阅读说明：本技术 用于使烃进料流异构化的方法 (Process for isomerizing a hydrocarbon feedstream ) 是由 安东·姆利纳尔 N·帕特尔 詹森·L·诺伊 于 2020-01-31 设计创作，主要内容包括：本发明描述了一种用于使包含C4至C7烃中的至少一种的烃进料流异构化的方法。在干燥区中干燥该烃进料流,该干燥区被配置成提供干燥的烃进料流。在容器中利用该干燥的烃进料流吸收来自气体流的氯化物,该容器包括吸附区段,该吸附区段被配置成提供富氯化物的烃进料流和贫氯化物的蒸气。在异构化条件下,在异构化反应区中利用异构化催化剂使该富氯化物的烃进料流异构化以产生经异构化的流出物流。在稳定区中稳定该经异构化的流出物流以提供包含氯化物的稳定剂废气流和液体异构物流,其中该稳定剂废气流的至少一部分包含该气体流。(A process for isomerizing a hydrocarbon feedstream comprising at least one of C4 to C7 hydrocarbons is described. The hydrocarbon feedstream is dried in a drying zone configured to provide a dried hydrocarbon feedstream. Absorbing chloride from the gas stream with the dried hydrocarbon feedstream in a vessel comprising an adsorption section configured to provide a chloride-rich hydrocarbon feedstream and a chloride-depleted vapor. The chloride-rich hydrocarbon feed stream is isomerized in an isomerization reaction zone using an isomerization catalyst under isomerization conditions to produce an isomerized effluent stream. Stabilizing the isomerized effluent stream in a stabilization zone to provide a stabilizer off-gas stream comprising chloride and a liquid isomerized stream, wherein at least a portion of the stabilizer off-gas stream comprises the gas stream.)

具体实施方式

以下描述本质上仅是示例性的，并且不旨在限制本发明或本发明的应用和使用。另外，不意图受前述背景技术或以下描述中呈现的任何理论的束缚。

吸附性分离用于回收多种烃和其他化学产品。已公开的使用该方法的化学分离包括：使芳烃的混合物分离成特定芳烃异构体，使线性与非线性脂族烃和烯烃分离，从包含芳烃和链烷烃两者的进料混合物分离出链烷烃或芳烃，分离用于药物和精细化学品的手性化合物，分离含氧化合物诸如醇和醚，以及分离碳水化合物诸如糖。芳烃分离包括二烷基取代的单环芳烃和二甲基萘的混合物。形成本发明的先前参考文献和以下描述的重点而不对本发明进行限制的主要商业应用是从C₈芳烃的混合物回收对二甲苯和/或间二甲苯。

本发明通常用于如上所述模拟吸附剂和周围液体的逆流运动的吸附性分离方法。

对二甲苯生产方法中的分馏是现代芳烃联合装置中最大的能源使用者之一。因此，降低分馏成本导致改进的经济性。

从建模中证实，使用来自吸附方法的两种萃余液流产生相对于解吸剂显著不同的料流组合物，如以下示例1中所证实。

使用双萃余液方法，将两种料流独立地进料到萃余液塔中以利用不同的解吸剂浓度。当这一点完成，并且在萃余液塔中的两个进料塔盘之间添加附加塔板时，这导致显著的再沸器负荷节省以及所需的总燃烧燃料减少。

在现有技术中，利用两种萃余液流的专利专注于每种萃余液流中C₈芳烃异构体(即，在工艺中分离的进料中的组分)的组成差异。它们涉及使用单独的萃余液塔和/或单独的异构化单元，从而导致显著增加的资本成本。

