本發(fā)明涉及石油煉化技術(shù)領(lǐng)域，尤其涉及一種煉廠胺液脫硫系統(tǒng)及其脫硫方法。
背景技術(shù)：
在煉化生產(chǎn)過程中，原料油經(jīng)過一次和二次加工，原料油中部分硫化物轉(zhuǎn)化為h2s，h2s最終進(jìn)入到干氣、汽油、液化石油氣等產(chǎn)品中。如果這些含硫產(chǎn)品脫硫不達(dá)標(biāo)，作為石油化工原料或燃料使用時(shí)將會(huì)導(dǎo)致設(shè)備、管路的腐蝕，最終造成環(huán)境污染，進(jìn)而危害人體健康。近年來，隨著國民經(jīng)濟(jì)的發(fā)展，石油需求量越來越大，使得國內(nèi)煉廠對(duì)高硫原油和劣質(zhì)原油的加工量不斷增大，在生產(chǎn)中副產(chǎn)大量的含硫產(chǎn)品，增加了脫硫的負(fù)荷。另一方面，為減少排放對(duì)環(huán)境的污染，國家對(duì)燃油產(chǎn)品的質(zhì)量要求也越來越嚴(yán)格。
常用的脫硫劑通常為一種可再生的含水吸收劑，目前，煉廠胺液脫硫的流程結(jié)構(gòu)大體上可分為兩類：一類是將脫硫吸收部分分散在各配套裝置，溶劑再生在各裝置進(jìn)行分散再生。另一類是將脫硫吸收部分分散在各配套裝置，將富溶劑集中到同一再生塔中集中再生。將富溶劑集中到同一再生塔中集中再生的方法雖然可以降低設(shè)備投資成本，但是，再生塔的負(fù)荷太大，使其壽命降低，另外還容易使胺液受到污染，一旦胺液系統(tǒng)出現(xiàn)諸如帶油帶烴、胺液發(fā)泡等問題查找起來非常困難。
技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：
本發(fā)明的主要目的在于提供一種煉廠胺液脫硫系統(tǒng)及其脫硫方法，旨在降低再生塔的負(fù)荷，同時(shí)提高其再生效率。
為實(shí)現(xiàn)上述目的，本發(fā)明提供一種煉廠胺液脫硫系統(tǒng)，包括第一煉廠氣脫硫塔、第二煉廠氣脫硫塔、富液閃蒸罐以及溶劑再生塔，其中，
所述第一煉廠氣脫硫塔和第二煉廠氣脫硫塔的底部入口分別用于通入催化干氣和催化液化氣，所述第一煉廠氣脫硫塔和第二煉廠氣脫硫塔的塔釜均通過管路與富液閃蒸罐的入口連接以對(duì)富液進(jìn)行閃蒸，所述富液閃蒸罐的出口通過管路與溶劑再生塔的入口連接，所述溶劑再生塔的第一再生貧液出口通過管路與第一煉廠氣脫硫塔的脫硫劑入口連接，所述溶劑再生塔的第二再生貧液出口通過管路與第二煉廠氣脫硫塔的脫硫劑入口連接，所述第二再生貧液出口的再生深度高于第一再生貧液出口的再生深度。
優(yōu)選地，所述富液閃蒸罐出口處的管路上還安裝有用于對(duì)富液進(jìn)行升壓的再生塔進(jìn)料泵，富液在富液閃蒸罐閃蒸脫除部分輕烴后由再生塔進(jìn)料泵升壓，所述富液閃蒸罐入口處的管路上還安裝有用于對(duì)富液進(jìn)行混合的富液混合器。
優(yōu)選地，所述煉廠胺液脫硫系統(tǒng)還包括第一換熱器，該第一換熱器上設(shè)置有互相換熱的第一流道和第二流道，第一換熱器第一流道的入口與富液閃蒸罐出口連接，第一換熱器第一流道的出口與溶劑再生塔的入口連接，第一換熱器第二流道入口與第一再生貧液出口連接，第一換熱器第二流道出口與第一煉廠氣脫硫塔的脫硫劑入口連接。
優(yōu)選地，所述煉廠胺液脫硫系統(tǒng)還包括第二換熱器，該第二換熱器上設(shè)置有互相換熱的第一流道和第二流道，第二換熱器第一流道的入口與第一換熱器連接，第二換熱器第一流道的出口與溶劑再生塔的入口連接，第二換熱器第二流道入口與第二再生貧液出口連接，第二換熱器第二流道出口與第二煉廠氣脫硫塔的脫硫劑入口連接。
