异烷烃的分离。
(5)碳分子筛
实际上也是一种活性炭，它与一般的碳质吸附剂不同之处，在于其微孔孔径均匀地分布在一
狭窄的范围内，微孔孔径大小与被分离的气体分子直径相当，微孔的比表面积一般占碳分子
筛所有表面积的 90%以上。碳分子筛的孔结构主要分布形式为：大孔直径与碳粒的外表面相
通，过渡孔从大孔分支出来，微孔又从过渡孔分支出来。在分离过程中，大孔主要起运输通
道作用，微孔则起分子筛的作用。
以煤为原料制取碳分子筛的方法有碳化法、气体活化法、碳沉积法和浸渍法。其中炭化法最
为简单，但要制取高质量的碳分子筛必须综合使用这几种方法。
碳分子筛在空气分离制取氮气领域已获得了成功，在其它气体分离方面也有广阔的前景[18]。
本设计采用的是活性碳吸附剂处理废气，以达到净化目的。
4主要设备工艺计算、选型
总工艺的处理量计算
由生产任务知:
漆包线年产量 M=500t；
漆包线漆使用率 a=100kg/t；
漆包线漆中溶剂的含量为 70%；
生产时间为 200d；
进风量为 40-50m³/kg；
所以每年溶剂的使用量 m=M×a×70%
m=500×100×=35000kg；
每年的总生产时间为 t：
t=200×24×3600=×
溶剂的使用率 G：
进风量 V：
进风量的质量流量：
（其中ρ为空气在 25℃下的密度）
由于焙炉中进风量等于排废量 G"：
则排废质量流量量：
空气冷凝器计算
求总热交换量 Q
由图 4-1空气冷却工艺图可知废气降温△t：
由于废气和冷空气的比热容 C大致相同，忽略换热器的热损失，则可近似认为冷空气也升温
275℃。本设计之后计算，废气的相关物性也均以空气对用的物性近似计算。
废气放出热量 Q：
废气的总放热 Q即为整个换热器的总传热量 Q（热损失忽略不计）。
求平均传热温差
由图 4-1可知
则平均传热温差：
确定传热系数 K
管科式换热器的传热系数 K取值范围如表 4-1所示：
表 4-1管壳式换热器的 K值取值范围表
热流体 冷流体 传热系数 K[W/(m2℃)]
水 水 850-1700
轻油 水 340-910
重油 水 60-280
气体 水 17-280
水蒸气冷凝 水 1420-4250
水蒸气冷凝 气体 30-300
低沸点烃类蒸气冷凝 水 455-1140
水蒸气冷凝 轻油沸腾 455-1020
水蒸气冷凝 重油沸腾 140-425
得 K=30-300W/(m².℃)
取 K=100W/(m².℃)
求传热面积
换热器的传人面积/m2：
选择所用换热器型号
查《化工设计手册》中《管壳式热交换器系列标准》。
因此可选用固定管板式换热器基本尺寸如表 4-2所示：
表 4-2换热器基本参数
工程直径 DN/mm 159
换热管Φ/mm 25×2
管程数 N/根 1
管子根数 n/根 11
换热管长度/mm 1500
其中，废气走管程，冷空气走壳程。
水冷凝器 1计算
求总的热交换量 Q
水冷凝工艺如图 4-2所示：
由图 4-2可知废气冷却降温△t：
废气降温放出热量：
查《溶剂手册》，得二甲苯的汽化潜热 r=350kJ/kg。
由于溶剂中主要成份为二甲苯和苯酚，则可以近似的取溶剂的汽化潜热为二甲苯的汽化潜热
r。同样，本设计之后的有关计算中，凡涉及到溶剂相关物性的，均以与之对应的二甲苯的
物性来代替，作近似的计算。
溶剂冷凝放热：
总的换热量 Q：
确定换热器的总传热系数 K
查表 1-1，可知该换热器的传热系数 K=17-280W/(m².℃)
可取 K=100W/(m².℃)
确定冷却水的用量 L
忽略换热器的热损失，冷却水升温吸热
则
可得
取；
则
图 4-2 水冷凝工
艺 1
所以冷却水用量 L：
