CN112723974B - 一种降低能耗的裂解气分离系统及分离方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种降低能耗的裂解气分离系统及分离方法。所述系统包括：压缩机、净化系统、脱碳四塔、吸收塔、解吸塔、脱丙烷塔、碳二加氢反应器；压缩机段间依次连接净化系统和脱碳四塔，脱碳四塔顶连接压缩机后段后连接吸收塔；吸收塔塔釜与解吸塔连接；解吸塔塔顶连接脱丙烷塔，解吸塔塔釜连接吸收塔上部；脱丙烷塔塔顶连接碳二加氢反应器。本发明的系统及方法具有投资省、能耗低、效益显著的特点。
Description
技术领域
本发明涉及裂解分离技术领域，进一步地说，是涉及一种降低能耗的裂解气分离系统及分离方法。
背景技术
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/丙烷含量比较高。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。
乙烷/丙烷等饱和烷烃最主要的利用方式是通过热裂解，生产高品质的乙烯、丙烯等基本化工原料。饱和烷烃/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。另外，要得到聚合级乙烯产品，聚合级丙烯产品，所需设备数量、能耗等均较大。
对于周边没有乙烯生产装置的炼厂来说，若将饱和资源裂解，并采用传统深冷分离方法分离裂解气，投资回收率低，能耗高。
因此，亟待开发一种裂解气的分离方法和利用，以降低裂解气分离工艺投资大，能耗高等问题。
发明内容
为解决现有技术中出现的问题，本发明提供了一种降低能耗的裂解气分离系统及分离方法。本发明的系统及方法具有投资省、能耗低、效益显著的特点。
本发明的目的之一是提供一种降低能耗的裂解气分离系统。
包括：
压缩机、净化系统、脱碳四塔、吸收塔、解吸塔、脱丙烷塔、碳二加氢反应器；
压缩机段间依次连接净化系统和脱碳四塔，脱碳四塔顶连接压缩机后段后连接吸收塔；吸收塔塔釜与解吸塔连接；解吸塔塔顶连接脱丙烷塔，解吸塔塔釜连接吸收塔上部；脱丙烷塔塔顶连接碳二加氢反应器。
所述系统还包括：碳三加氢反应器，丙烯精馏塔；
脱丙烷塔塔釜连接碳三加氢反应器，碳三加氢反应器与丙烯精馏塔连接，丙烯精馏塔侧线连接丙烯产品线，塔釜连接丙烷产品线，塔顶与压缩机段间连接。
其中，优选：
吸收塔塔釜和/或解吸塔塔釜设置再沸器；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。
所述吸收塔设置有吸收剂补充管线。根据本发明，部分吸收剂会随吸收塔顶气相采出，因此，优选在解吸塔釜引入一股吸收剂作为补充，以保证系统中吸收塔吸收剂用量。因此，优选地，所述吸收塔设置有吸收剂补充管线。
本发明的目的之二是提供一种采用所述系统的裂解气分离方法。
包括：
(1)净化及压缩：在压缩段间，对裂解气进行净化处理；
(2)脱碳四：净化后的裂解气冷却后进入脱碳四塔，碳四以上重组分从塔釜采出，塔顶物流进压缩机后段继续升压；
(3)吸收：升压后的裂解气，经冷却进入吸收塔，吸收剂从吸收塔顶部进入塔内，吸收裂解气中C2及以上组份；吸收塔塔釜物流送至解吸塔，塔顶未被吸收的气体经冷却作为燃料气采出；
(4)解吸：解吸塔塔顶得到碳二碳三提浓气，塔釜得到贫溶剂返回吸收塔上部；
(5)脱丙烷：解吸塔塔顶得到的碳二碳三提浓气送往脱丙烷塔，脱丙烷塔顶得到粗乙烯气，送往碳二加氢反应器，脱除炔烃后作为产品采出。
所述方法还可以包括：
(6)丙烯精馏：脱丙烷塔釜物料进碳三加氢反应器，脱除其中的炔烃和二烯烃后，送往丙烯精馏塔；丙烯精馏塔侧线采出聚合级丙烯产品，塔釜采出丙烷产品，塔顶物料送往压缩机段间。
其中，优选：
步骤(1)，采用五段压缩，净化在压缩段间进行，优选三段压缩后进行裂解气净化。
步骤(3)，裂解气压力提高至2～5MPag，然后冷却至10～25℃后，送往吸收塔；
所述脱丙烷塔塔顶流股控制丙烯含量低于0.5％mol。
所述脱碳四塔的理论板数为25～80，操作压力为0.5～2.5MPa；
所述吸收塔理论板数为25～60，操作压力为2.0～6.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃；
所述解吸塔的理论板数为20～60，操作压力为1.0～4.0MPa；
所述脱丙烷塔的理论板数为20～80，操作压力为0.5～4.0MPa；