相比之下，本发明专注于两种萃余液流中解吸剂量的差异，并且将那些料流送至单一分馏塔和单一异构化，这降低了系统的资本成本。

本发明的一个方面是一种用于生产对二甲苯的方法。在一个实施方案中，该方法包括在模拟移动床装置中使用解吸剂分离C₈芳烃异构体的混合物，以产生富对二甲苯的萃取液流、富解吸剂的萃余液流和贫解吸剂的萃余液流，其中富解吸剂的萃余液流中解吸剂的浓度大于贫解吸剂的萃余液流中解吸剂的浓度。将富解吸剂的萃余液流和贫解吸剂的萃余液流引入具有C₈芳烃出口和解吸剂出口的分馏塔中，其中富解吸剂的萃余液流在第一进料塔盘处被引入，并且其中贫解吸剂的萃余液流在第二进料塔盘处被引入，并且其中第一进料塔盘比第二进料塔盘更靠近解吸剂出口。将分馏塔中的富解吸剂的萃余液流和贫解吸剂的萃余液流分离成C₈芳烃流和解吸剂流。

在一些实施方案中，该方法还包括：将来自分馏塔的C₈芳烃流引入异构化区中；以及使C₈芳烃流异构化以形成经异构化的C₈芳烃流。

在一些实施方案中，该方法还包括：使经异构化的C₈芳烃流再循环至模拟移动床装置中，并且其中经异构化的芳烃流包含C₈芳烃异构体混合物的至少一部分。

在一些实施方案中，该方法还包括：将解吸剂流从分馏塔再循环至模拟移动床装置，并且其中再循环的解吸剂流包括模拟移动床装置中的解吸剂的至少一部分。

在一些实施方案中，解吸剂为轻解吸剂，并且其中C₈芳烃出口为塔底出口，并且解吸剂出口为塔顶出口。

在一些实施方案中，轻解吸剂包含甲苯。

在一些实施方案中，第一进料塔盘与第二进料塔盘相隔5-15个塔板。

在一些实施方案中，解吸剂为重解吸剂，并且其中C₈芳烃出口为塔顶出口，并且解吸剂出口为塔底出口。

在一些实施方案中，重解吸剂包含对二乙苯。

在一些实施方案中，第一进料塔盘与第二进料塔盘相隔25-30个塔板。

在一些实施方案中，富解吸剂的萃余液流包含45重量％至65重量％的解吸剂，并且贫解吸剂的萃余液流包含10重量％至35重量％的解吸剂。

在一些实施方案中，该方法还包括以下项中的至少一者：感测该方法的至少一个参数并且由感测生成信号或数据；生成并传输信号；或者生成并传输数据。

本发明的另一个方面是一种用于生产对二甲苯的方法。在一个实施方案中，该方法包括：在模拟移动床装置中使用解吸剂分离C₈芳烃异构体的混合物，以产生富对二甲苯的萃取液流、富解吸剂的萃余液流和贫解吸剂的萃余液流，其中富解吸剂的萃余液流中解吸剂的浓度大于贫解吸剂的萃余液流中解吸剂的浓度。将富解吸剂的萃余液流和贫解吸剂的萃余液流直接引入具有C₈芳烃出口和解吸剂出口的分馏塔中，其中富解吸剂的萃余液流在第一进料塔盘处被引入，并且其中贫解吸剂的萃余液流在第二进料塔盘处被引入，并且其中第一进料塔盘比第二进料塔盘更靠近解吸剂出口。将分馏塔中的富解吸剂的萃余液流和贫解吸剂的萃余液流分离成芳烃流和解吸剂流。将来自分馏塔的C₈芳烃流引入异构化区中。使C₈芳烃流异构化以形成经异构化的芳烃流。使经异构化的C8芳烃流再循环至模拟移动床装置，并且其中经异构化的C₈芳烃流包含C₈芳烃异构体混合物的至少一部分。

