吸收法与分馏法集成的碳二/碳三轻烃分离方法及系统
阅读：1027发布：2020-06-14
专利汇可以提供吸收法与分馏法集成的碳二/碳三轻烃分离方法及系统专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本 发明 涉及一种吸收法与 分馏 法集成的 碳 二/碳三轻 烃 分离方法及系统，用于前脱乙烷分离流程的C2-/C3+分离。本发明先用吸收塔将进料中包括氢气、甲烷等轻组分在内的大部分C2-分出来，再让余下的小部分C2与全部C3+进 分馏塔 分馏。吸收塔的吸收剂是来自系统内部的“ 贫液 ”，即分馏塔回流罐中液相的一部分。这种吸收法与分馏法的集成比单一分馏法省能，加之它可使脱乙烷塔采用较低塔压而加大了轻关键组分与重关键组分的相对挥发度，因而达到降低分离能耗的目的。分馏塔采用22至26Bar(a)的较低塔压时，仅需多设一台使用-47至-52℃冷剂的换热器，整个系统的分离能耗便可明显低于 现有技术 。，下面是吸收法与分馏法集成的碳二/碳三轻烃分离方法及系统专利的具体信息内容。
1.一种吸收法与分馏法集成的碳二/碳三轻烃分离方法，该方法包括：
在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水后形成的进料气和进料液，分别进入碳三吸收塔和脱乙烷塔；
+
进入碳三吸收塔的进料气在吸收剂的作用下分离为塔底液和塔顶气，塔底液为C3 和-
一小部分C2，塔顶气为氢气、甲烷和大部分C2，所述塔顶气送到下游系统处理；
碳三吸收塔的塔底液和来自上游的进料液被送入脱乙烷塔，在回流液和再沸气体的共+ - +
同作用下分离为塔底液C3 和塔顶气C2，所述塔底液C3 送到下游系统处理；所述塔顶气-
C2 在冷却冷凝器中冷却和部分冷凝，然后在脱乙烷塔回流罐中分为气液两相；
脱乙烷塔回流罐中液相的一部分作为吸收剂送至碳三吸收塔，另一部分作为回流液返回脱乙烷塔。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述脱乙烷塔的塔压为32-36Bar(a)的高压，所述冷却冷凝器的冷剂为-38至-42℃的丙烯；或者是，脱乙烷塔的塔压为
22-26Bar(a)的低压，所述冷却冷凝器两台串联，第一台冷却冷凝器的冷剂为-38至-42℃的丙烯，第二台冷却冷凝器的冷剂为-47至-52℃的工艺物流。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：所述-47至-52℃的工艺物流是下游某低温设备的进料；该物流在进料到该低温设备前流经所述第二台冷却冷凝器，为脱乙烷塔顶气体的冷却冷凝提供冷量。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述脱乙烷塔回流罐的气相物料送回上游进料压缩机最末一段压缩段重新压缩、进料、回收。
5.一种吸收法与分馏法集成的碳二/碳三轻烃分离系统，包括碳三吸收塔、脱乙烷塔、冷却冷凝器和回流罐；其中：
-
碳三吸收塔的顶端的出气口与下游的C2 处理系统连通，碳三吸收塔底端的出液口与脱乙烷塔的进料口连通；
脱乙烷塔顶端的出气口通过冷却冷凝器与回流罐的进料口连通，脱乙烷塔底端的出液+
口与下游的C3 处理系统连通；
回流罐底端的出液口通过回流泵分别与碳三吸收塔最上层塔板的进液口和脱乙烷塔最上层塔板的进液口连通。
6.根据权利要求5所述的系统，其特征在于：所述脱乙烷塔的塔压为32-36Bar(a)的高压，所述冷却冷凝器的冷剂为-38至-42℃的丙烯；或者是，脱乙烷塔的塔压为
22-26Bar(a)的低压，所述冷却冷凝器两台串联，第一台冷却冷凝器的冷剂为-38至-42℃的丙烯，第二台冷却冷凝器的冷剂为-47至-52℃的工艺物流。
7.根据权利要求6所述的系统，其特征在于：所述-47至-52℃的工艺物流是下游某低温设备的进料；该物流在进料到该低温设备前流经所述第二台冷却冷凝器，为脱乙烷塔顶气体的冷却冷凝提供冷量。
8.根据权利要求5所述的系统，其特征在于：所述脱乙烷塔回流罐顶端的出气口与上游进料压缩机的最末一段压缩段吸入口连通。
9.权利要求5-8任一项所述吸收法与分馏法集成的碳二/碳三轻烃分离系统的应用，- +
其特征在于：应用于前脱乙烷分离流程的C2/C3 分离。
吸收法与分馏法集成的碳二/碳三轻烃分离方法及系统
技术领域
背景技术
[0002] 轻烃分离，指的是乙烯装置等相关生产装置对其回收的氢气及碳一至碳五烃类混合物(缩写：H2-C1-C5)进行的分离。
[0003] 碳二馏分缩写为C2，碳二及更轻馏分缩写为C2-，碳三馏分缩写为C3，碳三及更重+馏分缩写为C3。
[0004] 现有的轻烃分离技术多采用单一的分馏法。分馏法在轻烃分离的许多环节是唯一- +
选择，但在有些环节中却有能耗较高的缺点，前脱乙烷流程中的C2/C3 分离环节若采用单
一分馏法就存在这样的缺点。
选择，但在有些环节中却有能耗较高的缺点，前脱乙烷流程中的C2/C3 分离环节若采用单
一分馏法就存在这样的缺点。
[0005] 现有技术采用单一分馏法在前脱乙烷流程中实现C2-/C3+分离，做法是将进料的H2-C1-C5全馏分一起送入一台分馏塔。对于相同理论板数的分馏塔来说，这样做需要较大
的回流液量和再沸气量。加之，该分馏塔处于整个(前脱乙烷)分离流程上游，不得不采用