優(yōu)選地，所述第二換熱器第二流道出口處的管路上還安裝有第一冷卻器。
優(yōu)選地，所述溶劑再生塔塔底還設(shè)有用于維持搭底溫度的再沸器。
優(yōu)選地，所述煉廠胺液脫硫系統(tǒng)還包括與溶劑再生塔依次連接的第二冷卻器和酸性氣分液罐，酸性氣分液罐分離出的酸性水返回溶劑再生塔上部作回流，酸性氣分液罐分離出的酸性氣送至硫磺回收裝置。
本發(fā)明進(jìn)一步提出一種基于上述的煉廠胺液脫硫系統(tǒng)的脫硫方法，包括以下歩驟：
催化干氣進(jìn)入第一煉廠氣脫硫塔下部，與從第一煉廠氣脫硫塔上部來的可再生的脫硫劑逆流接觸，得到凈化第一煉廠氣物流和高h(yuǎn)2s負(fù)荷的富液，同時(shí)催化液化氣進(jìn)入第二煉廠氣脫硫塔下部，與從第二煉廠氣脫硫塔上部來的可再生的脫硫劑逆流接觸，得到凈化第二煉廠氣物流和低h2s負(fù)荷的富液；
第一煉廠氣脫硫塔和第二煉廠氣脫硫塔的塔釜富液混合后經(jīng)富液閃蒸罐脫氣后進(jìn)入溶劑再生塔，溶劑再生塔第一再生貧液出口流出的貧液送至第一煉廠氣脫硫塔作為脫硫劑循環(huán)使用，溶劑再生塔第二再生貧液出口流出的貧液送至第二煉廠氣脫硫塔作為脫硫劑循環(huán)使用。
優(yōu)選地，控制催化干氣進(jìn)入第一煉廠氣脫硫塔的進(jìn)料溫度為15℃~50℃，控制催化液化氣進(jìn)入第二煉廠氣脫硫塔的進(jìn)料溫度為15℃~50℃，第一煉廠氣脫硫塔和第二煉廠氣脫硫塔的操作溫度均為20℃~65℃，第一煉廠氣脫硫塔和第二煉廠氣脫硫塔的操作壓力為0.1mpa~10mpa。
優(yōu)選地，富液經(jīng)閃蒸罐脫氣后由經(jīng)再生塔進(jìn)料泵升壓，壓力為0.1mpa~6mpa，升壓后的富液經(jīng)第一換熱器換熱后溫度控制為75℃~115℃；溶劑再生塔塔底溫度維持在90℃~150℃。
本發(fā)明提出的煉廠胺液脫硫系統(tǒng)，將溶劑再生塔分為兩條線產(chǎn)出，這樣將溶劑再生塔分為上、下兩部分，上部分的貧液采用低深度再生，下部分貧液采用完全再生，通過減小貧液的再生深度這種方法來達(dá)到降低再沸器負(fù)荷的目的。同時(shí)，利用富液閃蒸罐進(jìn)行高溫低壓閃蒸，降低再生酸性氣烴含量，減少有效資源的浪費(fèi)。另外，通過對(duì)同一h2s負(fù)荷的富吸收劑進(jìn)行集中再生，其再生效率高，同時(shí)減少設(shè)備投資。
附圖說明
圖1為本發(fā)明煉廠胺液脫硫系統(tǒng)的結(jié)構(gòu)示意圖。
圖中，c101-第一煉廠氣脫硫塔，c102-第二煉廠氣脫硫塔，c103-溶劑再生塔，d101-除液罐，d102-富液混合器，d103-富液閃蒸罐，d104-酸性氣分液罐，d105-溶劑儲(chǔ)罐，d106-凝結(jié)器，e101-第二換熱器，e102-第一冷卻器，e103-第二冷卻器，e104-再沸器，e105-第一換熱器，p101-再生塔進(jìn)料泵，p102-酸液回流泵，p103-第二進(jìn)料泵，p104-第一進(jìn)料泵。
本發(fā)明目的的實(shí)現(xiàn)、功能特點(diǎn)及優(yōu)點(diǎn)將結(jié)合實(shí)施例，參照附圖做進(jìn)一步說明。
具體實(shí)施方式
應(yīng)當(dāng)理解，此處所描述的具體實(shí)施例僅僅用以解釋本發(fā)明，并不用于限定本發(fā)明。
