一種甲醇制烯烴反應(yīng)氣的分離方法與流程

本發(fā)明涉及甲醇制烯烴領(lǐng)域，具體地，涉及一種甲醇制烯烴反應(yīng)氣的分離方法。

背景技術(shù)：

我國能源結(jié)構(gòu)以煤為主，煤炭長期作為我國基礎(chǔ)能源和重要化工原料?，F(xiàn)代煤化工以潔凈煤技術(shù)為基礎(chǔ)，是煤炭高效清潔轉(zhuǎn)化利用的重要方向。2014年，我國年產(chǎn)乙烯量已經(jīng)增加到1700多萬噸。國民經(jīng)濟(jì)對(duì)乙烯和丙烯的大量需求主要依賴石油，使我國石油年均消費(fèi)量提高至5億噸以上。以煤制烯烴技術(shù)為代表的現(xiàn)代煤化工無疑成為國民經(jīng)濟(jì)和社會(huì)發(fā)展提供重要支撐，也是保障國家能源安全的需要。甲醇制取低碳烯烴技術(shù)的突破及其產(chǎn)業(yè)化，標(biāo)志著我國在該領(lǐng)域已進(jìn)入世界領(lǐng)先水平。

甲醇制烯烴成套技術(shù)由反應(yīng)技術(shù)和分離技術(shù)組成。反應(yīng)技術(shù)以催化劑研制和反應(yīng)器開發(fā)設(shè)計(jì)為核心；分離技術(shù)則以反應(yīng)產(chǎn)物為原料，經(jīng)雜質(zhì)脫除、壓縮、分離等過程生產(chǎn)聚合級(jí)的乙烯和丙烯產(chǎn)品，其核心是雜質(zhì)脫除和分離流程的開發(fā)和設(shè)計(jì)。

從甲醇制烯烴(MTO/DMTO)產(chǎn)品氣中得到聚合級(jí)乙烯和丙烯的分離工藝一般分為四個(gè)單元：壓縮單元、脫除雜質(zhì)單元、冷分離單元和熱分離單元。其中，壓縮單元主要任務(wù)是將(MTO/DMTO)產(chǎn)品氣提高至后續(xù)工藝所需壓力。脫除雜質(zhì)單元主要任務(wù)是脫除(MTO/DMTO)產(chǎn)品氣中未反應(yīng)原料為甲醇，中間反應(yīng)產(chǎn)物為二甲醚(DME)，酸性氣體如二氧化碳、NO_x等，根據(jù)所需操作條件不同可以在壓縮機(jī)段間經(jīng)水洗、堿洗等操作除去其中部分雜質(zhì)。冷分離單元是在0℃以下的溫度區(qū)間的分離單元，如脫甲烷、脫 乙烷和乙烯精餾等過程。熱分離工藝是在0℃以上的溫度區(qū)間的分離單元包括脫丙烷、丙烯精餾等過程。

雜質(zhì)中的輕質(zhì)組分甲烷的去除是得到高純度聚合級(jí)乙烯的關(guān)鍵。現(xiàn)階段比較普遍的方法是深冷分離法和吸收分離法。專利申請(qǐng)CN200810201217.3公開了一種MTO/MTP反應(yīng)產(chǎn)物中輕烴產(chǎn)品的分離方法，該方法采用乙烷作為吸收劑先后經(jīng)過吸收塔和脫甲烷塔兩級(jí)吸收過程排除產(chǎn)品中的輕質(zhì)組分，冷卻溫度約為-65℃，最后通過精餾可以得到90％-99.99％的乙烯。使用乙烷作為吸收劑所需要的吸收溫度較低，工程應(yīng)用中需要-100℃的乙烯冷凍壓縮機(jī)，甚至-135℃的甲烷壓縮機(jī)提供冷量，提高了設(shè)備的投資且增加了能耗。

專利申請(qǐng)CN201110279313.1公開了一種低碳烴類分離及甲醇制烯烴(M-OS/MTO)氣體分離工藝流程，該方法采用前脫甲烷塔、脫丙烷塔和脫丁烷塔塔釜流出物作為吸收劑吸收產(chǎn)品氣體中的碳二和碳三組分，將甲烷等輕質(zhì)餾分從產(chǎn)品氣中分離。該方法需要在-40℃左右的溫度脫甲烷，且該方法中是前脫乙烷。

專利申請(qǐng)CN201310216950.3公開了一種從MTO/DMTO產(chǎn)品氣中回收乙烯的系統(tǒng)及方法，該方法在脫甲烷塔之后增設(shè)冷量回收器，降低了系統(tǒng)能耗，且乙烯回收率大于99.7％，但是需要冷箱，能耗較大。

專利申請(qǐng)WO2009/015507甲醇裂解氣分離制備聚合級(jí)低碳烯烴的方法，利用吸收分離的方法脫除甲烷，工藝最低溫度為-91℃左右，能耗也較大。

上述專利文獻(xiàn)中公開的方法脫甲烷過程均在0℃以下，且均是前乙烷或者丙烷，因此，會(huì)導(dǎo)致甲烷和其他輕烴如乙烷、乙烯和丙烯等容易與水形成烴類水合物，這類水合物在0℃以下容易使閥門和管路發(fā)生凍堵的現(xiàn)象，并且上述各方法的能耗也較大。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明的目的是為了克服現(xiàn)有技術(shù)中分離甲醇制烯烴反應(yīng)氣的方法能耗較大，易造成管道堵塞等的缺陷，提供一種甲醇制烯烴反應(yīng)氣的分離方法。

為了實(shí)現(xiàn)上述目的，本發(fā)明提供了一種甲醇制烯烴反應(yīng)氣的分離方法，該方法包括：

(1)將甲醇制烯烴反應(yīng)氣通入壓縮單元中進(jìn)行壓縮處理；

(2)將壓縮處理得到的氣相進(jìn)行冷卻；

(3)在吸收劑存在下，將冷卻后得到的氣液兩相在脫甲烷塔中進(jìn)行脫甲烷處理；

(4)將脫甲烷處理得到的塔釜產(chǎn)物在脫丙烷塔中進(jìn)行脫丙烷處理；

(5)將脫丙烷處理的塔頂產(chǎn)物干燥后在脫乙烷塔中進(jìn)行脫乙烷處理；

其中，所述壓縮處理使得得到的氣相壓力為3.2-6.0MPa，在所述壓縮處理的過程中進(jìn)行膜分離處理，步驟(2)中，所述冷卻至溫度為30-60℃，所述吸收劑含有C4-C5烴，所述脫甲烷處理的條件包括：脫甲烷塔理論板數(shù)為20-60塊，操作壓力為3.0-5.8MPa，塔頂溫度為30-90℃，塔釜溫度為50-130℃。