所述丙烯精馏塔的理论板数为80～280，操作压力为0.1～4.0MPa；
所述丙烷产品返回裂解炉，作为裂解原料使用。
本发明具体可采用以下技术方案：
裂解气进入压缩机升压，段间出口经净化后进脱碳四塔，脱除其中的重组分，然后进入压缩机后段继续压缩，压缩后的裂解气进吸收塔脱除轻组分后进入解吸塔，解吸塔塔顶物料进入脱丙烷塔，塔釜物料返回吸收塔，脱丙烷塔顶物料先经过碳二加氢反应器脱除炔烃后作为产品送往苯乙烯装置。脱丙烷塔塔釜物料可以直接采出，也可以将塔釜物料送往碳三加氢反应器，脱除其中的炔烃和二烯烃后，送往丙烯精馏塔，侧线采出聚合级丙烯产品，塔釜采出丙烷产品，塔顶送往压缩机段间。
本发明中，所述轻组分包括甲烷和氢气。
根据本发明一种优选实施方式，该方法包括以下步骤：
(1)压缩：裂解气经升压和冷却后，进入吸收塔；
(2)净化：在压缩段间，对裂解气进行净化处理；
(3)脱碳四：净化后的裂解气冷却后进入脱碳四塔，碳四以上重组分从塔釜采出，塔顶物流进压缩机后段继续升压。
(4)吸收：升压后的裂解气，经冷却进入吸收塔，吸收剂从吸收塔顶部进入塔内，吸收裂解气中C2及以上组份；吸收塔塔釜物流送至解吸塔，塔顶未被吸收的气体经冷却，回收部分吸收剂后作为燃料气采出；
(5)解吸：解吸塔塔顶得到碳二碳三提浓气，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；
(6)脱丙烷：解吸塔塔顶得到的碳二碳三提浓气送往脱丙烷塔，脱丙烷塔顶得到粗乙烯气，送往碳二加氢反应器，脱除炔烃后作为产品采出，可送往苯乙烯装置作为原料。
若脱丙烷塔塔釜物料送往碳三加氢反应器，并进一步分离，则还包括：
(7)丙烯精馏：脱丙烷塔釜物料进碳三加氢反应器，脱除其中的炔烃和二烯烃后，送往丙烯精馏塔。丙烯精馏塔侧线采出聚合级丙烯产品，塔釜采出丙烷产品，塔顶物料送往压缩机段间。
在压缩步骤中，本发明对压缩的段数没有特别的限定，优选采用五段压缩。优选地，所述压缩具体指使裂解气压力提高至2～5MPag，然后冷却至10～25℃后，送往吸收塔。
在净化步骤中，本发明的净化在压缩段间进行，优选三段压缩后进行裂解气净化，优选地，所述净化包括脱酸性气体，干燥等，本发明对这些净化方式没有特别的限定，本领域技术人员可以根据现有技术常识确定。
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限定，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。所述吸收剂可以为丙烷、丁烷、戊烷等烷烃，也可以为含有丙烷的碳三馏分，含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分，或者含有正戊烷、异戊烷的碳五馏分；优选为含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分。
在解吸步骤中，解吸塔塔釜得到的解吸后的吸收剂可经逐级冷却后返回吸收塔循环利用。
在脱丙烷步骤中，本发明对所述碳二加氢反应器形式、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。
根据本发明，优选地，所述脱丙烷塔塔顶流股控制丙烯含量低于0.5％mol，优选地，脱丙烷塔塔顶物流送往乙苯装置作为原料。
在丙烯精馏步骤中，本发明对所述碳三加氢反应器形式、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。
根据本发明，优选地，所述丙烷产品返回裂解炉，作为裂解原料使用。
本发明中，如未特殊说明，所有压力均为表压。
本发明的一种裂解气的分离方法系统具有以下特点：
(1)由于采用吸收-解吸的方法脱除了甲烷、氢气等轻组分，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。
(2)由于吸收-解吸步骤脱除了甲烷、氢气等轻组分，粗乙烯产品中乙烯含量高，所得粗乙烯产品为苯乙烯装置优质原料，可以不用再继续精细分离。另外，由于脱丙烷步骤可严格控制产品中丙烯含量，使得粗乙烯中丙烯含量低，不仅有效节省了本装置能耗，而且有效降低了苯乙烯装置能耗。
(3)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。
(4)本发明提供的裂解气分离方法具有投资省、能耗低、效益显著的特点。
附图说明
图1为实施例1的裂解气分离系统的示意图；