废气的冷凝量
查《溶剂手册》可知，30℃下二甲苯的饱和蒸汽压 P=
由于,且
又由于,即
所以
则（其中为溶剂二甲苯的总使用量）
所以不凝溶剂（二甲苯）的量：
由物料衡算，
可得冷能量：
求平均传热温差
由已知条件可得
则平均传热温差：
求总传热面积 A
传热面积
选择管径及管速
列管换热器中常见的流速范围见表 4-3
表 4-3列管中换热器中不同粘度的最大流速
液体粘度/(pa/s) 最大流速/ 液体粘度/(pa/s) 最大流速/
＞
＜
烃类 3
根据工艺要求，所选管为 GB2770的 25×2的不锈钢管，其中管内走冷水，水的粘度为＜×
10-3pa·×10-3pa·s，均为一般流体，管内流速为
选取管长、确定管程数和总管数
(1)确定管长
选定了管径和管内流速后，可依下式确定换热器的单程管子数
式中——单程管子数目；
V——管程流体的体积流量，m3/s；
——传热管内径，m；
u——管内流体流速，m/s。
300℃下水的密度为
选用Ф19×2的换热管，管内流速选为
则
换热管数取=10
以此可计算出单管程换热器计算所得的管子长度 L
式中——管子外径，m。
则
(2)确定管程
由于管程数:
式中 l——选取的每程管子长度，m。
国标(GB151)推荐的传热管长度为 、、、、、、、、、。
在选取管长时应注意合理利用材料，还要使换热器具有适宜的的长径比，列管式换热管的长
径比可在 425范围内，一般情况下在 610，竖直放置的换热器，长径比为 46[10]。
宗上所述应选用 的每程管长度。
则
则此换热器为 6管程换热器。
换热器的总传热管数 N：
平均传热温差校正及壳程数
若选用多管程换热器，可提高管内表面传热系数，但同时也增加了换热器的阻力，并损
失部分传热温差。这种情况下的平均传热温差需要校正计算。其中校正系数与流体的进出口
温度有关。温差校正系数图如图 4-3：
值可由图 4-3查取，其中：
一般要求值不低于 ，若低于此值，当换热器的操作条件略有变化时，的变化较大，使得
操作极不稳定。
查图 4-3得远远大于 ，所以此换热器为单管程换热器。
管子排列
传热管在管板上的排列有三种基本形式，即正三角形、正四边形和同心圆排列，本设计换热
管采用正三角形排列。管子排列面积是一个正六边形，排在六变形内的传热管数为：
若设 b为正六边形对角上管子数目，则
式中——排列的管子数目；
——正六边形的个数。
则求得，
所以
对于多管程换热器，常采用组合排列方法。没程内都采用正三角形排列，而在各程之间为了
便于安装隔板，采用矩形排列方法，排管数目表如表 4-4：
表 4-4排管数目
正三角型排列
每个弓形部分的管数正六角形
的数目
六角形对
角线上的
管数 b
六角形内
的管数 第一列 第二列 弓形部分的
管数
管子总数
1 3 7 7
2 5 19 19
3 7 37 37
4 9 61 61
5 11 91 91
6 13 127 127
7 15 169 3 18 187
8 17 217 4 24 241
9 19 271 5 30 301
10 21 331 6 36 367
11 23 397 7 42 439
12 25 469 8 48 517
图 4-3 温差校正系
数图
13 27 547 9 2 66 613
14 29 631 10 5 90 721
15 31 721 11 6 102 823
16 33 817 12 7 114 931
17 35 919 13 8 126 1045
管心距
传热管和管板的连接方法有胀接和焊接两种,当采用胀接时，采用过小的管心距，常会造成
管板变形。而采用焊接法时，管心距过小，也很难保证焊接质量，因此管心距应有一定得数
