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1、10申请公布号CN104086363A43申请公布日20141008CN104086363A21申请号201410334841622申请日20140714C07C27/28200601C07C29/80200601C07C31/12200601C07C67/54200601C07C69/1420060171申请人河北工业大学地址300070天津市红桥区光荣道8号72发明人李春利王洪海张林余迎新王荣良74专利代理机构北京品源专利代理有限公司11332代理人巩克栋杨晞54发明名称废酸水中醋酸丁酯和丁醇的节能回收工艺57摘要本发明涉及一种废酸水中醋酸丁酯和丁醇的节能回收工艺。本发明针对废酸水中醋酸丁。
2、酯、丁醇和水在不同压力下会形成不同组成的二元、三元共沸物及在加压时醋酸丁酯和丁醇形成的共沸物会向着丁醇含量增大的方向移动的特点，采用逆流双效精馏技术，塔顶省去了一个冷凝器，使加压塔塔顶的蒸汽给减压塔塔釜的料液加热，从而达到节能的目的，同时能够通过常规精馏在单塔中得到合格的醋酸丁酯和丁醇。本发明采用共沸精馏和常规精馏结合的方法，利用热泵技术，逆流双效精馏技术在单塔中回收醋酸丁酯和丁醇，能够大幅度降低能耗，具有显著的经济效益。51INTCL权利要求书2页说明书6页附图1页19中华人民共和国国家知识产权局12发明专利申请权利要求书2页说明书6页附图1页10申请公布号CN104086363ACN104。
3、086363A1/2页21一种废酸水中醋酸丁酯和丁醇的节能回收工艺，其特征在于，所述工艺包括如下步骤1将含醋酸丁酯、丁醇的废酸水与常压精馏塔3经塔釜的第一再沸器7的馏出液在第一换热器1中换热，然后输送到混合器2中，同来自第二分相器10的料液混合，由常压精馏塔3的中上部进料，进行增浓提纯；2常压精馏塔3塔顶的混合气经压缩机4压缩后，与来自塔釜的料液经第一再沸器7换热，换热后的蒸汽经第一冷却器6，输送到第一分相器5进行分相，分相后重相水回流，轻相为醋酸丁酯、丁醇和水的混合物，进入减压精馏塔8进行增浓提纯，常压精馏塔3塔釜得到纯水；3减压精馏塔8塔顶蒸汽经第二冷却器9冷却后，输送到第二分相器10进行。
4、分相，分相后轻相回流，重相水输送到混合器2，同来自第一换热器1的废酸水混合进入到常压精馏塔3进行增浓提纯；加压精馏塔14塔顶的蒸汽作为减压精馏塔8塔釜的第二再沸器11的热源，塔釜得到只含有醋酸丁酯和丁醇的馏出液；4减压精馏塔8馏出液输送到泵12加压，再经第二换热器13与加压精馏塔14塔釜馏出液换热，然后将料液输送到加压精馏塔14，进行增浓提纯；5加压精馏塔14塔釜采用再沸器加热，经常规精馏，塔顶得到成品丁醇，塔釜得到成品醋酸丁酯。2如权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤1中废酸水的温度为2030；优选地，所述废酸水经第一换热器1后温度为7075。3如权利要求1或2所述的工艺，其特征在于，步骤。
5、2中常压精馏塔3塔顶的混合气经压缩机4压缩后的气体压力为253ATM，温度为200222；优选地，所述压缩后的气体与来自塔釜的料液经第一再沸器7换热，换热后蒸汽经第一冷却器6冷却至7590。4如权利要求13之一所述的工艺，其特征在于，步骤2中常压精馏塔3塔顶温度为9598，塔釜温度为100103时，塔釜得到纯水。5如权利要求14之一所述的工艺，其特征在于，步骤3中减压精馏塔8的操作压力为1015KPA；优选地，减压精馏塔8塔顶蒸汽经第二冷却器9冷却至3037。6如权利要求15之一所述的工艺，其特征在于，步骤3中减压精馏塔8塔顶温度为4956，塔釜温度为5968时，塔釜得到只含有醋酸丁酯和丁醇的。
