CN220609725U - 一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置 - Google Patents

Abstract

本实用新型涉及一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，包括依次设置预处理单元，第一吸附‑脱附器单元，第一冷凝器，油水分离装置，除杂预分离单元和膜渗透单元；其中，所述油水分离装置出口还与含油污水槽入口相连，含油污水槽连接于第二吸附‑脱附器单元，第二吸附‑脱附器单元连接第二冷凝器，第二冷凝器出口连接油水分离装置入口。本实用新型与现有技术相比显著优点是：可以回收并直接回用大量高价值有机溶剂，经济效益显著；使用的装置设备体量小，数量少，一体化程度高，安全与环保要求低；本装置在膜脱水处理前增加了针对分解过程有催化作用的酸性、碱性等物质脱除过程，损耗极少。

Description

一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置

技术领域

本实用新型涉及有机溶剂回收技术领域，特别是一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置。

背景技术

低水溶性通常是指水中溶解度≤10wt％。低水溶性VOCs气体，如部分酯类(乙酸酯、丙酸酯等、碳酸酯等)、酮类(甲基异丁酮、环己酮)、醇类(丁醇、环己醇等)及烃类(苯、甲苯、己烷、庚烷、环己烷等)、卤代烃(二氯甲烷、四氯乙烯、二氯乙烷等)溶剂的废气，即使回收也常因为含水或杂质高而难以直接回用产线，回收效益无法真正体现，当前仍以焚烧净化处理为主。例如在锂电软包铝塑膜、医药PTP包装膜、快检生物膜等膜材生产、胶粘带/纸生产、塑料包装/烟包印刷、金属颜料生产等过程的涂布线有大量此类高浓度挥发气体。焚烧工艺不仅将大量宝贵的石化资源焚毁，而且产生的碳排量也很高，与减排降碳的环保宗旨严重相悖。

而传统的回收-精馏方式回收精制工艺往往因能耗高、投资大、安全环保要求高、安装空间不足等问题而难以为市场接受。

对于VOCs气体中回收获得的含水溶剂，产线回用要求含水率达到工业级甚至更低，因此还需要经过脱水精制。溶剂脱水传统上采用精馏或更高效的分子筛吸附脱水法。精馏法针对不同水/溶剂体系工艺和能耗有所不同，特别在多级精馏时反复气液相变过程能耗高，工艺、控制复杂，塔器高大且数量多，投资高，同时大部分用户厂区因安全环保、防火间距、安装空间等因素根本无法配套。而分子筛吸附脱水工艺，吸水饱和的分子筛柱再生需持续加热到120～250℃至少几个小时，能耗更高，溶剂损耗也不低，一般用于极低含水率溶剂脱水甚或电子级溶剂生产中。可见两种传统脱水工艺的处理能耗与投资运行成本均不低。

渗透汽化(PV)用于有机溶剂脱水，目前在医药、化工等大量溶剂脱水精制领域已经很成熟，具有低耗高效，装置紧凑、简单可靠、稳定实用的特点，特别在醇、酮、酯及烃类脱水中，尤以乙醇、异丙醇、四氢呋喃、二氯甲烷等脱水中广泛应用。PV工艺以高分子聚合物或无机分子筛膜材为相阻隔与分离介质，在适当温、压差动力下膜介质对水与溶剂组份产生不同的溶解或吸附渗透特性，在不需完全汽化情况下形成较高的相对挥发比，最终在膜两侧各自得到富集而分离。如市场上NaA分子筛脱水膜对水/乙醇的相对分离因子可达8000～10000，分离效率很高，采用PV工艺在95％酒精脱水制无水乙醇时，成本仅为精馏工艺的20～35％。

因此，中国专利《吸附-脱附-精馏-渗透汽化分离回收工业废气中VOCS的组合工艺》文献号CN102764559B，申请日2012.07.27，该工艺主要针对混溶/易溶有机溶剂，如乙醇、异丙醇、丙酮、四氢呋喃等，采用吸附-精馏-膜脱水工艺，由于回收物是含水率高达65～85wt％的水溶液，限于膜脱水通量较小，因此先经精馏将含水率脱除至10wt％以下，再进一步采用聚乙烯醇、壳聚糖等亲水有机膜脱水。但由于依然使用了精馏，末端膜脱水相比于共沸精馏可适当减少能耗，脱附时间歇排放的气液混合物余热回收实际利用率不高，经工艺核算，相比传统回收-精馏工艺，实际实施中节能至多约35％，意义有限。