较高操作压力以便为下游过程提供足够的压头。高压导致的相对挥发度降低，使同样理论
板数的分馏塔需消耗更多能量才能达到预期分离要求。
的回流液量和再沸气量。加之，该分馏塔处于整个(前脱乙烷)分离流程上游，不得不采用
较高操作压力以便为下游过程提供足够的压头。高压导致的相对挥发度降低，使同样理论
板数的分馏塔需消耗更多能量才能达到预期分离要求。
发明内容
[0006] 本发明要解决的技术问题是提供一种吸收法与分馏法集成的轻烃分离方法，用以- + - +
将轻烃混合物(H2-C1-C5)分离为C2 与C3 两部分(表示为“C2/C3 分离”)。本发明在前
- +
脱乙烷流程中应用以实现C2/C3 分离，可以收到明显降低能耗的效果。
将轻烃混合物(H2-C1-C5)分离为C2 与C3 两部分(表示为“C2/C3 分离”)。本发明在前
- +
脱乙烷流程中应用以实现C2/C3 分离，可以收到明显降低能耗的效果。
[0007] 为收到上述效果，本发明的吸收法与分馏法集成的碳二/碳三轻烃分离方法包括：
[0008] 在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水后形成的进料气和进料液，分别进入碳三吸收塔和脱乙烷塔；
[0009] 进入碳三吸收塔的进料气在吸收剂的作用下分离为塔底液和塔顶气，塔底液为+ -
C3 和一小部分C2，塔顶气为氢气、甲烷和大部分C2，所述塔顶气送到下游系统处理；
C3 和一小部分C2，塔顶气为氢气、甲烷和大部分C2，所述塔顶气送到下游系统处理；
[0010] 碳三吸收塔的塔底液和来自上游的进料液被送入脱乙烷塔，在回流液和再沸气体+ - +
的共同作用下分离为塔底液C3 和塔顶气C2，所述塔底液C3 送到下游系统处理；所述塔顶
-
气C2 在冷却冷凝器中冷却和部分冷凝，然后在脱乙烷塔回流罐(即气液分离罐，回流罐是
分馏塔通常必备的配套设备，主要作用是留存塔顶馏出物的冷凝液，以便稳定、可控地向分馏塔最上层塔板提供回流。没有它，大多数分馏塔的回流无法建立。部分冷凝式分馏塔的
回流罐也起气液分离罐的作用)中分为气液两相；
的共同作用下分离为塔底液C3 和塔顶气C2，所述塔底液C3 送到下游系统处理；所述塔顶
-
气C2 在冷却冷凝器中冷却和部分冷凝，然后在脱乙烷塔回流罐(即气液分离罐，回流罐是
分馏塔通常必备的配套设备，主要作用是留存塔顶馏出物的冷凝液，以便稳定、可控地向分馏塔最上层塔板提供回流。没有它，大多数分馏塔的回流无法建立。部分冷凝式分馏塔的
回流罐也起气液分离罐的作用)中分为气液两相；
[0011] 脱乙烷塔回流罐中液相的一部分作为吸收剂送至碳三吸收塔，另一部分作为回流液返回脱乙烷塔。
[0012] 本发明的方法，其中优选所述脱乙烷塔的塔压为32-36Bar(a)的高压，所述冷却冷凝器的冷剂为-38至-42℃的丙烯；或者是，脱乙烷塔的塔压为22-26Bar(a)的低压，所
述冷却冷凝器两台串联，第一台冷却冷凝器的冷剂为-38至-42℃的丙烯，第二台冷却冷凝
器的冷剂为-47至-52℃的工艺物流。
述冷却冷凝器两台串联，第一台冷却冷凝器的冷剂为-38至-42℃的丙烯，第二台冷却冷凝
器的冷剂为-47至-52℃的工艺物流。
[0013] 所述-47至-52℃的工艺物流是下游某低温设备的进料；该物流在进料到该低温设备前流经所述第二台冷却冷凝器，为脱乙烷塔顶气体的冷却冷凝提供冷量。用下游某设
备的进料(该进料的温度或节流膨胀后的温度与所需冷剂温度相符)作为本系统某换热器
的冷剂，这是轻烃深冷分离的常用手法。对于本系统来说，该工艺物流与丙烯、乙烯冷剂一样，只是可供选择的一种冷剂。
备的进料(该进料的温度或节流膨胀后的温度与所需冷剂温度相符)作为本系统某换热器
的冷剂，这是轻烃深冷分离的常用手法。对于本系统来说，该工艺物流与丙烯、乙烯冷剂一样，只是可供选择的一种冷剂。
[0014] 本发明的方法，其中所述脱乙烷塔回流罐中的气相物料为不含C3+的C2-馏分，因-
其流量小且压力低于碳三吸收塔顶端的C2 产品流股，故使之循环回到上游进料压缩机的
最末一段压缩段重新压缩、进料、回收。进料压缩机可能为四段或五段压缩机。气相物料应回到压缩机的最末一段。即如果是四段压缩机，它就应回到第四段入口；如果是五段压缩
机，它就应回到第五段入口。无论回到进料压缩机的第几段，其作用都是将这股气体物料重新升压。
其流量小且压力低于碳三吸收塔顶端的C2 产品流股，故使之循环回到上游进料压缩机的
最末一段压缩段重新压缩、进料、回收。进料压缩机可能为四段或五段压缩机。气相物料应回到压缩机的最末一段。即如果是四段压缩机，它就应回到第四段入口；如果是五段压缩
机，它就应回到第五段入口。无论回到进料压缩机的第几段，其作用都是将这股气体物料重新升压。
[0015] 本发明还涉及一种吸收法与分馏法集成的碳二/碳三轻烃分离系统，包括碳三吸收塔、脱乙烷塔、冷却冷凝器和回流罐；其中：
[0016] 碳三吸收塔的顶端的出气口与下游的C2-处理系统连通，碳三吸收塔底端的出液口与脱乙烷塔的进料口连通；
[0019] 本发明的系统，其中优选所述脱乙烷塔的塔压为32-36Bar(a)的高压，所述冷却冷凝器的冷剂为-38至-42℃的丙烯；或者是，脱乙烷塔的塔压为22-26Bar(a)的低压，所
