纯化芳族羧酸制造中锅炉给水的预热方法与流程

本教导总体上涉及用于制造纯化芳族羧酸的方法，并且特别是涉及对锅炉给水进行预热的方法。

背景技术：

对苯二甲酸(ta)和其它芳族羧酸可用于制造聚酯(例如，经由其与乙二醇和/或高级亚烷基二醇的反应)。聚酯又可以用于制造纤维、薄膜、容器、瓶子、其它包装材料、模制物品等。

在商业实践中，已经通过在水性乙酸溶剂中对甲基取代的苯和萘原料进行液相氧化来制备芳族羧酸。甲基取代基的位置对应于芳族羧酸产物中羧基基团的位置。在例如含有钴和锰的溴促进催化剂的存在下，已将空气或其它氧源(例如，通常为气态)用作氧化剂。氧化是放热的，并产生芳族羧酸以及副产物，包括芳族原料的部分或中间氧化产物，和乙酸反应产物(例如甲醇、乙酸甲酯和甲基溴)。水也作为副产物产生。

纯净形式的芳族羧酸通常是重要应用(例如纤维和瓶子)中所用聚酯的制造所需的。酸中的杂质(例如，由芳族原料的氧化产生的副产物，并且更通常是各种羰基取代的芳族物质)被认为会导致由此制得的聚酯中的颜色形成和/或与其相关，进而导致聚酯转化产品的变色。可以通过在一种或多种逐渐降低的温度和氧气水平下如上所述进一步氧化来自液相氧化的粗产物来制备具有降低的杂质水平的芳族羧酸。另外，部分氧化产物可在结晶过程中回收并转化为所需的酸产物。

已通过在高温和高压下使用贵金属催化剂在溶液中催化氢化较不纯净形式的酸或所谓的中等纯度产品来制备纯净形式的对苯二甲酸和其它具有降低的杂质量的芳族羧酸，例如，纯化的对苯二甲酸(pta)。较不纯净形式的酸可以包括含有芳族羧酸的粗产物和来自芳族原料的液相氧化的副产物。在商业实践中，烷基芳族进料液相氧化为粗制芳族羧酸，以及粗产物的纯化，通常在连续的集成工艺中进行，其中将液相氧化的粗产物用作纯化的起始材料。

粗制芳族羧酸的纯化已通过氢化实现。粗制芳族羧酸通常在进料到氢化反应器之前进行预热，该反应器通常在约260℃至约290℃的温度下运行。实现这种预热的一种方式是通过与高压蒸汽的间接热交换。高压蒸汽在热交换期间被冷凝，并且所产生的冷凝水可以被排出以形成低压冷凝水和低压蒸汽，其可以在其它工艺步骤中使用。在替代方案中，高压冷凝水可以作为给水再循环到用于产生蒸汽的锅炉中。

与产生高压蒸汽相关的燃料成本导致了制造纯化芳族羧酸的方法的总体可变成本。此外，在蒸汽锅炉的烟道气中形成nox经常需要昂贵的补救措施。人们一直希望通过更有效的能源管理和污染控制策略来减少这种可变成本。

技术实现要素：

根据本发明的一个方面，一种制造纯化羧酸的方法包括：从供应给锅炉的锅炉给水产生高压蒸汽，所述锅炉产生烟道气；从所述锅炉中去除所述烟道气的一部分并用所去除的烟道气预热所述锅炉给水；使用高压蒸汽在加热区中加热粗制芳族羧酸，从而使所述高压蒸汽在所述加热区中冷凝以形成高压冷凝水；以及纯化所述粗制芳族羧酸以形成纯化的芳族羧酸；其中所述锅炉给水包括至少一部分的所述高压冷凝水。

一种制造纯化的芳族羧酸的方法包括：从供应给锅炉的锅炉给水产生高压蒸汽；在引入所述锅炉中之前用所述高压蒸汽的第一部分将所述锅炉给水的至少一部分预热；用所述高压蒸汽的第二部分在加热区中将粗制芳族羧酸加热，从而使所述高压蒸汽在所述加热区中冷凝以形成高压冷凝水；以及纯化所述粗制芳族羧酸以形成纯化的芳族羧酸；其中所述锅炉给水包括至少一部分的所述高压冷凝水。

