CN113354501A - 一种组合式吸收法回收催化富气中c1、c2和c3的分离方法 - Google Patents

一种组合式吸收法回收催化富气中c1、c2和c3的分离方法 Download PDF

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Abstract

本发明提供了一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，包括下述步骤：S1、炼厂催化富气经过气体压缩机逐级压缩到1～2MPag，再经气体冷却器冷却到35‑45℃进入高压脱丙烷塔，高压脱丙烷塔中含有C3及C3以下组分的的塔顶气相经过进一步压缩、冷却、除杂、干燥后，进入吸收塔；S2、吸收塔采用液相丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂；本发明以丙烯作为吸收剂、甲苯作为再吸收剂，在提高丙烯、丙烷回收率、乙烷、乙烯回收率的同时，可大大减少低温能量、低温设备和低温材料的使用，解决了现有炼厂催化富气C1、C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低和干气不干等问题。

Description

一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法
技术领域
本发明涉及一种C1、C2和C3的分离方法，具体是一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法。
背景技术
炼厂催化富气中含有氢气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯等组分，其中乙烯含量约为5～15mol％，乙烷含量约为4～8mol％，丙烯含量约为15～25mol％，丙烷含量约为2～5mol％。乙烷、丙烷可作为乙烯裂解装置的原料，用于生产乙烯、丙烯；乙烯、丙烯具有较高的经济价值，可作为下游化工装置的原料。
目前炼厂催化富气中乙烯、丙烯分离方法主要有传统的吸收稳定分离方法、深冷分离法、中冷油吸收法、络合分离法、变压吸附法及浅冷油吸收法等，各种方法各具特点。深冷分离法乙烯回收率高，工艺成熟，但投资大，回收稀乙烯能耗较高；络合分离法，对原料中的杂质要求严格，预处理费用较高，且需要特殊的络合剂；变压吸附能耗低，操作简单，但占地面积大，吸收效果较差，乙烯回收率低。
催化富气采用传统的吸收稳定分离方法，分离后的干气中乙烯含量约为30～50mol％，乙烷含量约20～30mol％；液化气中丙烯含量约为45～50mol％，丙烷含量约为5～10mol％。由于乙烯直接回收困难，干气中的乙烯除可作为稀乙烯制乙苯的原料外，一般炼厂均作为炼厂燃料气而不进行回收；液化气中的丙烯需要进一步经气体分馏提纯精制，才能得到聚合级的丙烯。整个分离过程较长，占地面积大，生产成本较高。
中冷油吸收法主要利用催化富气中各组分在吸收剂中的溶解度不同，对气体进行分离。催化富气通过吸收-再吸收的方法先分离出氢气、甲烷等溶解度低的不凝气混合气体，再通过解吸分离出富吸收剂中的C2及C2以上组分。中冷油吸收法投资低、适应性强，但存在乙烯回收率低、吸收剂循环量和损失大、能耗高等缺点，乙烯回收率一般不超过90％。
专利公告号CN101063048A提出了一种采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，该工艺由压缩、除杂、干燥、吸收、解吸、冷量回收和粗分等步骤组成。采用液化气作为吸收剂，压力2.5～3.5MPag，吸收温度为-25℃～-35℃，吸收温度较低，设备投资及能耗较高，且乙烯、丙烯产品纯度不高。
专利公告号CN101759516A提出了一种油吸收分离炼厂催化干气的方法，该方案采用含戊烷的碳五馏分作为吸收剂，在主吸收塔中吸收经压缩、冷却后的催化干气中的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3.5～5.5MPag，吸收塔塔顶温度约35℃～45℃，塔底温度95℃～115℃。解吸塔塔顶温度35℃～45℃，塔底温度145℃～165℃。该方法设有再吸收塔，采用粗汽油作为吸收剂，吸收主吸收塔顶气体中带出的碳五吸收剂，富吸收油进入稳定塔。该方法乙烯回收率较低，约89.2％，吸收塔、解吸塔塔底温度高，能耗相对较高，且再吸收塔塔顶气中仍含有汽油组分。
专利公告号CN101812322A提出了一种采用油吸收分离炼厂催化干气的方法，该方法采用碳四馏分作为吸收剂浅冷吸收，吸收压力3.5～5.5MPag，吸收温度为5～20℃，并采用膨胀机和冷箱回收冷量，膨胀机出口压力1.0～2.5MPag、温度-40～-20℃，该方法可使乙烯回收率达到93％，乙烯损失率同样较高，且其甲烷氢尾气中仍携带有较多碳四及以上组分。
综上所述，现有的从催化富气中回收C2和C3的工艺存在能耗高、设备规模大、投资大、乙烯回收率低及干气不干等问题。