本發(fā)明的甲醇制烯烴(MTO/DMTO)方法氣分離方法具有以下優(yōu)點(diǎn)：

(1)本發(fā)明的方法中，以含C4-C5烴的組分作為吸收劑脫除甲醇制烯烴(MTO/DMTO)反應(yīng)氣中的甲烷等輕質(zhì)組分，吸收劑原料容易獲得，成本低廉；

(2)在30℃以上的操作溫度區(qū)間脫除甲醇制烯烴(MTO/DMTO)產(chǎn)品氣體中的甲烷及輕質(zhì)餾分，有效抑制了水和烴類形成水合物；

(3)本發(fā)明的方法中，干燥過程不需要放置在壓縮單元出口，只需要對(duì)脫乙烷塔塔頂氣進(jìn)行干燥處理，避免了對(duì)壓縮單元出口液相凝液進(jìn)行干燥，大幅度減小了公用工程氮?dú)獾南牧亢湍芎摹?/p>

(4)本發(fā)明的方法中，全過程最低溫度不低于-40℃，不需要使用乙烯 制冷機(jī)組，材料可選用一般的低溫碳鋼，能耗低、節(jié)省投資；

(5)本發(fā)明的方法可以得到純度很高的聚合級(jí)乙烯和丙烯產(chǎn)品，且乙烯回收率為95％以上，丙烯回收率為95％以上。

(6)本發(fā)明的方法中，壓縮段間引入膜分離系統(tǒng)，可以有效降低高壓段壓縮機(jī)系統(tǒng)的能耗，降低投資。

本發(fā)明的其它特征和優(yōu)點(diǎn)將在隨后的具體實(shí)施方式部分予以詳細(xì)說明。

附圖說明

圖1是本發(fā)明一種具體實(shí)施方式的壓縮處理過程流程圖。

圖2是本發(fā)明一種具體實(shí)施方式的甲醇制烯烴反應(yīng)氣分離工藝流程圖。

具體實(shí)施方式

以下對(duì)本發(fā)明的具體實(shí)施方式進(jìn)行詳細(xì)說明。應(yīng)當(dāng)理解的是，此處所描述的具體實(shí)施方式僅用于說明和解釋本發(fā)明，并不用于限制本發(fā)明。

甲醇制烯烴(MTO/DMTO)反應(yīng)器的反應(yīng)氣本身帶有大量飽和水，而且脫除雜質(zhì)過程常用到堿洗和水洗等操作，這使得分離過程的物料中大量飽和水?，F(xiàn)有的脫甲烷過程的操作溫度在0℃以下，操作壓力大于2.0MPa。這種條件下，甲烷和其他輕烴如乙烷、乙烯和丙烯等容易與水形成烴類水合物，這類水合物在0℃以下容易使閥門和管路發(fā)生凍堵現(xiàn)象。所以，一般在甲醇制烯烴(MTO/DMTO)反應(yīng)氣經(jīng)過壓縮單元后需要干燥處理才進(jìn)入后續(xù)分離單元。選擇在壓縮單元出口端干燥原料氣體是由于傳統(tǒng)的甲醇制烯烴產(chǎn)品氣的分離工藝一般是從脫乙烷過程開始。首先將乙烷和更輕組分從原料氣中分離，這種情況下使得甲烷、一氧化碳、氮?dú)獾葰赓|(zhì)組分需要在后續(xù)的分離過程中從產(chǎn)品氣中相對(duì)輕質(zhì)的乙烯、乙烷中脫除，而這一過程是在0℃以下的冷分離過程中完成的，所以必須要在壓縮單元出口端除去飽和水。

經(jīng)過干燥和壓縮的產(chǎn)品氣先脫乙烷的另一個(gè)問題是不利于換熱網(wǎng)絡(luò)的優(yōu)化。因?yàn)橐话忝撘彝樗牟僮鲏毫?.5MPa左右，塔頂操作溫度為-20℃左右，塔釜操作溫度為65℃左右。脫乙烷塔塔頂氣體進(jìn)入冷分離單元開始脫乙烯和脫甲烷過程，塔釜液體進(jìn)入熱分離單元開始脫丙烷過程。脫乙烯和脫甲烷的冷分離過程的壓力一般在2.3MPa左右，操作溫度為-35℃及以下。為了避免深冷過程需要用到脫丙烷塔的塔釜液作為吸收劑。脫丙烷塔的操作壓力為1.5MPa左右，塔頂操作溫度為45℃左右，塔釜操作溫度為90℃左右。所以，系統(tǒng)需要將90℃左右脫丙烷塔的塔釜液冷卻至-35℃以下溫度的溫度范圍。而熱分離單元內(nèi)的需要加熱的物流與脫丙烷塔塔釜液的溫差較小，不利于熱量回收利用，并且需要投入大量冷量。

因此，為了克服現(xiàn)有技術(shù)中因?yàn)橄让撘彝槎嬖诘纳鲜鋈毕荨?/p>

本發(fā)明提供了一種甲醇制烯烴反應(yīng)氣的分離方法，該方法包括：

(1)將甲醇制烯烴反應(yīng)氣通入壓縮單元中進(jìn)行壓縮處理；

(2)將壓縮處理得到的氣相進(jìn)行冷卻；

(3)在吸收劑存在下，將冷卻后得到的氣液兩相在脫甲烷塔中進(jìn)行脫甲烷處理；

(4)將脫甲烷處理得到的塔釜產(chǎn)物在脫丙烷塔中進(jìn)行脫丙烷處理；

(5)將脫丙烷處理的塔頂產(chǎn)物干燥后在脫乙烷塔中進(jìn)行脫乙烷處理；

其中，所述壓縮處理使得得到的氣相壓力為3.2-6.0MPa，在所述壓縮處理的過程中進(jìn)行膜分離處理，步驟(2)中，所述冷卻至溫度為30-60℃，所述吸收劑含有C4-C5烴，所述脫甲烷處理的條件包括：脫甲烷塔理論板數(shù)為20-60塊，操作壓力為3.0-5.8MPa，塔頂溫度為30-90℃，塔釜溫度為50-130℃。

