CN109912380A - 一种裂解气分离方法和装置 - Google Patents

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Abstract

本发明属于化工气体分离领域，涉及一种裂解气分离方法和装置。该方法包括以下步骤：(1)将裂解气升压；(2)将压缩后的气体冷却，然后送往吸收塔；(3)吸收塔塔顶物流进入再吸收单元或冷却处理，塔釜物流送至解吸塔；(4)解吸塔塔顶得到碳二浓缩气，塔釜得到贫溶剂返回吸收塔顶部；(5)碳二浓缩气进入净化单元进行净化处理；(6)净化后的碳二浓缩气进入脱甲烷塔；脱甲烷塔塔釜物料送往脱乙烷塔；(7)脱乙烷塔塔顶得到粗乙烯气，送往乙烯精馏塔，脱乙烷塔塔釜物料作为液化气产品采出或送往脱丙烷塔；(8)乙烯精馏塔顶/侧线采出聚合级乙烯产品，塔釜为富乙烷产品。本发明具有工艺简单，回收率高，能耗低等优点。

Description

一种裂解气分离方法和装置
技术领域
本发明属于化工气体分离领域，更具体地，涉及一种裂解气分离方法和裂解气分离装置。
背景技术
乙烯和丙烯是重要的基本化工原料，在工业生产过程中，乙烯和丙烯主要通过蒸汽裂解(即热裂解)工艺生产。在蒸汽裂解生产装置中，轻烃、石脑油、加氢尾油、轻柴油等裂解原料与水蒸气混合后，在裂解炉中发生热裂解反应，生成氢气、甲烷、碳二、碳三、碳四、碳五、裂解汽油、裂解燃料油以及焦炭等裂解产物。裂解产物在后续的分离系统中分离提纯，得到不同碳原子数的馏分，再从碳二、碳三馏分中分离出乙烯和丙烯产品。
目前工业上对裂解产物的分离提纯，主要采用顺序分离法、前脱丙烷流程、前脱乙烷流程等，所得产品有聚合级乙烯、聚合级丙烯等。然而无论采用何种分离流程，若采用精馏方法将甲烷等轻组分分离出去，均需要采用冷箱提供较低的冷量，投资大，能耗高。
炼油及化工生产过程中会产生大量尾气，其中有些尾气，比如催化裂化、热裂化、延迟焦化、加氢裂化等生产过程产生的尾气，含有不少碳二、碳三组分，特别是一些尾气中，乙烷含量比较高。目前从炼厂尾气中回收得到的碳二碳三提浓气，主要是送往乙烯厂不同工段，用于增产乙烯丙烯，然而，对于周边没有乙烯生产装置的炼厂来说，提浓气的去向是一个主要问题，导致干气中的碳二碳三资源不能得到充分利用，造成较大浪费。若采用传统裂解压缩深冷分离方法处理饱和资源和干气中的乙烷丙烷等，投资回收率低，能耗高。
综上所述，现有的对于含有甲烷、氢气以及轻烃的裂解气分离工艺存在投资大、能耗高等问题。
发明内容
为解决现有技术的上述问题，本发明提出了一种裂解气分离方法及装置，该方法具有工艺简单，回收率高，能耗低等优点。
本发明的第一方面提供一种裂解气分离方法，该方法包括以下步骤：
(1)压缩：将裂解气利用压缩机升压；
(2)冷却：将步骤(1)得到的压缩后的气体冷却，然后送往吸收塔；
(3)吸收：吸收剂从吸收塔顶部进入，吸收气体中C2馏分及更重组份；吸收塔塔顶物流进入再吸收单元或冷却处理，塔釜物流送至解吸塔；
(4)解吸：来自吸收塔的塔釜物流进入解吸塔，解吸塔塔顶得到碳二浓缩气，塔釜得到贫溶剂，所述贫溶剂经过冷却降温后，返回吸收塔顶部，作为吸收剂循环使用；
(5)净化：解吸塔塔顶得到的碳二浓缩气进入净化单元进行净化处理；
(6)脱甲烷：净化后的碳二浓缩气进入脱甲烷塔，将被吸收剂洗下来的甲烷从碳二浓缩气中脱除；脱甲烷塔塔顶物料返回压缩机段间或送往界区外，塔釜物料送往脱乙烷塔；
(7)脱乙烷：来自脱甲烷塔的塔釜物料进入脱乙烷塔，脱乙烷塔塔顶得到粗乙烯气，送往乙烯精馏塔，脱乙烷塔塔釜物料(碳三以上组分)作为液化气产品采出或送往脱丙烷塔；