发明内容

本实用新型的目的在于提供一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，以达到节能，有机溶剂回收率高的目的。为实现本实用新型的目的，解决的具体技术方案如下：

一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，包括依次设置预处理单元，第一吸附-脱附器单元，第一冷凝器，油水分离装置，除杂预分离单元和膜渗透单元；其中，所述油水分离装置出口还与含油污水槽入口相连，含油污水槽连接于第二吸附-脱附器单元，第二吸附-脱附器单元连接第二冷凝器，第二冷凝器出口连接油水分离装置入口。

上述装置中，预处理单元，用于对所述低水溶VOCs气体冷却除尘；第一吸附-脱附器单元用于吸附所述低水溶VOCs气体中VOCs，并将VOCs脱附下变成气液混合物；第一冷凝器，用于将所述气液混合物冷凝为油水混合物；油水分离装置，用于将所述油水混合物分离出油相有机溶剂和水相有机溶剂；除杂预分离单元，用于对所述油相有机溶剂进膜渗透单元前脱除微量的颗粒物，酸碱性物质，防止损坏下游膜渗透单元中膜组件；通过加热闪蒸以脱除轻组份或蒸馏脱轻组份或蒸发汽化实现初步预分离。

进一步的，所述油水分离装置与除杂预分离单元之间还设有回收液接收槽。

进一步的，所述预处理单元选自粉尘过滤器、表冷器、冷凝器或吸收器中的一种或多种，使用串联方式连接。

进一步的，所述预处理单元为依次连接的表冷器，粉尘过滤器。

进一步的，所述预处理单元为依次连接的一级冷凝器，二级冷凝器和粉尘过滤器；一级，二级冷凝器液相出口还均连接冷凝液接收罐进口，冷凝液接收罐出口连接所述回收液接收槽。

进一步的，除杂预分离单元选自吸附设备、加热设备和过滤设备或存储溶液设备。吸附设备选自吸附柱或吸附床；加热设备选自蒸馏釜、加热器、蒸发器或闪蒸器；过滤设备选自精密过滤器、微滤器或颗粒物过滤器；除杂预分离单元包括上述设备中的一种或两种以上组合，使用串联方式连接。

进一步的，除杂预分离单元为依次连接的吸附床，脱酸液罐，精密过滤器和蒸发器，其中吸附床进口与回收液接收槽出口连接，蒸发器出口与膜渗透单元进口连接。

进一步的，除杂预分离单元为依次连接的吸附柱、脱酸液罐、精密过滤器和加热器；其中，吸附柱与回收液接收槽出口连接，加热器出口与膜渗透单元进口连接。

进一步的，除杂预分离单元为依次连接的蒸馏釜和精密过滤器；其中，蒸馏釜与回收液接收槽出口连接，精密过滤器出口与膜渗透单元进口连接。

进一步的，所述膜渗透单元截留侧出口依次连接第三冷凝器，第四冷凝器；第三冷凝器，第四冷凝器冷凝液出口均连接精制溶剂接收罐；膜渗透单元透过侧出口依次连接冷却器、真空泵；冷却器冷凝液出口连接污水接收罐。真空泵出口与预处理单元入口连接。

进一步的，所述膜渗透单元设置一级或多级膜组件；当膜渗透单元中包含多级膜组件时，多级膜组件之间还设有补热器。

本实用新型与现有技术相比，其显著优点是：

1、本实用新型的装置可以回收并直接回用大量高价值有机溶剂，回收率可达90％以上，经济效益显著；

2、本实用新型的装置所使用的装置设备体量小，数量少，一体化程度高，安全与环保要求低，利于直接设置在材料、医药、印刷等企业现场开展回收与脱水精制作业，同时省去了废液外运处理，避免废液处置中的各种安环风险；

3、低水溶VOCs气体中，回收的溶剂多数与水形成共沸，和传统的回收-精馏脱水困难且损耗大，相比之下，本装置总体能耗仅约为精馏法的15～40％，而对于那些存在复杂共沸的溶剂/水体系，或需负压精馏、多级精馏等方能将含水率降至所需值，能耗会高很多，本装置采用膜脱水节能更明显。并且，当膜脱水在用于难水溶有机溶剂的脱水过程时，不经过精馏，工艺效率及能耗优势更明显，且PV脱水工艺装置紧凑，无特殊安全环保要求；