6、馏出液。7如权利要求16之一所述的工艺，其特征在于，步骤4中减压精馏塔8馏出液输送到泵12加压到1011ATM；优选地，减压精馏塔8馏出液加压后经第二换热器13换热至130135。8如权利要求17之一所述的工艺，其特征在于，步骤5中加压精馏塔14操作压力为455ATM。9如权利要求18之一所述的工艺，其特征在于，步骤5中加压精馏塔14塔顶温度为168172，塔釜温度为189194时，塔顶得到成品丁醇，塔釜得到成品醋酸丁酯。10如权利要求19之一所述的工艺，其特征在于，所述工艺包括以下步骤1将含醋酸丁酯、丁醇的废酸水与常压精馏塔3经塔釜的第一再沸器7的馏出液在第一换热器1中换热至7075，然后输。
7、送到混合器2中，同来自第二分相器10权利要求书CN104086363A2/2页3的料液混合，由常压精馏塔3的中上部进料，进行增浓提纯；2常压精馏塔3塔顶的混合气经压缩机4压缩，压缩后的气体压力为253ATM，温度为200222，压缩后与来自塔釜的料液经第一再沸器7换热，换热后的蒸汽经第一冷却器6冷却至7590，输送到第一分相器5进行分相，分相后重相水回流，轻相为醋酸丁酯、丁醇和水的混合物，进入减压精馏塔8进行增浓提纯；塔顶温度为9598，塔釜温度为100103时，常压精馏塔3塔釜得到纯度大于9999的纯水；3减压精馏塔8的操作压力为1015KPA，塔顶蒸汽经第二冷却器9冷却至3037后，输送到。
8、第二分相器10进行分相，分相后轻相回流，重相水输送到混合器2，同来自第一换热器1的废酸水混合进入到常压精馏塔3进行增浓提纯；加压精馏塔14塔顶的蒸汽作为减压精馏塔8塔釜的第二再沸器11的热源；塔顶温度为4956，塔釜温度为5968时，减压精馏塔8塔釜得到只含有醋酸丁酯和丁醇，且醇酯比为038067的馏出液；4减压精馏塔8馏出液输送到泵12加压至1011ATM，再经第二换热器13与加压精馏塔14塔釜馏出液换热至130135，然后将料液输送到加压精馏塔14，进行增浓提纯；5加压精馏塔14的操作压力为455ATM，塔釜采用再沸器加热，经常规精馏，塔顶温度为168172，塔釜温度为189194时，塔顶。
9、得到丁醇，其中水分质量百分浓度99。权利要求书CN104086363A1/6页4废酸水中醋酸丁酯和丁醇的节能回收工艺技术领域0001本发明涉及一种废酸水中醋酸丁酯和丁醇的节能回收工艺方法，具体工艺是采用共沸精馏和常规精馏结合的方法，利用热泵技术，逆流双效精馏技术回收醋酸丁酯和丁醇。背景技术0002在医药生产过程中作为发酵液中有效成份的萃取剂或反应过程的溶剂，醋酸丁酯和丁醇经常残留在生产过程排出的残液中，其含量一般在019WT之间。这种工业废水如果直接排放，一方面，严重污染环境；另一方面，会造成严重浪费。因此，排放前需要对其中的有机溶剂进行资源化回收处理。0003在青霉素生产过程中，醋酸丁酯和丁。
10、醇是两种重要的溶剂，由于生产过程的特点，这两种溶剂会不可避免的出现在废水中，采用节能的方法将其分离，得到合格的两种溶剂并实现再利用，具有较高的现实意义。0004目前工厂多采用化学转化处理。该过程为向丁醇和醋酸丁酯的混合液中加入碱，使醋酸丁酯水解成醋酸和丁醇，醋酸与碱反应生成醋酸盐，可利用精馏方法把丁醇提取出来。但这种化学处理方法是酯化反应的逆过程，不仅造成物质资源浪费，增加能耗，而且，水解过程产生大量醋酸盐废水，排放废水造成环境污染。0005CN101811965A公开了一种共沸精馏回收废水中的醋酸丁酯和丁醇的工艺，其工艺是采用多塔热耦合变压共沸精馏工艺，以回收醋酸丁酯和丁醇，该工艺三塔操作均。
11、采用共沸精馏，则均需要对水加热进行精馏，造成了不必要的能量浪费，且在第一个精馏塔塔底采出大量水，能耗较高。发明内容0006本发明的目的在于提供了一种废酸水中醋酸丁酯和丁醇的节能回收工艺，该工艺利用热泵技术，逆流双效精馏技术回收醋酸丁酯和丁醇，能够大幅度降低在废酸水精馏过程中的能耗。0007为达此目的，本发明采用以下技术方案0008一种废酸水中醋酸丁酯和丁醇的节能回收工艺，所述工艺包括以下步骤00091将含醋酸丁酯、丁醇的废酸水与常压精馏塔经塔釜的第一再沸器的馏出液在第一换热器中换热，然后输送到混合器中，同来自第二分相器的料液混合，由常压精馏塔的中上部进料，进行增浓提纯；00102常压精馏塔塔顶。
