CN113121301B - 一种炼厂干气中轻烃的回收方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种炼厂干气中轻烃的回收方法，该方法包括将炼厂饱和干气进行压缩、脱硫脱碳、再压缩、冷却后，采用“三塔吸收、六塔流程”的组合式顺序吸收工艺回收炼厂干气中的轻烃；本发明使用了三种吸收剂，依次顺序吸收：第一吸收剂用于吸收炼厂干气中的C2+组份；第二吸收剂用于吸收第一吸收塔塔顶干气中所夹带的第一吸收剂；第三吸收剂用于吸收来自第二吸收塔塔顶干气中所夹带的第二吸收剂；在提高炼厂干气中轻烃(乙烷、丙烷)回收率的同时，能够有效地解决现有炼厂干气轻烃回收过程中存在的能耗高、投资大及干气“不干”等问题；且回收得到的富乙烷气中的重组分含量低(C4+≯1.5mol％),适宜直接作为乙烯裂解装置气体裂解炉的原料。

Description

一种炼厂干气中轻烃的回收方法

技术领域

本发明涉及炼厂干气中的轻烃回收，具体是一种炼厂干气中轻烃的回收方法。

背景技术

炼厂干气主要来源于原油的一次加工和二次加工，如常减压蒸馏、加氢裂化、催化重整、歧化等过程中副产的气体，及PSA装置中的尾气等。炼厂干气中含有氢气、甲烷及乙烷、丙烷、碳四等轻烃组分。目前，国内大部分炼厂的干气大多直接作为加热炉的燃料，造成轻烃资源的严重浪费。乙烷、丙烷可作为乙烯裂解装置的原料，用于生产乙烯、丙烯，能够有效降低乙烯裂解装置的原料成本，提高企业经济效益。

目前炼厂干气的轻烃分离方法主要有深冷分离法、中冷油吸收法、变压吸附法及浅冷油吸收法等，各种方法各具特点。深冷分离法回收率高，工艺成熟，但设备投资大，能耗较高；中冷油吸收法投资低、适应性强，但回收率较低，吸收剂循环量和损失大，能耗较高；变压吸附能耗低，操作简单，但占地面积大，吸收效果较差，产品纯度低、回收率低。

专利公告号CN106609161A提出了一种分离炼厂饱和干气的方法，该方法采用碳四作为吸收剂，在主吸收塔中吸收经压缩、冷却后的饱和干气中的C2馏分及更重组分，主吸收塔的塔底物流送至解吸塔，解吸塔顶得到回收的C2浓缩气。吸收塔压力约3.0～4.5MPag，吸收塔塔顶温度约5℃～25℃，塔底温度100℃～160℃。解吸塔塔顶温度55℃～65℃，塔底温度100℃～160℃。该方法设有再吸收塔和汽油稳定塔，采用稳定汽油作为吸收剂，吸收主吸收塔顶气体中带出的C4吸收剂，富吸收油进入汽油稳定塔，汽油稳定塔塔顶温度40℃～80℃，塔底温度150℃～200℃。该方法C2回收率约97.6％，C2和C3总回收率约93.5％，但碳四吸收剂循环量及损失量大，碳四吸收塔、碳四解吸塔、汽油稳定塔塔底温度高，能耗相对较高。C2提浓气中的C4及以上组分含量较高约为2.89mol％。

专利公告号CN104560194A提出了一种炼厂饱和干气回收系统及回收方法，该方法采用碳四或碳五作为吸收剂，设有凝液汽提塔，压缩机段间凝液送往凝液汽提塔，汽提后产品直接送往乙烯装置裂解炉。该方法另设有再吸收塔，再吸收剂为汽油。该方法的C2和C3总回收率约96％，但吸收剂循环量及损失量较大，吸收塔、解吸塔塔底温度均较高，能耗较高。C2提浓气中的C4及以上组分含量较高约为9.4mol％。

专利公告号CN109553504A提出了一种采用浅冷油吸收技术回收炼厂饱和干气的方法及装置，该方法采用C4作为吸收剂，吸收塔塔顶温度约5℃～25℃，塔底温度100℃～160℃。解吸塔塔顶温度55℃～65℃，塔底温度100℃～160℃，解吸塔底液相大部分作为循环吸收剂返回吸收塔，小部分送至汽油稳定塔处理。再吸收塔采用稳定汽油作为吸收剂，吸收主吸收塔顶气体中带出的C4吸收剂，富吸收油进入稳定塔，稳定塔塔顶温度40℃～80℃，塔底温度120℃～150℃。该方法C2回收率约98.1％，C2和C3总回收率约96.2％，但吸收剂循环量及损失量大，吸收塔、解吸塔、稳定塔塔底温度高，能耗相对较高。C2提浓气中的C4及以上组分含量较高约为7.8mol％。

