一种多产烯烃的原油加工方法及系统与流程

1.本公开涉及石油化工领域，具体地，涉及一种多产烯烃的原油加工方法及系统。


背景技术：

2.我国原油对外依存度逐年攀升，能源安全面临严峻挑战。据统计，2019年，我国原油对外预存度已超过70％，如何高效利用原油资源以满足国家发展和人民生活需要，是我国石化行业一直探索研究的关键问题。
3.与此同时，我国炼油产能持续提升，油品市场已加剧过剩。以“燃油型”为主的炼厂正加快向炼化“一体化”转型升级，我国炼油与化工已进入深度融合、高质量发展阶段。目前，新建企业均采用炼化一体化发展模式，以“化为主，油为辅”的化工型炼厂也越来越多。
4.在炼厂向化工转型发展的进程中，一大批炼油技术、化工技术迅速发展和工业应用，如渣油加氢裂化技术、重油催化裂解技术、馏分油转化技术、芳烃生产技术、轻烃综合利用技术、原油蒸汽裂解技术等。这些技术充分利用原油、渣油、重油、馏分油、轻烃等组成性质差异，从不同资源加工方面实现了增产化工原料和减少油品的目的，已成为炼厂转型的关键支撑技术。
5.对于炼化全厂而言，单个技术优势对全厂效益影响十分有限。只有将多个单点关键技术从全局角度进行一体化集成，才能突破局限，真正实现资源(原油资源、设备资源、土地资源、人力资源等)更高效更合理利用，实现产品结构质量更优化更提质，更好助力石化行业向更高质量发展。


技术实现要素：

6.本公开的目的是提供一种多产烯烃的原油加工方法及系统。本公开可以对原油的轻相处理和重相处理进行集成，同步解决原油的轻组分和重组分的高效加工问题，大幅提高低碳烯烃产品收率，降低油品产量，实现烯烃、油品和芳烃产品灵活优化。
7.为了实现上述目的，本公开提供一种多产烯烃的原油加工方法，包括以下步骤：
8.s1、使原油与蒸汽进入闪蒸分离器进行第一分离，分离出轻相组分和重相组分；
9.s2、使所述轻相组分进入族组成分离装置进行第二分离，分离出非芳烃组分和芳烃组分；
10.s3、使所述非芳烃组分进入蒸汽裂解装置的辐射区进行蒸汽裂解，得到乙烯、丙烯、蒸汽裂解重油以及第一c4
‑
c5组分；
11.s4、使所述重相组分进入催化裂解一体化装置进行催化裂解，得到丙烯、富乙烯气体、催化裂解油浆以及第二c4
‑
c5组分；
12.s5、使所述蒸汽裂解重油和/或所述催化裂解油浆进入渣油加氢裂化装置进行加氢裂化处理，获得加氢蜡油，使所述加氢蜡油进入所述催化裂解一体化装置进行所述催化裂解；其中所述蒸汽裂解重油的初馏点为200℃以上；所述催化裂解油浆的馏程为300
‑
520℃。
13.可选地，该方法还包括：
14.使所述第一c4
‑
c5组分和/或所述第二c4
‑
c5组分进入烯烃裂解装置进行烯烃裂解，获得乙烯和丙烯；
15.可选地，所述烯烃裂解的条件包括：反应温度为500
‑
600℃，压力为100
‑
500kpa，重量空速为3
‑
40h
‑1。
16.可选地，该方法还包括：
17.在进行所述第一分离之前，使原油进入所述蒸汽裂解装置1的对流区预热，然后与所述蒸汽混合；所述蒸汽的温度为300
‑
620℃；预热后的原油的温度为300
‑
520℃。
18.可选地，步骤s1中，所述闪蒸分离器的温度为300
‑
520℃，优选为400
‑
480℃；
19.可选地，所述蒸汽裂解装置还包括超高压蒸汽发生器用于发生的高温裂解蒸汽，所述高温裂解蒸汽的温度为490
‑
650℃，压力为9
‑
15mpa；
20.可选地，步骤s3中，所述蒸汽裂解的条件包括：温度为800
‑
880℃、停留时间为0.05
‑
0.7s、所述高温裂解蒸汽与所述非芳烃组分的质量比为0.4
‑
0.8；
21.可选地，步骤s4中，所述催化裂解的条件包括：反应压力为0.2
‑
0.3mpa，所述催化裂解一体化装置的反应出口温度550