述冷却冷凝器两台串联，第一台冷却冷凝器的冷剂为-38至-42℃的丙烯，第二台冷却冷凝
器的冷剂为-47至-52℃的工艺物流。
述冷却冷凝器两台串联，第一台冷却冷凝器的冷剂为-38至-42℃的丙烯，第二台冷却冷凝
器的冷剂为-47至-52℃的工艺物流。
[0020] 所述-47至-52℃的工艺物流是下游某低温设备的进料；该物流在进料到该低温设备前流经所述第二台冷却冷凝器，为脱乙烷塔顶气体的冷却冷凝提供冷量。
[0021] 本发明的系统，其中所述脱乙烷塔回流罐顶端的出气口与上游进料压缩机的最末+ -
一段压缩段吸入口连通。脱乙烷塔回流罐中的气相物料为不含C3 的C2 馏分，因其流量小
-
且压力低于碳三吸收塔顶端的C2 产品流股，故使之循环回到上游进料压缩机的最末一段
压缩段重新压缩、进料、回收。
一段压缩段吸入口连通。脱乙烷塔回流罐中的气相物料为不含C3 的C2 馏分，因其流量小
-
且压力低于碳三吸收塔顶端的C2 产品流股，故使之循环回到上游进料压缩机的最末一段
压缩段重新压缩、进料、回收。
[0022] 本发明还涉及上述吸收法与分馏法集成的碳二/碳三轻烃分离系统在前脱乙烷- +
分离流程的C2/C3 分离中的应用。
分离流程的C2/C3 分离中的应用。
[0023] 本发明与现有技术不同之处在于，本发明既不是单纯的吸收法，也不是单纯的分馏法，而是这两种分离方法的集成。本发明先用吸收塔的吸收分离作用将进料中包括氢气、- +
甲烷等轻组分在内的大部分C2 分出来，再让余下的小部分C2与全部C3 进脱乙烷塔进行
分馏。
甲烷等轻组分在内的大部分C2 分出来，再让余下的小部分C2与全部C3 进脱乙烷塔进行
分馏。
[0024] 在轻烃分离流程中，经常会存在两股相关的物流。一股气体物流，其中某易溶组分的含量较高，称为“富气”；另一股液体物流，其中该易溶组分的含量较低，称为“贫液”。
[0025] 本发明吸收塔的吸收剂就是来自系统内部的“贫液”。从脱乙烷塔回流罐中的液相取出一部分作为吸收剂(即“贫液”)送至碳三吸收塔，让贫液与富气(进料气)逆向接触，富气中的易溶组分就会被贫液吸收，贫液由此变为“富液”，富气由此变为“贫气”。这样，易溶组分被液体吸收，导致不易溶组分在气体中富集，提高了气体中不易溶组分的含量，同时降低了易溶组分在气体中的含量。吸收剂吸收了较多易溶组分而成为富液(碳三吸收塔的
塔底液)后，不需要常规吸收分离流程中通常都有的解吸塔来把富液再变成贫液。富液只
+ + - + -
需用脱乙烷塔分馏，就可以分离为C3 和不含C3 的C2 馏分。该不含C3 的C2 馏分经过
冷却冷凝、气液分离后，液相的一部分便成为贫液(即吸收剂)。这种吸收法与分馏法的集
成本身就比单一分馏法能耗低。
塔底液)后，不需要常规吸收分离流程中通常都有的解吸塔来把富液再变成贫液。富液只
+ + - + -
需用脱乙烷塔分馏，就可以分离为C3 和不含C3 的C2 馏分。该不含C3 的C2 馏分经过
冷却冷凝、气液分离后，液相的一部分便成为贫液(即吸收剂)。这种吸收法与分馏法的集
成本身就比单一分馏法能耗低。
[0026] 加之，本发明的方法和系统应用于前脱乙烷分离流程的C2-/C3+分离时，分馏塔(即脱乙烷塔)可以采用26Bar(a)乃至更低的操作压力，因此加大了轻关键组分对重关键
组分的相对挥发度，达到降低分离能耗的目的。
组分的相对挥发度，达到降低分离能耗的目的。
附图说明
[0028] 图1为本发明的吸收塔与高压脱乙烷塔集成实施方式工艺流程示意图；
[0029] 图2为本发明的吸收塔与低压脱乙烷塔集成实施方式工艺流程示意图；
[0030] 图3为现有技术的单一脱乙烷塔实施方式流程示意图。
具体实施方式
[0032] 以下为实施例及其工艺参数等，但本发明的内容并不局限于这些实例的范围。
[0033] 如图1所示，本发明吸收塔与高压脱乙烷塔集成的碳二/碳三轻烃分离系统，包括碳三吸收塔01、脱乙烷塔02、冷却冷凝器05和回流罐03等；其中，碳三吸收塔01顶端的出
气口与下游的C2-馏分处理系统连通，碳三吸收塔01底端的出液口与脱乙烷塔02侧面自
上而下第二个进液口连通；脱乙烷塔02顶端的出气口通过冷却冷凝器05与回流罐03的进
+
料口连通，脱乙烷塔02底端的出液口与下游的C3 馏分处理系统连通；回流罐03的底端出
液口通过回流泵06分别与碳三吸收塔01上端的进液口和脱乙烷塔02上端的进液口连通。
气口与下游的C2-馏分处理系统连通，碳三吸收塔01底端的出液口与脱乙烷塔02侧面自
上而下第二个进液口连通；脱乙烷塔02顶端的出气口通过冷却冷凝器05与回流罐03的进
+
料口连通，脱乙烷塔02底端的出液口与下游的C3 馏分处理系统连通；回流罐03的底端出
液口通过回流泵06分别与碳三吸收塔01上端的进液口和脱乙烷塔02上端的进液口连通。
[0035] 回流罐03顶端的出气口与上游进料压缩机的最末一段压缩段吸入口连通(图中+ -
未标出)。脱乙烷塔回流罐03中的气相物料为不含C3 的C2 馏分，因其流量小且压力低
-
于碳三吸收塔01顶端的C2 产品流股，故使之循环回到上游进料压缩机的最末一段压缩段
重新压缩、进料、回收。
未标出)。脱乙烷塔回流罐03中的气相物料为不含C3 的C2 馏分，因其流量小且压力低
-
于碳三吸收塔01顶端的C2 产品流股，故使之循环回到上游进料压缩机的最末一段压缩段