在一些实施方案中，该方法还包括：将解吸剂流从分馏塔再循环至模拟移动床装置，并且其中再循环的解吸剂流包括模拟移动床装置中的解吸剂的至少一部分。

在一些实施方案中，解吸剂为轻解吸剂，并且其中C₈芳烃出口为塔底出口，并且解吸剂出口为塔顶出口。

在一些实施方案中，第一进料塔盘与第二进料塔盘相隔5-15个塔板。

在一些实施方案中，解吸剂为重解吸剂，并且其中C₈芳烃出口为塔顶出口，并且解吸剂出口为塔底出口。

在一些实施方案中，第一进料塔盘与第二进料塔盘相隔25-30个塔板。

在一些实施方案中，富解吸剂的萃余液流包含45重量％至65重量％的解吸剂，并且贫解吸剂的萃余液流包含10重量％至35重量％的解吸剂。

在一些实施方案中，解吸剂包括包含甲苯的轻解吸剂，或者解吸剂包括包含对二乙苯的重解吸剂。

图2A和图2B示出了使用具有轻解吸剂和重解吸剂的本发明的双萃余液流方法的分离方法。轻解吸剂具有小于二甲苯的碳数，而重解吸剂具有大于二甲苯的碳数。

如图2A所示，当在方法100中使用重解吸剂时，解吸剂从塔的底部排出。合适的重解吸剂包括但不限于对二乙苯。在这种情况下，含有最多解吸剂的主萃余液更靠近塔的底部定位。

将C₈芳烃进料流110送至吸附分离单元115，在该吸附分离单元中，使用SMB单元将对二甲苯从二甲苯混合物分离。SMB工艺是商业吸附性分离方法，其使用若干吸附床并使入口料流和出口料流在这些床之间移动，其中使包含对二甲苯的工艺料流通过这些床。吸附床包含用于优先吸附对二甲苯的吸附剂，并稍后使用解吸剂作为工艺料流解吸对二甲苯。如本领域已知的，SMB技术是已建立的商业技术，其中吸附剂床在一个或多个通常为圆柱形的吸附室中保持就位，并且工艺中所涉及的料流进入和离开室的位置沿着室的长度缓慢移位。通常，在该程序中采用至少四种料流(进料、解吸剂、提取物和萃余液)，并且进料流和解吸剂流经由单独的床线进入室以及提取物和萃余液流经由其他床线离开室的位置以设定的间隔同时在同一方向上移位。这些转移点的位置的每次移位从吸附室内的不同床递送或去除液体。该移位可使用每个床入口处的每个料流的专用床线来执行。然而，大规模模拟移动床技术处理单元通常将具有至少八个单独的床、或至少十二个单独的床、或至少十六个单独的床或多达二十四个单独的床。对于每个床处的每种料流采用单独的床线将极大地增加该方法的成本，并且因此这些床线被重复使用，其中每个床线在循环中的某个点处承载四种工艺料流中的一种工艺料流，并且阀门诸如回转阀控制四种料流在整个单元中的流动。

SMB方法产生至少两种流出物流：萃取液流，该萃取液流含有选择性保留在吸附剂上的化合物；以及萃余液流，该萃余液流含有未被强吸附的化合物。萃取液流和萃余液流两者还将含有解吸剂。在工艺床线的每次增量移位期间，萃取液流和萃余液流中解吸剂的浓度将随时间一定程度地变化。萃取液流和萃余液流通常传递到提取物和萃余液分馏塔中，在这些分馏塔中，解吸剂分别从提取物和萃余液化合物分离。以这种方式回收解吸剂，然后可将解吸剂作为工艺料流(本文称为解吸剂流)再循环至吸附区。每个床将包含吸附剂，下文将更详细地讨论。

吸附剂优先吸附对二甲苯，同时允许间二甲苯、邻二甲苯和乙苯在未改变的条件下基本上通过并成为萃余液流的一部分。此后，通过使解吸剂穿过吸附剂床来使吸附的对二甲苯从吸附剂解吸，从而形成萃取液流。解吸剂材料常常还用于从吸附剂周围和内部的空隙空间冲洗未吸附的材料。