综上所述，目前炼厂干气回收方法，主要是从炼厂饱和干气中分离回收C2、C3，存在能耗高、投资大，C2、C3回收率低及干气“不干”(一般要求C3及C3以上组分夹带量不大于0.5mol％)等问题。

发明内容

本发明的目的在于提供一种炼厂干气中轻烃的回收方法，以解决上述背景技术中提出的问题。

为实现上述目的，本发明提供如下技术方案：

一种炼厂干气中轻烃的回收方法，包括下述步骤：

S1、炼厂饱和干气经第一气体压缩机压缩后进入除杂设备脱硫脱碳，再经第二气体压缩机增压至3～4.5MPag，由气体冷却器冷却到10℃～40℃进入第一吸收塔；

S2、第一吸收塔采用液相丙烷或富含丙烷的C3馏分作为第一吸收剂，所述第一吸收剂从第一吸收塔上部进入第一吸收塔，吸收炼厂饱和干气中的C2及C2以上组分；在第一吸收塔内，上升气体中少量未被吸收的乙烷及夹带的丙烷，在上升过程中会被从第一吸收塔的塔顶注入的来自第二吸收塔的塔底的液体继续吸收；第一吸收塔的塔顶气体进入第二吸收塔，第一吸收塔的塔底物料送至碳二分离塔；

S3、第二吸收塔采用正丁烷或富含正丁烷的C4馏分作为第二吸收剂，用于吸收由第一吸收塔的塔顶气相夹带出的第一吸收剂；第二吸收塔的塔顶气体进入第三吸收塔，第二吸收塔的塔底物料返回第一吸收塔塔顶；

S4、第三吸收塔采用液相甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为第三吸收剂，用于吸收由第二吸收塔的塔顶气体所夹带的第二吸收剂；第三吸收塔的塔顶气体作为干气并入燃料气管网或进入氢气提纯装置，第三吸收塔的塔底物料送入解吸塔；

S5、解吸塔的塔顶气体经冷凝后，富含正丁烷的冷凝液经泵加压、冷却后返回第二吸收塔，解吸塔的塔底液相作为循环第三吸收剂循环返回到第三吸收塔的塔顶；

S6、第一吸收塔的塔底物料进入碳二分离塔，碳二分离塔的塔顶得到富乙烷气，碳二分离塔的塔底C3及C3以上组分进入碳三分离塔继续分离；

S7、碳三分离塔的塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环第一吸收剂返回到第一吸收塔，另一部分作为丙烷产品出装置；

碳三分离塔的塔底得到C4及C4以上液相组分，一部分作为循环第二吸收剂返回到第二吸收塔，另一部分则送往后续单元继续分离。

作为本发明进一步的方案：在步骤S1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩。

作为本发明进一步的方案：所述第一吸收塔的理论塔板15～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为15～35℃，塔底温度85～110℃；第一吸收塔的塔底设有重沸器，并设有多个中段回流。

作为本发明进一步的方案：所述第二吸收塔的理论塔板15～70层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～35℃；第二吸收塔设有多个中段冷却回流。

作为本发明进一步的方案：所述第三吸收塔的理论塔板15～50层，塔顶压力为2.5～4.0MPag，塔顶温度为10～35℃；第三吸收塔设有多个中段冷却回流。

作为本发明进一步的方案：所述碳二分离塔的理论塔板20～70层，进料位置3～40层，塔顶压力为1.0～2.5MPag，塔顶温度为10～40℃，塔底温度50～100℃。

作为本发明进一步的方案：所述碳三分离塔的理论塔板20～70层，进料位置3～40层，塔顶压力为0.8～1.5MPag，塔顶温度为20～50℃，塔底温度60～120℃。