重新压缩、进料、回收。
[0036] 如图2所示，在本发明的吸收塔与低压脱乙烷塔集成的碳二/碳三轻烃分离系统中，脱乙烷塔02为塔压为22-26Bar(a)的低压塔。冷却冷凝器为两台串联连通的冷却冷凝
器05、07。一台冷却冷凝器05中的冷剂为-38至-42℃的丙烯，另一台冷却冷凝器07中的
冷剂为-47至-52℃(PR)的工艺物流。脱乙烷塔02采用了较低塔压，因此轻重关键组分的
相对挥发度较大，操作回流量和再沸量较小。但较低压力对应的较低温度使-38至-42℃
的丙烯冷剂温度显得不够低，故从系统外引入一股-47℃的工艺物流(PR)作为补充冷剂。
该-47至-52℃的工艺物流(PR)是下游某低温设备的进料，它在进料到该设备前流经冷却
冷凝器07，为脱乙烷塔02塔顶气体的冷却冷凝提供冷量。
器05、07。一台冷却冷凝器05中的冷剂为-38至-42℃的丙烯，另一台冷却冷凝器07中的
冷剂为-47至-52℃(PR)的工艺物流。脱乙烷塔02采用了较低塔压，因此轻重关键组分的
相对挥发度较大，操作回流量和再沸量较小。但较低压力对应的较低温度使-38至-42℃
的丙烯冷剂温度显得不够低，故从系统外引入一股-47℃的工艺物流(PR)作为补充冷剂。
该-47至-52℃的工艺物流(PR)是下游某低温设备的进料，它在进料到该设备前流经冷却
冷凝器07，为脱乙烷塔02塔顶气体的冷却冷凝提供冷量。
[0037] 实施例1吸收塔与高压脱乙烷塔集成
[0038] 在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水后形成的进料气和两股进料液，分别进入碳三吸收塔01和脱乙烷塔02(该三股进料由上游系统得到，图1未显示该三股进料的形成过程，采用多股进料是现有分馏工艺的常用做法之一)
[0039] 如图1所示，进料气首先进到碳三吸收塔01，碳三吸收塔01是一种结构简单的塔器，内装相当于约10块理论板的塔盘或填料。在碳三吸收塔01内，进料气与来自脱乙烷塔
+
回流泵06的吸收剂(即“贫液”)逆向接触。进料中的易溶组分、即几乎全部C3 和一小部
-
分C2 溶于吸收剂而使之成为“富液”，从碳三吸收塔01底端采出。进料中的难溶组分、即+
几乎全部氢气、甲烷和大部分C2，因未溶于吸收剂而从塔顶逸出。逸出的这些不含C3 的气-
相物料，作为本系统的C2 产品被送到下游系统处理。
+
回流泵06的吸收剂(即“贫液”)逆向接触。进料中的易溶组分、即几乎全部C3 和一小部
-
分C2 溶于吸收剂而使之成为“富液”，从碳三吸收塔01底端采出。进料中的难溶组分、即+
几乎全部氢气、甲烷和大部分C2，因未溶于吸收剂而从塔顶逸出。逸出的这些不含C3 的气-
相物料，作为本系统的C2 产品被送到下游系统处理。
[0040] 从碳三吸收塔01底采出的“富液”被送入脱乙烷塔02，上述从上游来的两股进料液也被送入脱乙烷塔02。在回流液体和再沸气体的共同作用下，三股进料中挥发度较低的
+ - +
C3 馏分与挥发度较高的C2 馏分被分开。C3 馏分作为本系统的产品被从脱乙烷塔02的塔
底送至下游系统处理。塔底物料再沸的热量由低压蒸汽(LPS)通过脱乙烷塔再沸器04提
+ -
供。不含C3 的C2 馏分从脱乙烷塔02塔顶馏出，在脱乙烷塔冷却冷凝器05中被-40℃丙
烯冷剂(C3R)冷却和部分冷凝，然后在脱乙烷塔回流罐03中分为气液两相。液相物料被脱
乙烷塔回流泵06泵出，一股作为回流液回流到脱乙烷塔02的最上层塔板；另一股即是吸收
+
剂，被送到碳三吸收塔01的最上层塔板。脱乙烷塔回流罐03中的气相物料为不含C3 的
- -
C2 馏分，因其流量小且压力低于C2 产品流股，故循环回到上游进料压缩机的最末一段压
缩段重新压缩、进料、回收。
+ - +
C3 馏分与挥发度较高的C2 馏分被分开。C3 馏分作为本系统的产品被从脱乙烷塔02的塔
底送至下游系统处理。塔底物料再沸的热量由低压蒸汽(LPS)通过脱乙烷塔再沸器04提
+ -
供。不含C3 的C2 馏分从脱乙烷塔02塔顶馏出，在脱乙烷塔冷却冷凝器05中被-40℃丙
烯冷剂(C3R)冷却和部分冷凝，然后在脱乙烷塔回流罐03中分为气液两相。液相物料被脱
乙烷塔回流泵06泵出，一股作为回流液回流到脱乙烷塔02的最上层塔板；另一股即是吸收
+
剂，被送到碳三吸收塔01的最上层塔板。脱乙烷塔回流罐03中的气相物料为不含C3 的
- -
C2 馏分，因其流量小且压力低于C2 产品流股，故循环回到上游进料压缩机的最末一段压
缩段重新压缩、进料、回收。
[0041] 脱乙烷塔02采用与-40℃冷剂相适应的约32.6Bar(a)塔压，因此操作的回流量和再沸量都比较大。
[0042] 实施例1应用于年产100万吨乙烯装置前脱乙烷流程的C2-/C3+分离时，其主要相关工艺参数如表1所示。
[0043] 表1实施例1的主要相关工艺参数
[0044]
[0045] 注：DC2-脱乙烷塔。
[0046] 实施例2吸收塔与低压脱乙烷塔集成
[0047] 在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水后形成的进料气和两股进料液，分别进入碳三吸收塔01和脱乙烷塔02(该三股进料由上游系统得到，图2未显示该三股进料的形成过程，采用多股进料是现有分馏工艺的常用做法之一)。