4、与传统的回收-精馏法最终产出的溶剂含水率通常只能达到工业级标准，多为0.1～0.5wt％，否则需再增加萃取精馏、共沸精馏等或采取分子筛吸附脱水等方法再降含水率，而膜脱水则可现场一步达到最低0.03wt％的含水率，对于要求溶剂含水率很低或稳定控制的产线，处理成本更是仅有10～20％。

5、传统精馏脱水工艺反复高温相变及酸碱物质、金属离子杂质等的催化作用下，酯类、酮类等物质易水解或氧化而造成产品损耗，如碳酸二甲酯、乙酸乙酯等脱水过程水解损耗甚至可达5％以上，加上反复冷凝不凝气、外排废水溶解等损耗，精馏法脱水收率通常仅90～95％，而本装置在高温处理前增加了针对分解过程有催化作用的酸性、碱性等物质脱除过程，且膜脱水最多一次加热相变过程，温度较低，同时膜法外排污水的溶剂含量极低，上述分解、溶解等损耗极少，因此膜脱水过程收率可高达97～99％以上。

6、本装置对吸附-脱附回收过程油水分离废水再次采取吸附回收其中的溶剂，而原本此部分损耗约占回收溶剂的5～10wt％，废水中溶剂再次吸附回收可使整个回收工段的回收率从通常78～90％提升至92～95％，总回收率可提升至90～96％，回收效率高，无脱附高浓污水，二次废水、气体污染很低。

附图说明

图1是本实用新型的装置示意图。

图2是本实用新型实施例1的装置示意图。

图3是本实用新型实施例2的装置示意图。

图4是本实用新型实施例3的装置示意图。

图中，1、预处理单元；11、表冷器；12、粉尘过滤器；13、一级冷凝器；14、二级冷凝器；91、第一吸附-脱附器单元；2、第一冷凝器；3、油水分离装置；4、含油污水槽；5、回收液接收槽；6、第二冷凝器；7、除杂预分离单元；71、吸附床；72、脱酸液罐；73、精密过滤器；74、蒸发器；75、吸附柱；76、加热器；77、蒸馏釜；8、膜渗透单元；81、第三冷凝器；82、第四冷凝器；83、精制溶剂接收罐；84、冷却器；85、真空泵；86、污水接收罐；92、第二吸附-脱附器单元。

具体实施方式

以下结合附图，详细说明本实用新型的实施方式。

一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，包括依次设置预处理单元1，第一吸附-脱附器单元91，第一冷凝器2，油水分离装置3，除杂预分离单元7和膜渗透单元8；其中，所述油水分离装置3出口还与含油污水槽4入口相连，含油污水槽4连接于第二吸附-脱附器单元92，第二吸附-脱附器单元92连接第二冷凝器6，第二冷凝器6出口连接油水分离装置3入口。

上述装置中，预处理单元1，用于对所述低水溶VOCs气体冷却除尘；第一吸附-脱附器单元91用于吸附所述低水溶VOCs气体中VOCs，并将VOCs脱附下变成气液混合物；第一冷凝器2，用于将所述气液混合物冷凝为油水混合物；油水分离装置3，用于将所述油水混合物分离出油相有机溶剂和水相有机溶剂；除杂预分离单元7，用于对所述油相有机溶剂进膜渗透单元前脱除微量的颗粒物，酸碱性物质，防止损坏下游膜渗透单元中膜组件；通过加热闪蒸以脱除轻组份或蒸馏脱轻组份或蒸发汽化实现初步预分离实现预分离。

上述装置中，油水分离装置3与除杂预分离单元7之间还设有回收液接收槽5，用于接收油水分离装置3中分出的油相有机溶剂。油水分离装置3为油水分层槽。

上述装置中，预处理单元1选自粉尘过滤器12、表冷器11、冷凝器或吸收器中的一种或多种，使用串联方式连接。预处理方式视来自生产的VOCs气体浓度、物性或吸附工段入口要求，预处理工序选择过滤、冷凝或吸收工序中的一种或两种以上组合，使用串联方式连接，以满足回收工段入口要求，稳定处理负荷。

在一实施例中，预处理单元1为依次连接的表冷器11，粉尘过滤器12。

在另一实施例中，预处理单元1为依次连接的一级冷凝器13，二级冷凝器14和粉尘过滤器12；一级，二级冷凝器液相出口均连接冷凝液接收罐15进口，冷凝液接收罐15出口连接所述回收液接收槽5。