需要說明的是，在本發(fā)明的描述中，術(shù)語“橫向”、“縱向”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“豎直”、“水平”、“頂”、“底”、“內(nèi)”、“外”等指示的方位或位置關(guān)系為基于附圖所示的方位或位置關(guān)系，僅是為了便于描述本發(fā)明和簡化描述，并不是指示或暗示所指的裝置或元件必須具有特定的方位、以特定的方位構(gòu)造和操作，因此不能理解為對(duì)本發(fā)明的限制。此外，術(shù)語“第一”、“第二”等僅用于描述目的，而不能理解為指示或暗示相對(duì)重要性。
本發(fā)明提出一種煉廠胺液脫硫系統(tǒng)。
參照?qǐng)D1，本優(yōu)選實(shí)施例中，一種煉廠胺液脫硫系統(tǒng)，包括第一煉廠氣脫硫塔c101、第二煉廠氣脫硫塔c102、富液閃蒸罐d103以及溶劑再生塔c103，其中，
第一煉廠氣脫硫塔c101和第二煉廠氣脫硫塔c102的底部入口分別用于通入催化干氣和催化液化氣，第一煉廠氣脫硫塔c101和第二煉廠氣脫硫塔c102的塔釜均通過管路與富液閃蒸罐d103的入口連接以對(duì)富液進(jìn)行閃蒸，富液閃蒸罐d103的出口通過管路與溶劑再生塔c103的入口連接，溶劑再生塔c103的第一再生貧液出口通過管路與第一煉廠氣脫硫塔c101的脫硫劑入口連接，溶劑再生塔c103的第二再生貧液出口通過管路與第二煉廠氣脫硫塔c102的脫硫劑入口連接，第二再生貧液出口的再生深度高于第一再生貧液出口的再生深度。
第一煉廠氣脫硫塔c101的底部入口處還設(shè)有除液罐d101。催化干氣進(jìn)入第一煉廠氣脫硫塔c101下部的任意位置。催化液化氣進(jìn)入第二煉廠氣脫硫塔c102下部的任意位置。第一煉廠氣脫硫塔c101和第二煉廠氣脫硫塔c102的脫硫劑入口設(shè)置于其上部的任意位置。第一煉廠氣脫硫塔c101和第二煉廠氣脫硫塔c102的脫硫劑入口處管路上分別安裝有第一進(jìn)料泵p104和第二進(jìn)料泵p103。第一煉廠氣脫硫塔c101和第二煉廠氣脫硫塔c102中脫硫劑為含有弱堿的含水混合物，根據(jù)需要，還可在其中添加其他組份，弱堿可為鏈烷醇胺，例如單乙醇胺、二乙醇胺、甲基二乙醇胺等。脫硫劑通常含有10%~50%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的堿組分，10%~90%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的水和0~50%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的其他組份。第一煉廠氣脫硫塔c101、第二煉廠氣脫硫塔c102以及溶劑再生塔c103可以是任何一種有效的傳質(zhì)塔結(jié)構(gòu)，例如填料塔、泡罩塔、篩板塔、浮閥塔等。本煉廠胺液脫硫系統(tǒng)中機(jī)泵采用節(jié)能型化工流程泵并配以節(jié)能型電機(jī)，提高機(jī)泵及電機(jī)的效率。
進(jìn)一步地，富液閃蒸罐d103出口處的管路上還安裝有用于對(duì)富液進(jìn)行升壓的再生塔進(jìn)料泵p101，富液在富液閃蒸罐d103閃蒸脫除部分輕烴后由再生塔進(jìn)料泵p101升壓，富液閃蒸罐d103入口處的管路上還安裝有用于對(duì)富液進(jìn)行混合的富液混合器d102。
進(jìn)一步地，本煉廠胺液脫硫系統(tǒng)還包括第一換熱器e105，該第一換熱器e105上設(shè)置有互相換熱的第一流道和第二流道，第一換熱器e105第一流道的入口與富液閃蒸罐d103出口連接，第一換熱器e105第一流道的出口與溶劑再生塔c103的入口連接，第一換熱器e105第二流道入口與第一再生貧液出口連接，第一換熱器e105第二流道出口與第一煉廠氣脫硫塔c101的脫硫劑入口連接。