图2为实施例2的裂解气分离系统的示意图；
附图标记说明：
1-1压缩机前段；1-2压缩机后段；2净化系统；3脱碳四塔；4吸收塔；5解吸塔；6脱丙烷塔；7丙烯精馏塔；8碳二加氢反应器；9碳三加氢反应器；20裂解气；21燃料气；22补充吸收剂；23重组分；24粗乙烯产品；25丙烯产品；26丙烷产品。
具体实施方式
下面结合具体附图及实施例对本发明进行具体的描述，有必要在此指出的是以下实施例只用于对本发明的进一步说明，不能理解为对本发明保护范围的限制，本领域技术人员根据本发明内容对本发明做出的一些非本质的改进和调整仍属本发明的保护范围。
实施例1：
如图1所示，一种裂解气分离系统，包括：压缩机(压缩机前段1-1；压缩机后段1-2)；净化系统2；脱碳四塔3；吸收塔4；解吸塔5；脱丙烷塔6；碳二加氢反应器8。
压缩机段间依次连接净化系统2、脱碳四塔3，脱碳四塔3顶连接压缩机后段1-2后连接吸收塔4；吸收塔4塔釜与解吸塔5连接；解吸塔5塔顶连接脱丙烷塔6，解吸塔5塔釜连接吸收塔4上部；脱丙烷塔6塔顶连接碳二加氢反应器8。
吸收塔塔釜和解吸塔塔釜设置再沸器；
所述吸收塔4设置有补充吸收剂管线。
裂解气来料量为42000kg/h。选择正丁烷为吸收剂。
所述一种裂解气的分离方法包括以下步骤：
(1)压缩：裂解气经过五段压缩，压力提高至4MPag，然后冷却至15℃，进入吸收塔4。
(2)净化：压缩机三段出口裂解气进入净化系统2，脱除其中的酸性气体，水等杂质。
(3)脱碳四：脱碳四塔的理论板数为40，操作压力为1.2MPag。净化后的裂解气进脱碳四塔中部，脱除碳四以上组分后，塔顶气相进压缩机后段继续升压，塔釜重组分直接采出。
(4)吸收：吸收塔4的理论板数为40，操作压力为3.5MPag，塔顶温度20℃。所用吸收溶剂为饱和碳四，溶剂从吸收塔4塔顶进入塔内，裂解气从第15块塔板进入。裂解气中的C2及其重组分被溶剂吸收下来，从塔釜采出，塔顶为甲烷、氢气等轻组分，并夹带有少量吸收剂。
(5)解吸：解吸塔5的理论板数为42，操作压力为2.6MPag。吸收了裂解气中C2等组分的富溶剂从第15块塔板进入解吸塔，解吸后的C2浓缩气从塔顶采出，贫溶剂经逐级换热后冷却至15℃返回吸收塔4循环使用。
(6)脱丙烷：解吸塔5塔顶得到的碳二碳三浓缩气送往脱丙烷塔6，脱丙烷塔6的理论板数为35，操作压力为2.2MPag。塔顶采出粗乙烯气，控制该流股中丙烯含量小于0.5％mol。脱丙烷塔塔顶物料送往碳二加氢反应器8，碳二加氢反应器采出粗乙烯产品；脱丙烷塔釜为碳三以上组分，作为重组分23采出。来料裂解气组成见表1。
表1裂解气组成
| 组成 | Wt％ |
| 氢气 | 1.15 |
| CO | 0.10 |
| CO2 | 0.02 |
| H2S | 0.01 |
| 甲烷 | 14.92 |
| 乙炔 | 0.52 |
| 乙烯 | 29.57 |
| 乙烷 | 3.77 |
| MAPD | 0.86 |
| 丙烯 | 10.31 |
| 丙烷 | 0.50 |
| 丁二烯 | 3.09 |
| 丁烯 | 1.50 |
| 丁烷 | 1.30 |
| C5+ | 6.45 |
| 水 | 25.92 |
所得到的粗乙烯产品组成见表2。
表2粗乙烯产品组成
| 组成 | mol％ |
| 甲烷 | 13.8 |
| 乙烯 | 76.6 |
| 乙烷 | 9.1 |
| 丙烯 | 0.4 |
其他各个流股质量组成见表3。
表3不同流股质量组成
| 20 | 24 | 21 | 23 | 22 | |
| 氢气 | 1.15 | 0.01 | 7.80 | 0.00 | 0.00 |
| CO | 0.10 | 0.00 | 0.71 | 0.00 | 0.00 |
| CO2 | 0.02 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| H2S | 0.01 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 甲烷 | 14.92 | 8.31 | 80.93 | 0.00 | 0.00 |
| 乙炔 | 0.52 | 0.00 | 0.07 | 1.76 | 0.00 |
| 乙烯 | 29.57 | 80.72 | 0.90 | 0.01 | 0.00 |
| 乙烷 | 3.77 | 10.33 | 0.00 | 0.01 | 0.00 |