[0048] 如图2所示，进料气首先进到碳三吸收塔01。碳三吸收塔01是一种结构简单的塔器，内装相当于约10块理论板的塔盘或填料。在碳三吸收塔01内，进料气与来自脱乙烷塔
+
回流泵06的吸收剂(即“贫液”)逆向接触。进料中的易溶组分、即几乎全部C3 和一小部
-
分C2 溶于吸收剂而使之成为“富液”，从碳三吸收塔01底端采出。进料中难溶组分，即几+
乎全部氢气、甲烷和大部分C2，因未溶于吸收剂而从塔顶逸出。逸出的这些不含C3 的气相-
物料，作为本系统的C2 产品被送到下游系统处理。
+
回流泵06的吸收剂(即“贫液”)逆向接触。进料中的易溶组分、即几乎全部C3 和一小部
-
分C2 溶于吸收剂而使之成为“富液”，从碳三吸收塔01底端采出。进料中难溶组分，即几+
乎全部氢气、甲烷和大部分C2，因未溶于吸收剂而从塔顶逸出。逸出的这些不含C3 的气相-
物料，作为本系统的C2 产品被送到下游系统处理。
[0049] 从碳三吸收塔01底端采出的“富液”被送入脱乙烷塔02，上述从上游来的两股进料液也被送入脱乙烷塔02。在回流液体和再沸气体的共同作用下，三股进料中挥发度较低
+ - +
的C3 馏分与挥发度较高的C2 馏分被分开。C3 馏分作为本系统的产品被从塔底送出。塔
+ -
底物料再沸的热量由低压蒸汽(LPS)通过脱乙烷塔再沸器04提供。不含C3 的C2 馏分从
脱乙烷塔02塔顶馏出，先后在第一台脱乙烷塔冷却冷凝器05中被-40℃丙烯冷剂(C3R)冷
却和部分冷凝，再在第二台冷却冷凝器07中被-47℃工艺物流(PR)进一步冷却和部分冷
凝，然后在脱乙烷塔回流罐03中分为气液两相。液相物料被脱乙烷塔回流泵06泵出，一股
作为回流液回流到脱乙烷塔02的最上层塔板；另一股即是吸收剂，被送到碳三吸收塔01的
+ -
最上层塔板。脱乙烷塔回流罐03中的气相物料为不含C3 的C2 馏分，因其流量小且压力
-
低于C2 产品流股，故循环回到上游进料压缩机的最末一段压缩段重新压缩、进料、回收。
+ - +
的C3 馏分与挥发度较高的C2 馏分被分开。C3 馏分作为本系统的产品被从塔底送出。塔
+ -
底物料再沸的热量由低压蒸汽(LPS)通过脱乙烷塔再沸器04提供。不含C3 的C2 馏分从
脱乙烷塔02塔顶馏出，先后在第一台脱乙烷塔冷却冷凝器05中被-40℃丙烯冷剂(C3R)冷
却和部分冷凝，再在第二台冷却冷凝器07中被-47℃工艺物流(PR)进一步冷却和部分冷
凝，然后在脱乙烷塔回流罐03中分为气液两相。液相物料被脱乙烷塔回流泵06泵出，一股
作为回流液回流到脱乙烷塔02的最上层塔板；另一股即是吸收剂，被送到碳三吸收塔01的
+ -
最上层塔板。脱乙烷塔回流罐03中的气相物料为不含C3 的C2 馏分，因其流量小且压力
-
低于C2 产品流股，故循环回到上游进料压缩机的最末一段压缩段重新压缩、进料、回收。
[0050] 脱乙烷塔02采用了约22.6Bar(a)的较低塔压，因此操作回流量和再沸量都比较小。但较低压力对应的较低温度使-40℃丙烯冷剂温度显得不够低，故从系统外引入一
股-50℃的工艺物流(PR)作为补充冷剂。该工艺物流(PR)是下游某低温设备的进料(例
如作为乙烯精馏塔进料的C2馏分)，它在进料到该设备前流经冷却冷凝器07，为脱乙烷塔
02塔顶气体的冷却冷凝提供冷量。
股-50℃的工艺物流(PR)作为补充冷剂。该工艺物流(PR)是下游某低温设备的进料(例
如作为乙烯精馏塔进料的C2馏分)，它在进料到该设备前流经冷却冷凝器07，为脱乙烷塔
02塔顶气体的冷却冷凝提供冷量。
[0051] 实施例2应用于年产100万吨乙烯装置前脱乙烷流程的C2-/C3+分离时，其主要相关工艺参数如表2所示。
[0052] 表2实施例2的主要相关工艺参数
[0053]7 00.
08 剂收 6.54 57.6 0023 88.6
1 吸 - 3 7 2
071 流回2CD 6654- 00.73 13.06424 88.62
8
061 顶塔2CD 40.82- 03.22 3.238721 12.62
26
051 + 品产3C 4133 68.8 .012911 46.94
8
041 - 环循2C 82.74- 00.22 0.27121 51.12
031 - 品产2C 50.73- 56.63 18.336012 59.81
液 96.
02 料进 025 53.7 4336 77.3
1 重 1 3 6 4
液料 0 5 15.9 5
011 进轻 0.21 8.63 2148 3.43
03
气 02. 50 .255 29
001 料进 81- .73 191 .81
) h
◇号 称名 ℃， a(raB /gk， 量
股 股 度 ， 量 子
流 流 温 力压 流 分
08 剂收 6.54 57.6 0023 88.6
1 吸 - 3 7 2
071 流回2CD 6654- 00.73 13.06424 88.62
8
061 顶塔2CD 40.82- 03.22 3.238721 12.62
26
051 + 品产3C 4133 68.8 .012911 46.94
8
041 - 环循2C 82.74- 00.22 0.27121 51.12
031 - 品产2C 50.73- 56.63 18.336012 59.81
液 96.