值范围。一般情况下，胀接时，取管心距；焊接时，取（为管子外径）。对于直径较小的管
子，要注意，管心距最小不能小于（+6）mm，而且 t/值应稍大些。
多管程结构中，隔板占有管板部分面积。一般情况下，隔板中心到离其最近一排管中心的距
离可用下式计算：
本换热器采用焊接管路，则 t=×=于是可求的各相邻管子的管心距为 2s，
常用换热器传热管布置的管心距如表 4-5所示：
表 4-5常用管心距
管外径/mm 管心距/mm 各相邻管的管心距/mm
19 25 38
25 32 44
32 40 52
38 48 60
壳体内径
换热器壳体内径取决于换热管数、管心距和换热管的排列方式。对于单管程换热器，壳体内
径由下式确定
式中 t——管心距，mm；
——传热管外径，mm。
其中，则：
mm
元整取得 D=。
折流板和支撑板
列管式换热器的壳程流体流通面积比管程流通截面积大，在壳程流体属对流传热条件时，为
增大壳程流体的流速，加强其湍动程度，提高其传热系数，需设置折流板。
折流板有横向折流板和纵向折流板两种，单壳程的换热器仅需设置横向折流板，多壳程换热
器不但需要设置横向折流板，而且需要设置纵向折流板将换热器分为多壳程结构。对于多壳
程换热器，设置纵向折流板的目的不仅在于提高壳程流体的流速，而且是为了实现多壳程结
构，减小多管程结构造成的温差损失。
弓形折流板切去的圆缺高度一般是壳体内径的 10%40%，常用值为 20%25%；折流板间距，在
阻力允许的条件内尽可能的小，允许的折流板最小间距为壳体内径的 20%或 50mm（两者取较
大值）[11]。
选择换热器的型号
由计算已知的数据查《化工设计手册》中《管壳式热交换器系列标准》。
因此选用的固定管板式换热器基本参数如表 4-6所示：
表 4-6换热器基本参数
工程直径 DN/mm 219
换热管Φ/mm 19×2
管程数 N/根 6
管子根数 n/根 60
换热管长度/mm 2000
吸收塔设计计算
填料的特性
由各填料性质，价格等对比，本设计选用的是 25mm塑料乱堆鲍尔环，查《常见填料特性数
据表》，可得所用填料的特性表如表 4-7所示：
表 4-7填料特性表
填料名称
尺寸
mm
材质及
堆积方式
比表面积
ɑ/（)
空隙率
ε/(m³/m³)
堆积密度
ρ/(kg/m³)
填料因子
Φ/
鲍尔环 25 塑料乱堆 209 170
进出塔个组分计算
吸收工艺如下图 4-4所示：
查《溶剂手册》得：
二甲苯的相对分子质量 M=；空气的相对分子质量，则吸收塔的进口气体中，
二甲苯的摩尔流量
空气的摩尔流量
进塔气的组分：
由于吸收剂可吸收 96%的二甲苯，
则进塔气组分：
查的二甲苯溶于白矿油时的亨利系数
则
进塔吸收剂为纯白矿油，所以
被吸收的二甲苯的量△G：
出塔吸收液的组分：
其中 L为吸收剂的摩尔流量(kmol/s)。
求吸收剂的流量
溶剂最小气液比：
实际气液比是最小气液比的 倍。
则实际气液比
可得液相摩尔流量 L：
kmol/s
液相质量流量：
kmol/s
其中白矿油的相对质量分数 M=350。
求吸收塔设计气速 u
泛点是填料塔的极限操作条件，正确估算泛点气速，对填料塔的设计和操作十分重要。
目前应用最广的是埃克特(Eckert)提出的泛点关联图如图 4-5。
图中纵坐标为或
横坐标为，，
式中 u——空塔气速，m/s；
，——气体和液体的质量流速，kg/（㎡s）；
，——气体和液体的密度，kg/m³；
，——气体和液体的质量流量，kg/s；
，——气体和液体的体积流量，m³/h；
——液体的粘度，mPas；
Ф——填料因子，1/m；