| MAPD | 0.86 | 0.00 | 0.22 | 2.82 | 0.00 |
| 丙烯 | 10.31 | 0.63 | 0.19 | 34.61 | 0.00 |
| 丙烷 | 0.50 | 0.00 | 0.04 | 1.71 | 0.00 |
| 丁二烯 | 3.09 | 0.00 | 0.00 | 10.63 | 0.00 |
| 丁烯 | 1.50 | 0.00 | 0.00 | 5.16 | 0.00 |
| 丁烷 | 1.30 | 0.00 | 9.15 | 21.07 | 100.00 |
| C5+ | 6.45 | 0.00 | 0.00 | 22.21 | 0.00 |
| 水 | 25.92 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
在本实施例中，乙烯回收率为99.6％。
实施例2：
如图2所示，一种裂解气分离系统，包括：压缩机(压缩机前段1-1；压缩机后段1-2)；净化系统2；脱碳四塔3；吸收塔4；解吸塔5；脱丙烷塔6；丙烯精馏塔7；碳二加氢反应器8；碳三加氢反应器9。
压缩机段间依次连接净化系统2、脱碳四塔3，脱碳四塔3顶连接压缩机后段1-2后连接吸收塔4；吸收塔4塔釜与解吸塔5连接；解吸塔5塔顶连接脱丙烷塔6，解吸塔5塔釜连接吸收塔4上部；脱丙烷塔6塔顶连接碳二加氢反应器8。脱丙烷塔6塔釜连接碳三加氢反应器9，碳三加氢反应器9与丙烯精馏塔7连接，丙烯精馏塔7侧线连接丙烯产品线，塔釜连接丙烷产品线，塔顶与压缩机段间连接。
吸收塔塔釜和解吸塔塔釜设置再沸器；
所述吸收塔4设置有补充吸收剂管线。
裂解气来料量约为42000kg/h。选择正丁烷为吸收剂。
本实施例裂解气的分离方法步骤1-6与实施例1相同，不同在于还包括步骤7：
(7)丙烯精馏：脱丙烷塔塔釜物料送往碳三加氢反应器9，脱除其中的炔烃和二烯烃之后，送往丙烯精馏塔中部。丙烯精馏塔7的理论板数为170，操作压力为1.7MPag。塔上部侧线采出丙烯产品，塔釜采出丙烷产品，塔顶返回压缩机段间。
来料裂解气组成见表1。
所得到的粗乙烯产品组成见表4，丙烯产品见表5。
表4粗乙烯产品组成
| 组成 | mol％ |
| 甲烷 | 14.2 |
| 乙烯 | 76.4 |
| 乙烷 | 8.97 |
| 丙烯 | 0.4 |
表5丙烯产品组成
| 组成 | mol％ |
| 乙烯 | 0.2 |
| 丙烯 | 99.7 |
| 丙烷 | 0.1 |
其他各个流股质量组成见表6。
表6
| 20 | 21 | 22 | 23 | 24 | 25 | 26 | |
| 氢气 | 1.15 | 8.38 | 0.00 | 0.01 | 0.01 | 0.00 | 0.00 |
| CO | 0.10 | 0.76 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| CO2 | 0.02 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| H2S | 0.01 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 甲烷 | 14.92 | 83.49 | 0.00 | 1.42 | 8.58 | 0.00 | 0.00 |
| 乙炔 | 0.52 | 0.07 | 0.00 | 0.01 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 乙烯 | 29.57 | 0.94 | 0.00 | 0.10 | 80.64 | 0.13 | 0.00 |
| 乙烷 | 3.77 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 10.15 | 0.00 | 0.00 |
| MAPD | 0.86 | 0.13 | 0.00 | 0.23 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 丙烯 | 10.31 | 0.10 | 0.00 | 0.11 | 0.63 | 99.77 | 1.83 |
| 丙烷 | 0.50 | 0.02 | 0.00 | 0.03 | 0.00 | 0.10 | 81.55 |