02 料进 025 53.7 4336 77.3
1 重 1 3 6 4
液料 0 5 15.9 5
011 进轻 0.21 8.63 2148 3.43
03
气 02. 50 .255 29
001 料进 81- .73 191 .81
) h
◇号 称名 ℃， a(raB /gk， 量
股 股 度 ， 量 子
流 流 温 力压 流 分
[0054]质量分数
H2 0.02395 0.00063 0.00038 0.02167 0.00846 0.00000 0.00102 0.00024 0.00024
CO 0.00118 0.00008 0.00004 0.00107 0.00079 0.00000 0.00014 0.00007 0.00007
甲烷 0.29273 0.04805 0.02427 0.27588 0.29701 0.00000 0.09186 0.07027 0.07027
乙炔 0.00876 0.00740 0.00389 0.01150 0.01104 0.00000 0.01652 0.01710 0.01710
乙烯 0.48534 0.32704 0.16020 0.58819 0.59283 0.00000 0.71962 0.73296 0.73296
乙烷 0.07205 0.07170 0.03696 0.10059 0.08916 0.00010 0.16586 0.17394 0.17394
甲基乙炔 0.00186 0.01012 0.00979 0.00000 0.00000 0.01558 0.00000 0.00000 0.00000
丙二烯 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
丙烯 0.09277 0.29209 0.21238 0.00109 0.00070 0.47139 0.00495 0.00540 0.00540
丙烷 0.00558 0.02043 0.01531 0.00001 0.00000 0.03190 0.00003 0.00003 0.00003
乙烯基乙炔 0.00017 0.00239 0.00436 0.00000 0.00000 0.00439 0.00000 0.00000 0.00000
1，3-丁二烯 0.00790 0.09526 0.14803 0.00000 0.00000 0.16230 0.00000 0.00000 0.00000
1-丁烯 0.00546 0.06382 0.09625 0.00000 0.00000 0.10737 0.00000 0.00000 0.00000
异丁烯 0.00055 0.00555 0.00741 0.00000 0.00000 0.00892 0.00000 0.00000 0.00000
丁烷 0.00066 0.00626 0.00950 0.00000 0.00000 0.01076 0.00000 0.00000 0.00000
戊烷 0.00032 0.01546 0.06573 0.00000 0.00000 0.04800 0.00000 0.00000 0.00000
异戊烷 0.00065 0.02369 0.08176 0.00000 0.00000 0.06326 0.00000 0.00000 0.00000
己烷 0.00002 0.00274 0.03199 0.00000 0.00000 0.01977 0.00000 0.00000 0.00000
苯 0.00005 0.00725 0.08988 0.00000 0.00000 0.05521 0.00000 0.00000 0.00000
庚烷 0.00000 0.00002 0.00047 0.00000 0.00000 0.00027 0.00000 0.00000 0.00000
甲苯 0.00000 0.00004 0.00137 0.00000 0.00000 0.00079 0.00000 0.00000 0.00000
辛烷 0.00000 0.00000 0.00002 0.00000 0.00000 0.00001 0.00000 0.00000 0.00000
乙苯 0.00000 0.00000 0.00001 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
苯乙烯 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000[0055] 注：DC2-脱乙烷塔。
H2 0.02395 0.00063 0.00038 0.02167 0.00846 0.00000 0.00102 0.00024 0.00024
CO 0.00118 0.00008 0.00004 0.00107 0.00079 0.00000 0.00014 0.00007 0.00007
甲烷 0.29273 0.04805 0.02427 0.27588 0.29701 0.00000 0.09186 0.07027 0.07027
乙炔 0.00876 0.00740 0.00389 0.01150 0.01104 0.00000 0.01652 0.01710 0.01710
乙烯 0.48534 0.32704 0.16020 0.58819 0.59283 0.00000 0.71962 0.73296 0.73296
乙烷 0.07205 0.07170 0.03696 0.10059 0.08916 0.00010 0.16586 0.17394 0.17394
甲基乙炔 0.00186 0.01012 0.00979 0.00000 0.00000 0.01558 0.00000 0.00000 0.00000
丙二烯 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
丙烯 0.09277 0.29209 0.21238 0.00109 0.00070 0.47139 0.00495 0.00540 0.00540
丙烷 0.00558 0.02043 0.01531 0.00001 0.00000 0.03190 0.00003 0.00003 0.00003
乙烯基乙炔 0.00017 0.00239 0.00436 0.00000 0.00000 0.00439 0.00000 0.00000 0.00000
1，3-丁二烯 0.00790 0.09526 0.14803 0.00000 0.00000 0.16230 0.00000 0.00000 0.00000
1-丁烯 0.00546 0.06382 0.09625 0.00000 0.00000 0.10737 0.00000 0.00000 0.00000
异丁烯 0.00055 0.00555 0.00741 0.00000 0.00000 0.00892 0.00000 0.00000 0.00000
丁烷 0.00066 0.00626 0.00950 0.00000 0.00000 0.01076 0.00000 0.00000 0.00000
戊烷 0.00032 0.01546 0.06573 0.00000 0.00000 0.04800 0.00000 0.00000 0.00000
异戊烷 0.00065 0.02369 0.08176 0.00000 0.00000 0.06326 0.00000 0.00000 0.00000
己烷 0.00002 0.00274 0.03199 0.00000 0.00000 0.01977 0.00000 0.00000 0.00000
苯 0.00005 0.00725 0.08988 0.00000 0.00000 0.05521 0.00000 0.00000 0.00000
庚烷 0.00000 0.00002 0.00047 0.00000 0.00000 0.00027 0.00000 0.00000 0.00000
甲苯 0.00000 0.00004 0.00137 0.00000 0.00000 0.00079 0.00000 0.00000 0.00000
辛烷 0.00000 0.00000 0.00002 0.00000 0.00000 0.00001 0.00000 0.00000 0.00000
乙苯 0.00000 0.00000 0.00001 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
苯乙烯 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000[0055] 注：DC2-脱乙烷塔。
[0056] 本发明实施过程中，为了研究它与现有技术的对比效果，模拟用现有技术完成年- +
产100万吨乙烯装置前脱乙烷流程的C2/C3 分离任务，提出了如下现有技术的单一脱乙烷
塔技术方案，称为“对比例”，如图3的流程示意图所示。
产100万吨乙烯装置前脱乙烷流程的C2/C3 分离任务，提出了如下现有技术的单一脱乙烷
塔技术方案，称为“对比例”，如图3的流程示意图所示。
[0057] 对比例
[0058] 用单一脱乙烷塔完成年产100万吨乙烯装置前脱乙烷流程的C2-/C3+分离任务
[0059] 在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水后形成的进料气和两股进料液，同时进入脱乙烷塔02的不同进料板(该三股进料由上游系统得到，图3未显示该三股进料的形成过程，采用多股进料是现有分馏工艺的常用做法之一)。
[0060] 如图3所示，进料气和上述两股进料液(同实施例1、2)，共三股进料被送入脱乙烷+塔02。在回流液体和再沸气体的共同作用下，三股进料中挥发度较低的C3 馏分与挥发度
- +
较高的C2 馏分被分开。C3 馏分作为本系统的产品被从脱乙烷塔02的塔底送出。塔底物
+ -
料再沸的热量由低压蒸汽(LPS)通过脱乙烷塔再沸器04提供。不含C3 的C2 馏分从脱乙
烷塔02顶馏出，在脱乙烷塔冷却冷凝器05中被冷却和部分冷凝，然后在脱乙烷塔回流罐03
中分为气液两相。液相物料被脱乙烷塔回流泵06泵出，作为回流液回流到脱乙烷塔02的
+ - -
最上层塔板。脱乙烷塔回流罐03中的气相物料为不含C3 的C2 馏分，作为本系统的C2 产
品被送出。
- +
较高的C2 馏分被分开。C3 馏分作为本系统的产品被从脱乙烷塔02的塔底送出。塔底物
+ -
料再沸的热量由低压蒸汽(LPS)通过脱乙烷塔再沸器04提供。不含C3 的C2 馏分从脱乙
烷塔02顶馏出，在脱乙烷塔冷却冷凝器05中被冷却和部分冷凝，然后在脱乙烷塔回流罐03
中分为气液两相。液相物料被脱乙烷塔回流泵06泵出，作为回流液回流到脱乙烷塔02的
+ - -
最上层塔板。脱乙烷塔回流罐03中的气相物料为不含C3 的C2 馏分，作为本系统的C2 产
品被送出。
[0061] 脱乙烷塔02采用约37Bar(a)的较高塔压，以便用-40℃丙烯冷剂满足塔顶馏出物-
冷凝的需要。更重要的是，如果塔压过低，气相C2 产品输往下游时，将满足不了各分离系统对其压头的要求。
冷凝的需要。更重要的是，如果塔压过低，气相C2 产品输往下游时，将满足不了各分离系统对其压头的要求。
[0062] 对比例应用于年产100万吨乙烯装置前脱乙烷流程C2-/C3+分离时的主要相关工艺参数如表3所示。
[0063] 表3对比例的主要相关工艺参数
[0064]流 4 61.1 51 41 97 46 55 65 00 00
07 回2C 0.73 57.6 5263 33.6 100. 000. 480. 610. 217. 871. 000. 000.