‑
630℃；
22.可选地，步骤s5中，所述加氢裂化处理的条件包括：反应温度为400
‑
600，反应压力为10
‑
30mpa。
23.可选地，步骤s2中，所述族组成分离装置包括吸附分离装置、溶剂萃取装置以及抽提蒸馏装置中的一种或几种。
24.可选地，该方法还包括：将步骤s3和s4获得的乙烯和丙烯进行集中分离。
25.可选地，所述原油的api值为35
‑
50，硫含量为0.01
‑
0.5wt％。
26.本公开第二方面提供一种多产烯烃的原油加工系统，该原油加工系统包括：蒸汽裂解装置、闪蒸分离器、族组成分离装置、催化裂解一体化装置以及渣油加氢裂化装置；所述闪蒸分离器包括第一入口、轻相出口和重相出口；所述族组成分离装置包括第二入口、芳烃出口和非芳烃出口；所述蒸汽裂解装置包括第三入口、第一乙烯出口、第一丙烯出口、蒸汽裂解重油出口以及第一c4
‑
c5组分出口；所述催化裂解一体化装置包括第四入口、第二乙烯出口、第二丙烯出口、催化裂解油浆出口以及第二c4
‑
c5组分出口；所述渣油加氢裂化装置包括第五入口和加氢蜡油出口；
27.其中，所述闪蒸分离器的第一入口用于引入高温原油和蒸汽；所述轻相出口与所述族组成分离装置的第二入口连通，所述重相出口与所述催化裂解一体化装置的第四入口连通；
28.所述族组成分离装置的非芳烃出口与所述蒸汽裂解装置的第三入口连通；
29.所述渣油加氢裂化装置的第五入口与所述蒸汽裂解重油出口和/或所述催化裂解油浆出口连通；所述加氢蜡油出口与所述催化裂解一体化装置的第四入口连通。
30.可选地，该系统还包括烯烃裂解装置；所述烯烃裂解装置包括第六入口以及第三乙烯出口和第三丙烯出口；
31.所述第六入口与所述第一c4
‑
c5组分出口和/或所述第二c4
‑
c5组分出口连通。
32.可选地，所述蒸汽裂解装置包括对流区和辐射区；所述对流区设于所述辐射区的上方；该系统还包括原油入口管线和蒸汽入口，所述原油入口管线的入口端用于引入原油，
出口端与所述闪蒸分离器的第一入口连通，并且所述原油入口管线的至少一部分位于所述蒸汽裂解装置的所述对流区内，所述蒸汽入口与所述对流区和所述闪蒸分离器之间的所述原油入口管线连通。
33.通过上述技术方案，本公开提供了一种多产烯烃的原油加工方法，本公开将原油与蒸汽引入闪蒸分离器中进行第一分离，可以获得轻相组分和重相组分，有利于对分离得到的轻相、重相组分分别进行裂解；本公开将轻组分采用族组成分离装置进行第二分离，可以获得芳烃组分和非芳烃组分，其中，非芳烃组分可以用于蒸汽裂解制备乙烯和丙烯等组分，而芳烃组分可以进一步提高产品的附加价值；本公开将重相组分进行催化裂解，有利于提高乙烯、丙烯产率；本公开还可以将裂解产物中蒸汽裂解重油和催化裂解油浆进行渣油加氢裂化后，作为裂解原料返回至催化裂解一体化装置中进一步裂解，提高原油资源利用率，提高乙烯和丙烯产率。本公开实现了原油的轻、重相组分的集成化处理，提高了资源利用效率，同时还有利于实现低碳烯烃、油品和芳烃产品灵活优化。
34.本公开的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
35.附图是用来提供对本公开的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：
36.图1是本公开提供的一种多产烯烃的原油加工系统的流程示意图；
37.图2是本公开对比例采用的一种原油加工系统的流程示意图。
38.附图标记说明
[0039]1‑
蒸汽裂解装置，2
‑
闪蒸分离器，3
‑
族组成分离装置，4
‑
渣油加氢裂化装置，5
‑
催化裂解一体化装置，6
‑
烯烃裂解装置，7
‑
对流区，8
‑
辐射区，101
‑
原油，102
‑
蒸汽，103