作为本发明进一步的方案：所述解吸塔的理论塔板15～60层，进料位置5～30层，塔顶压力为0.1～1MPag，塔顶温度为5～30℃，塔底温度150～220℃。

与现有技术相比，本发明的有益效果是：

1、本发明为了解决现有炼厂干气轻烃回收过程中存在的能耗高、投资大、回收率低及干气“不干”等问题，提供了一种采用丙烷或富含丙烷的C3馏分作为第一吸收剂，正丁烷或富含正丁烷的C4馏分作为第二吸收剂，甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为第三吸收剂的组合式顺序吸收轻烃回收方法；在提高乙烷、丙烷的回收率的同时，能够有效解决现有炼厂干气轻烃回收过程中存在的能耗高、投资大、回收率低及干气“不干”等问题。

2、本发明提供了一种三种吸收剂的组合式顺序吸收轻烃回收方法，具体为：第一吸收剂用于吸收炼厂干气中的C2及C2以上组分；第二吸收剂用于吸收第一吸收塔塔顶干气中所夹带的第一吸收剂；第三吸收剂用于吸收来自第二吸收塔塔顶干气中所夹带的第二吸收剂；并设有第三吸收剂解吸塔、碳二分离塔及碳三分离塔，流程简单。三种吸收剂依次顺序吸收，能够有效解决现有技术存在的轻烃回收率低及干气“不干”等问题，且回收得到的富乙烷气中的重组分含量低(C4+≯1.5mol％),适宜直接作为乙烯裂解装置气体裂解炉的原料。

3、本发明采用三种吸收剂组合式顺序吸收炼厂干气中轻烃的方法，乙烷、丙烷回收率可达98％以上，同时吸收剂的循环用量相对较小，装置能耗较低。

4、本发明采用甲苯(或苯、二甲苯、工业己烷)作为第三吸收剂，吸收第二吸收剂效果较好，既可以保证吸收后的干气(甲烷氢燃料气)中夹带的甲苯吸收剂量少，同时又可以保证吸收后干气中的C3及C3以上组分夹带量不大于0.5mol％。

5、本发明中的第一吸收塔、碳二分离塔、碳三分离塔的塔底温度较低，塔底重沸器热源可采用热水、低温位工艺物料余热或低低压蒸汽等，能耗较低。第二吸收塔、第三吸收塔塔底不设重沸器，只设多个中段冷却回流，冷剂介质采用冷媒水。

附图说明

图1为一种炼厂干气中轻烃的回收方法的结构示意图。

图中：1、第一气体压缩机；2、除杂设备；3、第二气体压缩机；4、气体冷却器；5、第一吸收塔；6、第二吸收塔；7、第三吸收塔；8、解吸塔；9、碳二分离塔；10、碳三分离塔。

具体实施方式

下面结合具体实施方式对本专利的技术方案作进一步详细地说明。

请参阅图1，一种炼厂干气中轻烃的回收方法，包括下述步骤：

S1、炼厂饱和干气经第一气体压缩机1一段压缩后进入除杂设备2脱硫脱碳(根据原料性质和要求，也可不设除杂设备或仅供提纯后的甲烷氢脱硫脱碳)，再经第二气体压缩机3进行2～4段继续增压至3～4.5MPag，由气体冷却器4冷却到10℃～40℃进入第一吸收塔5；

S2、第一吸收塔5采用液相丙烷或富含丙烷的C3馏分作为第一吸收剂，所述第一吸收剂从第一吸收塔5上部进入第一吸收塔5，吸收炼厂饱和干气中的C2及C2以上组分；在第一吸收塔5内，上升气体中少量未被吸收的乙烷及夹带的丙烷，在上升过程中会被从第一吸收塔5塔顶注入的来自第二吸收塔6塔底的液体继续吸收；第一吸收塔5的塔顶气体进入第二吸收塔6，第一吸收塔5的塔底物料送至碳二分离塔9；

S3、第二吸收塔6采用正丁烷或富含正丁烷的C4馏分作为第二吸收剂，用于吸收由第一吸收塔5的塔顶气相夹带出的第一吸收剂；第二吸收塔6的塔顶气体进入第三吸收塔7，第二吸收塔6的塔底物料返回第一吸收塔5塔顶；

S4、第三吸收塔7采用液相甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为第三吸收剂，用于吸收由第二吸收塔6的塔顶气体所夹带的第二吸收剂；第三吸收塔7的塔顶气体作为干气并入燃料气管网或进入氢气提纯装置，第三吸收塔7的塔底物料送入解吸塔8；

