一种中低温煤焦油加氢蒸馏反应器及应用该反应器的加氢处理系统

技术领域

本发明涉及石油化工加氢反应技术领域，特别涉及一种中低温煤焦油加氢蒸馏反应器及应用该反应器的加氢处理系统。

背景技术

煤焦油是煤在干馏和气化过程中获得的液体产物之一。按照裂解温度不同可分为低温煤焦油(450～550℃)、中温煤焦油(600～800℃)和高温煤焦油(1000℃)几种不同的产品。其中中低温煤焦油的组成和性质不同于高温煤焦油，其饱和烃相对较多，更适合在氢气和催化剂的作用下，达到改善煤焦油安定性，降低硫含量和芳烃含量的目的，从而获得生产清洁燃料油品。

目前国内为实现中低温煤焦油生产清洁燃料油，主要开发了四种组合加氢工艺技术：预蒸馏-固定床加氢、延迟焦化-固定床加氢、沸腾床-固定床组合加氢、悬浮床-固定床组合加氢。其中固定床加氢处理技术最为成熟，操作最为简单，应用也最广泛。传统加氢反应固定床高径比(反应器床层总高与直径之比)一般选择2～10，以保证气液物料与固体催化剂的充分接触，达到所需的反应深度和效率。而固定床加氢反应器在加氢处理过程中也存在一些突出的问题，比如：煤焦油固定床加氢生产清洁燃料油需要对原料采取蒸馏预处理技术来优化加氢进料的性质，解决固定床加氢装置长周期运转的问题，而预蒸馏塔底的重组分只能作为重质原料油组分，资源利用不充分；原料中高含氧、高烯烃等带来的对催化剂要求高，易失活问题；加氢处理过程中希望提高加氢反应深度和加快加氢反应速度，在催化剂使用相同的情况下，延长反应时间、提高反应温度是主要实现方法，但随着反应时间的延长和反应温度的提高又不利于抑制或减少稠环芳烃缩合反应。

因此，亟需一种中低温煤焦油加氢蒸馏反应器及应用该反应器的加氢处理系统，从而提高中低温煤焦油生产清洁燃料油工艺技术资源利用程度，提高加氢反应深度，提高目的产物收率。

公开于该背景技术部分的信息仅仅旨在增加对本发明的总体背景的理解，而不应当被视为承认或以任何形式暗示该信息构成已为本领域一般技术人员所公知的现有技术。

发明内容

本发明的目的在于提供一种中低温煤焦油加氢蒸馏反应器及应用该反应器的加氢处理系统，通过当量径高比较大的加氢蒸馏反应器，可有效提高中低温煤焦油的资源利用程度，提高目的产物收率；同时有效减缓催化剂床层的结焦和堵塞现象，延长装置运转周期。

为实现上述目的，根据本发明的第一方面，提供了一种中低温煤焦油加氢蒸馏反应器，包括：反应腔，其内设有横向贯通的催化剂床层，该催化剂床层的当量径高比为3:1～6:1；经脱水脱杂处理后的中低温煤焦油与预热后的氢气进料在催化剂床层内逆向接触，进行加氢裂化反应；蒸馏分离腔，其设置在反应腔上部并与反应腔连通，加氢裂化反应后的气相产物在逆流氢气携带的作用下进入该蒸馏分离腔，所述气相产物在该蒸馏分离腔中进行精馏并分离；重质油仓，其设置在所述反应腔底部，用于接收所述加氢裂化反应生成的液相产物且部分作为回流进料使用。

进一步，上述技术方案中，反应腔可以为卧式罐体结构或扁圆柱状罐体结构；卧式罐体轴向沿横向设置且两端设有封头；扁圆柱状罐体轴向沿纵向设置。

进一步，上述技术方案中，催化剂床层下部设有氢气分布空间，当反应腔为卧式罐体结构时，氢气分布空间沿竖直方向平行设置多个镂空隔板，隔板分隔出的区域内相应分别设有氢气入口。