——水的密度和液体的密度之比；
g——重力加速度
其中；；
；
所以横坐标：
查填料塔泛点和压降通用关联图 7，可得纵坐标=。
经查相关数据得，填料因Ф=170；
密度之比；
吸收剂白矿油的粘度。
则可知泛点气速：
设计气速取泛点气速的 70%，
则吸收塔设计气速 u：
求吸收塔的塔径 D
由于塔径计算式为
其中为废气的体积流量，
则塔径
计算每米填料的压降△P
在设计气速下，纵坐标：
横坐标；
查填料塔泛点和压降的通用关联图 4-5，横坐标 ，纵坐标 的点落在每米填料
压降△P=的等压线上。即此时每米填料层压降为 。
求总传质系数 Ky
(1)传质分系数
①单位体积填料润湿面积
由填料的润湿表面积关联式：
式中——单位体积填料层的润湿面积，m2/m3；
a——单位体积填料层的总表面积即比表面积，m2/m3；
σ——表面张力，N/m；
——填料材质的临界表面张力，N/m；
经查表，可知，填料比表面积 a=209m2/m³；
填料材质临界表面张力=33mN/m；液体表面张力σ=20mN/m
则可计算上式中：
所以：
图 4-5 填料塔泛点及压降普遍化关
联图
则可得：
②液相传质系数
液相传质系数的经验关联式
式中——液相传质系数，kmol/[m2·s·(kmol/m³)]；
——溶质在液相中的扩散系数，m2/s；
——填料名义尺寸，m
查得，=，
所以式中：
所以液相传质系数
③传质分系数
吸收液总浓度
传质分系数
(3)传质分系数
①气相传质系数
式中 C——系数，大于 15mm的填料为 ，小于 15mm的为 ；
——气相传质系数，kmol/(m2·s·kPa)；
R——气体常数，
T——气体温度，K；
——溶质在气体中的扩散系数，m2/s
其中 C=,T=303K，,
，
所以式中各项
则
所以气相传质系数：
②传质分系数：
(3)传质总系数
计算填料高度 H
(1)传质单元高：
(2)传质单元数：
平均推动力△ym:
则传质单元数 NOG：
(3)填料高度 H：
吸收塔尺寸及相关辅助设备的选型
根据计算所得的值，本吸收塔可选用工程直径 D=600mm的塔器。
支撑板选用筛板支撑板，液体分布器的型号如表 4-8所示：
表 4-8液体分布器的型号
直径 D/mm 型号 总高度 H/mm 分布板宽度 L/mm 质量/kg
600 GL-06S 570 30
除沫器，选用上装式丝网除沫器，除沫器的主要尺寸如下表 4-9所示：
表 4-9除沫器主要尺寸
直径 D/mm 丝网厚度 h/mm 除沫器厚度 H/mm 质量 kg
600 100 210
蒸发器设计计算
蒸发器处理量的计算
被吸收二甲苯的质量流量：
每天白矿油使用量：
每天二甲苯的回收量：
查溶剂手册，在 ℃时，二甲苯的饱和蒸汽压 P=。
则真空薄膜蒸发器减压至 20kPa为工作压力。
查得二甲苯蒸发热 r=347kJ/kg；比热容 c=
蒸发器物料衡算
设吸收剂每天解吸一次，
则，
即
热量衡算
Q为总的热传递量，即废气降温放出的热量：
吸收剂白矿油温度升高吸收热量：
二甲苯液体升温吸热：
二甲苯蒸发吸热：
则
由于
解上式可得 V=
所以
蒸发过程用时 T
由于
解吸过程用时 T
传热面积 A
蒸发工艺如图 4-6所示
由图 4-6可知：
查《降膜式蒸发器总传热系数表》，可知 K=407—527W/m2·s
可取 K=500W/m2·s
则总传热面积 A
蒸发器选型
该蒸发器选用真空薄膜蒸发器中的降膜式蒸发器。适用于效蒸发量的处理。其基本尺寸参数
如下表 4-10所示：
表 4-10蒸发器的基本尺寸参数
公称直径
D/mm
工作压力
/MPa
换热管型号/mm
管子根数
N/根