发明内容
本发明的目的在于提供一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，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：
一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，包括下述步骤：
S1、炼厂催化富气经过气体压缩机逐级压缩到1～2MPag，再经气体冷却器冷却到35-45℃进入高压脱丙烷塔，高压脱丙烷塔中含有C3及C3以下组分的的塔顶气相经过进一步压缩、冷却、除杂、干燥后，进入吸收塔；高压脱丙烷塔的塔底液相进入低压脱丙烷塔的中上部，低压脱丙烷塔的塔顶气相经冷凝后返回至高压脱丙烷塔，低压脱丙烷塔的塔底C4+液相送往稳定塔继续分离；
S2、吸收塔采用液相丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔，吸收催化富气中的C2及C2以上组分，吸收塔的塔底物料送至脱乙烷塔；
S3、吸收塔的塔顶气相进入再吸收塔，再吸收塔采用液相甲苯、苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，用于回收吸收塔的塔顶气相带出的C2、C3组分，再吸收塔的塔顶气体作为干气并入炼厂燃料气管网，再吸收塔的塔底液相送入再解吸塔；
S4、再解吸塔的塔顶气相经冷凝后富含丙烯的液相，经泵加压后返回吸收塔，再解吸塔的塔底液相作为再吸收剂循环返回至再吸收塔的塔顶；
S5、吸收塔的塔底物料进入脱乙烷塔，脱乙烷塔的塔顶得到的乙烷、乙烯混合组分进入乙烯精馏塔进一步分离；
脱乙烷塔的塔底C3组分，一部分作为循环吸收剂加压后返回至吸收塔的塔顶，另一部分进入丙烯精馏塔继续分离；
S6、乙烯精馏塔的塔顶分离得到液相聚合级乙烯，塔底得到高纯度乙烷；
S7、丙烯精馏塔的塔顶或顶部侧线分离得到液相聚合级丙烯，塔底得到高纯度丙烷。
作为本发明进一步的方案：在步骤S1中，除杂包括胺洗，碱洗，及加氢脱除氧、乙炔、丙炔、和丙二烯。
作为本发明进一步的方案：在步骤S1中，炼厂催化富气采用3～4段逐级压缩。
作为本发明进一步的方案：所述高压脱丙烷塔的理论塔板15～60层，进料位置5～40层，塔顶压力为1～2MPag，塔顶温度为5～40℃，塔底温度60～95℃；高压脱丙烷塔设有多个中段取热回流。
作为本发明进一步的方案：所述低压脱丙烷塔的理论塔板15～60层，塔顶压力为0.5～0.8MPag，塔顶温度为5～45℃，塔底温度70～95℃；低压脱丙烷塔设有多个中段取热回流。
作为本发明进一步的方案：所述再吸收塔的理论塔板15～70层，进料位置5～50层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～35℃；再吸收塔设有多个中段取热回流。
作为本发明进一步的方案：所述再解吸塔的理论塔板15～60层，进料位置5～45层，塔顶压力为0.6～1MPag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度200～230℃。
作为本发明进一步的方案：所述脱乙烷塔的理论塔板20～80层，进料位置10～40层，塔顶压力为2.0～4.0MPag，塔顶温度为-15～10℃；脱乙烷塔的塔顶采用0℃、-7℃或-24℃的丙烯作为冷剂，塔底温度60～85℃，脱乙烷塔设有多个中段取热回流。
作为本发明进一步的方案：所述乙烯精馏塔的理论塔板40～100层，进料位置10～80层，塔顶压力为1.9～3MPag，塔顶温度为-30～0℃；乙烯精馏塔的塔顶采用-24℃或-40℃丙烯作为冷剂，塔底温度-5～15℃。
作为本发明进一步的方案：所述丙烯精馏塔的理论塔板100～280层，进料位置60～180层，塔顶压力为0.8～2MPag，塔顶温度为35～50℃，塔底温度45～65℃。
作为本发明进一步的方案：所述吸收塔的塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～35℃，塔底温度65～85℃，理论塔板20～80层，进料位置10～45层，吸收塔设有多个中段取热回流。
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催化富气中C1、C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低及干气不干等问题，提出了一种组合吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法。该方法以丙烯作为吸收剂、甲苯作为再吸收剂，在提高丙烯、丙烷回收率、乙烷、乙烯回收率的同时，可大大减少低温能量、低温设备和低温材料的使用，解决了现有炼厂催化富气C1、C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低和干气不干等问题。