| 丁二烯 | 3.09 | 0.00 | 0.00 | 12.98 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 丁烯 | 1.50 | 0.00 | 0.00 | 6.30 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 丁烷 | 1.30 | 6.11 | 100.00 | 51.67 | 0.00 | 0.00 | 16.61 |
| C5+ | 6.45 | 0.00 | 0.00 | 27.13 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 水 | 25.92 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
在本实施例中，乙烯回收率为99.6％，丙烯回收率为98％。
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 (7)
1.一种降低能耗的裂解气分离系统，其特征在于：
所述系统：
由压缩机、净化系统、脱碳四塔、吸收塔、解吸塔、脱丙烷塔、碳二加氢反应器组成；
所述压缩机采用五段压缩，三段压缩后依次连接净化系统和脱碳四塔，脱碳四塔顶连接压缩机后段后连接吸收塔；吸收塔塔釜与解吸塔连接；解吸塔塔顶连接脱丙烷塔，解吸塔塔釜连接吸收塔上部；脱丙烷塔塔顶连接碳二加氢反应器；
或者，所述系统由压缩机、净化系统、脱碳四塔、吸收塔、解吸塔、脱丙烷塔、碳二加氢反应器、碳三加氢反应器，丙烯精馏塔组成；
所述压缩机采用五段压缩，三段压缩后依次连接净化系统和脱碳四塔，脱碳四塔顶连接压缩机后段后连接吸收塔；吸收塔塔釜与解吸塔连接；解吸塔塔顶连接脱丙烷塔，解吸塔塔釜连接吸收塔上部；脱丙烷塔塔顶连接碳二加氢反应器；
脱丙烷塔塔釜连接碳三加氢反应器，碳三加氢反应器与丙烯精馏塔连接，丙烯精馏塔侧线连接丙烯产品线，塔釜连接丙烷产品线，塔顶与压缩机段间连接。
2.如权利要求1所述的裂解气分离系统，其特征在于：
吸收塔塔釜和/或解吸塔塔釜设置再沸器；
所述吸收塔设置有吸收剂补充管线。
3.一种采用如权利要求1～2之一所述系统的裂解气分离方法，其特征在于所述方法包括：
(1)净化及压缩：采用五段压缩，净化在三段压缩后进行裂解气净化；
(2)脱碳四：净化后的裂解气冷却后进入脱碳四塔，碳四以上重组分从塔釜采出，塔顶物流进压缩机后段继续升压；
(3)吸收：升压后的裂解气，经冷却进入吸收塔，吸收剂从吸收塔顶部进入塔内，吸收裂解气中C2及以上组份；吸收塔塔釜物流送至解吸塔，塔顶未被吸收的气体经冷却作为燃料气采出；
(4)解吸：解吸塔塔顶得到碳二碳三提浓气，塔釜得到贫溶剂返回吸收塔上部；
(5)脱丙烷：解吸塔塔顶得到的碳二碳三提浓气送往脱丙烷塔，脱丙烷塔顶得到粗乙烯气，送往碳二加氢反应器，脱除炔烃后作为产品采出；
或者，所述方法还包括：
(6)丙烯精馏：脱丙烷塔釜物料进碳三加氢反应器，脱除其中的炔烃和二烯烃后，送往丙烯精馏塔；丙烯精馏塔侧线采出聚合级丙烯产品，塔釜采出丙烷产品，塔顶物料送往压缩机段间。
4.如权利要求3所述的裂解气分离方法，其特征在于：
步骤(3)，裂解气压力提高至2～5MPag，然后冷却至10～25℃后，送往吸收塔。
5.如权利要求3所述的裂解气分离方法，其特征在于：
所述脱丙烷塔塔顶流股控制丙烯含量低于0.5％mol。
6.如权利要求3所述的裂解气分离方法，其特征在于：
所述脱碳四塔的理论板数为25～80，操作压力为0.5～2.5MPa；
所述吸收塔理论板数为25～60，操作压力为2.0～6.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃；
所述解吸塔的理论板数为20～60，操作压力为1.0～4.0MPa；
所述脱丙烷塔的理论板数为20～80，操作压力为0.5～4.0MPa。
7.如权利要求4所述的裂解气分离方法，其特征在于：
所述丙烯精馏塔的理论板数为80～280，操作压力为0.1～4.0MPa；
所述丙烷产品返回裂解炉，作为裂解原料使用。
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| 孙春峰 等.二、裂解气深冷分离的工艺流程组织.《化工生产技术》.天津科学技术出版社,2018,第68-73页. * |
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