换热管长度 L/mm
159 Ф25×2 11 1500
图 4-6 蒸发工艺
冷凝器 2设计
求总热交换量 Q
由图 4-7可知溶剂蒸气降温△t：
蒸汽冷凝放出热量 Q：
其中冷凝液降温放热
蒸气冷凝放热
所以
求平均传热温差△tm
由图 4-7可知
则平均传热温差：
确定换热器传热系数 K
查表 4-1，可知 K的取值范围为 K=455—1140W/m2℃
可取 K=500W/m2℃
求传热面积
换热器的传热面积:
确定冷却水的用量 L
忽略换热器的热损失，冷却水升温吸热
则
可得 kg·℃／s
取；
则
所以冷却水用量 L
选取管长、确定管程数和总管数
(1)确定管长
选定了管径和管内流速后，可依下式确定换热器的单程管子数
30℃下水的密度为
选用Ф19×2的换热管，管内流速选为
则
换热管数取=2
以此可计算出单管程换热器计算所得的管子长度 L：
式中——管子外径，m。
则
(2)确定管程
由于管程数：
式中 l——选取的每程管子长度，m。
国标(GB151)推荐的传热管长度为 、、、、、、、、、。
在选取管长时应注意合理利用材料，还要使换热器具有适宜的的长径比，列管式换热管的长
径比可在 425范围内，一般情况下在 610，竖直放置的换热器，长径比为 46。
综上所述应选用 的每程管长度，
则
则此换热器为 3管程换热器。
换热器的总传热管数 N：
管子排列
传热管在管板上的排列有三种基本形式，即正三角形、正四边形和同心圆排列，本设计换热
管采用正三角形排列。管子排列面积是一个正六边形，排在六变形内的传热管数为
若设 b为正六边形对角上管子数目，则
式中 NT——排列的管子数目；
——正六边形的个数。
则求得，
所以
对于多管程换热器，常采用组合排列方法。没程内都采用正三角形排列，而在各程之间为了
便于安装隔板，采用矩形排列方法[21]。
壳体内径
换热器壳体内径取决于换热管数、管心距和换热管的排列方式。对于单管程换热器，壳体内
径由下式确定：
式中 t——管心距，mm；
——传热管外径，mm。
其中，则
mm，
元整取得 D=。
选择所用换热器型号
由上述计算数据，查《化工设计手册》中《管壳式热交换器系列标准》，
因此可选用固定管板式换热器，其基本参数如下表 4-11
表 4-11换热器基本参数
工程直径 DN/mm 159
换热管Φ/mm 19×2
管程数 N 3
管子根数 n/根 15
换热管长度/mm 1000
吸附器设计
吸附量计算
吸收塔未吸收的二甲苯量 G'：
由于二甲苯的相对分子质量 M=
则其摩尔流量 N：
mol/s
吸附剂用量
由于活性碳对二甲苯的吸附能力为
设每一年更换一次吸附剂，则吸附二甲苯的量 n：
需要吸附剂活性碳的量 V：
5非工艺部分
防火防爆和采暖通风
防火防爆
爆炸和火灾危险场所等级如表 5-1所示：
表 5-1爆炸和火灾危险场所等级如下表
场所或设备名称 重要介质名称 介质操作温度 环境或场所等级
吸收塔 白矿油 30℃ Q-3
蒸发器 白矿油 90～100℃ Q-3
吸收剂储罐 白矿油 30℃ Q-3
在易于积存白矿油处，设置防火防爆装置，如阻力火器等。
采暖通风
吸收工段的通风设备应用非燃材料制成，并以接地和消除静电的措施，泵房内应安装有自动
或手动事故排风装置。最少换气次数为 5次/时[20]。
给排水
(1)生产用水采自河流水，PH值为 ，悬浮物水于 50，温度 25℃，硬度 17～20德国
度，生活用水应满足《生活饮用水标准》(TJ26-76)。
(2)排水应符合下列要求：
①除雨水外，其他污水不应设明沟外排；
②含酚废水必须经过处理，使之达到现行的工业三废排放变准，禁止采用稀释的方法排放；