S5、解吸塔8的塔顶气体经冷凝后，富含正丁烷的冷凝液经泵加压、冷却后返回第二吸收塔6，解吸塔8的塔底液相作为循环第三吸收剂循环返回到第三吸收塔7的塔顶；

S6、第一吸收塔5的塔底物料进入碳二分离塔9，碳二分离塔9的塔顶得到富乙烷气，碳二分离塔9的塔底C3及C3以上组分进入碳三分离塔10继续分离；

S7、碳三分离塔10的塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环第一吸收剂返回到第一吸收塔5，另一部分作为丙烷产品出装置；

碳三分离塔10的塔底得到C4及C4以上液相组分，一部分作为循环第二吸收剂返回到第二吸收塔6，另一部分则送往后续单元继续分离。

其中，在步骤S1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩。

进一步的，所述第一吸收塔5的理论塔板15～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为15～35℃，塔底温度85～110℃；第一吸收塔5塔底设有重沸器，并设有多个中段回流。

进一步的，所述第二吸收塔6的理论塔板15～70层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～35℃；第二吸收塔6设有多个中段冷却回流。

进一步的，所述第三吸收塔7的理论塔板15～50层，塔顶压力为2.5～4.0MPag，塔顶温度为10～35℃；第三吸收塔7设有多个中段冷却回流。

进一步的，所述碳二分离塔9的理论塔板20～70层，进料位置3～40层，塔顶压力为1.0～2.5MPag，塔顶温度为10～40℃，塔底温度50～100℃。

进一步的，所述碳三分离塔10的理论塔板20～70层，进料位置3～40层，塔顶压力为0.8～1.5MPag，塔顶温度为20～50℃，塔底温度60～120℃。

进一步的，所述解吸塔的理论塔板15～60层，进料位置5～30层，塔顶压力为0.1～1MPag，塔顶温度为5～30℃，塔底温度150～220℃。

在本实施例中，采用丙烷作为第一吸收剂，丁烷作为第二吸收剂，甲苯作为第三吸收剂，干气组成如下表所示：

炼厂饱和干气自炼厂其他装置来，进入第一气体压缩机1，经一段压缩后进入除杂设备2脱硫脱碳后，继续进入第二气体压缩机3经2～3段增压至4.0MPag，再经气体冷却器4冷却到15℃左右，进入第一吸收塔5。第一吸收塔5以丙烷为吸收剂(流量为115t/h)，从第一吸收塔5上部进入，吸收干气中的C2及C2以上组分。其中，第一吸收塔5的理论板数优选为40层，操作压力为3.7MPag，塔顶温度25.3℃，塔底温度92℃，第一吸收塔5设多个中段回流。

第一吸收塔5的塔顶气体进入第二吸收塔6，第二吸收塔6采用富含丁烷的C4馏分作为第二吸收剂(流量为50t/h)，从第二吸收塔6顶部进入第二吸收塔6，吸收由第一吸收塔5塔顶气体夹带来的丙烷吸收剂。第二吸收塔6理论板数优选为40层，操作压力为3.5MPag，塔顶温度为19.5℃，第二吸收塔6设多个中段冷却回流。第二吸收塔6的塔顶气体进入第三吸收塔7，第二吸收塔6的塔底液相返回第一吸收塔5的塔顶。

第三吸收塔7采用甲苯作为第三吸收剂(流量为40t/h)，从第三吸收塔7顶部进入第三吸收塔7，吸收由第二吸收塔6塔顶气体夹带来的丁烷吸收剂。第三吸收塔7理论板数优选为30层，操作压力为3.3MPag，塔顶温度为18.7℃，第三吸收塔7设多个中段冷却回流。第三吸收塔7的塔顶气体作为燃料气并入燃料气管网或进入氢气提纯装置获得高纯氢气，第三吸收塔7的塔底液相进入解吸塔8继续分离。

解吸塔8理论板数优选为30层，操作压力为0.28MPag，塔顶温度为15.5℃，塔底温度157℃，解吸塔8塔顶分离得到的富含丁烷的冷凝液经泵加压后返回第二吸收塔6，解吸塔8的塔底甲苯作为第三吸收剂冷却加压后循环返回到第三吸收塔7塔顶。

第一吸收塔5塔底物料送至碳二分离塔9，碳二分离塔9的理论板数优选为40层，操作压力为1.4MPag，塔顶温度约15.5℃，塔底温度63℃。碳二分离塔9的塔顶分离出富含乙烷、丙烷的富乙烷气，送往下游乙烯裂解装置，其中C4及C4以上组分含量小于0.5mol％；塔底C3及C3以上组分，进入碳三分离塔10进一步分离。