(8)乙烯精制：来自脱乙烷塔的塔顶物料进入乙烯精馏塔，乙烯精馏塔顶/侧线采出聚合级乙烯产品，塔釜为富乙烷产品；
该方法还包括干燥，所述干燥在步骤(2)和步骤(3)之间进行，或者在步骤(5)和步骤(6)之间进行。
根据本发明，当脱乙烷塔塔釜物料送往脱丙烷塔时，该方法还包括：
(9)脱丙烷：来自脱乙烷塔的塔釜物料进入脱丙烷塔，塔顶得到粗丙烯流股，送往丙烯精馏塔，塔釜物料(碳四以上组分)作为液化气产品采出；
(10)丙烯精制：粗丙烯流股进入丙烯精馏塔，塔顶/侧线采出聚合级丙烯产品，塔釜为富丙烷产品。
根据本发明，优选地，步骤(1)中，将裂解气升压至3～5MPag。压缩步骤中采用多段压缩，本发明对压缩的段数没有特别的限定。
根据本发明，优选地，步骤(2)中，将压缩后的气体冷却至5～15℃。所需冷量可以由丙烯制冷压缩机提供，也可以由溴化锂制冷机组提供。
在吸收步骤中，本发明对所述吸收塔的吸收剂用量没有特别的要求。步骤(3)中，所述吸收剂可以为含有丙烷的碳三馏分，含有正丁烷、异丁烷、丁烯的碳四馏分，或者含有正戊烷、异戊烷的碳五馏分；优选为含有正丁烷、异丁烷、丁烯的碳四馏分。
根据本发明，优选地，所述吸收塔的理论板数为40～50，操作压力为3.0～5.0MPa，塔顶温度为5℃～20℃。
本发明中，吸收塔塔顶物流主要为甲烷、氢气等组分，并夹带有少量吸收剂，当吸收塔塔顶物流采用冷却处理的后续程序时，吸收塔塔顶物流经所述冷却处理后得到的液相返回吸收塔，气相送往燃料气系统或者氢气回收系统。
当吸收塔塔顶物流进入再吸收单元时，吸收塔塔顶物流进入再吸收单元的步骤优选包括：
(3-1)再吸收：吸收塔塔顶物流进入再吸收塔，再吸收剂从再吸收塔顶进入，吸收被带出的吸收剂和未被吸收下来的碳二组分，再吸收塔塔顶物流送往燃料气系统，塔釜物流作为产品采出或进入汽油稳定塔回收再吸收剂。
本发明中，所述再吸收塔的塔釜液相物流可直接作为产品采出，送往界区外，也可以设置汽油稳定塔，回收再吸收剂。当再吸收塔的塔釜物流进入汽油稳定塔时，该方法还包括：
(3-2)回收再吸收剂：汽油稳定塔塔釜采出贫再吸收剂，经冷却降温后返回再吸收塔顶部，循环利用，汽油稳定塔塔顶物流返回吸收塔顶部。
本发明对汽油稳定塔的设置方式没有特别的要求，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。根据本发明一种实施方式，所述汽油稳定塔的理论板数为20～40，操作压力为0.1～1.0MPag。
在再吸收步骤中，优选地，所述再吸收塔的理论板数为10～40，操作压力为2.0～4.0MPa，塔顶温度为20℃～50℃。优选地，所述再吸收剂为汽油、重石脑油或芳烃抽余油，进一步优选为炼厂的稳定汽油组分。
根据本发明，在解吸步骤中，解吸塔塔釜得到的解吸后的吸收剂经逐级冷却后返回吸收塔循环利用。
在本发明中，部分吸收剂会随吸收塔顶气相损失，例如进入再吸收塔，因此，优选在解吸塔塔釜引入一股吸收剂作为补充，以保证装置中吸收塔吸收剂用量。
根据本发明，优选地，所述解吸塔的理论板数为20～60，操作压力为1.0～3.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃。
在干燥步骤中，本发明对所述干燥的具体方法没有限定，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。干燥步骤可以设置在解吸之后，也可以在吸收塔之前进行。
在净化步骤中，根据来料的不同，所述净化包括但不局限于脱酸性气体、脱氧气、脱砷、脱汞，本发明对净化的具体方法没有限定，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。