‑
预热后原油，104
‑
轻相组分，105
‑
重相组分，106
‑
非芳烃组分，107
‑
芳烃组分，113
‑
芳烃组分，120
‑
芳烃组分，134
‑
芳烃组分，110
‑
蒸汽裂解重油，111
‑
乙烯，140
‑
乙烯，130
‑
富乙烯气体，141
‑
丙烯，131
‑
丙烯，114
‑
第一c4
‑
c5组分，132
‑
第二c4
‑
c5组分，121
‑
加氢蜡油，133
‑
催化裂解油浆；9
‑
常减压蒸馏装置，10
‑
石脑油加氢装置，11
‑
航煤加氢装置，12
‑
加氢裂化装置，13
‑
渣油加氢装置，14
‑
催化裂化装置，15
‑
重整抽提装置，16
‑
汽油吸附脱硫装置，17
‑
碳二回收装置，18
‑
气分装置，19
‑
蒸汽裂解装置，20
‑
原油，21
‑
石脑油，22
‑
煤油，23
‑
柴油和蜡油，24
‑
渣油，25
‑
柴油，26
‑
航煤，27
‑
汽油，28
‑
轻烃和轻石脑油，29
‑
第二混合物流(包括液化气、戊烷油和抽余油)，30
‑
液化气和尾油，31
‑
富碳二气，32
‑
丙烷，33
‑
裂解汽油，34
‑
裂解燃料油，35
‑
芳烃，36
‑
丙烯，37
‑
丙烯，38
‑
c4组分，39
‑
乙烯，40
‑
裂解c4组分，41
‑
催化柴油，42
‑
催化汽油，43
‑
干气，44
‑
c3
‑
c4轻烃组分，45
‑
加氢石脑油
具体实施方式
[0040]
以下结合附图对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。
[0041]
在本公开中，在未作相反说明的情况下，使用的“第一”、“第二”、“第三”等词仅用于区分不同部件而不含有前后连接顺序等实际含义。在本公开中，使用的方位词如“上”“下”是装置正常使用状态下的上和下，“内”“外”是针对装置轮廓而言的。
[0042]
本公开第一方面提供了一种多产烯烃的原油加工方法，参见图1，图1示出了本公开提供的多产烯烃的原油加工方法的流程示意图，包括以下步骤：
[0043]
s1、使原油与蒸汽进入闪蒸分离器2进行第一分离，分离出轻相组分和重相组分；
[0044]
s2、使轻相组分进入族组成分离装置3进行第二分离，分离出非芳烃组分和芳烃组分；
[0045]
s3、使非芳烃组分进入蒸汽裂解装置1的辐射区8进行蒸汽裂解，得到乙烯、丙烯、蒸汽裂解重油以及第一c4
‑
c5组分；
[0046]
s4、使重相组分进入催化裂解一体化装置5进行催化裂解，得到丙烯、富乙烯气体、催化裂解油浆以及第二c4
‑
c5组分；
[0047]
s5、使蒸汽裂解重油和/或催化裂解油浆进入渣油加氢裂化装置4进行加氢裂化处理，获得加氢蜡油，使加氢蜡油进入催化裂解一体化装置5进行催化裂解；其中蒸汽裂解重油的初馏点为200℃以上；催化裂解油浆的馏程为300
‑
520℃。
[0048]
本公开将原油与蒸汽引入闪蒸分离器中进行第一分离，可以获得轻相组分和重相组分，有利于对分离得到的轻相、重相组分分别进行裂解；本公开将轻组分采用族组成分离装置进行第二分离，可以获得芳烃组分和非芳烃组分，其中，非芳烃组分可以用于蒸汽裂解制备乙烯和丙烯等组分，而芳烃组分可以进一步提高产品的附加价值；本公开将重相组分进行催化裂解，有利于提高乙烯、丙烯产率；本公开还可以将裂解产物中蒸汽裂解重油和催化裂解油浆进行渣油加氢裂化后，作为裂解原料返回至催化裂解一体化装置中进一步裂解，提高原油资源利用率，提高乙烯和丙烯产率。本公开实现了原油的轻、重相组分的集成化处理，提高了资源利用效率，同时还有利于实现低碳烯烃、油品和芳烃产品灵活优化。
[0049]
本公开采用的蒸汽裂解装置、闪蒸分离器、族组成分离装置、催化裂解一体化装置均为本领域常规选择的装置。