进一步，上述技术方案中，镂空隔板可向上延伸至所述催化剂床层，催化剂床层以下的隔板开孔率优选小于70％，催化剂床层内的隔板开孔率优选大于50％。

进一步，上述技术方案中，催化剂床层下部设有氢气分布空间，当反应腔为扁圆柱状罐体结构时，所述氢气分布空间设置多个同轴环状隔板。

进一步，上述技术方案中，催化剂床层上部可设有煤焦油分布组件，将中低温煤焦油均匀分布在催化剂床层上。

进一步，上述技术方案中，反应腔和蒸馏分离腔的连接处可设有液体再分布器，该液体再分布器包括：分配盘，其设置在煤焦油分布组件的上方，该分配盘与催化剂床层的顶面形状相同，分配盘上均匀开设多个第一通孔，该第一通孔周围设有第一溢流环，分配盘外缘设有溢流部；分配锥，其设置在分配盘的上部中心，该分配锥设有多个第二通孔，第二通孔周围设有第二溢流环。

进一步，上述技术方案中，分配盘的开孔率为5％～90％，第一通孔的直径为5mm～100mm，第一溢流环的高度为1mm～30mm；分配锥的顶角大于90°，分配锥的开孔率为5％～80％，第二溢流环的高度为1mm～30mm；分配锥的底面积为分配盘的面积的2％～15％，分配盘的面积为催化剂床层顶面面积的50％～100％。

进一步，上述技术方案中，第一溢流环的内侧可设有锯齿部，该锯齿部向下弯曲，锯齿部上设有导流槽。

进一步，上述技术方案中，催化剂床层中可采用多孔催化剂；催化剂载体为多孔载体。

进一步，上述技术方案中，蒸馏分离腔与反应腔的截面积之比优选为1:1.2～1:10。

进一步，上述技术方案中，蒸馏分离腔由下至上可包括混合段、分离段和稳定段；来自反应腔的气相产物中最轻组分从蒸馏分离腔顶部流出作为循环氢使用；其他轻组分在分离段从侧线流出进行加氢精制。

进一步，上述技术方案中，加氢蒸馏反应器内煤焦油加氢裂化反应过程的操作条件如下：反应温度为300℃～400℃，反应压力为10MPa～20MPa，氢油体积比为200:1～800:1，体积空速0.2h

为实现上述目的，根据本发明的第二方面，提供了一种加氢处理系统，可应用前述任意一项所述的加氢蒸馏反应器；经蒸馏分离腔分离后的最轻组分从所述加氢蒸馏反应器顶端流出，经由氢气净化系统净化后回收氢气作为循环氢使用；其他轻组分从侧线流出依次进入加氢精制反应器、高压分离器、低压分离器以及产品分馏塔，分馏得到石脑油馏分和柴油馏分，尾油返回所述加氢蒸馏反应器的反应腔。

进一步，上述技术方案中，加氢精制反应器的反应温度为320℃～450℃，反应压力为8MPa～20MPa，氢油体积比为600:1～1200:1，体积空速0.2h

与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：

1)本发明采用3:1～6:1的当量径高比，可以极大增加经过床层的物料通量，同时减少物料和热量在催化剂床层内的停留时间，同时，产生的气相产物可被迅速带出反应器，不会发生传统反应器因为副产物滞留床层时间过长导致的堵塞现象。

2)采用本发明加氢蒸馏反应器对煤焦油进行预蒸馏处理的同时，采用较低的反应温度对重质油馏分进行加氢裂化，因加氢后馏分油的轻组分能迅速脱离体系，可以增加正反应速度，使得加氢反应在较低反应温度下也能获得较大的反应速率。同时加氢反应产生的热量也能随轻组分脱离反应床层，防止床层飞温。较低的反应温度，以及由于产物和热量能迅速离开反应体系，减少了稠环芳烃缩合反应，降低了堵塞催化剂的隐患。

3)本发明氢气分布空间中镂空隔板的设计和布局可以在其中一个区域内的催化剂床层发生堵塞时，该区域的氢气进料进入相邻的区域，更有利于提高裂化反应的效率。

4)本发明液体再分布组件的分配盘和分配锥的结构设计，更有利于气相产物的通过和液相产物的拦截并均匀回流至反应腔。

5)与传统预蒸馏处理相比，重质油部分通过加氢裂化实现进一步轻质化转化程度，从而提高了煤焦油的资源利用程度，且工艺流程简单，操作成本低。

6)本发明通过蒸馏分离腔的设置可通过闪蒸及汽提作用实现轻质中间产品的及时采出，以有效控制其反应程度。同时，由于产物分压一直保持较低状态，加快了反应速度，既有利于提高反应效率，又能带走易结焦的硫化氢和氨气等不良组分。