鉴于以下描述，本发明的其它方面将是显而易见的。

附图简要说明

图1示出了根据本发明的一个实施方式的用于制造纯化形式的芳族羧酸的工艺流程图。

具体实施方式

通过一般引言，本发明涉及在纯化之前在粗制芳族羧酸的预热中使用有效的热交换配置制造纯化的芳族羧酸的方法。在粗制芳族羧酸的纯化之前，使用高压蒸汽在预热区中加热粗制芳族羧酸。由高压蒸汽在预热区中冷凝产生的高压冷凝水的至少一部分可以被再循环以提供至少一部分锅炉给水，从该锅炉给水产生高压蒸汽。锅炉给水用从锅炉中去除的锅炉烟道气的一部分和/或用高压蒸汽的第一部分进行预热。

现在将参照附图描述根据本教导的用于制造纯化形式的芳族羧酸的上述方法的其它特征。

由取代的芳族烃制造纯化的芳族羧酸的方法，以及用于回收能量并纯化废物流的辅助方法，在本领域中通常是已知的，并且例如在美国专利no.5,723,656、6,137,001、7,935,844、7,935,845、8,173,834和9,315,441中有更全面的描述。

图1示出了根据本发明用于制造纯化形式的芳族羧酸的简化工艺流程图。可以将图1所示方法中使用的液态和气态物流和材料引导并输送通过合适的输送管线、导管和管道，这些输送管线、导管和管道例如由适合于工艺用途和安全性的材料构建而成。将理解的是，特定元件可以在物理上并置，并且在适当时可以具有柔性区域、刚性区域或两者的组合。在引导物流或化合物时，可以包括中间设备和/或任选的处理。举例来说，可以存在泵，阀，歧管，气体和液体流量计和分配器，采样和传感装置，以及其它设备(例如，用于监测、控制、调节和/或转移压力、流量和其它操作参数)。

在一个代表性的实施方式中，例如可以如图1所示实施，包含例如至少约99重量％的取代的芳族烃进料、一元羧酸溶剂、氧化催化剂、催化剂促进剂的液体进料和空气通过入口(例如入口112)连续加入到氧化反应容器110中。在一些实施方式中，容器110是压力额定的连续搅拌槽反应器。

在一些实施方式中，可以通过搅拌器120的旋转来提供搅拌，搅拌器120的轴由外部动力源(未示出)驱动。安装在轴上并位于液体内的叶轮被配置以提供用于在液体内混合液体并分散气体的力，从而避免固体沉降在液体下部区域中。

适用于氧化的芳族进料通常包含在一个或多个位置上被取代的芳族烃，所述位置通常对应于所制备的芳族羧酸的羧酸基团的位置，其中至少一个基团可被氧化为羧酸基团。一个或多个可氧化的取代基可以是烷基基团，例如甲基、乙基或异丙基基团，或者已经含氧的基团，例如羟烷基、甲酰基或酮基基团。取代基可以相同或不同。原料化合物的芳族部分可以是苯核，或者其可以是双环或多环的，例如萘核。可以单独或组合使用的有用进料化合物的实例包括甲苯，乙苯和其它烷基取代的苯，邻二甲苯，对二甲苯，间二甲苯，甲苯醛，甲苯甲酸，烷基苄醇，1-甲酰基-4-甲基苯，1-羟甲基-4-甲基苯，甲基苯乙酮，1,2,4-三甲基苯，1-甲酰基-2,4-二甲基-苯，1,2,4,5-四甲基-苯，烷基、甲酰基、酰基和羟甲基取代的萘，例如2,6-二乙基萘、2,6-二乙基萘、2,7-二甲基萘、2,7-二乙基萘、2-甲酰基-6-甲基萘、2-酰基-6-甲基萘、2-甲基-6-乙基萘和前述物质的部分氧化的衍生物。

为了通过氧化相应取代的芳族烃前体来制造芳族羧酸，例如，由单取代的苯制造苯甲酸，由对二取代的苯制造对苯二甲酸，由邻二取代的苯制造邻苯二甲酸以及分别由2,6-和2,7-二取代的萘制造2,6或2,7萘二甲酸，优选使用相对纯的进料，更优选使用对应于所需酸的前体含量为至少约95重量％并且更优选至少98重量％或甚至更高的进料。在一个实施方式中，用于制造对苯二甲酸的芳族烃进料包含对二甲苯。