[0050]
在一种实施方式中，参见图1所示，本公开提供的原油加工方法还可以包括以下步骤：
[0051]
使第一c4
‑
c5组分和/或第二c4
‑
c5组分进入烯烃裂解装置6进行烯烃裂解，获得乙烯和丙烯。将轻相或重相组分裂解获得的c4
‑
c5组分再进行烯烃裂解，进一步提高了原料利用率以及乙烯和丙烯产率。
[0052]
本公开采用的烯烃裂解装置为本领域常规选择的装置。
[0053]
在一种优选实施方式中，烯烃裂解的条件包括：反应温度为500
‑
600，压力为100
‑
500kpa，重量空速为3
‑
40h
‑1，烯烃裂解催化剂可以选择本领域已知种类的催化剂。
[0054]
在一种实施方式中，参见图1所示，本公开提供的原油加工方法还包括：在进行第一分离之前，使原油进入蒸汽裂解装置1的对流区7预热，然后与蒸汽混合；蒸汽的温度为300
‑
620℃；预热后的原油的温度为300
‑
520℃。本公开将原油引入蒸汽裂解装置的对流区进行预热，充分利用了装置自身的热量，降低了能源损耗。
[0055]
在一种实施方式中，在步骤s1中，闪蒸分离器2的温度为300
‑
520℃，优选为400
‑
480℃。
[0056]
在一种实施方式中，蒸汽裂解装置1还包括超高压蒸汽发生器，所述超高压蒸汽发生器产生的高温裂解蒸汽的温度为490
‑
650℃，压力为9
‑
15mpa。
[0057]
在一种实施方式中，步骤s3中，蒸汽裂解的条件包括：温度为800
‑
880℃、停留时间
为0.05
‑
0.7s、高温裂解蒸汽与非芳烃组分的质量比为0.4
‑
0.8。
[0058]
在一种实施方式中，步骤s4中，催化裂解的条件包括：反应压力为0.2
‑
0.3mpa，催化裂解一体化装置5的反应出口温度550
‑
630℃，催化裂解催化剂可以选择本领域已知种类的催化剂。
[0059]
在一种实施方式中，步骤s5中，加氢裂化处理的条件包括：反应温度为400
‑
600℃，反应压力为10
‑
30mpa，加氢裂化催化剂可以选择本领域已知种类的催化剂。
[0060]
在一种实施方式中，步骤s2中，族组成分离装置3包括吸附分离装置、溶剂萃取装置以及抽提蒸馏装置中的一种或几种。
[0061]
在一种优选实施方式中，可以将族组成分离装置分离出的芳烃组分生产为芳烃或溶剂油等产品形式，提高产品附加价值。
[0062]
在一种优选实施方式中，本公开提供的原油加工方法还包括：将步骤s3和s4获得的乙烯和丙烯进行集中分离，降低了分离成本。
[0063]
本公开进行集中分离采用的分离装置为本领域常规选择的装置。
[0064]
在一种实施方式中，原油的api值为35
‑
50，硫含量为0.01
‑
0.15wt％。
[0065]
本公开第二方面提供一种多产烯烃的原油加工系统，参见图1所示，该系统包括：蒸汽裂解装置1、闪蒸分离器2、族组成分离装置3、催化裂解一体化装置5以及渣油加氢裂化装置4；闪蒸分离器2包括第一入口、轻相出口和重相出口；族组成分离装置3包括第二入口、芳烃出口和非芳烃出口；蒸汽裂解装置1包括第三入口、第一乙烯出口、第一丙烯出口、蒸汽裂解重油出口以及第一c4
‑
c5组分出口；催化裂解一体化装置5包括第四入口、第二乙烯出口、第二丙烯出口、催化裂解油浆出口以及第二c4
‑
c5组分出口；渣油加氢裂化装置4包括第五入口和加氢蜡油出口；
[0066]
其中，闪蒸分离器2的第一入口用于引入高温原油和蒸汽；轻相出口与族组成分离装置3的第二入口连通，重相出口与催化裂解一体化装置5的第四入口连通；
[0067]
族组成分离装置3的非芳烃出口与蒸汽裂解装置1的第三入口连通；
[0068]
渣油加氢裂化装置4的第五入口与蒸汽裂解重油出口和/或催化裂解油浆出口连通；加氢蜡油出口与催化裂解一体化装置5的第四入口连通。
