一种煤料还原CO2制取CO的装置及方法与流程

一种煤料还原co2制取co的装置及方法
技术领域
1.本发明涉及煤气化技术领域，特别涉及一种煤料还原co2制取co的装置，本发明还涉及一种煤料还原co2制取co的方法。


背景技术：

2.二氧化碳排放引起的气候变化是人类面临的全球性问题，通过对化石燃料利用所排放的co2进行控制及利用，对实现人类的可持续发展具有十分重要的现实意义。随着c1化学的兴起，在有机合成化学工艺中出现了多种利用co的工艺。如首钢朗泽研发了气体生物发酵技术，将含有co的工业尾气直接转化为燃料乙醇、蛋白饲料等产品。煤焦还原co2制取co技术，可以为生物发酵技术生产燃料乙醇提供原料co，进而实现co2的有效利用。
3.目前，移动床气化炉内以焦炭为原料，将co2作为气化剂制取co已经有了工业化生产的先例。其中，移动床煤气化工艺以块煤为原料，其优点是对煤种使用范围宽、碳效率高、气化效率高、氧耗量低、反应炉的操作温度和出口煤气温度低。但移动床气化只能以不粘块煤或无烟块煤为原料，存在原料昂贵、气化强度低、粗煤气中含酚类焦油等较多等问题，造成后续净化流程加长，增加投资和成本。
4.传统煤气化生产合成气法除了移动床气化技术外，还有气流床和流化床煤气化技术。气流床煤气化炉反应温度高，并且采用液体排渣，气化强度高、碳转化率高、产能高，但该工艺需要以低灰熔点煤为原料，且对煤粒度要求高，故存在原料成本高的缺点。另外，为维持炉内的高反应温度，常采用纯氧做氧化剂，氧耗量大，影响经济成本。相比而言，流化床气化技术可利用0～10mm的碎煤焦，加工成本低；气化强度大，氧耗量低，粗煤气出口温度高，产品气中几乎不含焦油和酚类物质，后续分离过程相对简单。以焦炭为原料还原co2制取co采用流化床气化技术具有一定的优势。
5.与采用o2/h2o或空气/h2o作为气化剂的传统流化床煤气化技术相比，co2部分或全部取代h2o作为气化剂需要更高的热量，如下式：
6.c co2＝2co 173kj/mol(1)
7.c h2o＝co h2 124.5kj/mol(2)
8.式(1)、(2)可以看出，co2全部取代h2o作为气化剂，其反应吸热量增大40％左右。通过物料和热量衡算，可以得到一个简化的反应总式来表示：
9.4c 5o2 co2＝5co q(3)
10.上式中，3个碳被1.5个氧部分氧化生成3个co。实际反应要复杂的多。从反应热效应看，部分氧化为放热反应，部分还原反应为吸热反应，总反应为放热反应。通过上述分析看出，co2全部或部分取代h2o作为气化剂生成粗co是可行的。
11.现有技术中，传统流化床气化法采用常温固体进料，在气化炉内升温反应，耗热量大，需要消耗更多的碳来进行燃烧反应供给co2还原反应热量，而从气化炉出来的高温气体通常需要废热锅炉产生高压蒸汽来进行热量回收，导致投资和操作成本高。此外，传统流化床气化法还涉及到高压蒸汽的用途问题。


技术实现要素：

12.有鉴于此，本发明旨在提出一种煤料还原co2制取co的装置，可将煤料和从流化床气化炉中出来的高温气体进行直接换热，在有效回收利用高温气体的热量的同时，也减少了流化床气化炉内反应的能耗。
13.为达到上述目的，本发明的技术方案是这样实现的：
14.一种煤料还原co2制取co的装置，包括：
15.流化床气化炉，所述流化床气化炉的底部设有气体分布器、以及供气化剂进入的进气口，且所述流化床气化炉的底部连通有用于收集所述流化床气化炉内灰渣的渣斗；
16.流化床预热器，设于所述流化床气化炉的外围，以将所述流化床气化炉内的温度控制在预设温度范围内；
17.旋风预热分离系统，包括旋风分离器，与所述旋风分离器的顶部出口连通的排气口，可供煤料进入所述旋风分离器的进料口，由所述旋风分离器的底部出口引出的料腿管，以及与所述旋风分离器的进口连通的入口；所述料腿管通断可控并引至所述流化床气化炉内的下部；所述入口设于所述流化床气化炉内的上部。