在液相氧化步骤中用于使芳族进料发生液相反应以形成芳族羧酸产物的溶剂包括低分子量一元羧酸，其优选为c1-c8一元羧酸，例如乙酸、丙酸、丁酸、戊酸和苯甲酸。

用于液体氧化的催化剂包括有效催化芳族进料氧化为芳族羧酸的材料。优选的催化剂可溶于用于氧化的液相反应混合物中，因为可溶性催化剂促进催化剂、氧气和液体进料之间的接触；然而，也可以使用非均相催化剂或催化剂组分。通常，催化剂包含至少一种重金属组分。合适的重金属的实例包括钴、锰、钒、钼、铬、铁、镍、锆、铈或镧系金属如铪。这些金属的合适形式包括例如乙酸盐、氢氧化物和碳酸盐。优选的催化剂包括钴、锰、其组合以及与一种或多种其它金属并且特别是铪、铈和锆的组合。

在优选的实施方式中，用于液相氧化的催化剂组合物还包含促进剂，其促进催化剂金属的氧化活性，优选不产生不希望的类型或水平的副产物。在用于氧化的液体反应混合物中可溶的促进剂优选用于促进催化剂、促进剂和反应物之间的接触。卤素化合物通常用作促进剂，例如卤化氢、卤化钠、卤化钾、卤化铵、卤素取代的烃、卤素取代的羧酸和其它卤代化合物。优选的促进剂包含至少一种溴源。合适的溴源包括溴蒽、br2、hbr、nabr、kbr、nh4br、苄基溴、溴乙酸、二溴乙酸、四溴乙烷、二溴乙烯、溴乙酰溴及其组合。其它合适的促进剂包括醛和酮，例如乙醛和甲乙酮。

用于氧化步骤的液相反应的反应物还包括包含分子氧的气体。空气适宜用作氧气来源。富氧空气，纯氧和其它包含分子氧(通常水平为至少约10体积％)的气体混合物，也是有用的。

取代的芳族烃在反应器110中被氧化，以形成粗制芳族羧酸和副产物。在一个实施方式中，例如，对二甲苯被转化为对苯二甲酸，除对苯二甲酸外还可能形成的副产物包括部分和中间氧化产物(例如4-羧基苯甲醛、1,4-羟甲基苯甲酸、对甲苯甲酸、苯甲酸等及其组合)。由于氧化反应是放热反应，因此反应产生的热量可能导致液相反应混合物沸腾并形成塔顶蒸气相，其包含汽化的乙酸，水蒸气，来自氧化反应的气态副产物，碳氧化物，来自加入反应的空气中的氮气，未反应的氧气等，及其组合。

塔顶蒸气通过排气口116从反应器110中去除，并以物流111送至分离区，在所示的实施方式中该分离区为高压蒸馏塔330。所述分离区被配置为将水与溶剂一元羧酸分离并经由管线331将富含溶剂的液相返回到反应器。经由管线332从分离区去除富含水的气相，并在废气处理区350中进一步处理。回流334返回到塔330。塔顶气流的进一步处理和塔330的回流选项的实例在美国专利no.5,723,656、6,137,001、7,935,844、7,935,845和8,173,834中有更全面的描述。将包含固体粗制芳族羧酸产物的液体流出物在液相反应混合物中制浆，通过浆液出口114从反应容器110中去除，并以物流115引导至结晶区以回收固体产物。

在图1所示的本发明的实施方式中，结晶区包括多个搅拌的结晶容器152和156，它们串联并流动连通，以将产物浆液从容器152输送至容器156。结晶容器中的冷却是通过压力释放实现的，其中将浆液在容器152中冷却至约150-190℃范围内的温度，然后在容器156中进一步冷却至约110-150℃。一个或多个结晶容器分别在154和158处排空，以将由于压力降低和由闪蒸蒸气产生蒸汽所产生的蒸气移至热交换装置(未示出)。从一个或多个上游结晶容器(例如容器152)移至热交换装置的蒸气优选被冷凝，并且包含水、乙酸溶剂和可溶产物以及氧化副产物的液体冷凝物可以被引导至一个或多个下游结晶容器，如在156处，以允许回收可结晶的组分，例如粗制芳族羧酸和氧化副产物，其进入一个或多个上游容器并从中由闪蒸蒸气冷凝而成。