吸附和解吸步骤可在单一大吸附剂床中或在摇床基础上在若干平行床中执行。然而，已发现的是，模拟移动床吸附性分离提供了若干优点，诸如高纯度和回收。因此，许多商业规模的石化分离，尤其是用于分离二甲苯和混合的正构烷烃的那些使用SMB技术执行。有关在SMB方法中使用的设备和技术的进一步细节可见于US 3,208,833；US 3,214,247；US3,392,113；US 3,455,815；US 3,523,762；US 3,617,504；US 4,006,197；US 4,133,842；US4,434,051；以及其他专利。

将对二甲苯萃取液流120从吸附分离单元115中去除，并且可根据需要进一步加工。

将包含解吸剂和其他C₈芳烃的富解吸剂的萃余液流125送至分馏塔135。术语“富”旨在指示指定化合物或一类化合物的浓度大于45重量％、或在45重量％至65重量％的范围内。将包含解吸剂和其他C₈芳烃的贫解吸剂的萃余液流130也送至分馏塔135。术语“贫”旨在指示指定化合物或一类化合物的浓度小于35重量％、或在10重量％至35重量％的范围内。

富解吸剂的萃余液流125与贫解吸剂的料流130相比含有更多解吸剂。因此，富解吸剂的萃余液流125比贫解吸剂的萃余液流130更靠近包含解吸剂的塔底料流140进入分馏塔。

富解吸剂的萃余液流125进料塔盘与贫解吸剂的萃余液流130相隔25-30个塔板。

将富解吸剂的萃余液流125和贫解吸剂的萃余液流130分离成包含解吸剂的塔底料流140和包含其他C₈芳烃的塔顶料流145。将塔底料流140再循环至吸附分离单元115。塔底料流140含有98重量％或更多、或98.5重量％或更多、或99重量％或更多、或99.5重量％或更多的重解吸剂。将塔顶料流145送至异构化单元150以异构化成更期望的芳烃，包括对二甲苯。

在图2B所示的方法200中，使用轻解吸剂。当使用轻解吸剂时，具有更多解吸剂的料流被进料到更靠近塔顶部的位置，因为解吸剂被视为塔顶料流，而C₈芳烃被视为塔底料流。在这种情况下，富解吸剂的萃余液流225比贫解吸剂的萃余液流230更靠近塔顶料流。富解吸剂的萃余液流225进料塔盘与贫解吸剂的萃余液流230进料塔盘相隔5-15个塔板。

将富解吸剂的萃余液流225和贫解吸剂的萃余液流130分离成包含解吸剂的塔顶料流240和包含其他C₈芳烃的塔底料流245。将塔底料流245送至异构化单元250。塔顶料流240含有95重量％或更多、或96重量％或更多、或97重量％或更多、或98重量％或更多、或99重量％或更多、或99.5重量％或更多的轻解吸剂。

参考附图呈现了现有技术和本发明的方法和装置的描述。附图为本发明的现有技术和各种实施方案的简化图，并且不旨在对本文所提供的描述和所附的权利要求书的一般广泛范围作出不当限制。已省略了某些硬件，诸如阀门、泵、压缩机、换热器、仪器和控件，因为该硬件对于清楚地理解本发明不是必需的。该硬件的使用和应用完全在本领域的技术范围内。

上述管线、导管、单元、设备、容器、周围环境、区或类似物中的任一者可配备一个或多个监测部件，包括传感器、测量设备、数据捕获设备或数据传输设备。信号、工艺或状态测量以及来自监测部件的数据可用于监测工艺设备中、周围和与其有关的条件。由监测部件生成或记录的信号、测量和/或数据可通过一个或多个网络或连接收集、处理和/或传输，该网络或连接可以是私有或公共的，通用的或专用的，直接的或间接的，有线的或无线的，加密的或未加密的，和/或它们的组合；本说明书并非旨在在这方面进行限制。图2A和图2B将以上分类为160、260。