進(jìn)一步地，本煉廠胺液脫硫系統(tǒng)還包括第二換熱器e101，該第二換熱器e101上設(shè)置有互相換熱的第一流道和第二流道，第二換熱器e101第一流道的入口與第一換熱器e105連接，第二換熱器e101第一流道的出口與溶劑再生塔c103的入口連接，第二換熱器e101第二流道入口與第二再生貧液出口連接，第二換熱器e101第二流道出口與第二煉廠氣脫硫塔c102的脫硫劑入口連接。通過第一換熱器e105和第二換熱器e101形成換熱網(wǎng)絡(luò)，從而有效地降低了能耗。
第二換熱器e101第二流道出口處的管路上還安裝有第一冷卻器器e102。第二進(jìn)料泵p103與第一冷卻器器e102之間還安裝有溶劑儲(chǔ)罐d105。
進(jìn)一步地，溶劑再生塔c103塔底還設(shè)有用于維持搭底溫度的再沸器e104。再沸器e104的熱源由蒸汽（蒸汽設(shè)置在0.4mpa）提供，以防止重沸器管束壁溫過高，從而造成溶劑的熱降解。另外，再沸器e104采用低壓蒸汽作為熱源，充分利用現(xiàn)有熱源與冷源，能耗小。
進(jìn)一步地，本煉廠胺液脫硫系統(tǒng)還包括與溶劑再生塔c103依次連接的第二冷卻器e103和酸性氣分液罐d104，酸性氣分液罐d104分離出的酸性水返回溶劑再生塔c103上部作回流，酸性氣分液罐d104分離出的酸性氣送至硫磺回收裝置。
本發(fā)明提出的煉廠胺液脫硫系統(tǒng)，將溶劑再生塔c103分為兩條線產(chǎn)出，這樣將溶劑再生塔c103分為上、下兩部分，上部分的貧液采用低深度再生，下部分貧液采用完全再生，通過減小貧液的再生深度這種方法來達(dá)到降低再沸器e104負(fù)荷的目的。同時(shí)，利用富液閃蒸罐d103進(jìn)行高溫低壓閃蒸，降低再生酸性氣烴含量，減少有效資源的浪費(fèi)。另外，通過對(duì)同一h2s負(fù)荷的富吸收劑進(jìn)行集中再生，其再生效率高，同時(shí)減少設(shè)備投資。
本發(fā)明進(jìn)一步提出一種煉廠胺液脫硫系統(tǒng)的脫硫方法。
一種基于上述煉廠胺液脫硫系統(tǒng)的脫硫方法，包括以下歩驟：
催化干氣進(jìn)入第一煉廠氣脫硫塔c101下部，與從第一煉廠氣脫硫塔c101上部來的可再生的脫硫劑逆流接觸，得到凈化第一煉廠氣物流和高h(yuǎn)2s負(fù)荷的富液，同時(shí)催化液化氣進(jìn)入第二煉廠氣脫硫塔c102下部，與從第二煉廠氣脫硫塔c102上部來的可再生的脫硫劑逆流接觸，得到凈化第二煉廠氣物流和低h2s負(fù)荷的富液；
第一煉廠氣脫硫塔c101和第二煉廠氣脫硫塔c102的塔釜富液混合后經(jīng)富液閃蒸罐d103脫氣后進(jìn)入溶劑再生塔c103，溶劑再生塔c103第一再生貧液出口流出的貧液送至第一煉廠氣脫硫塔c101作為脫硫劑循環(huán)使用，溶劑再生塔c103第二再生貧液出口流出的貧液送至第二煉廠氣脫硫塔c102作為脫硫劑循環(huán)使用。
具體地，控制催化干氣進(jìn)入第一煉廠氣脫硫塔c101的進(jìn)料溫度為15℃~50℃，控制催化液化氣進(jìn)入第二煉廠氣脫硫塔c102的進(jìn)料溫度為15℃~50℃（優(yōu)選33℃），第一煉廠氣脫硫塔c101和第二煉廠氣脫硫塔c102的操作溫度均為20℃~65℃（優(yōu)選30℃），第一煉廠氣脫硫塔c101和第二煉廠氣脫硫塔c102的操作壓力為0.1mpa~10mpa（優(yōu)選1.2mpa）。在這些條件下，可以使得到凈化的第一、二煉廠氣中含硫量達(dá)到排放要求。