③生活用水引自来水管，供厕所，更衣室用水，其下水走下水总管。
检化验项目
为有效地控制废气排放产品的质量，最大限度地减少对环境的污染，高效地回收废气中挥发
性溶剂（二甲苯，苯酚等），要求对某些指标进行检测，清晰的了解生产情况，以便于控制
和操作，检化验项目如下表 5-2所示：
表 5-2检化验项目
名称 项目 采样地点 检化验次数
焙炉出来后，空气冷却器前废
气中含二甲苯的量
废气煤气管道上 每天一次
废气
吸附器后，排放到大气中前废
气中含二甲苯的量
废气管道上 每天周一次
电力，土建
电力
电力要求：
(1)本工段为二级供电负荷；
(2)电动机的起动和停止位记旁操作；
(3)轻质吸收剂泵的电机在仪表室内安装电流表，并以运转指示和事故信号；
(4)除正常室内照明外，管道视镜，塔底视镜各踏的液位计旁设有局部照明；
(5)仪表室内设有调度电话和自动电话。
土建
土建要求：
(1)吸收工段的厂旁火灾危险性分类参照建筑设计规范，甲级防火建筑；
(2)室内地坪标高比室外高 米；
(3)室外铺设 的混凝土地坪，并考虑排水；
(4)吸收剂储槽应设有防漏措施；
(5)设备要打防震基础；
(6)屋顶最大承重载荷为 6t/m2。
安全与劳保
安全劳保注意事项：
(1)本工段为易燃易爆工段，严禁各种火种带入；
(2)设备需动火拆修时，应办理动火手续，经有关单位批准后方能进行；
(3)进入本工段要穿戴劳保用品；
(4)本工段必须设有二氧化碳灭火器，不能用水灭火；
(5)吸收塔，蒸发器，吸附器定期清扫，每年检修一次；
(6)各类换热器，泵和阀门日常修理[19]。
人员编制
企业组织原则
企业实行厂长负责制，各部门负责人直接受厂长负责，并实行三级管理，厂、科、车间
及人员编制以组织好生产为原则。企业实行厂长负责制，各部门负责人直接受厂长负责，并
实行三级管理，厂、科、车间及人员编制以组织好生产为原则[20]。
劳动力组织原则
由于废气回收工艺过程的定员的是否合理将会直接影响到工厂的环保指标和经济效益，
以及工厂一些辅助设施的个数、大小，所以在设计时可参考了很多企业正式员工计划，在编
排产品方案时要使用班产量来调动劳动力，使每班所需工人数基本一致，在生产高峰期可请
用临时工。
全厂人员编制
本厂职工按工作性质分为：生产性人员和非生产性人员。生产人员占全长职工的 70％左
右，非生产人员占全厂人员的 30％左右。在非生产性人员中：50％为科研人员（兼职行政人
员），6％为保安人员，10％为勤杂人员，其他的为 34%。
车间劳动制度
在正常情况下，废气回收工艺车间每天实行四班制，每班八小时，机械设备保养每一年
一次，机械设备大修每二年一次。本设计暂定工人每天工作实行倒班制。
法定假日和星期假日采用轮换倒班制度，连续工作制：
工作日＝365－设备维修日
＝365－165
＝200(天)
全厂人员编制
根据工厂不同部门的工作性质要求，本工厂的人员配置见表 5-3。
表 5-3劳动定员表
序号 部门
管理
人员
技术
人员
生产
人员
辅助生
产人员
服务
人员
合计
比例
/%
1 主要生产部门 10 15 600 — — 625
2 辅助生产部门 3 3 — 140 — 146
3 管理部门 50 55 — — 3 108 12
4 服务部门 — — — — 21 22
5 合计 63 73 600 140 24 900 —
6 各类人员所占比例/% 7 — 100
生产部门人员编制
根据生产部门不同工段的工作性质要求，本工厂生产部门的人员配置见表 5-4。
表 5-4人员编制
工种 班制 男 女 总人数
冷却冷凝工段 4 2 2 4
回收吸附工段 4 2 2 4