碳三分离塔10的理论板数优选为40层，操作压力为1.3MPag，塔顶温度约43.2℃，塔底温度98.9℃，碳三分离塔10塔顶分离出的高纯度丙烷，在本实施例全部作为循环第一吸收剂返回第一吸收塔5，丙烷产品不外送，此外需要补充部分新鲜第一吸收剂(约5.7t/h)；碳三分离塔10塔底出来的C4+产物一部分作为循环第二吸收剂返回到第二吸收塔6塔顶，另一部分送入后续单元继续分离。

本实施例分离后的产品如下表所示：

	甲烷氢燃料气	富乙烷气
			质量流量t/h	21.65	30
摩尔组成(mol％)
			氢气	62.90
氮气	4.52
			一氧化碳
氧气	0.38
			二氧化碳
水	0.04	0.08
			甲烷	31.52	0.01
乙烯	0.03	0.28
			乙烷	0.31	60.98
丙烯		0.02
			丙烷	0.09	38.34
C4+	0.12	0.29
			甲苯	0.10

在本实施例中，乙烷回收率98.6％，丙烷回收率98.6％，C2、C3回收率98.5％，甲烷氢燃料气中C3及C3以上重组分夹带量0.31mol％，小于要求值0.5mol％。

本发明的工作原理是：炼厂干气中C2和C3含量约为20mol％，其余为氢气、甲烷、水和杂质及C4以上组分等。其中，干气中的氢气含量约为40～70mol％，甲烷含量约为15～25mol％，乙烷含量约为10～20mol％，丙烷含量约为2～5mol％。对于本发明涉及到的三种吸收剂，本领域技术人员应该理解的是，三种吸收剂并不仅仅局限于发明中提到的三种吸收剂，本发明的第一吸收剂用于吸收干气中的C2及C2以上组分，第二吸收剂用于吸收来自第一吸收塔5塔顶气体中夹带的第一吸收剂，第三吸收剂用于吸收来自第二吸收塔6塔顶气体中夹带的第二吸收剂，均可以为本领域常用的各种吸收剂。优选情况下，第一吸收剂为丙烷或富含丙烷的C3馏分，第二吸收剂为正丁烷或富含正丁烷的C4馏分，第三吸收剂为甲苯或苯、二甲苯、工业己烷等组份。

具体工艺流程如下：

来自炼厂的干气，温度40℃，进入第一气体压缩机1经一段压缩后进入除杂设备2脱硫脱碳，再经第二气体压缩机3经2～4段继续增压至3～4.5MPag，由气体冷却器4冷却到约15℃进入第一吸收塔5；

第一吸收塔5采用液相丙烷或富含丙烷的C3馏分作为第一吸收剂，吸收饱和干气中的C2及C2以上组分；在第一吸收塔5内，上升气体中少量未被吸收的乙烷及夹带的丙烷，在上升过程中会被从第一吸收塔5塔顶注入的来自第二吸收塔6塔底的液体继续吸收；第一吸收塔5的塔顶气相物料进入第二吸收塔6，第一吸收塔5塔底的富吸收液进入碳二分离塔9分离。第二吸收塔6采用正丁烷或富含正丁烷的C4馏分作为第二吸收剂，用于吸收由第一吸收塔5的塔顶气相夹带出的第一吸收剂，第二吸收塔6的塔顶气体进入第三吸收塔7，第二吸收塔6的塔底物料返回第一吸收塔5塔顶；

第三吸收塔7采用液相甲苯作为第三吸收剂，用于吸收由第二吸收塔6的塔顶气体所夹带的第二吸收剂，第三吸收塔7的塔顶得到甲烷氢燃料气进入燃料气管网或进入氢气提纯装置，第三吸收塔7的塔底液相送入解吸塔8。

解吸塔8的塔顶气体经冷凝后，富含丁烷的冷凝液经泵加压、冷却后返回第二吸收塔6，解吸塔8的塔底液体作为第三吸收剂循环返回到第三吸收塔7的塔顶。

碳二分离塔9的塔顶得到富含乙烷、丙烷的富乙烷气，可直接作为乙烯裂解装置气体裂解炉的原料，碳二分离塔9的塔底C3及C3以上组分进入碳三分离塔10继续分离；碳三分离塔10的塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环第一吸收剂返回第一吸收塔5，另一部分可作为丙烷产品出装置；塔底得到C4及C4以上液相组分，一部分作为循环第二吸收剂返回到第二吸收塔6塔顶，另一部分送入后续单元继续分离。