12、的混合气经压缩机压缩后，与来自塔釜的料液经第一再沸器换热，换热后的蒸汽经第一冷却器，输送到第一分相器进行分相，分相后重相水回流，轻相为醋酸丁酯、丁醇和水的混合物，进入减压精馏塔进行增浓提纯，常压精馏塔塔釜得到纯水；00113减压精馏塔塔顶蒸汽经第二冷却器冷却后，输送到第二分相器进行分相，分相后轻相回流，重相水输送到混合器，同来自第一换热器的废酸水混合进入到常压精馏塔进行增浓提纯；加压精馏塔塔顶的蒸汽作为减压精馏塔塔釜的第二再沸器的热源，塔釜得到说明书CN104086363A2/6页5只含有醋酸丁酯和丁醇的馏出液；00124减压精馏塔馏出液输送到泵加压，再经第二换热器与加压精馏塔塔釜馏出液换热，。
13、然后将料液输送到加压精馏塔，进行增浓提纯；00135加压精馏塔塔釜采用再沸器加热，经常规精馏，塔顶得到成品丁醇，塔釜得到成品醋酸丁酯。0014步骤1中废酸水的温度一般为2030。优选地，所述废酸水经第一换热器后温度为7075。所述换热后的温度可选择701，708，723，73，736，74，744，749等。0015步骤2中常压精馏塔塔顶的混合气经压缩机压缩后的气体压力为253ATM，温度为200222。所述压力可选择251ATM，256ATM，262ATM，268ATM，271ATM，278ATM，285ATM，294ATM，299ATM等；所述温度可选择2004，2023，2046，206。
14、，2088，213，2175，220，2218等。0016所述压缩后的气体与来自塔釜的料液经第一再沸器换热，换热后蒸汽经第一冷却器冷却至7590。所述温度可选择7503，77，786，796，83，864，88，895等。0017步骤2中常压精馏塔塔顶温度为9598，塔釜温度为100103时，塔釜得到纯水。所述塔顶温度可选择9502，952，957，962，968，973，978等；所述塔釜温度可选择10002，1001，1006，101，1014，1019，1024，1029等。0018步骤3中减压精馏塔的操作压力为1015KPA；优选地，减压精馏塔塔顶蒸汽经第二冷却器冷却至3037。所述操。
15、作压力可选择1003KPA，103KPA，109KPA，113KPA，125KPA，132KPA，138KPA，142KPA，149KPA等。所述温度可选择3005，304，31，316，321，33，338，342，352，363，368等。0019步骤3中减压精馏塔塔顶温度为4956，塔釜温度为5968时，塔釜得到只含有醋酸丁酯和丁醇的馏出液。所述塔顶温度可选择49，512，53，546，555，558等。所述塔釜温度为591，598，604，62，637，642，66，675等。0020步骤4中减压精馏塔馏出液输送到泵加压到1011ATM。所述压力可选择1001ATM，103ATM，10。
16、36ATM，1045ATM，1059ATM，107ATM，1084ATM，1096ATM等。优选地，减压精馏塔馏出液加压后经第二换热器换热至130135。所述温度可选择13001，1302，1309，1314，1318，1324，1329，134，1348等。0021步骤5中加压精馏塔操作压力为455ATM。所述操作压力可选择451ATM，458ATM，463ATM，47ATM，476ATM，483ATM，49ATM，496ATM等。0022步骤5中加压精馏塔塔顶温度为168172，塔釜温度为189194时，塔顶得到成品丁醇，塔釜得到成品醋酸丁酯。所述塔顶温度可选择16802，1683，169。