18.进一步的，所述旋风预热分离系统包括多个所述旋风分离器，其中一个作为快速分离器并设于所述流化床气化炉内的顶部，其余各所述旋风分离器组成旋风预热单元；所述排气口、所述进料口、所述料腿管均设于所述旋风预热单元上；所述入口设于所述快速分离器上，且所述快速分离器的底部出口连通有集灰器，所述快速分离器的顶部出口与所述旋风预热单元内的所述旋风分离器的进口连通。
19.进一步的，所述旋风预热单元中串联设置有多个所述旋风分离器，前一级所述旋风分离器的顶部出口和后一级所述旋风分离器的底部出口均连通至当前级所述旋风分离器的进口；第一级旋风分离器的进口和底部出口分别与所述快速分离器的顶部出口和所述料腿管连通；最末级旋风分离器的顶部出口和进口分别与所述排气口和所述进料口连通。
20.进一步的，所述流化床气化炉具有上下连通设置、并呈圆筒状的流化床扩大段和流化床直筒段，所述流化床扩大段与所述流化床直筒段的直径比为1.2～2.0；所述流化床直筒段的高度为2.0～30.0m，所述流化床扩大段的高度为1.0～5.0m。
21.进一步的，还包括换热单元，所述换热单元用于对由所述进气口进入的所述气化剂升温、以及对由所述排气口排出的尾气降温，且所述换热单元可构成所述气化剂和所述尾气之间的热交换。
22.相对于现有技术，本发明具有以下优势：
23.(1)本发明所述的煤料还原co2制取co的装置，通过设置的旋风预热分离系统可使煤料和从流化床气化炉中出来的高温气体进行直接换热，在有效回收利用高温气体的热量的同时，也可减少气化炉内煤料的消耗量。
24.(2)通过设置快速分离器可以将从流化床气化炉中出来的富含细粉灰的粗co气体进行气固分离，然后再通过旋风预热单元进行煤料和气体的换热工作。如此有助于对流化床气化炉排出的co气体进行初次过滤，减少粉尘对换热工作的影响。
25.(3)采用多个连通的旋风分离器可以有足够的空间供煤料和高温气体进行换热，以便回收高温气体中的热量。
26.(4)设置流化床直筒段可作为co制备的反应腔，设置的流化床扩大段可对反应后
的粗co气体进行富集，以便保证排放气体的温度以及co的浓度。
27.(5)通过设置的换热单元可以对进入流化床气化炉中含有o2和co2的气化剂进行预热，提高co的制备效率，而且换热单元也可以对排放气体进行降温，如此可降低co制备所需的能耗。
28.本发明的另一个目的在于提出一种煤料还原co2制取co的方法，以使含有o2和co2的气化剂和煤料在预设温度范围内反应，生成co；该方法包括以下步骤：
29.1)采用流化床气化炉进行反应，将所述流化床气化炉预热至预设温度范围内并保持；
30.2)将所述气化剂压缩至设定压力并供入所述流化床气化炉内，同时将所述煤料通过旋风预热分离系统的预热后送入所述流化床气化炉；所述流化床气化炉内反应生成的尾气经过所述旋风预热分离系统后排出，所述煤料和所述尾气在所述旋风预热分离系统内完成热交换和固气分离；
31.3)所述流化床气化炉内产生的灰渣从所述流化床气化炉的底部排出。
32.进一步的，所述旋风预热分离系统中设置由一个旋风分离器构成的快速分离器、以及由多个所述旋风分离器构成的旋风预热单元；所述流化床气化炉内反应生成的尾气首先经过所述快速分离器的固气分离后再进入所述旋风预热单元；所述煤料通过所述旋风预热单元后进入所述流化床气化炉内；所述快速分离器分离出的粉灰排出到所述流化床气化炉外部。
33.进一步的，所述气化剂包括co2和含氧气体，所述含氧气体为o2、富氧空气和空气中的至少一种；且所述气化剂中co2与o2的比例为3：4.5～20。
34.进一步的，所述煤料为煤、兰炭和焦炭中的至少一种；且所述煤料的粒度在3mm以下。
35.进一步的，所述设定压力为0.1～3.0mpa；所述预设温度范围为800～1200℃。
36.本发明所述的煤料还原co2制取co的方法，可结合本发明所提供的煤料还原co2制取co装置，但不限于该装置的具体结构，本方法可以减少流化床气化炉内升温反应的耗热量，实现对产出气体的热量回收和粉尘去除。