優(yōu)選地，所述脫甲烷處理的條件包括：脫甲烷塔理論板數(shù)為30-50塊，操作壓力為3.0-4.5MPa，塔頂溫度為35-65℃，塔釜溫度為75-110℃，從而 能夠提高乙烯和丙烯的回收率并降低系統(tǒng)能耗。

本發(fā)明中，甲醇制烯烴反應(yīng)氣中可以含有氫氣、氮?dú)狻⒌趸衔?、一氧化碳、二氧化碳、二甲醚、水、甲烷、甲醇、乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、丙烯、丙二烯、正丁烷、異丁烷?-丁烯、2-丁烯、1,3-丁二烯、順-2-丁烯、反-2-丁烯、正戊烷、異戊烷、1-戊烯、正己烷、異己烷、己烯、苯、甲苯、對(duì)二甲苯、間二甲苯、鄰二甲苯和1,3,5-三甲基苯。其中，乙烯的含量可以為25-95摩爾％，丙烯的含量可以為5-49摩爾％，甲烷的含量可以為0-10摩爾％，氫氣的含量可以為0-10摩爾％，其它組分的總含量可以為0-30摩爾％。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，優(yōu)選地，步驟(1)中，所述壓縮單元包括3-5段壓縮機(jī)段，甲醇制烯烴反應(yīng)氣經(jīng)過所述壓縮單元壓縮處理后壓力逐級(jí)升至3.2-6.0MPa。其中，壓縮機(jī)段每段出口溫度根據(jù)工藝要求一般不超過140℃，每段入口溫度為40℃左右，如果溫度過高通常采用25-35℃循環(huán)水冷卻。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，在所述壓縮處理的過程中除了進(jìn)行膜分離處理外，優(yōu)選地，在所述壓縮處理的過程中還進(jìn)行堿洗和水洗，其中，水洗堿洗的順序沒有特別要求，當(dāng)原料氣中酸性氣體較多時(shí)，可以先堿洗再水洗，當(dāng)原料氣中甲醇、二甲醚等較多時(shí)，可以先水洗再堿性。堿洗和水洗作為一個(gè)整體工藝與膜分離的順序沒有特別限定，優(yōu)選地，先進(jìn)行堿洗和水洗再進(jìn)行膜分離處理，從而能夠提高膜分離中所用膜的壽命。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，優(yōu)選地，所述堿洗和水洗在0.3-3.0MPa操作壓力下進(jìn)行。一般地，堿洗和水洗步驟可以在第1-3段壓縮機(jī)段出口處進(jìn)行。

本發(fā)明中，水洗是為了除去原料氣中的有機(jī)氧化物，如甲醇、二甲醚等。一般采用除鹽水從水洗塔塔頂噴入塔內(nèi)與原料氣體充分接觸。根據(jù)操作壓力不同，水洗過程有可能會(huì)吸收原料氣中一部分烴類組分，因此，可以利用現(xiàn)有公知技術(shù)先回收其中大部分甲醇和DME后，通過汽提等方法回收其中烴類物質(zhì)，返回壓縮單元。其中，水洗工藝為本領(lǐng)域常規(guī)的工藝。

本發(fā)明中，堿洗是為了除去原料氣中的二氧化碳等酸性氣體。一般采用堿液從堿洗塔塔頂噴入塔內(nèi)與原料氣體充分接觸。堿洗塔有堿洗滌段和水洗段，堿洗塔塔頂氣體進(jìn)入壓縮單元。其中，堿洗工藝為本領(lǐng)域常規(guī)的工藝。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，優(yōu)選地，所述膜分離條件包括：操作壓力為1.5-4.0MPa，從而能夠更有效地將氫氣和甲烷從原料氣中分離出來。膜分離單元利用膜對(duì)甲烷、氫氣和其他組分的滲透性不同，將氫氣和甲烷從原料氣中分離，并存于緩沖罐內(nèi)，進(jìn)而可以將緩沖罐內(nèi)儲(chǔ)存的氣體采用PSA制氫技術(shù)制備氫氣和甲烷。PSA制氫技術(shù)為本領(lǐng)域公知技術(shù)，在此不再贅述。本發(fā)明分離得到的氫氣的純度為99-99.999％。

本發(fā)明中，由于甲醇制烯烴(MTO/DMTO)反應(yīng)氣中含有大量飽和水，壓縮機(jī)段間還需要進(jìn)行堿洗和水洗等操作，隨著壓力的升高和冷卻溫度的降低可能會(huì)產(chǎn)生水相凝液，或者含有氣相、水相和油相的三相排出物。其中氣相組分是含有少量飽和水的烴類物質(zhì)，水相是含有極少量烴類物質(zhì)的水，油相為含有C2-C5較重組分的烴類物質(zhì)。每段壓縮機(jī)段產(chǎn)生水相可以返回上一段壓縮機(jī)段的入口，并最終送入汽提塔回收烴類物質(zhì)避免原料損失。壓縮過程段間氣體經(jīng)冷卻后產(chǎn)生的油相加壓后可以進(jìn)入脫丙烷塔，壓縮機(jī)出口氣體經(jīng)冷卻后所產(chǎn)生的油相可以進(jìn)入脫甲烷塔。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，優(yōu)選地，步驟(2)中，所述冷卻至溫度為35-50℃。冷卻后的原料氣體是氣液兩相，不需要干燥可以直接送入脫甲烷塔。其中，所用制冷劑可以為30℃左右的一般循環(huán)水或冷水，冷水可以由溴化鋰吸收式制冷機(jī)提供。而溴化鋰制冷機(jī)采用的是吸收制冷工藝，以工廠的廢熱蒸汽為熱源，具有能耗低的優(yōu)點(diǎn)。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，優(yōu)選地，步驟(3)中，吸收劑為C4-C5烴，更優(yōu)選地，所述吸收劑含有正丁烷、異丁烷、1-丁烯、反-2-丁烯、順-2-丁烯、正戊烷、異戊烷、1-戊烯；

更優(yōu)選地，以吸收劑的總重量為基準(zhǔn)，正丁烷的含量為10-50重量％，異丁烷的含量為10-50重量％、1-丁烯的含量為5-15重量％、反-2-丁烯的含量為5-35重量％、順-2-丁烯的含量為5-35重量％，正戊烷5-35重量％、異戊烷的含量為5-35重量％、1-戊烯的含量為5-35重量％，各組分含量之和不超過100％，從而能夠提高乙烯和丙烯的回收率并降低能耗