上面对本专利的较佳实施方式作了详细说明，但是本专利并不限于上述实施方式，在本领域的普通技术人员所具备的知识范围内，还可以在不脱离本专利宗旨的前提下做出各种变化。

Claims (8)

1.一种炼厂干气中轻烃的回收方法，其特征在于，包括下述步骤：

S1、炼厂饱和干气经第一气体压缩机压缩后进入除杂设备脱硫脱碳，再经第二气体压缩机增压至3～4.5MPag，由气体冷却器冷却到10℃～40℃进入第一吸收塔；

S2、第一吸收塔采用液相丙烷作为第一吸收剂，所述第一吸收剂从第一吸收塔上部进入第一吸收塔，吸收炼厂饱和干气中的C2及C2以上组分；在第一吸收塔内，上升气体中少量未被吸收的乙烷及夹带的丙烷，在上升过程中会被从第一吸收塔的塔顶注入的来自第二吸收塔的塔底的液体继续吸收；第一吸收塔的塔顶气体进入第二吸收塔，第一吸收塔的塔底物料送至碳二分离塔；

S3、第二吸收塔采用正丁烷或富含正丁烷的C4馏分作为第二吸收剂，用于吸收由第一吸收塔的塔顶气相夹带出的第一吸收剂；第二吸收塔的塔顶气体进入第三吸收塔，第二吸收塔的塔底物料返回第一吸收塔塔顶；

S4、第三吸收塔采用液相甲苯作为第三吸收剂，用于吸收由第二吸收塔的塔顶气体所夹带的第二吸收剂；第三吸收塔的塔顶气体作为干气并入燃料气管网或进入氢气提纯装置，第三吸收塔的塔底物料送入解吸塔；

S5、解吸塔的塔顶气体经冷凝后，富含正丁烷的冷凝液经泵加压、冷却后返回第二吸收塔，解吸塔的塔底液相作为循环第三吸收剂循环返回到第三吸收塔的塔顶；

S6、第一吸收塔的塔底物料进入碳二分离塔，碳二分离塔的塔顶得到富乙烷气，碳二分离塔的塔底C3及C3以上组分进入碳三分离塔继续分离；

S7、碳三分离塔的塔顶分离得到高纯度丙烷，一部分作为循环第一吸收剂返回到第一吸收塔，另一部分作为丙烷产品出装置；

碳三分离塔的塔底得到C4及C4以上液相组分，一部分作为循环第二吸收剂返回到第二吸收塔，另一部分则送往后续单元继续分离。

2.根据权利要求1所述的一种炼厂干气中轻烃的回收方法，其特征在于，在步骤S1中，炼厂饱和干气采用3～4段逐级压缩。

3.根据权利要求1所述的一种炼厂干气中轻烃的回收方法，其特征在于，所述第一吸收塔的理论塔板15～70层，进料位置10～40层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为15～35℃，塔底温度85～110℃；第一吸收塔塔底设有重沸器，并设有多个中段回流。

4.根据权利要求1所述的一种炼厂干气中轻烃的回收方法，其特征在于，所述第二吸收塔的理论塔板15～70层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～35℃；第二吸收塔设有多个中段冷却回流。

5.根据权利要求1所述的一种炼厂干气中轻烃的回收方法，其特征在于，所述第三吸收塔的理论塔板15～50层，塔顶压力为2.5～4.0MPag，塔顶温度为10～35℃；第三吸收塔设有多个中段冷却回流。

6.根据权利要求1所述的一种炼厂干气中轻烃的回收方法，其特征在于，所述碳二分离塔的理论塔板20～70层，进料位置3～40层，塔顶压力为1.0～2.5MPag，塔顶温度为10～40℃，塔底温度50～100℃。

7.根据权利要求1所述的一种炼厂干气中轻烃的回收方法，其特征在于，所述碳三分离塔的理论塔板20～70层，进料位置3～40层，塔顶压力为0.8～1.5MPag，塔顶温度为20～50℃，塔底温度60～120℃。

8.根据权利要求1所述的一种炼厂干气中轻烃的回收方法，其特征在于，所述解吸塔的理论塔板15～60层，进料位置5～30层，塔顶压力为0.1～1MPag，塔顶温度为5～30℃，塔底温度150～220℃。

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