本发明中，优选地，吸收塔和解吸塔均设置有塔釜再沸器，吸收塔设置塔釜再沸器以保证吸收塔釜甲烷、氢气等轻组分降到设定要求以下。其中，吸收塔塔釜再沸器和解吸塔塔釜再沸器的加热介质可以采用低压蒸汽，也可以采用热油，优选热油加热，既能充分利用炼厂富裕热量，也能降低工艺能耗。
在脱甲烷步骤中，脱甲烷塔塔釜甲烷含量可以控制在0.02％以下，优选地，所述脱甲烷塔的理论板数为15～30，操作压力为1.0～3.0MPa，塔顶温度为-20℃～-40℃。塔顶冷凝器可用-40℃丙烯作冷介质。
根据本发明，优选地，所述脱乙烷塔的理论板数为25～80，操作压力为1.5～6.0MPa，塔顶温度为-10℃～-40℃。
在乙烯精制步骤中，优选地，所述乙烯精馏塔的理论板数为80～120，操作压力为1.0～3.0MPa，塔顶温度为-10℃～-40℃。塔顶冷凝器可用-40℃丙烯作冷介质。
在脱丙烷步骤中，优选地，所述脱丙烷塔的理论板数为25～80，操作压力为0.1～4.0MPa。
根据本发明，优选地，所述丙烯精馏塔的理论板数为80～280，操作压力为0.1～4.0MPa。
本发明的方法还可以包括将压缩机段间冷却下来的烃类进行汽提。在压缩段间有烃类被冷却下来时，可以通过汽提塔将碳一碳二等轻组分汽提出来，返回压缩机入口，其他组分作为产品采出。本发明对汽提塔的设置方式没有限定，本领域技术人员可以根据本领域的常识确定。
本发明的第二方面提供一种裂解气分离装置，该裂解气分离装置包括依次连接的压缩机、冷却器、吸收塔、解吸塔、净化单元、脱甲烷塔和乙烯精馏塔，其中，
所述裂解气分离装置包括干燥单元，所述干燥单元设置于冷却器和吸收塔之间，或设置于净化单元和脱甲烷塔之间；
所述吸收塔塔釜连接解吸塔，塔顶任选的连接再吸收单元，所述再吸收单元优选包括再吸收塔和汽油稳定塔；
所述脱乙烷塔塔顶连接乙烯精馏塔，塔釜任选的连接脱丙烷塔和丙烯精馏塔，也可连接液化气产品采出线。
优选地，所述裂解气分离装置还包括汽提塔，所述汽提塔设置于压缩机段间，用于汽提压缩机段间冷却下来的烃类。
本发明的方法还可以包括碳二加氢步骤和/或碳三加氢步骤，通过设置碳二加氢反应器和/或碳三加氢反应器实现。如果来料中含有炔烃、二烯烃等，在进入乙烯精馏塔和丙烯精馏塔之前，物料先分别进入碳二加氢反应器和碳三加氢反应器。具体地，所述碳二加氢反应器设置于乙烯精馏塔前，即脱乙烷塔塔顶物料先进入碳二加氢反应器再进入乙烯精馏塔。所述碳三加氢反应器设置于丙烯精馏塔前，即脱丙烷塔塔顶物料先进入碳三加氢反应器再进入丙烯精馏塔。本发明对所述加氢反应器形式、所用催化剂没有特别的限定，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。
本发明一种具体实施方式的裂解气分离装置如图1所示，该裂解气分离装置包括依次连接的压缩机1、冷却器2、吸收塔3、解吸塔4、净化单元5、干燥单元6、脱甲烷塔7、脱乙烷塔8和乙烯精馏塔9；所述吸收塔3塔顶连接再吸收塔12和汽油稳定塔13，塔釜连接解吸塔4；所述解吸塔4塔顶依次连接净化单元5和干燥单元6，然后连接至脱甲烷塔7；脱甲烷塔7塔釜连接脱乙烷塔8；脱乙烷塔8塔顶连接乙烯精馏塔9，塔釜连接脱丙烷塔10；乙烯精馏塔9顶部连接聚合级乙烯产品采出线，塔釜连接富乙烷产品采出线；脱丙烷塔10塔顶连接丙烯精馏塔11，塔釜连接重组分采出线；丙烯精馏塔11顶部连接聚合级丙烯产品采出线，塔釜连接富丙烷产品采出线；汽油稳定塔13塔釜连接再吸收塔12顶部，塔顶与解吸塔4塔釜一并连接至吸收塔3顶部；脱甲烷塔7塔顶、乙烯精馏塔9塔顶、丙烯精馏塔11塔顶均返回压缩机1段间。