结晶容器156与固液分离装置190流体连通，该固液分离装置190适于从结晶容器中接收固体产物的浆液，所述固体产物的浆液包含来自氧化的母液中的粗制芳族羧酸和氧化副产物，所述来自氧化的母液包含一元羧酸溶剂和水，，并且该固液分离装置190适于从液体中分离出包含对苯二甲酸和副产物的粗制固体产物。分离装置190是离心机、旋转真空过滤器或压力过滤器。在本发明的优选实施方式中，分离装置是压力过滤器，其适于通过在母液的压力下在滤饼中与包含水的洗涤液进行正位移来交换溶剂。由分离产生的氧化母液以物流191离开分离装置190，以输送至母液鼓192。大部分母液从鼓192输送至氧化反应器110，以返回至乙酸、水、催化剂和溶解或作为固体细颗粒存在于母液中的氧化反应副产物的液相氧化反应。在存在或不存在中间干燥和存储的情况下，将粗制固体产物和包含原料的氧化副产物的杂质以物流197从分离装置190运送至纯化溶液补充容器202。粗固体产物在补充容器202中在纯化反应溶剂中制浆，其全部或至少一部分并且优选约60重量％至约100重量％包含来自从反应器110移至塔330的蒸气相中的水和乙酸的废气分离的第二液相以及氧化副产物。如果使用的话，可以将补充溶剂(例如新鲜的软化水)或合适的再循环物流(例如如下所述从纯化对苯二甲酸产品的结晶中由压力降低产生的蒸气中冷凝的液体)可以从容器204引导至补充罐202。补充罐中的浆液温度优选为约80至约100℃。

通过在补充罐202中加热至例如约260至约290℃并在其输送至纯化反应器210时通过包括一个或多个热交换器206的加热区，将粗制芳族羧酸产物溶解以形成纯化反应溶液。在反应器210中，在氢化催化剂的存在下，使纯化反应溶液与氢气在优选约85至约95巴(g)范围内的压力下接触。

适用于纯化氢化反应的催化剂包括一种或多种对不纯芳族羧酸产物中的杂质的氢化具有催化活性的金属，所述不纯芳族羧酸产物例如氧化中间体和副产物和/或芳族羰基物质。催化剂金属优选被负载或被运载在不溶于水且在纯化工艺条件下不与芳族羧酸反应的载体材料上。合适的催化剂金属是元素周期表(iupac版本)的第viii族金属，包括钯、铂、铑、锇、钌、铱及其组合。最优选的是钯或包括钯的此类金属的组合。优选的载体是表面积为数百或数千m²/g表面积且具有足够的强度和耐磨耗性以在操作条件下长期使用的碳和木炭。金属负载量不是关键的，但是基于载体和一种或多种催化剂金属的总重量，实际上优选的负载量为约0.1重量％至约5重量％。用于转化存在于不纯的芳族羧酸产物中的杂质的优选催化剂含有约0.1重量％至约3重量％并且更优选约0.2重量％至约1重量％的氢化金属。在一个特定的实施方式中，金属包含钯。

将一部分纯化液体反应混合物以物流211从氢化反应器210连续移至结晶容器220，在结晶容器220中通过降低液体上的压力从反应混合物中结晶出纯化的芳族羧酸产物和降低水平的杂质。在容器220中形成的纯化芳族羧酸和液体的所得浆液以流线221引导至固液分离设备230。结晶中由压力降低产生的蒸气可以通过进入热交换器(未示出)进行冷却而被冷凝，并且所得的冷凝液体例如作为纯化进料补充罐202的再循环通过合适的输送管线(未示出)再引导至工艺。纯化的芳族羧酸产物以物流231离开固液分离装置230。所述固液分离装置可以是离心机、旋转真空过滤器、压力过滤器或其一种或多种的组合。

在固液分离器230中分离出固体的纯化芳族羧酸产物的纯化母液包含水、少量的溶解和悬浮的芳族羧酸产物以及杂质，包括溶解或悬浮在母液中的氢化氧化副产物。以物流233引导的纯化母液可送至废水处理设施，或者可用作塔330的回流334，如例如在美国专利no.5,723,656、6,137,001、7,935,844、7,935,845和8,173,834中有更全面的描述。

如上所述，粗制芳族羧酸产物在具有热交换器206的加热区中被加热。本领域技术人员应理解，尽管示出了一个热交换器，但是所述加热区可以包括多个热交换器，所述多个热交换器包括热交换器206上游的预热器。在一个实施方式中，热交换器是管壳式交换器，其中粗制芳族羧酸通过与管线402供应的高压蒸汽的间接接触加热而被加热。