7)本发明优选的催化剂负载于多孔材料上，空隙率增加，催化剂床层通量增加，不会形成液泛。

上述说明仅为本发明技术方案的概述，为了能够更清楚地了解本发明的技术手段并可依据说明书的内容予以实施，同时为了使本发明的上述和其他目的、技术特征以及优点更加易懂，以下列举一个或多个优选实施例，并配合附图详细说明如下。

附图说明

图1是本发明加氢蒸馏反应器内部结构示意图。

图2是本发明加氢蒸馏反应器氢气分布空间的镂空隔板第一种实施方式侧视图(适用于卧式罐体结构；隔板延伸至催化剂床层)。

图3是本发明加氢蒸馏反应器氢气分布空间的镂空隔板第二种实施方式侧视图(适用于卧式罐体结构；隔板位于催化剂床层以下)。

图4是本发明加氢蒸馏反应器氢气分布空间的镂空隔板第三种实施方式俯视图(适用于扁圆柱状罐体结构；隔板延伸至催化剂床层)。

图5是本发明加氢蒸馏反应器氢气分布空间的镂空隔板第三种实施方式侧视图(适用于扁圆柱状罐体结构；隔板延伸至催化剂床层)。

图6是本发明加氢蒸馏反应器中液体再分布器的第一种实施方式俯视图(适用于扁圆柱状罐体结构)。

图7是本发明加氢蒸馏反应器中液体再分布器的第二种实施方式俯视图(适用于卧式罐体结构)。

图8是本发明加氢蒸馏反应器中液体再分布器的第二种实施方式侧视图(适用于卧式罐体结构)。

图9是本发明液体再分布器通孔的结构示意图。

图10是本发明中低温煤焦油加氢处理系统的工艺流程示意图。

主要附图标记说明：

1-加氢蒸馏反应器；2-加氢精制反应器；3-高压分离器；4-低压分离器；5-分馏塔；6-第一氢气净化系统；7-第二氢气净化系统；8-重质油泵；

L1-煤焦油进料；L2-气相产品；L3-加氢精制产品；L4-高压分离液相产品；L5-低压分离液相产品；L6-石脑油产品；L7-柴油产品；L8－尾油；L9，L10-重质油；H1-新氢；H2，H3-循环氢；

101-反应腔；102-催化剂床层；103-重质油仓；104A/B-液体再分布组件；1041A/B-分配锥；1042-通孔；105-蒸馏分离腔；106-混合段；107-分离段；108-稳定段；109A/B/C-镂空隔板；1091-镂空孔。

具体实施方式

下面结合附图，对本发明的具体实施方式进行详细描述，但应当理解本发明的保护范围并不受具体实施方式的限制。

除非另有其他明确表示，否则在整个说明书和权利要求书中，术语“包括”或其变换如“包含”或“包括有”等等将被理解为包括所陈述的元件或组成部分，而并未排除其他元件或其他组成部分。

在本文中，为了描述的方便，可以使用空间相对术语，诸如“下面”、“下方”、“下”、“上面”、“上方”、“上”等，来描述一个元件或特征与另一元件或特征在附图中的关系。应理解的是，空间相对术语旨在包含除了在图中所绘的方向之外物件在使用或操作中的不同方向。例如，如果在图中的物件被翻转，则被描述为在其他元件或特征“下方”或“下”的元件将取向在所述元件或特征的“上方”。因此，示范性术语“下方”可以包含下方和上方两个方向。物件也可以有其他取向(旋转90度或其他取向)且应对本文使用的空间相对术语作出相应的解释。

在本文中，术语“第一”、“第二”等是用以区别两个不同的元件或部位，并不是用以限定特定的位置或相对关系。换言之，在一些实施例中，术语“第一”、“第二”等也可以彼此互换。

如图1所示，本发明提供了一种中低温煤焦油加氢蒸馏反应器，该反应器包括：反应腔101、蒸馏分离腔105以及重质油仓103。其中，反应腔101内设有横向贯通的催化剂床层102，该催化剂床层的当量径高比优选为3:1～6:1(当量直径公式为de＝4A/L，A为床层截面积，L床层周长)；经脱水脱杂处理后的中低温煤焦油与预热后的氢气进料在催化剂床层102内逆向接触，进行加氢裂化反应。加氢裂化反应过程的操作条件优选如下：反应温度为300℃～400℃，反应压力为10MPa～20MPa，氢油体积比为200:1～800:1，体积空速0.2h