本發(fā)明中對(duì)吸收劑的用量沒有特別要求，例如：吸收劑的用量與步驟(2)冷卻后得到的氣液兩相的摩爾比可以為1:3至3:1，優(yōu)選為1:2至2:1，更優(yōu)選為1:1.5至1.5:1。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，其中，吸收劑的吸收溫度越低吸收效果越好，即脫甲烷塔塔頂C2及更重組分損失越少，但是能耗越高，優(yōu)選地，所述吸收劑的溫度為30-60℃，最優(yōu)選為35-50℃。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，其中，脫甲烷塔可以分為吸收段和提餾段。吸收段的作用是吸收氣相中的C2及更重組分，降低塔頂甲烷等輕質(zhì)組分中的C2組分含量，優(yōu)選地，脫甲烷塔吸收段可以增加中間冷卻器以保證吸收效果，更優(yōu)選地，中間冷卻器的溫度為30-60℃，最優(yōu)選為35-50℃。提餾段的作用是控制塔釜液中的甲烷含量，甲烷含量越低有利于保證最終制得的乙烯產(chǎn)品的純度。但是，隨著脫甲烷塔塔釜甲烷含量降低塔釜溫度隨之升高，塔頂損失的C2及更重組分也隨之增加，優(yōu)選塔釜液中甲烷含量控制在1-10000ppm。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，步驟(4)中，脫丙烷處理的條件可以為本領(lǐng)域常規(guī)的脫丙烷條件，優(yōu)選地，所述脫丙烷處理的條件包括：脫丙烷塔理論板數(shù)為15-50塊，操作壓力為1.5-3.5MPa，塔頂溫度為10-50℃，塔釜溫度為100-160℃，從而能夠進(jìn)一步提高最終分離得到的乙烯和丙烯的回收率。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，步驟(4)中，脫丙烷塔塔頂為C2和C3組分，塔釜主要為C4及更重組分同時(shí)含有少量的C3組分，脫丙烷塔塔頂氣相由 于夾帶有一定量的C4及更重組分，所以需要冷卻使其回流，塔頂溫度可以控制在10-50℃范圍內(nèi)，優(yōu)選在15-35℃范圍內(nèi)。其中，脫丙烷塔塔釜主要控制C3組分的含量，塔釜中C3組分的含量越低，系統(tǒng)的C2和C3組分的回收率越高，同時(shí)塔釜溫度越高；塔釜溫度越高，塔頂C4夾帶量越高，所需能耗越高。因此，塔釜C3組分的摩爾含量控制在1-15％范圍內(nèi)，優(yōu)選在5-12％范圍內(nèi)。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，步驟(4)中，優(yōu)選地，將脫丙烷處理得到塔釜液作為脫甲烷處理的吸收劑循環(huán)利用，由于脫丙烷塔釜液與脫甲烷塔和脫乙烷塔存在一定溫差，更優(yōu)選地，在將脫丙烷處理得到塔釜液作為吸收劑循環(huán)利用前，將其先作為脫甲烷處理和脫乙烷處理的熱源，最后經(jīng)循環(huán)水和冷凍水逐級(jí)冷卻至30-60℃，優(yōu)選冷卻至35-50℃，從而能夠降低能耗，節(jié)約成本。另外，其中有少部分吸收劑會(huì)隨脫甲烷塔塔頂氣相排出，因此，在本發(fā)明的方法中，優(yōu)選將脫丙烷處理得到塔釜液與一部分新鮮的吸收劑混合后通入脫甲烷塔中，以保證系統(tǒng)中吸收塔吸收劑流量，其中，對(duì)循環(huán)用作吸收劑的脫丙烷處理得到的塔釜液與新鮮的吸收劑的比例沒有特別的限定，例如兩者的重量比可以為1：0-0.1。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，步驟(5)中，所述干燥為本領(lǐng)域常規(guī)的干燥工藝，旨在除去脫丙烷塔塔頂氣中的飽和水。其可以采用分子篩干燥系統(tǒng)干燥方法，具體方法可以包括：干燥器需要一開一備交替運(yùn)行，交替運(yùn)行時(shí)先前運(yùn)行的一臺(tái)需要進(jìn)行再生操作。再生操作時(shí)，需要將氮?dú)饨?jīng)過高壓蒸汽加熱后用來對(duì)干燥劑進(jìn)行再生。干燥過程氣體壓力只產(chǎn)生少量壓降，一般不超過200kPa。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，優(yōu)選地，步驟(5)中，將脫丙烷處理的塔頂產(chǎn)物干燥后冷卻至-10℃～30℃再進(jìn)行脫乙烷處理。該冷卻可以通過乙烯精餾回收過程中產(chǎn)生的冷量進(jìn)行，以便于進(jìn)一步降低能耗。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，優(yōu)選地，脫乙烷處理的條件可以為本領(lǐng)域常規(guī)的脫乙烷處理的條件，優(yōu)選地，所述脫乙烷處理的條件包括：脫乙烷塔理論板數(shù)為25-120塊，操作壓力為1.0-3.0MPa，塔頂溫度為-30～-10℃，塔釜溫度為50-80℃，從而能夠進(jìn)一步提高最終分離得到的乙烯和丙烯的回收率。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，脫乙烷塔能夠清晰分離C2和C3組分，通過控制脫乙烷塔的條件在上述優(yōu)選范圍內(nèi)，可以使得脫乙烷塔塔頂產(chǎn)物中丙烯的摩爾含量不高于0.5％，優(yōu)選不高于0.1％。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，優(yōu)選地，將步驟(5)脫乙烷處理的塔頂產(chǎn)物依次進(jìn)行加氫和乙烯精餾，根據(jù)工藝需求選擇通過常規(guī)方法或者中間采出法從乙烯精餾塔得到乙烯，而乙烯精餾塔釜產(chǎn)物為乙烷，將乙烯精餾塔頂產(chǎn)物返回壓力相近的壓縮機(jī)段。其中，加氫是為了將乙炔轉(zhuǎn)換為乙烯，該技術(shù)可以由公知技術(shù)提供。由于脫乙烷塔送入乙烯精餾塔的物料中可能還存在一定量的甲烷，可以選擇中間采出的方法在乙烯精餾塔中得到聚合級(jí)乙烯產(chǎn)品，一般采出位置可以選擇從上往下計(jì)數(shù)第2塊至8塊塔板。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，優(yōu)選地，將步驟(5)脫乙烷處理的塔頂產(chǎn)物加氫后冷卻至-35℃～-10℃再通入乙烯精餾塔進(jìn)行乙烯精餾。其中，所述冷卻可以通過乙烯精餾回收過程中產(chǎn)生的冷量進(jìn)行，以便于進(jìn)一步降低能耗。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，乙烯精餾的條件可以為本領(lǐng)域常規(guī)的乙烯精餾的條件，例如可以包括：乙烯精餾塔的理論板數(shù)為100-150塊，操作壓力為0.8-2.6MPa，塔頂溫度為-39℃～-15℃，塔釜溫度為-20℃～0℃。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，優(yōu)選地，將步驟(5)脫乙烷處理的塔釜產(chǎn)物進(jìn)行丙烯精餾，通過中間采出法從丙烯精餾塔得到丙烯，丙烯精餾塔釜產(chǎn)物為丙烷。在此所采用的中間采出法的具體方法可以與得到乙烯的中間采出法相同，所不同的是采出位置選擇從上往下計(jì)數(shù)第2-15塊塔板間。