蒸发分离工段 4 4 0 4
检验室 1 2 2 4
安全员 1 1 0 1
技术员 1 1 0 1
车间设备主任 1 1 0 1
机动人员 2 1 3
总计 15 7 22
环境保护
环境保护概述
现代工业的发展虽然创造了巨大的财富，使人类的环境又为它付出了巨大的代价。随着
世界特别是我国环境的明显恶化，国民的环境保护意识逐步提高，人类从严酷的事实中提高
了对人类活动与环境之间关系的认识。为了防止环境质量的进一步恶化，为了我们自己，为
了我们的子孙后代，必须保护环境。
在本次化工设计必须在全面规划、合理布局、综合利用、保护环境、防止污染等方面全
面考虑。根据国家《建设项目环境保护管理方法》，从事对环境有影响的项目都必须执行环
境影响报告书的审批制度，执行防止污染及其他公害的设施与主体工程同时设计、同时施工、
同时投产的“三同时”制度。
漆包线生产工艺的污染主要源于生产过程中的废气污染。废气中二甲苯，苯酚等有害物
质通过本设计的回收处理，从而达到保护环境和废物利用的目的。
化工企业环境保护基本原则
化学工业必须贯彻保护环境这一基本国策，实行“预防为主，综合治理，以管促治”的
方针，坚决做到保护环境与生产建设同步规划、同步实施、同步发展，实现经济效益、社会
效益、环境效益的统一。
化工企业环境保护的任务
化学工业环境保护工作的任务是，保证化学工业在生产建设过程中，采用无污染或少污
染的先进技术，合理开发和利用各种资源、能源、防治废水、废气、废渣（以下简称“三废”）、
噪声、振动、烟（粉）尘、恶臭气体以及放射性物质等污染，达到国家或地方人民政府规定
的排放标准和环境质量要求，为我国人民创建清洁、优美、安静的生活和劳动环境，为改善
全球环境质量做出贡献。
化工企业环境保护相关规定
化工企业环境保护基本规定有以下几点：
（1）所有造成环境污染和其它公害的化工厂矿、事业单位，必须在查清污染现状和排污
底数的基础上，制订切实可行的治理规划，有计划、有步骤地付诸实施。污染特别严重、群
众反映强烈的企业或生产装置，主管部门要下令限期停产整治，整治达不到标准的不能恢复
生产。
（2）企业对排放的废气、烟尘、粉尘，必须采取有效措施进行治理，使有毒有害物质的
含量（或排放量）达到国家排放标准。散布恶臭气体或粉尘的设备必须采取密闭、除尘、净
化回收等措施，保证职工身体健康不受危害。
（3）各生产装置排出的废水，必须在搞好清污分流的前提下进行有效处理，废水中的有
毒有害物质的含量必须达到国家排放标准或区域综合污水处理场要求。在化工企业比较集中
的地方或大型联合企业，要搞好污水综合治理。
（4）处理后的“三废”不论是排出厂外，还是转让其它单位使用，都要防止发生二次污
染。禁止化工企业将自己未解决的有严重污染的产品、原料、中间体转移到乡镇、街道企业
生产、加工或包装。有毒有害“三废”的出厂转移，必须经化工主管部门和当地人民政府环
保部门审查批准。
（5）根据《国务院关于环境保护工作的决定》化工专业公司和大中型化工厂矿企业都应
根据工作的实际需要，设置专门的环保机构。小型企业和大型生产车间应设有专职环保人员。
（6）凡是由于违反国家环境保护法律、法规和本规定而发生特大环境污染事故，要追究
车间主任和肇事人的责任，并扣发车间职工的当月奖金。对污染责任者和直接领导者，后果
和情节较重的给予警告、记过、记大过、撤职、留厂察看直至开除厂籍的行政处分；后果十
分严重、情节非常恶劣的，要依法追究刑事责任[21]。
我国环境保护相关法规
我国环境保护主要有以下相关法规：
（1）化计字[90]781号文《化学工业环境保护管理规定》
（2）化计发[1997]234号文《关于进一步加强化学工业环境保护工作的规定》