本发明提出的裂解气分离方法及装置具有以下特点：
(1)本发明在解吸之后设置了脱甲烷塔，由于该塔很好的控制了甲烷含量，使得进乙烯精馏塔的物料中不含或仅含微量甲烷，乙烯精馏塔塔顶回流比大大降低，致使乙烯精馏塔的冷凝器和再沸器负荷大大降低，节省能耗。
(2)本发明采用吸收解吸的方法脱除了大部分甲烷、氢气等轻组分，使得脱甲烷塔容易操作，塔顶仅需丙烯冷剂即可，无需冷箱、乙烯制冷压缩机整套设备，不仅节省了能耗，投资明显降低。
(3)解吸之后设置脱甲烷塔，所以可以放宽吸收塔釜甲烷含量，降低了吸收剂用量，同时可以明显降低工艺能耗。
(4)产品为聚合级乙烯，产品品质高，经济效益明显。
(5)吸收剂选择性较好，并且各个吸收剂吸收效果均较理想，可以根据不同厂家情况，选择最适宜的吸收剂。
本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述。
图1为本发明一种实施方式的裂解气分离装置及工艺示意图。
附图标记说明：
1、压缩机；2、冷却器；3、吸收塔；4、解吸塔；5、净化单元；6、干燥单元；7、脱甲烷塔；8、脱乙烷塔；9、乙烯精馏塔；10、脱丙烷塔、11、丙烯精馏塔；12、再吸收塔；13、汽油稳定塔；14、粗裂解气；15、聚合级乙烯产品；16、富乙烷产品；17、聚合级丙烯产品；18、富丙烷产品；19、重组分；20、燃料气。
具体实施方式
下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。
实施例：
采用如图1所示的裂解气分离装置。该裂解气分离装置包括依次连接的压缩机1、冷却器2、吸收塔3、解吸塔4、净化单元5、干燥单元6、脱甲烷塔7、脱乙烷塔8和乙烯精馏塔9；所述吸收塔3塔顶连接再吸收塔12和汽油稳定塔13，塔釜连接解吸塔4；所述解吸塔4塔顶依次连接净化单元5和干燥单元6，然后连接至脱甲烷塔7；脱甲烷塔7塔釜连接脱乙烷塔8；脱乙烷塔8塔顶连接乙烯精馏塔9，塔釜连接脱丙烷塔10；乙烯精馏塔9顶部连接聚合级乙烯产品采出线，塔釜连接富乙烷产品采出线；脱丙烷塔10塔顶连接丙烯精馏塔11，塔釜连接重组分采出线；丙烯精馏塔11顶部连接聚合级丙烯产品采出线，塔釜连接富丙烷产品采出线；汽油稳定塔13塔釜连接再吸收塔12顶部，塔顶与解吸塔4塔釜一并连接至吸收塔3顶部；脱甲烷塔7塔顶、乙烯精馏塔9塔顶、丙烯精馏塔11塔顶均返回压缩机1段间。
选择正丁烷为吸收剂，稳定汽油为再吸收剂。
来自某厂的粗裂解气14，采用本发明的方法进行分离，具体包括以下步骤：
(1)压缩和冷却：该粗裂解气14经过压缩机1进行五段压缩后，将压力提高至4MPag，然后冷却至15℃，进入吸收塔3。
(2)吸收：吸收塔3的理论板数为40，操作压力为3.8MPag，塔顶温度为20℃。吸收剂从吸收塔3塔顶进入塔内，步骤(1)冷却后的气体从第20块塔板进入。气体中的C2馏分及更重组分被吸收剂吸收下来，从塔釜采出，进入解吸塔4，塔顶为甲烷、氢气等轻组分，并夹带有少量吸收剂。
(3)解吸：解吸塔4的理论板数为35，操作压力为2.5MPag，塔顶温度为15℃。吸收了气体中C2等组分的富溶剂从第20块塔板进入解吸塔4，解吸后的C2浓缩气从塔顶采出，塔釜得到的贫溶剂经逐级换热后冷却至15℃返回吸收塔3循环使用。
(4)净化干燥：解吸塔4塔顶气体依次经过净化单元5和干燥单元6进行净化和干燥后，进入脱甲烷塔7。
(5)脱甲烷：脱甲烷塔7的理论板数为30，操作压力为2MPag，塔釜控制甲烷含量0.01％，塔顶温度为-30℃，塔釜物料送往脱乙烷塔8；