附图说明
37.构成本发明的一部分的附图，是用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明是用于解释本发明，其中涉及到的前后、上下等方位词语仅用于表示相对的位置关系，均不构成对本发明的不当限定。在附图中：
38.图1为本发明实施例所述的煤料还原co2制取co的装置的系统布置示意图；
39.附图标记说明：
40.1、流化床气化炉；10、气体分布器；11、流化床直筒段；12、流化床扩大段；
41.2、流化床预热器；3、气化剂预热器；4、进气口；5、渣斗；6、集灰器；
42.7、旋风预热分离系统；70、旋风预热单元；700、进料口；701、第一级旋风分离器；702、第二级旋风分离器；703、第三级旋风分离器；704、第四级旋风分离器；705、最末级旋风分离器；71、快速分离器；710、入口；72、料腿管；
43.8、尾气换热器；9、排气口；
44.a、气化剂；b、高温煤料；c、常温煤料；d、尾气；e、预热燃气。
具体实施方式
45.需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。
46.在本发明的描述中，需要说明的是，若出现“上”、“下”、“内”、“背”等指示方位或位置关系的术语，其为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制；若出现“第一”、“第二”、“第三”等术语，其也仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。
47.此外，在本发明的描述中，除非另有明确的限定，术语“安装”、“相连”、“连接”、“连接件”应做广义理解。例如，连接可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，亦或是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以结合具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
48.下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。
49.实施例一
50.本实施例涉及一种煤料还原co2制取co的装置及方法，可将煤料和从流化床气化炉中出来的高温气体进行直接换热，在有效回收利用高温气体的热量的同时，也减少了流化床气化炉内反应的能耗。该煤料还原co2制取co的装置包括流化床气化炉、流化床预热器和旋风预热分离系统。其中，在流化床气化炉的底部设有气体分布器、以及供气化剂进入的进气口，且流化床气化炉的底部连通有用于收集流化床气化炉内灰渣的渣斗。
51.流化床预热器设置在流化床气化炉的外围，以将流化床气化炉内的温度控制在预设温度范围内。此外，旋风预热分离系统包括旋风分离器，与旋风分离器的顶部出口连通的排气口，可供煤料进入旋风分离器的进料口，由旋风分离器的底部出口引出的料腿管，以及与旋风分离器的进口连通的入口。料腿管通断可控并引至流化床气化炉内的下部。入口设于流化床气化炉内的上部。
52.基于上述的设计思想，本实施例的煤料还原co2制取co的装置的一种示例性系统布置如图1所示，其主要包括流化床气化炉1、流化床预热器2和旋风预热分离系统7。其中，在流化床气化炉1的底部设有气体分布器10、以及供气化剂a进入的进气口4，且流化床气化炉1的底部连通有用于收集流化床气化炉1内灰渣的渣斗5。
53.流化床气化炉1的具体结构分为上下连通设置、并呈圆筒状的流化床扩大段12和流化床直筒段11，流化床扩大段12与流化床直筒段11的直径比为1.2～2.0；流化床直筒段11的高度为2.0～30.0m，流化床扩大段12的高度为1.0～5.0m。流化床直筒段11内为空床，或者设置内钝式或中央循环式内构件。本实施例设置的流化床直筒段11可作为co制备的反应腔，而设置的流化床扩大段12可对反应后的粗co气体进行富集，以便保证排放气体的温度以及co的浓度。