（3）化计字[87]733号文《化学工业建设项目环境保护管理若干规定》
（4）化计发[1996]575号文《化学工业发展指导意见》
（5）化劳法[1992]677号文《化学危险物品安全管理条例实施细则》
（6）地表水环境质量标准(GB3838－92)
（7）污水综合排放标准(GB8978－1996)
大气污染物综合排放标准(GB16297－1996)
6致谢
首先，感谢我的导师葛红光老师，他严谨细致、一丝不苟的作风一直是我工作、学习中
的榜样，给了起到了指明灯的作用；他们循循善诱的教导和不拘一格的思路给予我无尽的启
迪，让我很快就感受到了设计的快乐并融入其中。其次我要感谢刘军海，李志洲老师和各位
同学对我的帮助和指点，没有他们的帮助和提供资料，没有他们的鼓励和加油，这次毕业设
计就不会如此的顺利进行。
此次毕业设计历时三个月，是大学学习中遇到过的时段最长、涉及内容最广、工作量最
大的一次设计。这次毕业设计相当如是把以前的小课程设计综合在一起的过程，只要把握住
每个小课设的精华、环环紧扣、增强逻辑，那么这次的任务也就不难了。
在此再次向各位老师致以诚挚的谢意和崇高的敬意。还有很多可敬的师长、同学、朋友
给了我无言的帮助，在这里请接受我诚挚的谢意!最后我还要感谢化学与环境学院和我的母
校陕西理工学院四年来对我的栽培。
参考文献
[1]汤洁,李长海.废溶剂油中二甲苯与醋酸丁酯的回收[J].化工环保,2008,30(3):51-53.
[2]何文军,邴向军.活性炭纤维应用于有机废气回收和净化的进展[J].污染防治技术,2007,36(12):12-15.
[3]梁晓军.聚酯漆包线用漆和漆包工艺要求[J].湖北化工,2000.(2):44-46.
[4]陈鸣恒,方图南.化工原理(上)[M].天津:天津科学技术出版社,-128.
[5]青岛化工学院.武汉工学院.化工容器及设备[M].湖北:湖北科学技术出版,-138.
[6]葛维寰,吴淑,王乐平,周积翰.化工过程与经济[M].上海:上海科学技术出版社,-110.
[7]华东化工学院机械制图教研室.化工制图[M].北京:高等教育出版,-148.
[9]刘俊杰,周亚平.物理化学[M].北京:高等教育出版社,-107.
[8]田耀华.离心真空薄膜蒸发浓缩器的特点应用[J].中国制药装备,2006,25(6):54-56.
[10]黄伟秋,林逸,刘海,赵淑华.油气回收技术的应用研究[J].中外能源,2006,3(11):85-87.
[11]朱自强.填料塔设计[J].中国制药装备,2006,25(6):54-56.
[12]刘荣杰.化工设计[M].北京:中国石化出版社,-185.
[13]董大勤.化工设备机械基础[M].北京:化学工业出版社,-98.
[14]程能林,郑小红,顾南军.溶剂手册[M].北京:化学工业出版社,-225.
[15]陈嘉庆,王建红,李磊.吸附法油气回收技术研究[J].北京石油化工学院报,2007,4(12):8-19.
[16]高武龙,董孔伦.活性碳纤维吸附应用[J].广东化工,2010,37(8):242-244.
[17]任向军,何文君.活性碳纤维在有机废气回收中的发展[J].污染防治技术,2011,24(5):12-16.
[18]张旭.工业有机溶剂中二甲苯的回收[J].中外能源,2008,5(10):74-76.
[19]武汉工学院.青岛化工学院.中国制药设备大全[M].湖北:湖北科学技术出版,-241.
[20]胡环临,武乡妮.国内漆包线发展现状[J].染料工业,1011,6(12):7-8.
[21]朱炳成.化学反应工程[M].北京:化学工业出版社,-33.