(6)脱乙烷：脱乙烷塔8的理论板数为50，操作压力为2.2MPa，塔顶温度为-30℃。脱乙烷塔8塔顶物料先进入碳二加氢反应器(未示出)，脱除炔烃后送往乙烯精馏塔9，脱乙烷塔8塔釜物料送入脱丙烷塔10；
(7)乙烯精制：乙烯精馏塔9的理论板数为80，操作压力为2.2MPag，塔顶温度为-30℃。塔侧线采出聚合级乙烯产品15，塔釜为富乙烷产品16。
(8)脱丙烷：脱丙烷塔10的理论板数为40，操作压力为1.2MPa。脱丙烷塔10塔顶物料先入进碳三加氢反应器(未示出)，脱除炔烃二烯烃后送往丙烯精馏塔11，脱丙烷塔10塔釜为重组分19。
(9)丙烯精制：丙烯精馏塔11的理论板数为120，操作压力为2.0MPa。丙烯精馏塔11侧线采出聚合级丙烯产品17，塔釜为富丙烷产品18。
(10)再吸收系统：吸收塔3塔顶未被吸收的气体进入再吸收塔12，再吸收塔12的理论板数为20，操作压力为3.5MPag，塔顶温度为23℃。再吸收剂采用稳定汽油，从塔顶进入再吸收塔12，吸收碳二组分及碳四吸收剂。再吸收塔12塔釜为富汽油，送往汽油稳定塔13解吸，汽油稳定塔13塔釜得到的贫再吸收剂返回再吸收塔12循环使用。再吸收塔12塔顶采出甲烷氢气等组分，作为燃料气20直接排入燃料气管网，汽油稳定塔13塔顶物流送往吸收塔顶循环使用；汽油稳定塔13的理论板数为25，操作压力为0.5MPag。
脱甲烷塔7塔顶物流、乙烯精馏塔9塔顶物流、丙烯精馏塔11塔顶物流均返回压缩机1段间。
来自某厂的粗裂解气14的组成见表1。
表1粗裂解气组成
组成 wt％
氢气 1.36
甲烷 22.75
乙炔 0.69
乙烯 28.90
乙烷 2.36
MAPD 1.92
丙烯 16.23
丙烷 1.78
丁二烯 4.03
丁烯 8.04
丁烷 2.26
苯 2.84
重组分 1.7
其它 5.14
合计 100.00
所得到的聚合级乙烯产品15的组成见表2，所得到的聚合级丙烯产品17的组成见表3。
表2聚合级乙烯产品组成
组成 mol％
甲烷 0.02
乙烯 99.96
乙烷 0.02
表3聚合级丙烯产品组成
组成 mol％
丙烯 99.7
丙烷 0.3
在本实施例中，乙烯回收率为99.6％。
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。

Claims (13)

1.一种裂解气分离方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：
(1)压缩：将裂解气利用压缩机升压；
(2)冷却：将步骤(1)得到的压缩后的气体冷却，然后送往吸收塔；
(3)吸收：吸收剂从吸收塔顶部进入，吸收气体中C2馏分及更重组份；吸收塔塔顶物流进入再吸收单元或冷却处理，塔釜物流送至解吸塔；
(4)解吸：来自吸收塔的塔釜物流进入解吸塔，解吸塔塔顶得到碳二浓缩气，塔釜得到贫溶剂，所述贫溶剂经过冷却降温后，返回吸收塔顶部；
(5)净化：解吸塔塔顶得到的碳二浓缩气进入净化单元进行净化处理；
(6)脱甲烷：净化后的碳二浓缩气进入脱甲烷塔；脱甲烷塔塔顶物料返回压缩机段间或送往界区外，塔釜物料送往脱乙烷塔；
(7)脱乙烷：来自脱甲烷塔的塔釜物料进入脱乙烷塔，脱乙烷塔塔顶得到粗乙烯气，送往乙烯精馏塔，脱乙烷塔塔釜物料作为液化气产品采出或送往脱丙烷塔；
(8)乙烯精制：来自脱乙烷塔的塔顶物料进入乙烯精馏塔，乙烯精馏塔顶/侧线采出聚合级乙烯产品，塔釜为富乙烷产品；
该方法还包括干燥，所述干燥在步骤(2)和步骤(3)之间进行，或者在步骤(5)和步骤(6)之间进行。
2.根据权利要求1所述的裂解气分离方法，其中，当脱乙烷塔塔釜物料送往脱丙烷塔时，该方法还包括：