根據(jù)本發(fā)明所述的方法，丙烯精餾的條件可以為本領(lǐng)域常規(guī)的丙烯精餾 的條件，例如可以包括：丙烯精餾塔的理論板數(shù)為110-400塊，操作壓力為0.8-2.6MPa，塔頂溫度為10℃-55℃，塔釜溫度為45℃-60℃。

本發(fā)明的方法分離得到的乙烯回收率為95％以上，丙烯回收率為95％以上。

實(shí)施例

甲醇制烯烴反應(yīng)氣由乙烯、丙烯、甲烷、氫氣和其它組分(氮?dú)狻⒌趸衔?、一氧化碳、二氧化碳、二甲醚、水、甲醇、乙烷、乙炔、丙烷、丙二烯、正丁烷、異丁烷?-丁烯、2-丁烯、1,3-丁二烯、順-2-丁烯、反-2-丁烯、正戊烷、異戊烷、1-戊烯、正己烷、異己烷、己烯、苯、甲苯、對(duì)二甲苯、間二甲苯、鄰二甲苯和1,3,5-三甲基苯)組成，其中，甲烷的含量為4.1摩爾％、氫氣的含量為1.8摩爾％，乙烯的含量為40.7摩爾％，丙烯的含量為37.5摩爾％，水為5.7摩爾％，其它組分為10.2摩爾％。

實(shí)施例1

本實(shí)施例用于說明本發(fā)明的甲醇制烯烴反應(yīng)氣的分離方法。

(1)如圖1所示，將甲醇制烯烴反應(yīng)氣通入壓縮單元中進(jìn)行壓縮處理，所述壓縮單元由3段壓縮機(jī)段組成，壓縮機(jī)段每段出口溫度不超過140℃，每段入口溫度為40℃，采用30℃循環(huán)水冷卻，甲醇制烯烴反應(yīng)氣經(jīng)過所述壓縮單元壓縮處理后壓力逐級(jí)升至3.7MPa，其中，在第1段壓縮機(jī)段出口排出罐后(壓力為0.55MPa)依次設(shè)置有堿洗塔和水洗塔進(jìn)行堿洗處理和水洗處理，堿洗處理過程中堿液從堿洗塔塔頂噴入塔內(nèi)與原料氣體充分接觸，水洗處理過程中采用除鹽水從水洗塔塔頂噴入塔內(nèi)與原料氣體充分接觸，另外，在第2壓縮機(jī)段出口處設(shè)置有膜分離單元，所述膜分離條件為：操作壓力為2.2MPa，將氫氣和甲烷從原料氣中分離，并存于緩沖罐內(nèi)，甲烷的脫 除率為68％。再將緩沖罐內(nèi)儲(chǔ)存的氣體采用PSA制氫技術(shù)制備氫氣和甲烷，制得的氫氣的純度為99.999％。壓縮處理過程中，會(huì)產(chǎn)生氣相、水相和油相產(chǎn)物，將每段壓縮機(jī)段產(chǎn)生水相返回上一段壓縮機(jī)段的入口，并最終送入汽提塔回收烴類物質(zhì)避免原料損失，第3段壓縮機(jī)出口氣體經(jīng)冷卻后產(chǎn)生的油相進(jìn)入脫甲烷塔，壓縮機(jī)段間未產(chǎn)生油相；

(2)將壓縮處理得到的氣相進(jìn)行冷卻至40℃，冷卻后的原料氣體是氣液兩相，不需要干燥可以直接送入脫甲烷塔，所用制冷劑為30℃的循環(huán)水；

(3)如圖2所示，將吸收劑(正丁烷的含量為35重量％，異丁烷的含量為15重量％、1-丁烯的含量為6重量％、反-2-丁烯的含量為14重量％、順-2-丁烯的含量為10重量％，正戊烷的含量為5重量％、異戊烷的含量為5重量％、1-戊烯的含量為10重量％)冷卻至40℃，然后通入脫甲烷塔中，將上述冷卻后得到的氣液兩相物流通入脫甲烷塔中進(jìn)行脫甲烷處理，吸收劑的用量與壓縮機(jī)出口氣體經(jīng)冷卻后進(jìn)入脫甲烷塔的物流的摩爾比為0.96:1，脫甲烷塔吸收段設(shè)置有中間冷卻器，中間冷卻器的溫度為40℃，通過控制脫甲烷塔的理論板數(shù)為50塊，操作壓力為3.5MPa，塔頂溫度為45.5℃，通過控制塔釜溫度為84.4℃，使得塔釜液中甲烷含量控制為890ppm；

(4)將脫甲烷處理得到的塔釜液通入脫丙烷塔中進(jìn)行脫丙烷處理；脫丙烷塔的理論板數(shù)為40塊，操作壓力為2.6MPa，塔頂溫度為31.4℃，塔釜溫度為126.7℃，其中，塔釜液中C3組分的摩爾含量為9.3％；