高压蒸汽402由锅炉404产生。在一个实施方式中，锅炉404是可从内布拉斯加州林肯的cleaver-brooks购得的标准d型nebraska锅炉。锅炉404包括由多个提升管和降液管410连接的蒸汽鼓406和泥鼓408。锅炉给水通过管线412被引入到蒸汽鼓406中。锅炉给水作为液体在略微超过蒸汽鼓406压力的压力下以及在相对于传送压力过冷的温度下被传送。与蒸汽鼓406中的两相液气水混合物的密度相比，进入蒸汽鼓406的锅炉给水的密度更大。该密度梯度从而促进热虹吸效应，随着进入，较高密度的液体向下流过降液管410并进入下部泥鼓408，这又迫使较低密度的两相水混合物在上升管410中从泥鼓408向上流入蒸汽鼓406中。通过管线402从蒸汽鼓406中移出高压蒸汽。通过管线414从泥鼓408中去除包含水与杂质的底部排污，其比率为进入蒸汽鼓的锅炉给水412的约1％至3％，以避免腐蚀性材料的积聚。通过管线416注入诸如天然气的燃料，并且通过管线418引入诸如空气的氧源以向锅炉404提供燃烧热源(未示出)。在一个实施方式中，管线418中的氧源在上游气-气空气预热器502中用来自锅炉燃烧区的热烟道气预热。离开预热器502的冷却的烟道气进入烟囱438，其流量任选地用气闸440控制。

锅炉给水412包括高压冷凝水419的至少一部分，高压冷凝水419是由高压蒸汽402在热交换器206的壳侧中冷凝形成的。在一个实施方式中，离开热交换器206的高压冷凝水419被引入到闪蒸鼓420中，优选将闪蒸鼓420保持在与冷凝水419尽可能接近的压力下，以最小化闪蒸蒸汽422的产生，闪蒸蒸汽422以其它方式送至所述工艺的其它部分(未示出)。闪蒸鼓420中的压力可以在约40巴(g)至90巴(g)的范围内，其相关温度在250℃至305℃的范围内。在一个实施方式中，闪蒸鼓420中的压力可以在约70巴(g)至85巴(g)的范围内，其相关温度在285℃至300℃的范围内。离开闪蒸鼓420的一部分高压冷凝水可以通过管线424抽出，以用于所述工艺的其它部分。然而，通过管线426离开闪蒸鼓420的高压冷凝水的至少一部分被泵423进一步加压和过冷，并被送至高压脱气器470，在高压脱气器470中冷凝水与来自至少一个其它来源的补充水514以及高压蒸汽405和冷凝水465混合。或者，如果鼓420和脱气器470之间存在足够的压力差，则高压凝结水424可以在没有泵的情况下被送至脱气器470。高压脱气器470中的压力可以在约40巴(g)至90巴(g)之间的范围内，其相关温度在250℃至305℃的范围内。在一个实施方式中，高压脱气器中的压力可以在60巴(g)至75巴(g)之间的范围内，其相关温度在275℃至290℃的范围内。然后，离开高压脱气器470的水472在被作为锅炉给水412再循环之前，被泵480进一步加压和过冷。在一个实施方式中，高压冷凝水419的至少65重量％或高达至少97重量％被再循环以用作锅炉给水。

在一个实施方式中，补充锅炉给水最初处于较低的温度下(约100℃至150℃之间的范围内)，与之相比，在合并之前，高压冷凝水的温度在约250℃至305℃之间的范围内。在一个实施方式中，补充锅炉给水428由低压脱气器430提供，低压脱气器430使用从高压脱气器470以及从其它低压蒸汽源放出的排气蒸汽434从去离子水432中去除溶解的氧气。低压脱气器中的压力可以在约0巴(g)至3.5巴(g)之间的范围内，其相关温度在100℃至150℃之间的范围内。然后，离开低压脱气器430的脱气补充锅炉给水428被泵435进一步加压和过冷至约40巴(g)至120巴(g)范围内的压力，并送到至少一个额外预热步骤，然后与高压脱气器470中的高压冷凝水426混合。

在一个实施方式中，从泵435排出的补充锅炉给水508在热交换器510中使用从锅炉缺口中提取的一部分烟道气454在气-气空气预热器502的上游进行预热。在一个实施方式中，从锅炉中去除的一部分烟道气454为锅炉中产生的烟道气体积的50％以下。在另一个实施方式中，从锅炉中去除的一部分烟道气454为锅炉中产生的烟道气体积的30％以下。在另一个实施方式中，从锅炉中去除的一部分烟道气454为锅炉中产生的烟道气体积的20％以下。在另一个实施方式中，从锅炉中去除的一部分烟道气454为锅炉中产生的烟道气体积的至少5％。离开交换器510的冷却后的烟道气456在风扇520中加压，然后与氧源450(例如新鲜空气)混合，然后进入另一个增压风扇452的吸气侧，所述增压风扇452将烟道气和空气混合物引导至锅炉燃烧区(未示出)。