具體地，富液經(jīng)閃蒸罐脫氣后由經(jīng)再生塔進(jìn)料泵p101升壓，壓力為0.1mpa~6mpa，升壓后的富液經(jīng)第一換熱器e105換熱后溫度控制為75℃~115℃；溶劑再生塔c103塔底溫度維持在90℃~150℃。在這些條件下，可以降低再沸器熱負(fù)荷，降低再生酸性氣烴含量，減少有效資源的浪費(fèi)。
本發(fā)明在此提出以下幾個(gè)實(shí)施例。
實(shí)施例1
脫硫工藝過程如下：以4900m3/h的進(jìn)料量、38℃的進(jìn)料溫度、1.0mpa的進(jìn)料壓力將干氣送入第一煉廠氣脫硫塔c101下部，塔的操作溫度為36℃，操作壓力為0.85mpa，溶劑再生塔c103側(cè)線采出的低深度再生吸收劑n-甲基二乙醇胺（mdea）送入第一煉廠氣脫硫塔c101上部，兩者逆流接觸進(jìn)行傳質(zhì)。干氣中的酸性物質(zhì)（h2s、co2）等被脫硫劑吸收，得到凈化的干氣物流（h2s=10mg/m3≤150mg/m3）和高h(yuǎn)2s負(fù)荷的富液。
以30000kg/h的進(jìn)料量、35℃的進(jìn)料溫度、1.3mpa的進(jìn)料壓力將液化氣送入第二煉廠氣脫硫塔c102下部，塔的操作溫度為35℃，操作壓力為1.112mpa，使其與來自溶劑再生塔c103底部完全再生的濃度為30wt%的吸收劑mdea（n-甲基二乙醇胺）逆流接觸，充分吸收后得到凈化的液化氣物流（h2s=5mg/m3≤50mg/m3）和低h2s負(fù)荷的富液。
低h2s負(fù)荷的富液和高h(yuǎn)2s負(fù)荷的富液在混合罐中混合后至第一換熱器e105換熱至90℃后進(jìn)入富液閃蒸罐d103，經(jīng)閃蒸脫氣后由再生塔進(jìn)料泵p101升壓至0.31mpa進(jìn)入溶劑再生塔c103再生，溶劑再生塔c103的操作溫度為100℃，操作壓力為0.06mpa，溶劑再生塔c103塔底設(shè)有重沸器，維持塔底溫度115℃，溶劑再生塔c103底出來的深度再生貧液送至第二換熱器e101換熱冷卻至38℃后進(jìn)入溶劑儲(chǔ)罐d105，之后送入第二煉廠氣脫硫塔c102作為脫硫劑循環(huán)使用。溶劑再生塔c103塔頂出來的酸性氣經(jīng)第二冷卻器e103冷卻后進(jìn)入再生酸性氣分液罐d104進(jìn)行氣液分離后送至硫磺回收裝置，再生酸性氣分液罐d104底部的液相返回溶劑再生塔c103上部回流循環(huán)使用。溶劑再生塔c103側(cè)線采出一定再生深度的富液經(jīng)換熱器降溫后通過升壓泵打入第一煉廠氣脫硫塔c101上部作為脫硫劑循環(huán)使用。損耗的吸收劑由裝置外來的貧劑補(bǔ)充。
實(shí)施例2
本實(shí)施例脫硫工藝除了操作參數(shù)其他各步驟均與實(shí)施例1相同，具體參數(shù)如下：吸收劑濃度45wt%，液化氣進(jìn)料量30000kg/h，進(jìn)料溫度30℃，進(jìn)料壓力1.1mpa，液化氣脫硫塔的操作溫度35℃，操作壓力1mpa，干氣進(jìn)料量4900m3/h，進(jìn)料溫度30℃，進(jìn)料壓力0.9mpa，第一煉廠氣脫硫塔c101操作溫度35℃，操作壓力0.8mpa，第二換熱器e101溫度80℃，再生塔進(jìn)料泵p101升壓至0.1mpa，溶劑再生塔c103操作溫度90℃，操作壓力0.03mpa，重沸器維持塔底溫度110℃，第二換熱器e101換熱冷卻溫度30℃。
實(shí)施例3