(5)將脫丙烷處理得到塔釜液作為脫甲烷處理和脫乙烷處理的熱源，最后經(jīng)循環(huán)水冷卻至40℃，先將其中一部分送出界區(qū)送往脫丁烷塔，再將剩下的循環(huán)溶劑與一部分新鮮的吸收劑混合通入脫甲烷塔中(循環(huán)溶劑與新鮮的吸收劑的比例為1:0.08)，保證吸收劑的用量與壓縮機(jī)出口氣體經(jīng)冷卻后進(jìn)入脫甲烷塔的物流的摩爾比為0.96:1。將脫丙烷處理的塔頂產(chǎn)物采用分子篩干燥系統(tǒng)干燥后進(jìn)行冷卻至6.6℃，該冷卻通過乙烯精餾回收過程中產(chǎn)生的 冷量進(jìn)行，分子篩干燥系統(tǒng)的具體操作方法為：干燥器需要一開一備交替運(yùn)行，交替運(yùn)行時(shí)先前運(yùn)行的一臺(tái)需要進(jìn)行再生操作。再生操作時(shí)，需要將氮?dú)饨?jīng)過高壓蒸汽加熱后用來對(duì)干燥劑進(jìn)行再生。將冷卻后的脫丙烷處理的塔頂產(chǎn)物通入脫乙烷塔中進(jìn)行脫乙烷處理，脫乙烷塔的理論板數(shù)為80塊，操作壓力為2.3MPa，塔頂溫度為-22.8℃，塔釜溫度為53.6℃，使得脫乙烷塔塔頂產(chǎn)物中丙烯的摩爾含量為0.005％；

(6)將步驟(5)脫乙烷處理的塔頂產(chǎn)物進(jìn)行加氫后冷卻至-28.3℃通入乙烯精餾塔進(jìn)行乙烯精餾，所述冷卻可以通過乙烯精餾回收過程中產(chǎn)生的冷量進(jìn)行，乙烯精餾塔的理論板數(shù)為100塊，操作壓力為1.8MPa，塔頂溫度為-30.7℃，塔釜溫度為-9.2℃，乙烯精餾塔釜產(chǎn)物為乙烷，塔頂氣產(chǎn)品為乙烯；

(7)將步驟(5)脫乙烷處理的塔釜產(chǎn)物進(jìn)行丙烯精餾，采用中間采出法從丙烯精餾塔得到丙烯，丙烯精餾塔釜產(chǎn)物為丙烷，將丙烯精餾塔塔頂產(chǎn)物返回壓力相近的壓縮機(jī)段，丙烯采出位置選擇從上往下計(jì)數(shù)第2-第15塊塔板間，丙烯精餾塔的理論板數(shù)為170塊，操作壓力為1.95MPa，塔頂溫度為18.9℃，塔釜溫度為53.7℃。

實(shí)施例2

本實(shí)施例用于說明本發(fā)明的甲醇制烯烴反應(yīng)氣的分離方法。

(1)將甲醇制烯烴反應(yīng)氣通入壓縮單元中進(jìn)行壓縮處理，所述壓縮單元由3段壓縮機(jī)段組成，壓縮機(jī)段每段出口溫度不超過140℃，每段入口溫度為40℃，采用30℃循環(huán)水冷卻，甲醇制烯烴反應(yīng)氣經(jīng)過所述壓縮單元壓縮處理后壓力逐級(jí)升至4.0MPa，其中，在第1壓縮機(jī)段出口排出罐后(壓力為0.65MPa)依次設(shè)置有堿洗塔和水洗塔進(jìn)行堿洗處理和水洗處理，堿洗處理過程中堿液從堿洗塔塔頂噴入塔內(nèi)與原料氣體充分接觸，水洗處理過程 中采用除鹽水從水洗塔塔頂噴入塔內(nèi)與原料氣體充分接觸，另外，在第3壓縮機(jī)段出口處設(shè)置有膜分離單元，所述膜分離條件為：操作壓力為4.0MPa，將氫氣和甲烷從原料氣中分離，并存于緩沖罐內(nèi)，甲烷的脫除率為75％。再將緩沖罐內(nèi)儲(chǔ)存的氣體采用PSA制氫技術(shù)制備氫氣和甲烷，制得的氫氣的純度為99.9％。壓縮處理過程中，會(huì)產(chǎn)生氣相、水相和油相產(chǎn)物，將每段壓縮機(jī)段產(chǎn)生水相返回上一段壓縮機(jī)段的入口，并最終送入汽提塔回收烴類物質(zhì)避免原料損失，第3段壓縮機(jī)出口氣體經(jīng)冷卻后產(chǎn)生的油相進(jìn)入脫甲烷塔，壓縮機(jī)段間未產(chǎn)生油相；

(2)將壓縮處理得到的氣相進(jìn)行冷卻至35℃，冷卻后的原料氣體是氣液兩相，不需要干燥可以直接送入脫甲烷塔，所用制冷劑為30℃的循環(huán)水；

(3)如圖2所示，將吸收劑(正丁烷的含量為10重量％，異丁烷的含量為25重量％、1-丁烯的含量為15重量％、反-2-丁烯的含量為24重量％、順-2-丁烯的含量為6重量％，正戊烷的含量為5重量％、異戊烷的含量為5重量％、1-戊烯的含量為10重量％)冷卻至35℃，然后通入脫甲烷塔中，將上述冷卻后得到的氣液兩相物流通入脫甲烷塔中進(jìn)行脫甲烷處理，吸收劑的用量與壓縮機(jī)出口氣體經(jīng)冷卻后進(jìn)入脫甲烷塔的物流的摩爾比為0.75:1，脫甲烷塔吸收段設(shè)置有中間冷卻器，中間冷卻器的溫度為35℃，通過控制脫甲烷塔的理論板數(shù)為35塊，操作壓力為3.6MPa，塔頂溫度為40.1℃，塔釜溫度為79.2℃，使得塔釜液中甲烷含量控制為740ppm；

(4)將脫甲烷處理得到的塔釜液通入脫丙烷塔中進(jìn)行脫丙烷處理；脫丙烷塔的理論板數(shù)為35塊，操作壓力為2.7MPa，塔頂溫度為33℃，塔釜溫度為129.4℃，其中，塔釜液中C3組分的摩爾含量為8.8％；