由监测部件生成或记录的信号、测量和/或数据可被传输到一个或多个计算设备或系统。计算设备或系统可包括至少一个处理器以及存储计算机可读指令的存储器，该计算机可读指令当由至少一个处理器执行时，使一个或多个计算设备执行可包括一个或多个步骤的工艺。例如，可配置一个或多个计算设备以从一个或多个监测部件接收与至少一件与该工艺相关联的设备相关的数据。一个或多个计算设备或系统可被配置成分析该数据。根据数据分析，一个或多个计算设备或系统可被配置成确定对本文所述的一个或多个工艺的一个或多个参数的一种或多种推荐调整。一个或多个计算设备或系统可被配置成传输加密或未加密的数据，其包括对本文所述的一个或多个工艺的一个或多个参数的一种或多种推荐调整。

实施例1

使用本领域技术人员已知的用于分离并纯化对二甲苯的典型沸石型吸附剂，基于以下进料和解吸剂组合物和流速、156℃(312℉)的操作温度和34分钟的循环时间，使用计算机建模程序对分离系统进行建模。

如表1所示，当使用两种萃余液流系统时，主萃余液流含有60重量％的解吸剂，而第二萃余液流含有30重量％的解吸剂。如果将这两种料流混合在一起，如单一萃余液设计的情况，则所得料流将含有50重量％的解吸剂。通过将两种料流单独地进料到单一萃余液塔并且在两种进料之间添加五个塔板，塔的再沸器负荷相对于单一萃余液案例降低3.9％。

表1

案例1-通向单一萃余液塔的两种单独的萃余液流

案例2-通向单一萃余液塔的单一组合的萃余液流

实施例2

还使用模拟移动床中试装置和对二乙苯解吸剂以实验方式研究了两种萃余液系统。中试装置在177℃(350℉)和27分钟循环时间下运行，并且使用本领域技术人员已知的适用于分离并纯化对二甲苯的基于沸石的吸附剂。该实验的进料和解吸剂速率以及组成如下：

当将总萃余液的25.5％作为第二萃余液时，所得的萃余液组合物示于表2中。表2示出两种萃余液中显著不同的对二乙苯组合物。一旦将解吸剂从料流中分馏出来，两种萃余液的C₈芳烃组合物就是类似的，如将在下游萃余液塔中进行的。通过将两种萃余液单独地进料到单一萃余液塔并且在进料之间添加二十个塔板，再沸器负荷相对于单一萃余液案例降低1.8％。

表2

本领域普通技术人员应当认识且应当理解，各种其它部件诸如阀、泵、过滤器、冷却器等未在附图中示出，因为据信，它们的具体内容完全在本领域普通技术人员的知识范围内并且它们的描述对于本发明的实施方案的实施或理解并不是必需的。

虽然在本发明的前述具体实施方式中已呈现了至少一个示例性实施方案，但是应当理解存在大量的变型形式。还应当理解，一个示例性实施方案或多个示例性实施方案仅是示例，并且不旨在以任何方式限制本发明的范围、适用性或构型。相反，前述具体实施方式将为本领域的技术人员提供便利的路线图以实施本发明的示例性实施方案，应当理解，在不脱离如所附权利要求书以及其法律等同形式所阐述的本发明的范围的情况下，可对示例性实施方案中所描述的元件的功能和布置进行各种改变。