上述装置中，第一吸附-脱附器单元91包括多个并联的吸附器组成。充装的吸附剂选自颗粒活性炭、活性炭纤维、大孔吸附树脂、颗粒疏水硅胶或疏水性分子筛中一种或几种，分层装填。这里可以根据VOCs特性及净化需求进行选择。

上述装置中，除杂预分离单元7包括吸附设备、加热设备、过滤设备或存储溶液设备。吸附设备选自吸附柱，吸附床；吸附用于对待脱水溶剂脱除酸性、碱性或盐类物质，吸附柱中吸附剂选自白土、改性白土、改性活性炭、强/弱酸性或碱性吸附树脂。吸附饱和后的白土或活性炭可直接更换新吸附剂，吸附树脂可采用酸、碱液反洗等再生流程再生后再次使用。过滤设备选自精密过滤器、微滤器、粗过滤；过滤的过滤器可以是不同精度的粗过滤、精密过滤或微滤器件及其组合，微滤可以按溶剂耐腐蚀及过滤精度要求选择有机膜、陶瓷膜、金属膜等微滤膜。加热是加热闪蒸脱轻、蒸馏釜脱轻或蒸发器汽化工序中的一种或上述任意工序组合，视分离效率需求及能耗，以泡点液相或纯气相进入膜渗透单元。加热视待脱水溶剂特性及后续膜分离需求确定。具体的，加热设备选自蒸馏釜、蒸发器、加热器、闪蒸器；加热闪蒸或蒸馏釜脱轻适合含大量水或甲醇等小分子轻组份的溶剂，经过加热器加热至所需温度后进入闪蒸器闪蒸或通过蒸馏釜蒸馏可有效脱除部分轻组份；对于沸点较低、低蒸发热溶剂，纯气态在膜渗透单元中脱水效率更高，可经蒸发器完全汽化后进膜。

除杂预分离单元包括上述设备中的一种或两种以上组合，使用串联方式连接。

在一实施例中，除杂预分离单元为依次连接的吸附床71，脱酸液罐72，精密过滤器73和蒸发器74；其中吸附床71进口与回收液接收槽5出口连接，蒸发器74出口与膜渗透单元8进口连接。

在另一实施例中，除杂预分离单元7为依次连接的吸附柱75、脱酸液罐72、精密过滤器73和加热器76；其中，吸附柱75与回收液接收槽5出口连接，加热器76出口与膜渗透单元8进口连接。

在另一实施例中，除杂预分离单元7为依次连接的蒸馏釜77和精密过滤器73；其中蒸馏釜77与回收液接收槽5出口连接，精密过滤器73出口与膜渗透单元8进口连接。

膜渗透单元8设置一级或多级膜组件；膜组件选自管式膜或中空纤维膜结构，其负载的分子筛膜层选自4A分子筛、5A分子筛、T型分子筛、无机硅包覆分子筛复合膜或微孔高分子聚合物包覆分子筛复合膜。

当膜渗透单元中用多个膜组件串联时，在膜组件中间增设补热器96。补热器96增设与否，可视物料温度及相态，增设一至多个，按需提高物流温度或防止凝结

第二吸附-脱附器单元92中吸附柱中装填的吸附剂选自耐水型颗粒活性炭、溶剂回收专用大孔吸附树脂中的一种或两种混合。

膜渗透单元8截留侧出口依次连接第三冷凝器81，第四冷凝器82；第三冷凝器81，第四冷凝器82冷凝液出口均连接精制溶剂接收罐83；膜渗透单元透过侧出口依次连接冷却器84、真空泵85；冷却器84冷凝液出口连接污水接收罐86。

下面结合本装置具体应用场景，详细说明低水溶VOCs气体回收和精制有机溶剂的过程。

实施例1乙酸乙酯气体

某医药包装PTP复合铝膜产线的乙酸乙酯涂布气体浓度约1125ppm，通过以下装置回收乙酸乙酯，如图2所示：

气体首先经过表冷器11冷却降温及粉尘过滤器12除尘后，由主风机送入第一吸附-脱附器单元91，尾气中乙酸乙酯被吸附剂捕集下来，吸附床出口尾气中乙酸乙酯浓度≤15ppm，达标直接排放。当其中一个吸附床饱和后由顶部通入压力0.25Mpa饱和水蒸汽将吸附器加热至105～110℃脱附，保持45～75min，脱附后气液混合物从底部排出经第一冷凝器2冷凝为油水混合物。