(5)將脫丙烷處理得到塔釜液作為脫甲烷處理和脫乙烷處理的熱源，最后經(jīng)循環(huán)水冷卻至35℃，先將其中一部分送出界區(qū)送往脫丁烷塔，再將剩下的循環(huán)溶劑與一部分新鮮的吸收劑混合通入脫甲烷塔中(循環(huán)溶劑與新鮮 的吸收劑的比例為1:0.07)，保證吸收劑的用量與壓縮機(jī)出口氣體經(jīng)冷卻后進(jìn)入脫甲烷塔的物流的摩爾比為0.75:1。，將脫丙烷處理的塔頂產(chǎn)物采用分子篩干燥系統(tǒng)干燥后進(jìn)行冷卻至7.3℃，該冷卻通過乙烯精餾回收過程中產(chǎn)生的冷量進(jìn)行，分子篩干燥系統(tǒng)的具體操作方法為：干燥器需要一開一備交替運(yùn)行，交替運(yùn)行時(shí)先前運(yùn)行的一臺(tái)需要進(jìn)行再生操作。再生操作時(shí)，需要將氮?dú)饨?jīng)過高壓蒸汽加熱后用來對(duì)干燥劑進(jìn)行再生。將冷卻后的脫丙烷處理的塔頂產(chǎn)物通入脫乙烷塔中進(jìn)行脫乙烷處理，脫乙烷塔的理論板數(shù)為70塊，操作壓力為2.4MPa，塔頂溫度為-21℃，塔釜溫度為55.9℃，使得脫乙烷塔塔頂產(chǎn)物中丙烯的摩爾含量為0.005％；

(6)將步驟(5)脫乙烷處理的塔頂產(chǎn)物進(jìn)行加氫后冷卻至-27.8℃通入乙烯精餾塔進(jìn)行乙烯精餾，所述冷卻可以通過乙烯精餾回收過程中產(chǎn)生的冷量進(jìn)行，乙烯精餾塔的理論板數(shù)為110塊，操作壓力為1.7MPa，塔頂溫度為-34.6℃，塔釜溫度為-13.5℃，乙烯精餾塔釜產(chǎn)物為乙烷，塔頂氣產(chǎn)品為乙烯；

(7)將步驟(5)脫乙烷處理的塔釜產(chǎn)物進(jìn)行丙烯精餾，采用中間采出法從丙烯精餾塔得到丙烯，丙烯精餾塔釜產(chǎn)物為丙烷，將丙烯精餾塔塔頂產(chǎn)物返回壓力相近的壓縮機(jī)段，丙烯采出位置選擇從上往下計(jì)數(shù)第2-第15塊塔板間，丙烯精餾塔的理論板數(shù)為180塊，操作壓力為1.85MPa，塔頂溫度為19.2℃，塔釜溫度為51.2℃。

實(shí)施例3

本實(shí)施例用于說明本發(fā)明的甲醇制烯烴反應(yīng)氣的分離方法。

(1)將甲醇制烯烴反應(yīng)氣通入壓縮單元中進(jìn)行壓縮處理，所述壓縮單元由4段壓縮機(jī)段組成，壓縮機(jī)段每段出口溫度不超過140℃，每段入口溫度為40℃，采用30℃循環(huán)水冷卻，甲醇制烯烴反應(yīng)氣經(jīng)過所述壓縮單元壓 縮處理后壓力逐級(jí)升至4.4MPa，其中，在第2壓縮機(jī)段出口排出罐后(壓力為1.2MPa)依次設(shè)置有堿洗塔和水洗塔進(jìn)行堿洗處理和水洗處理，堿洗處理過程中堿液從堿洗塔塔頂噴入塔內(nèi)與原料氣體充分接觸，水洗處理過程中采用除鹽水從水洗塔塔頂噴入塔內(nèi)與原料氣體充分接觸，另外，在第3壓縮機(jī)段出口處設(shè)置有膜分離單元，所述膜分離條件為：操作壓力為2.6MPa，將氫氣和甲烷從原料氣中分離，并存于緩沖罐內(nèi)，甲烷的脫除率為70.7％。再將緩沖罐內(nèi)儲(chǔ)存的氣體采用PSA制氫技術(shù)制備氫氣和甲烷，制得的氫氣的純度為99.9％。壓縮處理過程中，會(huì)產(chǎn)生氣相、水相和油相產(chǎn)物，將每段壓縮機(jī)段產(chǎn)生水相返回上一段壓縮機(jī)段的入口，并最終送入汽提塔回收烴類物質(zhì)避免原料損失，第3段壓縮機(jī)出口氣體經(jīng)冷卻后產(chǎn)生的油相加壓后進(jìn)入脫丙烷塔，第4段壓縮機(jī)出口氣體經(jīng)冷卻后產(chǎn)生的油相進(jìn)入脫甲烷塔；

(2)將壓縮處理得到的氣相進(jìn)行冷卻至50℃，冷卻后的原料氣體是氣液兩相，不需要干燥可以直接送入脫甲烷塔，所用制冷劑為30℃的循環(huán)水；

(3)如圖2所示，將吸收劑(正丁烷的含量為35重量％，異丁烷的含量為15重量％、1-丁烯的含量為14重量％、反-2-丁烯的含量為6重量％、順-2-丁烯的含量為10重量％，正戊烷的含量為5重量％、異戊烷的含量為10重量％、1-戊烯的含量為5重量％)冷卻至50℃，然后通入脫甲烷塔中，將上述冷卻后得到的氣液兩相物流通入脫甲烷塔中進(jìn)行脫甲烷處理，吸收劑的用量與壓縮機(jī)出口氣體經(jīng)冷卻后進(jìn)入脫甲烷塔的物流的摩爾比為0.96:1，脫甲烷塔吸收段設(shè)置有中間冷卻器，中間冷卻器的溫度為50℃，通過控制脫甲烷塔的理論板數(shù)為30塊，操作壓力為4.1MPa，塔頂溫度為45.6℃，塔釜溫度為94.4℃，使得塔釜液中甲烷含量控制為1400ppm；

(4)將脫甲烷處理得到的塔釜液通入脫丙烷塔中進(jìn)行脫丙烷處理；脫丙烷塔的理論板數(shù)為35塊，操作壓力為2.6MPa，塔頂溫度為30.6℃，塔釜溫度為126.3℃，其中，塔釜液中C3組分的摩爾含量為9.6％；