进一步如图1所示，图1示出的反应腔为卧式罐体结构，该卧式罐体轴向沿横向设置且两端设有封头。本发明也可以采用扁圆柱状罐体结构，这样的结构轴向沿纵向设置，两者可以达到基本相同的技术效果。

进一步如图1所示，本发明催化剂床层102中装填加氢裂化催化剂，催化剂形状可以是任何常规现有加氢裂化催化剂形状，优选为多孔催化剂、异形催化剂和/或蜂窝体催化剂。多孔催化剂孔径为1～50mm，优选4～20mm；异形催化剂的平均颗粒直径为2～50mm，优选4～30mm；蜂窝体催化剂孔直径或孔边长为1～50mm，优选3～15mm。催化剂载体形状可以为陶瓷材质的蜂窝体、鲍尔环、拉西环、矩鞍环、鞍形、开孔环类型、半环、阶梯环、双弧、海尔环、共轭环、扁环、花环、空心球等填料或其它多孔载体。催化剂含有Y型沸石、氧化铝以及至少一种选自Ⅷ族金属组分和至少一种选自第VIB族的金属组分，上述两种催化剂中第VIB族金属均选自钼和/或钨，第VIII族金属均选自钴和/或镍。金属组成以重量百分比计为：氧化钨10％～30％，氧化镍5％～15％，可以含有一定量的分子筛，如Y型分子筛和β分子筛中的一种或两种，一般可含分子筛1％～30％，其余为无定形硅铝、含硅氧化铝、氧化铝等耐熔氧化钨载体。催化剂孔容为0.10～0.50ml/g，比表面为120～350m

进一步如图1所示，催化剂床层102上部设有煤焦油分布组件，煤焦油进料L1通过该分布组件可将中低温煤焦油均匀分布在催化剂床层102上。煤焦油分布组件可采用莲蓬头式分布器、盘管式分布器、多孔直管式分布器、直管挡板式分布器、折流板式分布器、切向环流式分布器、旋转叶片分布器、双列叶片式分布器等一种，本发明优选多孔管式分布器、直管挡板式分布器，管式分布器的孔道直径0.5～20mm，优选2～10mm。距离原料油入口端越远，孔径越大。分布器距离反应器床层顶部高度为50～500mm。高度的选择与原料油的性质和温度、压力相关。温度较高时，分布器距离床层高度越高，这样，分布器在较高的空间内可以更均匀的落在床层表面。同样，压力越高，分布器的喷射角越大，距离反应器床层顶部高度可以越低，更节省空间。催化剂床层的空隙率可以为15％～85％，优选20％～75％。通过空隙率的选择以及采用多孔的催化剂载体，可使催化剂床层通量增加，不会形成液泛。

进一步如图1所示，催化剂床层102下部设有氢气分布空间，当反应腔采用如图所示的卧式罐体结构时，氢气分布空间沿竖直方向平行设置多个镂空隔板109，隔板分隔出的区域内相应分别设有氢气入口。镂空隔板109可向上延伸至催化剂床层102内(即图示的方式)，也可设置在催化剂床层102以下。优选而非限制性地，催化剂床层以下的隔板开孔率小于70％，催化剂床层内的隔板开孔率大于50％。采用隔板的设计，可以采用多个氢气入口并分隔出相对独立的区域，使得进入催化剂床层的上升的氢气更为均匀，裂化反应更为充分；隔板设计为镂空状态，可以在其中一个区域内的催化剂床层发生堵塞时，该区域的氢气进料可以进入相邻的区域，更有利于提高裂化反应的效率。

进一步如图2-5所示，当反应器采用卧式罐体结构时，镂空隔板109可采用圆缺隔板(参考图2、3的侧视结构示意图)，即当镂空隔板109延伸至催化剂床层102中时，采用图2所示的隔板109A；当镂空隔板109仅设置在催化剂床层102底部(即图1中的氢气分布空间)时，则采用图3所示的隔板109B。镂空孔1091的孔径优选采用8～20mm。进一步地，当反应器采用扁圆柱状罐体结构时，可将镂空隔板109设置为图4和图5所示的同轴环状结构(其中图4为俯视示意图，图5为侧视示意图)。