17、，1694，170，1706，1712，1718等。所述塔釜温度可选择18903，1896，190，1912，192，1925，193，1938等。0023一种废酸水中醋酸丁酯和丁醇的节能回收工艺，所述工艺经工艺条件优化后包括以下步骤说明书CN104086363A3/6页600241将含醋酸丁酯、丁醇的废酸水与常压精馏塔经塔釜的第一再沸器的馏出液在第一换热器中换热至7075，然后输送到混合器中，同来自第二分相器的料液混合，由常压精馏塔的中上部进料，进行增浓提纯；00252常压精馏塔塔顶的混合气经压缩机压缩，压缩后的气体压力为253ATM，温度为200222，压缩后与来自塔釜的料液经第一再沸器换。
18、热，换热后的蒸汽经第一冷却器冷却至7590，输送到第一分相器进行分相，分相后重相水回流，轻相为醋酸丁酯、丁醇和水的混合物，进入减压精馏塔进行增浓提纯；塔顶温度为9598，塔釜温度为100103时，常压精馏塔塔釜得到纯度大于9999的纯水；00263减压精馏塔的操作压力为1015KPA，塔顶蒸汽经第二冷却器冷却至3037后，输送到第二分相器进行分相，分相后轻相回流，重相水输送到混合器，同来自第一换热器的废酸水混合进入到常压精馏塔进行增浓提纯；加压精馏塔塔顶的蒸汽作为减压精馏塔塔釜的第二再沸器的热源；塔顶温度为4956，塔釜温度为5968时，减压精馏塔塔釜得到只含有醋酸丁酯和丁醇，且醇酯比为038。
19、067的馏出液；00274减压精馏塔馏出液输送到泵加压至1011ATM，再经第二换热器与加压精馏塔塔釜馏出液换热至130135，然后将料液输送到加压精馏塔，进行增浓提纯；00285加压精馏塔的操作压力为455ATM，塔釜采用再沸器加热，经常规精馏，塔顶温度为168172，塔釜温度为189194时，塔顶得到丁醇，其中水分质量百分浓度99。0029本发明针对废酸水中醋酸丁酯、丁醇和水在不同压力下会形成不同组成的二元、三元共沸物及在高压时醋酸丁酯和丁醇形成的共沸物会向着丁醇含量增大的方向移动的特点，采用逆流双效精馏技术，塔顶省去了一个冷凝器，使加压精馏塔塔顶的蒸汽给减压精馏塔塔釜的料液加热，从而达到。
20、节能的目的，同时能够通过常规精馏在单塔中得到合格的醋酸丁酯和丁醇。本发明同时在三塔连续生产装置的基础上，增设了一套压缩式热泵系统，塔顶省去了冷凝器，通过消耗少量电能，从冷凝器较低温位取热，用于再沸器的供热，从而达到节能目的。0030与已有技术方案相比，本发明具有以下有益效果00311本发明在三塔连续生产装置的基础上，通过增设一套压缩式热泵系统，将塔顶混合蒸汽通过压缩机升温，在塔底放热冷凝后返回分相器，塔顶蒸汽由低温位变为高温位，能够省去加热蒸汽，极大提高过程的用能效率；00322本发明通过变压工艺，利用加压时醋酸丁酯和丁醇形成的共沸物会向着丁醇含量增大的方向移动的特点，采用逆流双效精馏技术，使。
21、加压塔塔顶蒸汽给减压塔塔釜的料液加热，同时充分利用加压塔塔釜的废热，实现节能的目的；00333采用共沸精馏和常规精馏结合的分离方式，避免了共沸精馏时对水加热造成的不必要的能量消耗，经常规精馏在单塔中得到合格的醋酸丁酯和丁醇，从而实现节能目的；00344本工艺在现行工艺的基础上进行改造，操作简便且投资省。附图说明0035图1是废酸水中醋酸丁酯和丁醇的节能回收工艺流程图。说明书CN104086363A4/6页70036图中1第一换热器；2混合器；3常压精馏塔；4压缩机；5第一分相器；6第一冷却器；7第一再沸器；8减压精馏塔；9第二冷却器；10第二分相器；11第二再沸器；12泵；13第二换热器；14。
22、加压精馏塔。0037下面对本发明进一步详细说明。但下述的实例仅仅是本发明的简易例子，并不代表或限制本发明的权利保护范围，本发明的保护范围以权利要求书为准。具体实施方式0038下面结合附图并通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。0039为更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，本发明的典型但非限制性的实施例如下0040实施例10041将含醋酸丁酯6WT、丁醇4WT、水90WT，流量为0130吨/小时的废酸水输送到第一换热器1预热到75，换热介质为常压精馏塔3经过塔釜的第一再沸器7的馏出液，再将废酸水输送到混合器2，同来自第二分相器10的料液混合后由常压精馏塔3的中上部进料，常压精馏塔。