1 D - 3 1 2 0 0 0 0 0 0 0 0
顶 66.6 16 07 28 25 40 22 00 00
06 塔2C 5472 57.6 8864 03.1 310. 000. 002. 310. 736. 131. 000. 000.
1 D - 3 3 2 0 0 0 0 0 0 0 0
2
051 + 品产3C 3133 688 0.902911 46.94 00000.0 00000.0 00000.0 00000.0 00000.0 01000.0 85510.0 00000.0
05
品产 50. 56 .536 59 7612 7010 8857 0511 9188 9500 0000 0000
031 - 2C 73- .63 012 .81 0.0 0.0 2.0 0.0 5.0 1.0 0.0 0.0
液料 0 5 47.4 9 040 400 804 583 378 676 899 000
021 进重 2.51 3.73 4296 6.34 00.0 00.0 20.0 00.0 51.0 30.0 00.0 00.0
液料 0 5 59.2 8 560 800 318 937 507 471 510 000
011 进轻 0.21 8.63 6828 2.43 00.0 00.0 40.0 00.0 23.0 70.0 10.0 00.0
4
气 00 5 8.63 8 225 121 315 968 572 151 381 000
001 料进 .91- 0.73 7771 6.81 20.0 00.0 92.0 00.0 84.0 70.0 00.0 00.0
h/
)a(r gk，
◇ 称 ℃ aB 量 数 炔
号 名 ， ， 流 量 分 乙 烯
股流 股流 度温 力压 量质 子分 量质 2H OC 烷甲 炔乙 烯乙 烷乙 基甲 二丙
2 4 0 0 0 0 0 0
1600 0000 0000 0000 0000 0000 0000 0000
.0 .0 .0 .0 .0 .0 .0 .0
7 2 0 0 0 0 0 0
0300 0000 0000 0000 0000 0000 0000 0000
.0 .0 .0 .0 .0 .0 .0 .0
83 98 93 03 73 29 67 00
174. 130. 400. 261. 701. 800. 010. 840.
0 0 0 0 0 0 0 0
90 10 00 00 00 00 00 00
100. 000. 000. 000. 000. 000. 000. 000.
0 0 0 0 0 0 0 0
88 67 63 47 28 84 75 54
812. 510. 400. 841. 690. 700. 900. 460.
0 0 0 0 0 0 0 0
62 77 23 80 24 64 41 75
892. 020. 200. 390. 260. 500. 600. 410.
0 0 0 0 0 0 0 0
31 85 61 15 91 35 36 92
390. 500. 000. 700. 500. 000. 000. 000.
0 0 0 0 0 0 0 0
炔 烯
乙 二
烯 烷 基烯 丁-3， 烯丁- 烯丁 烷 烷
丙 丙 乙 1 1 异 丁 戊
07 回2C 0.73 57.6 5263 33.6 100. 000. 480. 610. 217. 871. 000. 000.
1 D - 3 1 2 0 0 0 0 0 0 0 0
顶 66.6 16 07 28 25 40 22 00 00
06 塔2C 5472 57.6 8864 03.1 310. 000. 002. 310. 736. 131. 000. 000.
1 D - 3 3 2 0 0 0 0 0 0 0 0
2
051 + 品产3C 3133 688 0.902911 46.94 00000.0 00000.0 00000.0 00000.0 00000.0 01000.0 85510.0 00000.0
05
品产 50. 56 .536 59 7612 7010 8857 0511 9188 9500 0000 0000
031 - 2C 73- .63 012 .81 0.0 0.0 2.0 0.0 5.0 1.0 0.0 0.0
液料 0 5 47.4 9 040 400 804 583 378 676 899 000
021 进重 2.51 3.73 4296 6.34 00.0 00.0 20.0 00.0 51.0 30.0 00.0 00.0
液料 0 5 59.2 8 560 800 318 937 507 471 510 000
011 进轻 0.21 8.63 6828 2.43 00.0 00.0 40.0 00.0 23.0 70.0 10.0 00.0
4
气 00 5 8.63 8 225 121 315 968 572 151 381 000
001 料进 .91- 0.73 7771 6.81 20.0 00.0 92.0 00.0 84.0 70.0 00.0 00.0
h/
)a(r gk，
◇ 称 ℃ aB 量 数 炔
号 名 ， ， 流 量 分 乙 烯
股流 股流 度温 力压 量质 子分 量质 2H OC 烷甲 炔乙 烯乙 烷乙 基甲 二丙
2 4 0 0 0 0 0 0
1600 0000 0000 0000 0000 0000 0000 0000
.0 .0 .0 .0 .0 .0 .0 .0
7 2 0 0 0 0 0 0
0300 0000 0000 0000 0000 0000 0000 0000
.0 .0 .0 .0 .0 .0 .0 .0
83 98 93 03 73 29 67 00
174. 130. 400. 261. 701. 800. 010. 840.