进一步如图1所示，蒸馏分离腔105与反应腔101的截面积之比优选采用1:1.2～1:10。如前所述，蒸馏分离腔105包括混合段106、分离段107和稳定段108。在反应腔进行加氢裂化反应后的气相产物中，最轻组分(含氢气)从蒸馏分离腔105顶部流出经氢气净化后作为循环氢使用，其他轻组分在分离段107从侧线流出进行后续的加氢精制。

进一步如图1所示，在反应腔101和蒸馏分离腔105的连接处设有液体再分布组件104，该液体再分布组件在允许气相产物通过的同时可以有效拦截液滴，使液滴重新回到反应腔101中。如果反应器采用扁圆柱状罐体结构，则采用图6所示的液体再分布组件104A的结构；如果反应器采用卧式罐体结构，则采用图7和图8所示的液体再分布组件104B的结构。液体再分布组件104A/B包括：分配盘和分配锥。分配盘设置在煤焦油分布组件的上方(参考图1)，分配盘与催化剂床层的顶面形状相同，分配盘上均匀开设多个通孔1042，通孔1042周围的设有溢流环(通孔及溢流环的结构如图9所示)，分配盘外缘设有溢流部(可将液滴导入回流至反应腔，图中未示出)。分配锥1041A/B设置在分配盘的上部中心，分配锥也设有多个通孔，通孔周围同样可设有图9所示的溢流环。优选而非限制性地，进一步如图9所示，溢流环的内侧可设有锯齿部，该锯齿部向下弯曲，锯齿部上设有导流槽。

进一步地，为了更好地满足气相产物的通过性以及液滴的有效拦截，分配盘的开孔率可以为5％～90％，通孔的直径可采用5mm～100mm，溢流环的高度可以为1mm～30mm；分配锥的顶角优选大于90°，分配锥的开孔率为5％～80％，分配锥的底面积优选为分配盘的面积的2％～15％，分配盘的面积优选为催化剂床层顶面面积的50％～100％。

如图10所示，本发明还提供了一种应用图1所示的加氢蒸馏反应器1的加氢处理系统。经过脱水脱杂质的中低温煤焦油直接进入加氢蒸馏反应器1的反应腔101中，在煤焦油分布组件作用下，被均匀的喷淋于加氢蒸馏反应器催化剂床层102中，床层被镂空隔板109分隔为102-1～102-6几个部分。同时，加热后的氢气H1被送入加氢蒸馏反应器反应腔101内，在反应腔101内的镂空隔板109及氢气分布空间的作用下，均匀从各反应区底部向上移动，与从顶部喷淋的原料油在一段加氢反应器催化剂床层102内逆流接触。在操作压力6～20MPa下，原料油和氢气在催化剂床层加氢裂化催化剂作用下进行适度裂化反应。煤焦油一部分长链分子断裂为短链分子，多环芳烃也部分发生断环。变小的烃类分子与氢气一起向上进入蒸馏分离腔105内。

经过蒸馏分离腔105的分离，最轻组分从蒸馏分离腔105顶端流出，经由第一氢气净化系统6净化后回收氢气作为循环氢使用。其他轻组分L2从侧线流出依次进入加氢精制反应器2(获得L3)，高压分离器3(获得L4)，低压分离器4(获得L5)，产品分馏塔5，分馏得到清洁燃料油产品，即石脑油产品L6和柴油产品L7，尾油L8返回加氢蒸馏反应器反应腔101。优选而非限制性地，加氢精制反应器2的反应温度为320℃～450℃，反应压力为8MPa～20MPa，氢油体积比为600:1～1200:1，体积空速0.2h

加氢蒸馏反应器反应腔101内生成的加氢重组分向下进入加氢蒸馏反应器重质油仓103，重质油仓103的液相回流部分L9经由循环油泵8作为原料返回加氢蒸馏反应器反应腔101内，部分过于恶劣的液相产品L10排出系统，改善回流物料的性质。