23、3的理论板数为7，操作压力为常压，塔顶的混合蒸汽经过压缩机4，压缩后的气体压力为3ATM，温度为2218，与来自塔釜的料液在第一再沸器7中进行换热，换热后的蒸汽经过第一冷却器6冷却到90，输送到第一分相器5进行分相，分相后重相水回流，轻相为醋酸丁酯、丁醇和水的混合物，输送到减压精馏塔8进行增浓提纯，当塔顶温度为978，塔釜温度为1014时，塔釜得到纯度为9999的水；减压精馏塔8理论板数为14，操作压力为15KPA，塔顶蒸汽经过第二冷却器9冷却到30，输送到第二分相器10进行分相，分相后轻相回流，重相输送到混合器2，同来自第一换热器1的废酸水混合后输送到常压精馏塔3进行增浓提纯，加压精馏塔14。
24、塔顶的蒸汽作为减压精馏塔8的第二再沸器11的热源，塔顶温度为557，塔釜温度为677时，塔釜得到只含有醋酸丁酯和丁醇，且醇酯比为067的馏出液；减压精馏塔8馏出液输送到泵12加压到10ATM，经第二换热器13，换热到130，其换热介质为加压精馏塔14塔釜馏出液，然后将料液输送到加压精馏塔14，加压精馏塔14理论板数为35，操作压力为5ATM，塔釜采用再沸器加热，经常规精馏，塔顶温度为1721，塔釜温度为1943时，塔顶得到成品丁醇，其中水分质量百分浓度为88107，酯质量百分浓度为23，塔釜得到醋酸丁酯，其质量百分浓度为9999。0042经分析，在三塔连续生产过程中，完成相同的生产能力，在未增。
25、设一套压缩式热泵系统时，常压精馏塔3塔釜采用再沸器加热需要耗能75526KW，03MPA蒸汽节省量为126吨/小时，按每吨蒸汽130元计算，年节约蒸汽10080吨，经济效益近131万元；减压精馏塔8和加压精馏塔14采用常规精馏，再沸器需分别耗能为4344KW、6495KW，当采用逆流双效精馏技术时，减压精馏塔8再沸器所需热量可由加压精馏塔塔14塔顶蒸汽提供，只需消耗加压精馏塔14再沸器所需热量6495KW，实现节能为401。0043实施例20044将含醋酸丁酯8WT、丁醇3WT、水89WT，流量为020吨/小时的废酸水输送到第一换热器1预热到75，换热介质为常压精馏塔3经过塔釜的第一再沸器7的。
26、馏出液，再将废酸水输送到混合器2，同来自第二分相器10的料液混合后由常压精馏塔3的中上部进料，常压精馏塔3的理论板数为7，操作压力为常压，塔顶的混合蒸汽经过压缩机4，压说明书CN104086363A5/6页8缩后的气体压力25ATM，温度为2089，与来自塔釜的料液在第一再沸器7中进行换热，换热后的蒸汽经过第一冷却器6冷却到75，输送到第一分相器5进行分相，分相后重相水回流，轻相为醋酸丁酯、丁醇和水的混合物，输送到减压精馏塔8进行增浓提纯，当塔顶温度为968，塔釜温度为1029时，塔釜得到纯度为9999的水；减压精馏塔8理论板数为11，操作压力为10KPA，塔顶蒸汽经过第二冷却器9冷却到30，。
27、输送到第二分相器10进行分相，分相后轻相回流，重相输送到混合器2，同来自第一换热器1的废酸水混合后输送到常压精馏塔3进行增浓提纯，加压精馏塔14塔顶的蒸汽作为减压精馏塔8的第二再沸器11的热源，塔顶温度为491，塔釜温度为59时，塔釜得到只含有醋酸丁酯和丁醇，且醇酯比为038的馏出液；减压精馏塔8馏出液输送到泵12加压到11ATM，经第二换热器13，换热到135，其换热介质为加压精馏塔14塔釜馏出液，然后将料液输送到加压精馏塔14，加压精馏塔14理论板数为39，操作压力为45ATM，塔釜采用再沸器加热，经常规精馏，塔顶温度为1679，塔釜温度为1893时，塔顶得到成品丁醇，其中水分质量百分浓度。