[0069]
在一种实施方式中，该系统还包括烯烃裂解装置6；烯烃裂解装置6包括第六入口以及第三乙烯出口和第三丙烯出口；
[0070]
第六入口与第一c4
‑
c5组分出口和/或第二c4
‑
c5组分出口连通。
[0071]
在一种优选实施方式中，蒸汽裂解装置1包括对流区7和辐射区8；对流区7设于辐射区8的上方；该系统还包括原油入口管线和蒸汽入口，原油入口管线的入口端用于引入原油，出口端与闪蒸分离器2的第一入口连通，并且原油入口管线的至少一部分位于蒸汽裂解装置1的对流区7内，蒸汽入口与对流区7和闪蒸分离器2之间的原油入口管线连通。
[0072]
在一种具体实施方式中，催化裂解一体化装置5可以为提升管反应器。
[0073]
在一种具体实施方式中，蒸汽裂解装置1中还设有超高压蒸汽发生器，该超高压蒸汽发生器设于辐射区8的下方，用于产生高温水蒸气对轻相组分进行蒸汽裂解；可选地，该超高压蒸汽发生器的温度为490
‑
650℃，压力为9
‑
15mpa。
[0074]
下面将结合实施例对本公开作进一步说明。
[0075]
下述实施例1选用的原油为api40的沙特超轻原油(硫含量0.05％)，实施例2选用
原油为api46.5的塔河顺北原油(硫含量0.04％)，对比例1选用原油为api30的沙特轻重混合原油(硫含量0.1％)。
[0076]
实施例1
[0077]
按照图1所示的多产烯烃的原油加工系统生产乙烯和丙烯，具体流程为：
[0078]
s1、使原油101进入蒸汽裂解装置1的对流区7进行预热，蒸汽102(温度425℃、压力1000kpa)与预热后原油(温度450℃、压力620kpa)混合后(蒸汽与原油的流量比0.5)，进入闪蒸分离器2进行第一分离，获得轻相组分104和重相组分105，其中，闪蒸分离器中温度440℃，压力620kpa。
[0079]
s2、使轻相组分104进入族组成分离装置3进行第二分离，分离出非芳烃组分106和芳烃组分107，族组成分离装置具体为吸附分离装置，第二分离操作条件包括1mpa，60℃。
[0080]
s3、使重相组分105进入催化裂解一体化装置5进行催化裂解，生产富乙烯气体130(经第二乙烯出口引出)、丙烯131(经第二丙烯出口引出)、芳烃组分134、催化裂解油浆133以及第二c4
‑
c5组分132；其中反应压力0.25mpa，出口温度为610℃，催化裂解催化剂主要化学组分为氧化铝。
[0081]
s4、将族组成分离装置3分离出的非芳烃组分106引入蒸汽裂解装置1辐射区8，生产乙烯111(经第一乙烯出口引出)、丙烯112(经第一丙烯出口引出)、芳烃组分113、蒸汽裂解重油110以及第一c4
‑
c5组分114；在蒸汽裂解过程中，温度830℃、停留时间0.2s。
[0082]
s5、将蒸汽裂解重油110和催化裂解油浆133(蒸汽裂解重油的初馏点为200℃以上；催化裂解油浆的馏程为300
‑
520℃)引入渣油加氢裂化装置4进行加氢裂化处理，生产芳烃组分120和加氢蜡油121，加氢裂化的温度为420℃，压力为15mpa，加氢裂化催化剂为油溶性钼基催化剂。
[0083]
s6、将步骤s5所得的加氢蜡油121引入催化裂解一体化装置5进一步裂化。
[0084]
s7、将步骤s3、s4生产的第一c4
‑
c5组分和第二c4
‑
c5组分引入烯烃裂解装置6进一步裂解，生产乙烯140(经第三乙烯出口引出)和丙烯141(经第三丙烯出口引出)，在烯烃裂解装置中的反应温度520℃，压力200kpa，空速15h
‑1。烯烃裂解催化剂为氧化硅/氧化铝体系。实施例1获得的各项产品及其指标列于下表1中。
[0085]
实施例2
[0086]