具体的实施方案

虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。

本发明的第一实施方案是一种用于生产对二甲苯的方法，该方法包括在模拟移动床装置中使用解吸剂分离C₈芳烃异构体的混合物，以产生富对二甲苯的萃取液流、富解吸剂的萃余液流和贫解吸剂的萃余液流，其中该富解吸剂的萃余液流中解吸剂的浓度大于该贫解吸剂的萃余液流中解吸剂的浓度；将该富解吸剂的萃余液流和该贫解吸剂的萃余液流引入具有C₈芳烃出口和解吸剂出口的分馏塔中，其中该富解吸剂的萃余液流在第一进料塔盘处被引入，并且其中该贫解吸剂的萃余液流在第二进料塔盘处被引入，并且其中该第一进料塔盘比该第二进料塔盘更靠近该解吸剂出口；以及将该分馏塔中的该富解吸剂的萃余液流和该贫解吸剂的萃余液流分离成C₈芳烃流和解吸剂流。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该方法还包括：将来自该分馏塔的C₈芳烃流引入异构化区中；以及使C₈芳烃流异构化以形成经异构化的C₈芳烃流。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该方法还包括：将该经异构化的C₈芳烃流再循环到该模拟移动床装置中，并且其中该经异构化的芳烃流包含C₈芳烃异构体的混合物的至少一部分。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该方法还包括：将该解吸剂流从该分馏塔再循环至该模拟移动床装置，并且其中该再循环的解吸剂流包括该模拟移动床装置中的解吸剂的至少一部分。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中该解吸剂是轻解吸剂，并且其中该C₈芳烃出口是塔底出口，并且该解吸剂出口是塔顶出口。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中来自该塔顶出口的该轻解吸剂包含甲苯。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中该第一进料塔盘与该第二进料塔盘相隔5-15个塔板。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中该解吸剂是重解吸剂，并且其中该C₈芳烃出口是塔顶出口，并且该解吸剂出口是塔底出口。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中来自该塔底出口的该重解吸剂包含对二乙苯。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中该第一进料塔盘与该第二进料塔盘相隔25-30个塔板。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中该富解吸剂的萃余液流包含45重量％至65重量％的解吸剂，并且贫解吸剂的萃余液流包含10重量％至35重量％的解吸剂。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该方法还包括以下项中的至少一者：感测所述方法的至少一个参数并由所述感测生成信号或数据；生成并传输信号；或者生成并传输数据。

本发明的第二实施方案是一种用于生产对二甲苯的方法，该方法包括在模拟移动床装置中使用解吸剂分离C₈芳烃异构体的混合物，以产生富对二甲苯的萃取液流、富解吸剂的萃余液流和贫解吸剂的萃余液流，其中该富解吸的剂萃余液流中解吸剂的浓度大于该贫解吸剂的萃余液流中解吸剂的浓度；将该富解吸剂的萃余液流和该贫解吸剂的萃余液流直接引入具有C₈芳烃出口和解吸剂出口的分馏塔中，其中该富解吸剂的萃余液流在第一进料塔盘处被引入，并且其中该贫解吸剂的萃余液流在第二进料塔盘处被引入，并且其中该第一进料塔盘比该第二进料塔盘更靠近该解吸剂出口；将该分馏塔中的该富解吸剂的萃余液流和该贫解吸剂的萃余液流分离成芳烃流和解吸剂流；将来自该分馏塔的该C₈芳烃流引入异构化区中；使该C₈芳烃流异构化以形成经异构化的芳烃流；以及使该经异构化的C₈芳烃流再循环至该模拟移动床装置，并且其中该经异构化的C₈芳烃流包含该C₈芳烃异构体混合物的至少一部分。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，该方法还包括：将该解吸剂流从该分馏塔再循环至该模拟移动床装置，并且其中该再循环的解吸剂流包括该模拟移动床装置中的解吸剂的至少一部分。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中该解吸剂是轻解吸剂，并且其中该C₈芳烃出口是塔底出口，并且该解吸剂出口是塔顶出口。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中该第一进料塔盘与该第二进料塔盘相隔5-15个塔板。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中该解吸剂是重解吸剂，并且其中该C₈芳烃出口是塔顶出口，并且该解吸剂出口是塔底出口。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中该第一进料塔盘与该第二进料塔盘相隔25-30个塔板。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中该富解吸剂的萃余液流包含45重量％至65重量％的解吸剂，并且贫解吸剂的萃余液流包含10重量％至35重量％的解吸剂。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中该解吸剂包括包含甲苯的轻解吸剂，或者该解吸剂包括包含对二乙苯的重解吸剂。

尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员通过使用前面的描述可最大程度利用本发明并且可容易地确定本发明的基本特征而不脱离本发明的实质和范围以作出本发明的各种变化和修改，并且使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。

在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。