油水混合物进入油水分层槽，在油水分层槽中油相有机溶剂乙酸乙酯为上层油层，并进入回收液接受槽5，成为待脱水溶剂。油水分层槽下层水层入含油污水槽4，待再回收处理。

回收液接受槽5中的待脱水溶剂乙酸乙酯，含水约3.8wt％，经泵输送自下而上以0.01cm/s线速度缓慢通过碱性颗粒白土吸附床71，经过吸附床后乙酸乙酯pH值控制在6.0～6.5，然后自流进入脱酸液罐72。从脱酸液罐72出来的含水乙酸乙酯由泵送入0.5μm过滤精度的精密过滤器73过滤，之后进入蒸发器74，蒸发器采用停留时间短、蒸发效率高的中央循环管式蒸发器，由0.5MPa蒸汽加热，蒸发温度110～130℃，气相压力0.2～0.35MPa。

最后进入膜渗透单元8脱水，由NaA沸石分子筛管式膜组件，膜组透过侧出口经冷却器84(本实施例选用分凝器)接真空泵85，真空度控制在-90～-95kPa，冷却器84冷凝液排入污水接收罐86，其中污水中乙酸乙酯含量低于0.01wt％，外排处理。真空泵出口还与装置主风机相连，将真空泵抽出的尾气返回主风机前再处理，以满足环保需求。渗透单元截留侧出口依次连接第三冷凝器81及第四冷凝器82，两级冷凝器冷凝液进入精制溶剂接收罐83，得到乙酸乙酯溶剂。

来自含油污水储槽4的水相溶剂(高浓含油污水)，乙酸乙酯含量可达5～8wt％，输送至第二吸附-脱附器单元92采用树脂吸附柱底部进口，树脂吸附柱一用一备，保持空塔流速3.0～5.0cm/min，床层顶部液体超出树脂层至少3～5cm，吸附后废水中乙酸乙酯浓度≤200ppm后外排处理。吸附饱和的树脂床从顶部通入0.4MPa低压饱和水蒸汽加热至105～120℃保持30～60min脱附，脱附气液混合物从底部排出至第二冷凝器6冷凝为液态返回油水分层槽回收。

从实施中回收统计数据看，总的溶剂(乙酸乙酯)回收率达到90～94％，远高于回收-精馏法用于乙酸乙酯时75～80％的回收率，回收的乙酸乙酯含水率≤0.1wt％，满足铝膜涂布线的含水率需求，可以泵输送至产线。

实施例2乙酸丁酯气体

在CVD法镜面铝颜料生产中涂布线使用乙酸丁酯作为镀膜离型粘接剂溶剂，烘干尾气中含乙酸丁酯浓度约400～800ppm，通过以下装置回收乙酸丁酯，如图3所示，具体如下：

除除杂预分离单元7与实施例1不同外，其余相同。

自回收液接受槽5中出来的待脱水溶剂乙酸丁酯，经脱酸溶剂泵输送自下而上以0.05cm/s线速度缓慢通过D301弱碱性离子交换树脂吸附柱75脱除酸性物质。脱酸后的乙酸丁酯pH值升至6.0～6.5，然后进入脱酸液罐72。D301树脂柱饱和后依序经少量0.2MPa蒸汽反向吹扫、冷却至常温、8wt％碱液反向再生、2～4遍反向纯水冲洗至排水中性、排空过程再生后备用。从脱酸液罐72出来的含水乙酸丁酯由泵输送至由0.5μm过滤精度的精密过滤器73过滤，之后进入管式加热器76，加热器76采用0.5MPa水蒸汽加热到泡点温度约110～125℃。

从实施中回收统计数据看，总的溶剂(乙酸丁酯)回收率达到91～95％，高于回收-精馏法用于乙酸丁酯时80～85％的回收率，回收的乙酸丁酯含水率≤0.05wt％，满足片状铝粉涂布线的含水率需求，可以再经泵输送至产线。

实施例3碳酸酯类气体

在动力锂电池破拆回收中，使用大量碳酸酯类(主要为碳酸二甲酯、碳酸甲乙酯、碳酸乙烯酯等)电解液溶剂，可以通过热惰性气氛保护及一定负压抽吸下，使之挥发变成气体如图4所示，具体过程如下：