参照实施例1采用的工艺流程，与实施例1不同之处仅在于采用原油为api 46.5的塔河顺北原油(硫含量0.04％)。实施例2获得的各项产品及其指标列于下表1中。
[0087]
对比例1
[0088]
采用图2所示的本领域常规采用的原油加工方法生产烯烃，具体包括以下步骤：
[0089]
(1)使原油20经常减压蒸馏装置9分离出石脑油21、煤油22、柴油和蜡油23、渣油24。
[0090]
(2)使石脑油21经石脑油加氢装置10进行加氢处理后获得第一混合物流和轻烃和轻石脑油28，将第一混合物流送至重整抽提装置15，生产芳烃35、汽油27、以及第二混合物流29(第二混合物流29包括：液化气、戊烷油和抽余油)；将轻烃和轻石脑油28引入蒸汽裂解装置19进一步裂解。
[0091]
(3)使煤油22进入航煤加氢装置11进行加氢处理后得到航煤产品26。
[0092]
(4)将柴油和蜡油23送入加氢裂化装置12进行处理，生产加氢石脑油45、航煤26、
柴油25、液化气和尾油30，其中加氢裂化反应温度420℃，反应压力17mpa；将液化气和尾油30送至蒸汽裂解装置19进行裂化，将加氢石脑油45送至重整抽提装置15进行处理。
[0093]
(5)将渣油24送入渣油加氢装置13进行加氢处理，加氢催化剂为镍
‑
钼体系催化剂，温度为400℃，压力为17.5mpa；将加氢处理所得产物送至催化裂化装置14进行催化裂解，生产催化汽油42、催化柴油41、干气43，c3
‑
c4轻烃组分44；其中催化裂解反应压力0.25mpa，出口温度为610℃，催化裂解催化剂主要化学组分为氧化铝。
[0094]
(6)将步骤(5)获得的催化柴油41送至加氢裂化装置12进行处理；将催化汽油42送至汽油吸附脱硫装置16后获得汽油27；
[0095]
将干气43经碳二回收装置17得到富碳二气31；将c3
‑
c4轻烃组分44经气分装置18分离出丙烷32、丙烯36和c4组分38；将丙烷32和富碳二气31送至蒸汽裂解装置19进一步裂解。
[0096]
(7)采用蒸汽裂解装置19生产乙烯39、丙烯37、裂解c4组分40、裂解汽油33、裂解燃料油34。其中蒸汽裂解条件包括：温度800
‑
830℃、停留时间0.05
‑
0.2s。对比例1获得的各项产品及其指标列于下表1中。
[0097]
在满足150万吨/年乙烯生产条件下，将上述实施例以及对比例的原料和产品指标列于下表1：
[0098]
表1
[0099][0100]
根据上表可以看出，在乙烯产量相同的条件下，采用本公开实施例1提供的原油加工方法所需的原油量为680万吨/年；采用本公开实施例2提供的原油加工方法所需的原油量为520万吨/年；而采用对比例1提供的原油加工方法所需的原油量高达1200万吨/年。因此本公开提供的原油加工方法显著提高了原油的利用率。
[0101]
进一步地，在产品结构方面，与对比例1相比，本公开实施例1和实施例2的单位原油生产乙烯、丙烯和碳四烯烃的收率高，油品收率低，更适用于以多产低碳烯烃为目的的炼化企业。
[0102]
另外，在投资效益方面，实施例由于加工路线短、装置规模小，全厂建设投资比对比例1可大幅节省。本公开提供的原油加工方法及系统可以获得较好的经济效益。
[0103]
以上结合附图详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。
[0104]
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，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。
[0105]
此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。