54.上述的流化床预热器2设在流化床直筒段11的外围，用以将流化床气化炉1内的反应温度控制在预设温度范围内，并且，流化床预热器2除了在开车时对流化床气化炉1进行
预热外，在运行过程中，也可以在流化床气化炉1内温度下降时进行干预，以使反应温度保持在要求的温度范围内。
55.上述的旋风预热分离系统7包括多个旋风分离器，与旋风分离器的顶部出口连通的排气口9，可供煤料进入旋风分离器的进料口700，由旋风分离器的底部出口引出的料腿管72，以及与旋风分离器的进口连通的入口710。其中，在料腿管72的底部设有出料阀，出料阀用以构成料腿管72的通断可控。此外，料腿管72的底部延伸至流化床气化炉1内的下部。上述的入口710设置在上述流化床扩大段12中。
56.旋风分离器的其中一个作为快速分离器71使用，并设在流化床气化炉1内的顶部，其余各旋风分离器组成旋风预热单元70。如图1所示，在快速分离器71的侧壁上设置有上述的入口710，且快速分离器71的底部出口处连通有集灰器6，快速分离器71的顶部出口与旋风预热单元70内的旋风分离器的进口连通。通过设置快速分离器71可以将从流化床气化炉1中出来的富含细粉灰的粗co气体进行气固分离，减少粉尘对后续换热工作的影响。
57.旋风预热单元70中设置有多个旋风分离器，在本实施例中，旋风预热单元70采用了五个旋风分离器并通过串联的方式连接。为便于描述，五个旋风分离器分别为位于最底部的第一级旋风分离器701，依次连通设置的第二级旋风分离器702、第三级旋风分离器703、第四级旋风分离器704和位于最高处的最末级旋风分离器705。第一级旋风分离器701的底部出口与上述的料腿管72连通，第一级旋风分离器701的进口和底部出口与快速分离器71的顶部出口连通。
58.需要指出的是，上述旋风预热单元70中旋风分离器的数量和层级设置可以调整，可以只采用一个旋风分离器，也可以采用不同数量的多个旋风分离器串联或者并联形成多个层级，以使煤料和气体在其中充分的接触换热并固气分离。当采用多级串联形式时，前一级旋风分离器的顶部出口和后一级旋风分离器的底部出口均连通至当前级旋风分离器的进口。如第二级旋风分离器702的顶部出口和第四级旋风分离器704的底部出口均连通至第三级旋风分离器703的进口。最末级旋风分离器705的顶部出口和进口分别与上述的排气口9和上述的进料口700连通。采用多个连通的旋风分离器可以有足够的空间供煤料和高温气体进行换热，以便回收高温气体中的热量。
59.除此之外，该煤料还原co2制取co的装置还包括换热单元，该换热单元可以使同一个换热器，尾气d和气化剂a作为该换热器的两种流体介质，在该换热器内实现换热。也可以设置两个换热器，具体包括位于进气口4的气化剂预热器3，以及位于排气口9的尾气换热器8。两个换热器之间的导热介质通过管道连通，实现两换热器之间的热传导，进而形成尾气d和气化剂a之间的热传递。其中，导热介质可采用水。此外，气化剂预热器3还可对由进气口4进入的气化剂a升温、尾气换热器8则用以对排气口9排出的尾气d降温。如此设置，可以使换热单元对进入流化床气化炉1中含有o2和co2的气化剂a进行预热，提高co的制备效率，也可以对尾气d进行降温，减少co制备所需的能耗，进而达到节能环保的效果。
60.另外，本发明所采用气化剂a包括co2和含氧气体，含氧气体为o2、富氧空气和空气中的至少一种。其中，气化剂中co2与o2的比例为3：4.5～20，h2o含量为0～30％。且气化剂a的设定压力多采用0.1～3.0mpa。气化剂a经预热后的温度控制在200～500℃。
61.而且流化床气化炉1底部的气体分布器10选用多管射流式、管板式或锥帽式中的一种。进入旋风预热分离系统7的煤料采用煤、兰炭和焦炭中的至少一种，且煤料的粒度皆