在另一实施方式中，如图1所示，使用作为高压蒸汽402的主要流的一部分提取的“牺牲蒸汽”403的小流在交换器460中进一步预热补充锅炉给水512。经过预热的补充锅炉给水514然后进入高压脱气器470的顶部塔盘，而离开交换器460的冷凝蒸汽465进入脱气器470的底部鼓中。此外，为了在脱气器470中保持所需的目标压力，一小部分牺牲蒸汽405绕过交换器460并直接进入脱气器470的底部鼓中。脱气器470内部产生的闪蒸蒸汽进入上部塔盘部分中，并除去向下流动的预热补充锅炉给水514中的溶解氧(如果有的话)。小蒸汽排气口434离开脱气器470的顶部。流出物472离开脱气器470的底部，并且包括离开交换器460的牺牲冷凝蒸汽465、直接在脱气器470内部冷凝的牺牲蒸汽405、离开交换器460的预热补充锅炉给水514和从闪蒸鼓420再循环的高压冷凝水426的混合物。流出物472在泵480中进一步加压和过冷，并作为锅炉给水412直接传送至锅炉蒸汽鼓406，如图1所示。

在进入锅炉燃烧区之前，经过部分再循环并与新鲜空气混合的烟道气可通过增加惰性气体(例如氮气)流入燃烧区的方式，提供减少锅炉中nox热排放的益处。这继而降低了火焰温度和热驱动力，从而在燃烧区中由氮气与氧气的反应形成nox。关于烟道气再循环对减少nox排放的影响的进一步描述，参见“用于一般炼油厂的火焰加热器的燃烧器(burnersforfiredheatersingeneralrefineryservice)”,apirecommendedpractice535,第2版,americanpetroleuminstitute,2006年1月,第13-16页。

烟道气再循环的一个不利后果是，由于燃烧区火焰温度的降低也会降低蒸汽产生的热驱动力，因此有可能降低锅炉的额定功率。然而，通过在热交换器510中用部分再循环的烟道气预热补充锅炉给水(否则将作为废热离开烟囱)，减少了第二下游交换器460中所需的负荷，这导致较少的牺牲蒸汽403流到该交换器。假设锅炉燃烧器受燃料限制，则较少的牺牲蒸汽403流入交换器460会导致更多的锅炉蒸汽402用于过程交换器206；或者，替代地，如果要使锅炉蒸汽402到过程交换器206的流量保持恒定，则牺牲蒸汽403到交换器460的流量减少会导致锅炉中燃料416的消耗减少，从而节省了可变成本。当设计交换器510时，应注意使烟道气温度充分升高到其酸露点以上，以使来自烟道气中任何冷凝蒸气的金属表面的酸蚀影响最小化。酸露点通常随烟道气中硫含量(这取决于燃料类型)的增加而升高。天然气燃料通常具有非常低的硫含量，从而在大多数情况下允许将具有最小腐蚀风险的廉价的碳钢冶金用于交换器510。在这些约束条件下，与将烟道气导向气-气空气预热器502时从相同量的烟道气提取的热量相比，在交换器510中从再循环的烟道气454可能提取更多的热量。燃烧烟道气中的酸露点的估算方法提供于：a.g.okkes,“获得烟道气的酸露点(getaciddewpointoffluegas)”,hydrocarbonprocessing,1987年7月,第53-55页。

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已经通过解释和说明的方式提供了前述详细描述和附图，而无意于限制所附权利要求的范围。对于本领域的普通技术人员而言，本文所示的当前优选实施方式中的许多变型将是显而易见的，并且仍在所附权利要求及其等同物的范围内。

应当理解，所附权利要求中叙述的要素和特征可以不同的方式组合以产生同样落入本发明范围内的新的权利要求。因此，尽管下面所附的从属权利要求仅依赖于单个独立或从属权利要求，但是应当理解，可以使这些从属权利要求替代地依赖于任何前述权利要求(无论是独立还是从属)，并且这样的新组合将被理解为构成本说明书的一部分。