28、为33107，酯质量百分浓度为33，塔釜得到醋酸丁酯，其质量百分浓度为9999。0045经分析，在三塔连续生产过程中，完成相同的生产能力，在未增设一套压缩式热泵系统时，常压精馏塔3塔釜采用再沸器加热需要耗能121128KW，03MPA蒸汽节省量为201吨/小时，按每吨蒸汽130元计算，年节约蒸汽16090吨，经济效益近209万元；减压精馏塔8和加压精馏塔14采用常规精馏，再沸器需分别耗能为5772KW、8560KW，当采用逆流双效精馏技术时，减压精馏塔8再沸器所需热量可由加压精馏塔14塔顶蒸汽提供，只需消耗加压精馏塔14再沸器所需热量8560KW，实现节能为403。0046实施例30047将含。
29、醋酸丁酯7WT、丁醇1WT、水92WT，流量为015吨/小时的废酸水输送到第一换热器1预热到70，换热介质为常压精馏塔3经过塔釜的第一再沸器7的馏出液，再将废酸水输送到混合器2，同来自第二分相器10的料液混合后由常压精馏塔3的中上部进料，常压精馏塔3的理论板数为7，操作压力为常压，塔顶的混合蒸汽经过压缩机4，压缩后的气体压力25ATM，温度为2004，与来自塔釜的料液在第一再沸器7中进行换热，换热后的蒸汽经过第一冷却器6冷却到80，输送到第一分相器5进行分相，分相后重相水回流，轻相为醋酸丁酯、丁醇和水的混合物，输送到减压精馏塔8进行增浓提纯，当塔顶温度为952，塔釜温度为1001时，塔釜得到纯。
30、度为9999的水；减压精馏塔8理论板数为12，操作压力为10KPA，塔顶蒸汽经过第二冷却器9冷却到368，输送到第二分相器10进行分相，分相后轻相回流，重相输送到混合器2，同来自第一换热器1的废酸水混合后输送到常压精馏塔3进行增浓提纯，加压精馏塔14塔顶的蒸汽作为减压精馏塔8的第二再沸器11的热源，塔顶温度为538，塔釜温度为652时，塔釜得到只含有醋酸丁酯和丁醇，且醇酯比为059的馏出液；减压精馏塔8馏出液输送到泵12加压到11ATM，经第二换热器13，换热到135，其换热介质为加压精馏塔14塔釜馏出液，然后将料液输送到加压精馏塔14，加压精馏塔14理论板数为37，操作压力为45ATM，塔釜。
31、采用再沸器加热，经常规精馏，塔顶温度为1706，塔釜温度为1925时，塔顶得到成品丁醇，其中，水分质量百分浓度为72107，酯质量百分浓度为26，塔釜得到醋酸丁酯，其质量百分浓度为9999。0048经分析，在三塔连续生产过程中，完成相同的生产能力，在未增设一套压缩式热泵系统时，常压精馏塔3塔釜采用再沸器加热需要耗能88556KW，03MPA蒸汽节省量为147说明书CN104086363A6/6页9吨/小时，按每吨蒸汽130元计算，年节约蒸汽11760吨，经济效益近153万元；减压精馏塔8和加压精馏塔14采用常规精馏，再沸器需分别耗能为4752KW、7085KW，当采用逆流双效精馏技术时，减压精。
32、馏塔8再沸器所需热量可由加压精馏塔14塔顶蒸汽提供，只需消耗加压精馏塔14再沸器所需热量7085KW，实现节能为401。0049申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的工艺，但本发明并不局限于上述操作步骤，即不意味着本发明必须依赖上述操作步骤才能实施。所属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明所选用原料的等效替换及辅助成分的添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。0050以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。0051另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。0052此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。说明书CN104086363A1/1页10图1说明书附图CN104086363A10。