0 0 0 0 0 0 0 0
90 10 00 00 00 00 00 00
100. 000. 000. 000. 000. 000. 000. 000.
0 0 0 0 0 0 0 0
88 67 63 47 28 84 75 54
812. 510. 400. 841. 690. 700. 900. 460.
0 0 0 0 0 0 0 0
62 77 23 80 24 64 41 75
892. 020. 200. 390. 260. 500. 600. 410.
0 0 0 0 0 0 0 0
31 85 61 15 91 35 36 92
390. 500. 000. 700. 500. 000. 000. 000.
0 0 0 0 0 0 0 0
炔 烯
乙 二
烯 烷 基烯 丁-3， 烯丁- 烯丁 烷 烷
丙 丙 乙 1 1 异 丁 戊
[0065]异戊烷 0.00059 0.02247 0.08049 0.00000 0.06326 0.00000 0.00000
己烷 0.00001 0.00254 0.03095 0.00000 0.01977 0.00000 0.00000
苯 0.00004 0.00673 0.08688 0.00000 0.05521 0.00000 0.00000
庚烷 0.00000 0.00001 0.00045 0.00000 0.00027 0.00000 0.00000
甲苯 0.00000 0.00003 0.00131 0.00000 0.00079 0.00000 0.00000
辛烷 0.00000 0.00000 0.00002 0.00000 0.00001 0.00000 0.00000
乙苯 0.00000 0.00000 0.00001 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
苯乙烯 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
己烷 0.00001 0.00254 0.03095 0.00000 0.01977 0.00000 0.00000
苯 0.00004 0.00673 0.08688 0.00000 0.05521 0.00000 0.00000
庚烷 0.00000 0.00001 0.00045 0.00000 0.00027 0.00000 0.00000
甲苯 0.00000 0.00003 0.00131 0.00000 0.00079 0.00000 0.00000
辛烷 0.00000 0.00000 0.00002 0.00000 0.00001 0.00000 0.00000
乙苯 0.00000 0.00000 0.00001 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
苯乙烯 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000
[0066] 注：DC2-脱乙烷塔。
[0067] 本发明先用吸收塔(即碳三吸收塔)将进料中包括氢气、甲烷等轻组分在内的大- +
部分C2 分出来，再让余下的小部分C2与全部C3 进分馏塔(即脱乙烷塔)进行分馏，吸收
塔(即碳三吸收塔)的吸收剂(即贫液)来自系统内部，即分馏塔(脱乙烷塔)回流罐中液
相的一部分。这种吸收法与分馏法的集成本身就比单一分馏法省能。加之，本发明的方法
- +
和系统应用于前脱乙烷分离流程的C2/C3 分离时，分馏塔可以采用26Bar(a)乃至更低的
操作压力，因此加大了轻关键组分对重关键组分的相对挥发度，达到降低分离能耗的目的。
部分C2 分出来，再让余下的小部分C2与全部C3 进分馏塔(即脱乙烷塔)进行分馏，吸收
塔(即碳三吸收塔)的吸收剂(即贫液)来自系统内部，即分馏塔(脱乙烷塔)回流罐中液
相的一部分。这种吸收法与分馏法的集成本身就比单一分馏法省能。加之，本发明的方法
- +
和系统应用于前脱乙烷分离流程的C2/C3 分离时，分馏塔可以采用26Bar(a)乃至更低的
操作压力，因此加大了轻关键组分对重关键组分的相对挥发度，达到降低分离能耗的目的。
[0068] 脱乙烷塔02采用了22至26Bar(a)的较低塔压时，仅需多设一台使用-47至-52℃冷剂的换热器，整个系统的分离能耗便可明显低于现有技术。
[0069] 以年产100万吨乙烯装置为基准，在其它条件相同的情况下，实施例1的能耗可比对比例(现有技术)低2180kwh/h左右，节能约2.8％；实施例2的能耗可比对比例(现有
技术)低8000kwh/h左右，节能约10.4％。如表4所示(能耗单位：hwh/h)。
技术)低8000kwh/h左右，节能约10.4％。如表4所示(能耗单位：hwh/h)。
[0070] 表4实施例与对比例的能耗数据对比结果
[0071]
[0072] 注1在实施例1、实施例2的能耗中，已计入C2-馏分循环(流股号：140)，被重新压缩、回收所需的冷冻量、机械功和冷却水撤热量。
[0073] 注2冷却水撤热量的相当一部分，是C3+产品进入下游处理系统前被冷却到所需温度时发生的。
| 标题 | 发布/更新时间 | 阅读量 |
|---|---|---|
| 分馏塔传质构件 | 2020-05-12 | 522 |
| 双塔气体分馏装置及分馏方法 | 2020-05-13 | 867 |
| 分馏装置 | 2020-05-11 | 159 |
| 原油分馏新方法 | 2020-05-12 | 581 |
| 一种分馏机 | 2020-05-11 | 880 |
| 分馏塔的进料段 | 2020-05-11 | 644 |
| 一种立式分馏柱、分馏装置及其应用 | 2020-05-12 | 802 |
| 白酒分馏装置及分馏方法 | 2020-05-13 | 244 |
| 离心式分馏器及其分馏方法 | 2020-05-13 | 216 |
| 分馏装置 | 2020-05-13 | 828 |
高效检索全球专利专利汇是专利免费检索,专利查询,专利分析-国家发明专利查询检索分析平台，是提供专利分析，专利查询，专利检索等数据服务功能的知识产权数据服务商。
我们的产品包含105个国家的1.26亿组数据，免费查、免费专利分析。
分析报告
专利汇分析报告产品可以对行业情报数据进行梳理分析，涉及维度包括行业专利基本状况分析、地域分析、技术分析、发明人分析、申请人分析、专利权人分析、失效分析、核心专利分析、法律分析、研发重点分析、企业专利处境分析、技术处境分析、专利寿命分析、企业定位分析、引证分析等超过60个分析角度，系统通过AI智能系统对图表进行解读，只需1分钟，一键生成行业专利分析报告。
QQ群二维码
意见反馈
意见反馈