本實(shí)施例脫硫工藝除了操作參數(shù)其他各步驟均與實(shí)施例1相同，具體參數(shù)如下：吸收劑濃度15wt%，液化氣進(jìn)料量30000kg/h，進(jìn)料溫度40℃，進(jìn)料壓力2.1mpa，液化氣脫硫塔的操作溫度45℃，操作壓力2mpa，干氣進(jìn)料量4900m3/h，進(jìn)料溫度40℃，進(jìn)料壓力1.1mpa，第一煉廠氣脫硫塔c101的操作溫度45℃，操作壓力1mpa，第二換熱器e101溫度110℃，再生塔進(jìn)料泵p101升壓至0.3mpa，溶劑再生塔c103操作溫度110℃，操作壓力0.1mpa，重沸器維持塔底溫度130℃，第二換熱冷卻溫度50℃。
實(shí)施例4
本實(shí)施例脫硫工藝除了操作參數(shù)其他各步驟均與實(shí)施例1相同，具體參數(shù)如下：采用吸收劑濃度32wt%，液化氣進(jìn)入液化氣脫硫塔的進(jìn)料溫度為33℃，液化氣進(jìn)料量30000kg/h，進(jìn)料壓力1.3mpa，液化氣脫硫塔的操作溫度32℃，操作壓力為1.2mpa，充分吸收后得到凈化的液化氣物流（h2s=2mg/m3≤50mg/m3），干氣進(jìn)入第一煉廠氣脫硫塔c101的進(jìn)料溫度為35℃，干氣進(jìn)料量為4900m3/h，第一煉廠氣脫硫塔c101的操作溫度為38℃，操作壓力為0.9mpa，充分吸收脫硫后，得到凈化的干氣物流（h2s=3mg/m3≤150mg/m3）第二換熱器e101中的換熱溫度為90℃，再生塔進(jìn)料泵p101將富液升壓至0.3mpa后進(jìn)入溶劑再生塔c103（，重沸器維持塔底溫度為120℃。
實(shí)施例5
來自某石化企業(yè)的催化裂化裝置的產(chǎn)品—干氣和液化氣，進(jìn)行脫硫化氫精制，其中干氣含有0.25wt%h2s和0.54wt%co2，液化氣含有0.27wt%h2s。該石化企業(yè)對(duì)脫硫后產(chǎn)品的質(zhì)量要求為：凈化干氣中h2s≤150mg/m3，凈化液化氣中h2s≤50mg/m3。
采用本發(fā)明的脫硫方法進(jìn)行脫硫，操作條件為：吸收劑為30wt%的n-甲基二乙醇胺（mdea）水溶液，液化氣進(jìn)料量為24388kg/h，進(jìn)料溫度32℃，進(jìn)料壓力1.4mpa，操作溫度32℃、操作壓力1.213mpa；干氣進(jìn)料量為4366m3/h，進(jìn)料溫度38℃，進(jìn)料壓力1.0mpa，操作溫度30℃、操作壓力0.95mpa；第二換熱器e101溫度90℃，升壓壓力0.26mpa，溶劑再生塔c103操作溫度105℃、操作壓力0.1mpa，重沸器維持塔底溫度123℃，換熱冷卻溫度38℃。
為了進(jìn)行對(duì)比，我們將同樣的干氣和液化氣在相同的操作條件下（與前述實(shí)施例5條件相同）分別進(jìn)行脫硫，脫硫后的富液合并后在集中再生，此時(shí)干氣脫硫塔脫硫所需貧液量為15000kg/h，液化氣脫硫塔脫硫所需貧液量為3000kg/h，合并后吸收劑的再生量為18000kg/h。而采用本發(fā)明方法（充分采用適宜的再生深度），可以避免了不必要的再沸器e104負(fù)荷，從而降低再生塔再沸器e104的負(fù)荷，溶劑再生塔c103的再沸器e104的負(fù)荷由分級(jí)使用前的2602mj/h減小到2028mj/h，較之前減少了22.06%能耗。
以上僅為本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施例，并非因此限制本發(fā)明的專利范圍，凡是利用本發(fā)明說明書及附圖內(nèi)容所作的等效結(jié)構(gòu)變換，或直接或間接運(yùn)用在其他相關(guān)的技術(shù)領(lǐng)域，均同理包括在本發(fā)明的專利保護(hù)范圍內(nèi)。