实施例1

采用本发明图10所示的流程图，原料油为中低温煤焦油，性质见表1。原料油和氢气加热至320℃后，一起进入加氢蒸馏反应器(采用扁圆柱状罐体结构)，加氢蒸馏反应器反应腔内催化剂床层横截面为圆形，催化剂床层当量径高比为4：1，床层高为800mm。催化剂床层空隙率为50％。催化剂床层内设置环状隔板，隔板数量为4个。隔板上分布有多个镂空孔；隔板向上延伸至催化剂床层，催化剂床层以下的隔板的开孔率40％，催化剂层内的隔板的开孔率70％。该加氢处理反应器内装填FC-32加氢裂化催化剂，为中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的产品。催化剂床层当量径高比为4：1，床层高为800mm。作为加氢蒸馏反应器原料经过液体再分布组件进行分散。其中气相产物较轻的组分在氢气的带动下向上进入蒸馏分离腔内进行分离。蒸馏分离腔从下向上依次为混合段、分离段和稳定段。混合段高度为分离器总高度的35％，分离段高度为分离器总高度的55％，稳定段高度为蒸馏分离腔总高度的10％。经过分离后的较重馏分向下与原料入口经过液体再分布组件进行分散后的重组分一起向下与从底部上行的氢气在催化剂作用下进行裂化反应，产生的轻组分迅速向上脱离反应体系，并进入蒸馏分离腔的混合段，分离出来的轻组分再向上进入分离段。蒸馏分离腔直径与加氢反应器反应腔的直径比为1:5。未足够裂化的重组分从重质油仓底部流出经过循环泵后部分进入加氢蒸馏反应器入口作为循环油，部分过于恶劣的液相产品排出系统，改善回流物料的性质。反应器上部侧线抽出物料作为加氢精制反应器原料，加氢精制产品经高、低分后进入分馏塔分馏得到清洁燃料油，即石脑油和柴油。加氢蒸馏反应器反应温度340℃，操作压力10MPa，氢油比800:1，体积空速1.0h

液体再分布组件包括气液分配盘及分配锥。分配盘与催化剂床层的顶面形状相同，分配盘的面积是催化剂床层横截面的70％。分配盘的开孔率为50％，通孔的直径为10mm，溢流环的高度为10mm。分配锥的顶角120°，分配锥的开孔率为50％，分配锥的底面积为分配盘面积的10％。

实施例2

本实施例与实施例1不同的是，加氢蒸馏反应器中催化剂床层当量径高比为5：1，床层高为1000mm。催化剂床层内隔板数量为6个。隔板上分布有多个孔；隔板向上延伸至催化剂层，催化剂层以下的隔板的开孔率30％，催化剂层内的隔板的开孔率80％。液体再分布组件的分配盘面积是催化剂床层横截面的90％。分配盘的开孔率为80％，通孔的直径为20mm，溢流环的高度为20mm。分配锥的顶角150°，开孔率为70％，分配锥的底面积为分配盘面积的15％。其余条件与实施例1相同。

实施例3

同实施例1，区别仅为加氢蒸馏反应器催化剂床层空隙率为30％，催化剂床层高度为500mm。

实施例4

同实施例1，区别仅在于蒸馏分离腔的直径与加氢蒸馏反应器反应腔的直径比为1:8。

实施例5

同实施例1，区别仅在加氢蒸馏反应器催化剂床层横截面积直径与高度之比分别为6:1。

比较例1

采用常规的预蒸馏处理-加氢精制工艺。预蒸馏和加氢精制反应器均采用常规设备，原料经预蒸馏塔切割得到轻组分后和氢气进入加氢精制反应器，并流从上向下流动的反应过程。比较例中与蒸馏塔分割温度370℃，精制反应器中装填催化剂与实施例1中催化剂相同，体积比为1:1，采用尾油全循环工艺，尾油间断外甩。其余工艺条件与实施例1相同。

表1原料油的性质

表2实施例及比较例产品分布及产品性质

与传统预分馏-固定床加氢精制技术相比，本发明提高了总液体收率。传统预分馏外排的重质油部分在加氢蒸馏的作用下转化为轻质组分，同时因为轻组分及时离开催化剂床层促进反应的正向进行，使得反应可以在较低温度下提高反应速率，减缓因高温发生的缩合反应，减缓催化剂床层的结焦和堵塞，延长装置运转周期，同时反应床层的温度分布均匀。

前述对本发明的具体示例性实施方案的描述是为了说明和例证的目的。这些描述并非想将本发明限定为所公开的精确形式，并且很显然，根据上述教导，可以进行很多改变和变化。对示例性实施例进行选择和描述的目的在于解释本发明的特定原理及其实际应用，从而使得本领域的技术人员能够实现并利用本发明的各种不同的示例性实施方案以及各种不同的选择和改变。针对上述示例性实施方案所做的任何简单修改、等同变化与修饰，都应落入本发明的保护范围。