(5)將脫丙烷處理得到塔釜液作為脫甲烷處理和脫乙烷處理的熱源，最后經(jīng)循環(huán)水冷卻至50℃，先將其中一部分送出界區(qū)送往脫丁烷塔，再將剩下的循環(huán)溶劑與一部分新鮮的吸收劑混合通入脫甲烷塔中(循環(huán)溶劑與新鮮的吸收劑的比例為1:0.06)，保證吸收劑的用量與壓縮機(jī)出口氣體經(jīng)冷卻后進(jìn)入脫甲烷塔的物流的摩爾比為0.96:1。將脫丙烷處理的塔頂產(chǎn)物采用分子篩干燥系統(tǒng)干燥后進(jìn)行冷卻至5.6℃，該冷卻通過乙烯精餾回收過程中產(chǎn)生的冷量進(jìn)行，分子篩干燥系統(tǒng)的具體操作方法為：干燥器需要一開一備交替運(yùn)行，交替運(yùn)行時(shí)先前運(yùn)行的一臺(tái)需要進(jìn)行再生操作。再生操作時(shí)，需要將氮?dú)饨?jīng)過高壓蒸汽加熱后用來對(duì)干燥劑進(jìn)行再生。將冷卻后的脫丙烷處理的塔頂產(chǎn)物通入脫乙烷塔中進(jìn)行脫乙烷處理，脫乙烷塔的理論板數(shù)為60塊，操作壓力為2.3MPa，塔頂溫度為-22.9℃，塔釜溫度為53.6℃，使得脫乙烷塔塔頂產(chǎn)物中丙烯的摩爾含量為0.003％；

(6)將步驟(5)脫乙烷處理的塔頂產(chǎn)物進(jìn)行加氫后冷卻至-28.2℃通入乙烯精餾塔進(jìn)行乙烯精餾，所述冷卻可以通過乙烯精餾回收過程中產(chǎn)生的冷量進(jìn)行，乙烯精餾塔的理論板數(shù)為110塊，操作壓力為1.9MPa，塔頂溫度為-31.5℃，塔釜溫度為-9.2℃，乙烯精餾塔釜產(chǎn)物為乙烷，采用中間采出法從乙烯精餾塔得到乙烯，將乙烯精餾塔頂產(chǎn)物返回壓力相近的壓縮機(jī)段，乙烯采出位置選擇從上往下計(jì)數(shù)第2-8塊塔板間；

(7)將步驟(5)脫乙烷處理的塔釜產(chǎn)物進(jìn)行丙烯精餾，采用中間采出法從丙烯精餾塔得到丙烯，丙烯精餾塔釜產(chǎn)物為丙烷，將丙烯精餾塔塔頂產(chǎn)物返回壓力相近的壓縮機(jī)段，丙烯采出位置選擇從上往下計(jì)數(shù)第2-第15塊塔板間，丙烯精餾塔的理論板數(shù)為260塊，操作壓力為1.95MPa，塔頂溫度為18.9℃，塔釜溫度為53.7℃。

實(shí)施例4

本實(shí)施例用于說明本發(fā)明的甲醇制烯烴反應(yīng)氣的分離方法。

按照實(shí)施例3的方法分離甲醇制烯烴反應(yīng)氣，不同的是，通過控制脫甲烷塔的理論板數(shù)為25塊，操作壓力為4.7MPa，塔頂溫度為80℃，塔釜溫度為106.1℃。

實(shí)施例5

本實(shí)施例用于說明本發(fā)明的甲醇制烯烴反應(yīng)氣的分離方法。

按照實(shí)施例3的方法分離甲醇制烯烴反應(yīng)氣，不同的是，將壓縮機(jī)出口氣體、吸收劑和脫甲烷塔中冷卻器都冷卻至30℃。

實(shí)施例6

本實(shí)施例用于說明本發(fā)明的甲醇制烯烴反應(yīng)氣的分離方法。

按照實(shí)施例3的方法分離甲醇制烯烴反應(yīng)氣，不同的是，所述膜分離直接放置在水洗塔之后，即堿洗水洗后不經(jīng)壓縮處理直接進(jìn)行膜分離處理，條件為：操作壓力為1.0MPa。

對(duì)比例1

按照實(shí)施例3的方法分離甲醇制烯烴反應(yīng)氣，不同的是，控制脫甲烷塔的理論板數(shù)為18塊，操作壓力為3.3MPa，塔頂溫度為80.5℃，塔釜溫度為95.6℃。

表1

注：蒸汽為0.4MPa的飽和蒸汽。

通過表1數(shù)據(jù)可以看出，本發(fā)明的方法分離得到的乙烯回收率為95％以上，純度為99.95％以上，丙烯回收率為95％以上，純度為99.5％以上，且該方法能耗低、操作彈性大，可根據(jù)產(chǎn)品收益調(diào)整能耗工藝參數(shù)。

本方法利用含C4-C5烴的組分作為吸收劑脫除甲醇制烯烴(MTO/DMTO)反應(yīng)氣中的甲烷等輕質(zhì)組分，并且在30℃以上的操作溫度區(qū)間脫除甲醇制烯烴(MTO/DMTO)產(chǎn)品氣體中的甲烷及輕質(zhì)餾分，有效抑制了水和烴類形成水合物。另外，本發(fā)明的干燥過程不需要放置在壓縮單元出口，只需要對(duì)脫乙烷塔塔頂氣進(jìn)行干燥處理，避免了對(duì)壓縮單元出口液相凝液進(jìn)行干燥，大幅度減小了干燥過程處理量，隨之大幅度降低了公用工程氮?dú)獾南牧亢湍芎?。本方法將脫甲烷過程轉(zhuǎn)為熱分離過程有利于換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化，不需要投入-40℃以下的冷劑。具有投資少，物料回收率高等特點(diǎn)。

以上詳細(xì)描述了本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式，但是，本發(fā)明并不限于上述實(shí)施方式中的具體細(xì)節(jié)，在本發(fā)明的技術(shù)構(gòu)思范圍內(nèi)，可以對(duì)本發(fā)明的技術(shù)方案進(jìn)行多種簡單變型，這些簡單變型均屬于本發(fā)明的保護(hù)范圍。

另外需要說明的是，在上述具體實(shí)施方式中所描述的各個(gè)具體技術(shù)特征，在不矛盾的情況下，可以通過任何合適的方式進(jìn)行組合，為了避免不必要的重復(fù)，本發(fā)明對(duì)各種可能的組合方式不再另行說明。

此外，本發(fā)明的各種不同的實(shí)施方式之間也可以進(jìn)行任意組合，只要其不違背本發(fā)明的思想，其同樣應(yīng)當(dāng)視為本發(fā)明所公開的內(nèi)容。