在3mm以下。且经过预热后煤料的温度控制在700～1200℃。另外，在流化床气化炉1(流化床直筒段11)内的煤料和气化剂a在温度为800～1200℃范围之间反应。
62.本实施例同时涉及一种煤料还原co2制取co的方法，该方法是使含有o2和co2的气化剂a和煤料在预设温度范围内反应，生成co。该方法基于下述的步骤实施，可以制得最终气体，并不限于使用本实施例中所阐述的煤料还原co2制取co的装置；不过，为便于方法的实施和理解，在本实施例中，结合本实施例的装置对该方法进行阐述。
63.该方法具体包括以下步骤：
64.1)对流化床气化炉1(流化床直筒段11)进行预热，以提供煤料和气化剂a的反应空间，可采用将预热燃气e(如空气和甲烷等)通入流化床预热器2中，将流化床气化炉1(流化床直筒段11)预热至250℃后并保持；
65.2)将经压缩后压力为0.5mpa的o2/co2(比例为3：2)的气化剂a，通过流化床气化炉1底部的管板式气体分布器(气体分布器10)供入流化床气化炉1内，同时将2.0mm的碎煤作为常温煤料c通过旋风预热分离系统7，经过旋风预热分离系统7的预热后，常温煤料c会升温至750℃左右而成为高温煤料b，再经过料腿管72进入流化床气化炉1(流化床直筒段11)内、与气化剂a在950℃的温度下发生反应，生成粗co气体、细粉灰及大颗粒灰渣；
66.随后，富含细粉灰的粗co气体随气流向上进入到流化床气化炉1上部的流化床扩大段12，进入快速分离器71，固态的粉灰和气态的产品气在快速分离器71内实现固气分离后，细小的粉灰被送至集灰器6并被收集；富含co的产品气则进入到旋风预热单元70的进气管，并顺序流经多级旋风分离器，与2.0mm的碎煤换热后进入最末级旋风分离器705，在最末级旋风分离器705中，与煤料分离后得到尾气d，然后进入尾气换热器8进行换热，最终获得产品气体；
67.3)上述的大颗粒灰渣因自身重力，落入流化床直筒段11的底部，经排渣口排入到渣斗5。
68.采用上述实施方案的煤料还原co2制取co的装置和方法，很好地通过设置的旋风预热分离系统7可使煤料和从流化床气化炉1中出来的高温气体进行直接换热，在有效回收利用高温气体的热量的同时，也可减少流化床气化炉内反应的能耗。在上述方法的实施中，整个制取系统的碳转化率为88％，气化炉出口产品气中co的含量达到69％。
69.实施例二
70.1)将流化床气化炉1(流化床直筒段11)预热至350℃后并保持；
71.2)将压缩后压力为0.8mpa的o2/h2o/co2(比例为6：2：3)的气化剂a，通过流化床气化炉1底部的锥帽式气体分布器(气体分布器10)供入流化床气化炉1内，同时将粒度为小于3.0mm的碎兰炭作为常温煤料c通过旋风预热分离系统7，经过旋风预热分离系统7的预热后到850℃成为高温煤料b，再经过料腿管72进入流化床气化炉1(流化床直筒段11)内、与气化剂a在1050℃的操作温度下发生反应；
72.随后将富含细粉灰的粗co气体通过快速分离器71将通过细小的粉灰被送至集灰器6中收集，富含co的产品气则进入到旋风预热单元70。最后在最末级旋风分离器705中将粉尘进一步分离后得到尾气d，然后进入尾气换热器8进行换热，随后进入下一工序；
73.3)在流化床气化炉1(流化床直筒段11)中所得的大颗粒灰渣因自身重力，落入流化床直筒段11的底部，经排渣口排入到渣斗5。
74.本实施例中，整个系统的碳转化率为88％，气化炉出口产品气中co的含量达到69％。
75.实施例三
76.1)将流化床气化炉1(流化床直筒段11)预热至350℃后并保持；
77.2)将压缩后压力为2.0mpa的富o2/co2(比例为4：1，其中富氧气中氧含量为50％)的气化剂a，通过流化床气化炉1底部的多管射流式气体分布器(气体分布器10)供入流化床气化炉1内，同时将粒度为小于2.5mm的碎焦炭作为常温煤料c通过旋风预热分离系统7，经过旋风预热分离系统7的预热后到900℃成为高温煤料b，再进入流化床气化炉1(流化床直筒段11)内、与气化剂a在1000℃的操作温度下发生反应生成粗co气体、细粉灰及大颗粒灰渣。随后将富含细粉灰的粗co气体进行气固分离后排出，气体进入尾气换热器8进行换热，随后进入下一工序；