(9)脱丙烷：来自脱乙烷塔的塔釜物料进入脱丙烷塔，塔顶得到粗丙烯流股，送往丙烯精馏塔，塔釜物料作为液化气产品采出；
(10)丙烯精制：粗丙烯流股进入丙烯精馏塔，塔顶/侧线采出聚合级丙烯产品，塔釜为富丙烷产品。
3.根据权利要求1所述的裂解气分离方法，其中，步骤(1)中，将裂解气升压至3～5MPag；步骤(2)中，将压缩后的气体冷却至5～15℃。
4.根据权利要求1所述的裂解气分离方法，其中，步骤(3)中，所述吸收剂为含有丙烷的碳三馏分，含有正丁烷、异丁烷、丁烯的碳四馏分，或者含有正戊烷、异戊烷的碳五馏分。
5.根据权利要求1所述的裂解气分离方法，其中，吸收塔塔顶物流经所述冷却处理后得到的液相返回吸收塔，气相送往燃料气系统或氢气回收系统。
6.根据权利要求1所述的裂解气分离方法，其中，吸收塔塔顶物流进入再吸收单元的步骤包括：
(3-1)再吸收：吸收塔塔顶物流进入再吸收塔，再吸收剂从再吸收塔顶进入，再吸收塔塔顶物流送往燃料气系统，塔釜物流作为产品采出或进入汽油稳定塔回收再吸收剂；
当再吸收塔的塔釜物流进入汽油稳定塔时，该方法还包括：
(3-2)回收再吸收剂：汽油稳定塔塔釜采出贫再吸收剂，经冷却降温后返回再吸收塔顶部，汽油稳定塔塔顶物流返回吸收塔顶部。
7.根据权利要求6所述的裂解气分离方法，其中，所述再吸收剂为汽油、重石脑油或芳烃抽余油。
8.根据权利要求1所述的裂解气分离方法，其中，步骤(4)中，解吸塔塔釜引入一股吸收剂作为补充。
9.根据权利要求1所述的裂解气分离方法，其中，该方法还包括将压缩机段间冷却下来的烃类进行汽提，并将汽提得到的轻组分返回至压缩机入口。
10.根据权利要求1-9中任意一项所述的裂解气分离方法，其中，
所述吸收塔的理论板数为40～50，操作压力为3.0～5.0MPa，塔顶温度为5℃～20℃；
所述解吸塔的理论板数为20～60，操作压力为1.0～3.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃；
所述脱甲烷塔的理论板数为15～30，操作压力为1.0～3.0MPa，塔顶温度为-20℃～-40℃；
所述脱乙烷塔的理论板数为25～80，操作压力为1.5～6.0MPa，塔顶温度为-10℃～-40℃；
所述乙烯精馏塔的理论板数为80～120，操作压力为1.0～3.0MPa，塔顶温度为-10℃～-40℃；
所述再吸收塔的理论板数为10～40，操作压力为2.0～4.0MPa，塔顶温度为20℃～50℃。
11.根据权利要求2所述的裂解气分离方法，其中，
所述脱丙烷塔的理论板数为25～80，操作压力为0.1～4.0MPa；
所述丙烯精馏塔的理论板数为80～280，操作压力为0.1～4.0MPa。
12.一种裂解气分离装置，其特征在于，该裂解气分离装置包括依次连接的压缩机、冷却器、吸收塔、解吸塔、净化单元、脱甲烷塔、脱乙烷塔和乙烯精馏塔，其中，
所述裂解气分离装置包括干燥单元，所述干燥单元设置于冷却器和吸收塔之间，或设置于净化单元和脱甲烷塔之间；
所述吸收塔塔釜连接解吸塔，塔顶任选的连接再吸收单元，所述再吸收单元优选包括再吸收塔和汽油稳定塔；
所述脱乙烷塔塔顶连接乙烯精馏塔，塔釜任选的连接脱丙烷塔和丙烯精馏塔。
13.根据权利要求12所述的裂解气分离装置，其中，所述裂解气分离装置还包括以下装置中的至少之一：
汽提塔，所述汽提塔设置于压缩机段间；
碳二加氢反应器，所述碳二加氢反应器设置于乙烯精馏塔前；
碳三加氢反应器，所述碳三加氢反应器设置于丙烯精馏塔前。
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