装置除预处理单元1，除杂预分离单元7与实施例1不同外，其余相同。

气体经第一冷凝器13和第二冷凝器14冷凝至约10℃，先将高沸点的碳酸乙烯酯脱除，一级，二级冷凝器液相出口均连接冷凝液接收罐15进口，冷凝液接收罐15出口连接回收液接收槽5。一级，二级冷凝器气相出口尾气中碳酸酯类(碳酸二甲酯、碳酸甲乙酯)浓度约2000～3300ppm，经粉尘过滤器12，入第一吸附-脱附器单元91，选用树脂吸附回收。

自回收液接受槽5中出来的待脱水溶剂碳酸酯含水约3.5wt％，经0.3MPa蒸汽加热的蒸馏釜77蒸馏，先拔除62～66℃之间的头批轻组分，轻组分由塔顶外排至气体总管，拔除轻组份后的溶剂被加热至泡点温度约90～100℃。之后由泵输送0.5μm精度精密过滤器73过滤后入膜渗透单元8脱水。

从实施中回收统计数据看，总的溶剂(碳酸酯类)回收率约92～95％，回收的碳酸酯含水率≤0.02wt％，达到国标工业级优级品含水标准，可直接作为工业溶剂使用。

Claims (12)

1.一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：包括依次设置预处理单元(1)，第一吸附-脱附器单元(91)，第一冷凝器(2)，油水分离装置(3)，除杂预分离单元(7)和膜渗透单元(8)；其中，所述油水分离装置(3)出口还与含油污水槽(4)入口相连，含油污水槽(4)连接于第二吸附-脱附器单元(92)，第二吸附-脱附器单元(92)连接第二冷凝器(6)，第二冷凝器(6)出口连接油水分离装置(3)入口。

2.根据权利要求1所述的一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：所述油水分离装置(3)与除杂预分离单元(7)之间还设有回收液接收槽(5)。

3.根据权利要求1所述的一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：所述预处理单元选自粉尘过滤器、表冷器、冷凝器或吸收器中的一种或两种以上组合。

4.根据权利要求1所述的一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：所述预处理单元为依次连接的表冷器(11)，粉尘过滤器(12)。

5.根据权利要求2所述的一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：所述预处理单元为依次连接的一级冷凝器(13)，二级冷凝器(14)和粉尘过滤器(12)；一级，二级冷凝器液相出口还均连接于冷凝液接收罐(15)进口，冷凝液接收罐(15)出口连接所述回收液接收槽(5)。

6.根据权利要求1所述的一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：除杂预分离单元(7)选自吸附设备、加热设备，过滤设备或存储溶液设备中，一种或两种以上的组合。

7.根据权利要求2所述的一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：除杂预分离单元为依次连接的吸附床(71)，脱酸液罐(72)，精密过滤器(73)和蒸发器(74)；其中吸附床(71)进口与回收液接收槽(5)出口连接，蒸发器(74)出口与膜渗透单元(8)进口连接。

8.根据权利要求6所述的一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：除杂预分离单元(7)为依次连接的吸附柱(75)、脱酸液罐(72)、精密过滤器(73)和加热器(76)；其中，吸附柱(75)与回收液接收槽(5)出口连接，加热器(76)出口与膜渗透单元(8)进口连接。

9.根据权利要求6所述的一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：除杂预分离单元(7)为依次连接的蒸馏釜(77)和精密过滤器(73)；其中蒸馏釜(77)与回收液接收槽(5)出口连接，精密过滤器(73)出口与膜渗透单元(8)进口连接。

10.根据权利要求1所述的一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：所述膜渗透单元(8)截留侧出口还依次连接第三冷凝器(81)，第四冷凝器(82)；第三冷凝器(81)，第四冷凝器(82)冷凝液出口还均与精制溶剂接收罐(83)连接；膜渗透单元(8)透过侧出口还依次连接冷却器(84)、真空泵(85)，冷却器(84)冷凝液出口连接污水接收罐(86)。

11.根据权利要求10所述的一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：所述真空泵(85)出口与预处理单元(1)入口连接。

12.根据权利要求1所述的一种低水溶VOCs气体回收并精制有机溶剂的装置，其特征在于：所述膜渗透单元(8)设置一级或多级膜组件；当膜渗透单元中包含多级膜组件时，多级膜组件之间还设有补热器(96)。