78.3)在流化床气化炉1(流化床直筒段11)反应所得大颗粒灰渣因自身重力从排渣口排入到渣斗5。
79.在本实施例中，整个系统的碳转化率为94％，气化炉出口产品气中co的含量达到65％。
80.实施例四
81.1)将流化床气化炉1(流化床直筒段11)预热至400℃后并保持；
82.2)将o2/co2比例为5：1的常压气化剂a，通过流化床气化炉1底部的多管射流式气体分布器(气体分布器10)供入流化床气化炉1内，同时将粒度为小于1.5mm的碎煤作为常温煤料c通过旋风预热分离系统7，经过旋风预热分离系统7的预热后到750℃，最后作为高温煤料b进入流化床气化炉1(流化床直筒段11)内、与气化剂a在1150℃的操作温度下发生反应。随后生成的富含细粉灰的粗co气体会经气固分离后排出；
83.3)流化床气化炉1(流化床直筒段11)反应所得的大颗粒灰渣经排渣口排入到渣斗5。
84.在本实施例中，整个系统的碳转化率为85％，气化炉出口产品气中co的含量达到70％。
85.实施例五
86.1)将流化床气化炉1(流化床直筒段11)预热至280℃后并保持；
87.2)将压缩后压力为1.2mpa的o2/h2o/co2(比例为7：2：4)的气化剂a，通过流化床气化炉1底部的管板式气体分布器(气体分布器10)供入流化床气化炉1内，同时将粒度为小于2.0mm的碎兰炭作为常温煤料c通过旋风预热分离系统7，经过旋风预热分离系统7的预热后到900℃成为高温煤料b，再经过料腿管72进入流化床气化炉1(流化床直筒段11)内、与气化剂a在1000℃的操作温度下发生反应生成粗co气体、细粉灰及大颗粒灰渣。经气固分离后，细小的粉灰被送至集灰器6并被收集；富含co的产品气在最末级旋风分离器705中将粉尘进一步分离后得到尾气d，然后进入尾气换热器8进行换热，随后进入下一工序；
88.3)流化床气化炉1(流化床直筒段11)反应后的大颗粒灰渣会落入流化床直筒段11的底部，经排渣口排入到渣斗5。
89.在本实施例中，整个系统的碳转化率为92％，气化炉出口产品气中co的含量达到55％。
90.实施例六
91.1)将流化床气化炉1(流化床直筒段11)预热至220℃后并保持；
92.2)将压缩后压力为1.0mpa的空气/co2(比例为10：1.5)的气化剂a，通过流化床气化炉1底部的管板式气体分布器(气体分布器10)供入流化床气化炉1内，同时将粒度为小于2.5mm的碎兰炭作为常温煤料c通过旋风预热分离系统7，经过旋风预热分离系统7的预热后到750℃成为高温煤料b，再经过料腿管72进入流化床气化炉1(流化床直筒段11)内、与气化剂a在850℃的操作温度下发生反应生成粗co气体、细粉灰及大颗粒灰渣；
93.随后富含细粉灰的粗co气体经气固分离后，细小的粉灰被送至集灰器6并被收集；富含co的产品气则进入旋风预热单元70，并在最末级旋风分离器705中将粉尘进一步分离后得到尾气d，然后进入尾气换热器8进行换热，随后进入下一工序。
94.3)流化床气化炉1(流化床直筒段11)内的大颗粒灰渣因自身重力，落入流化床直筒段11的底部，经排渣口排入到渣斗5。
95.在本实施例汇总，整个系统的碳转化率为89％，气化炉出口产品气中co的含量达到45％。
96.综合上述实施例可得下表：
[0097][0098]
结合上表可以，以实施例一，实施例三和实施例四中的产品气中co含量较高，而其中以实施例三的碳转化率为最优。以上实施例均可以达到本发明所述的煤料通过还原co2制取co的结果，且可以根据实际生产情况进行选择，以便解决流化床气化炉内升温反应耗热量大的问题。
[0099]
以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。