2、本发明以丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂，吸收乙烯效果更好，吸收剂用量小。且丙烯或富含丙烯的C3馏分为本装置自产，降低操作成本。
3、本发明以甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，再吸收剂为炼厂自产，降低操作成本。
4、本发明采用甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，吸收和解吸效果较好，甲烷燃料气夹带的C3组分少，再吸收剂循环量小，干气中重组分夹带量不大于0.2mol％。
5、本发明采用丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂，采用甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，乙烯、丙烯回收率可达99％以上，同时吸收剂的循环量和跑损量相对较小，装置能耗较低。
6、本发明不使用冷箱等设备，制冷负荷低，大大降低了低温材料和保冷材料的使用，装置投资低。
7、本发明吸收塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔的塔底温度较低，塔底再沸器热源可采用热水、低温位工艺物料余热等，能耗较低。
附图说明
图1为一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法的结构示意图。
图中：1、气体压缩机；2、气体冷却器；3、高压脱丙烷塔；4、低压脱丙烷塔；5、吸收塔；6、再吸收塔；7、再解吸塔；8、脱乙烷塔；9、乙烯精馏塔；10、丙烯精馏塔；11、除杂及干燥设备。
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1，一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，包括下述步骤：
S1、炼厂催化富气经过气体压缩机1逐级压缩到1～2MPag，再经气体冷却器2冷却到35-45℃进入高压脱丙烷塔3，高压脱丙烷塔3中含有C3及C3以下组分的的塔顶气相经过除杂及干燥设备11进一步压缩、冷却、除杂、干燥后，进入吸收塔5；高压脱丙烷塔3的塔底液相进入低压脱丙烷塔4的中上部，低压脱丙烷塔4的塔顶气相经冷凝后返回至高压脱丙烷塔3，低压脱丙烷塔4的塔底C4+液相送往稳定塔继续分离；
S2、吸收塔5采用液相丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔5，吸收催化富气中的C2及C2以上组分，吸收塔5的塔底物料送至脱乙烷塔8；
S3、吸收塔5的塔顶气相进入再吸收塔6，再吸收塔6采用液相甲苯、苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，用于回收吸收塔5的塔顶气相带出的C2、C3组分，再吸收塔6的塔顶气体作为干气并入炼厂燃料气管网，再吸收塔6的塔底液相送入再解吸塔7；
S4、再解吸塔7的塔顶气相经冷凝后富含丙烯的液相，经泵加压后返回吸收塔5，再解吸塔7的塔底液相作为再吸收剂循环返回至再吸收塔6的塔顶；
S5、吸收塔5的塔底物料进入脱乙烷塔8，脱乙烷塔8的塔顶得到的乙烷、乙烯混合组分进入乙烯精馏塔9进一步分离；
脱乙烷塔8的塔底C3组分，一部分作为循环吸收剂加压后返回至吸收塔5的塔顶，另一部分进入丙烯精馏塔10继续分离；
S6、乙烯精馏塔9的塔顶分离得到液相聚合级乙烯，塔底得到高纯度乙烷；
S7、丙烯精馏塔10的塔顶或顶部侧线分离得到液相聚合级丙烯，塔底得到高纯度丙烷。
其中，在步骤S1中，除杂包括胺洗，碱洗，及加氢脱除氧、乙炔、丙炔、和丙二烯等。在步骤S1中，炼厂催化富气采用3～4段逐级压缩。
进一步的，所述高压脱丙烷塔3的理论塔板15～60层，进料位置5～40层，塔顶压力为1～2MPag，塔顶温度为5～40℃，塔底温度60～95℃；高压脱丙烷塔3设有多个中段取热回流。
进一步的，所述低压脱丙烷塔4的理论塔板15～60层，塔顶压力为0.5～0.8MPag，塔顶温度为5～45℃，塔底温度70～95℃；低压脱丙烷塔4设有多个中段取热回流。
进一步的，所述再吸收塔6的理论塔板15～70层，进料位置5～50层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～35℃；再吸收塔6设有多个中段取热回流。
进一步的，所述再解吸塔7的理论塔板15～60层，进料位置5～45层，塔顶压力为0.6～1MPag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度200～230℃。
进一步的，所述脱乙烷塔8的理论塔板20～80层，进料位置10～40层，塔顶压力为2.0～4.0MPag，塔顶温度为-15～10℃；脱乙烷塔8的塔顶采用0℃、-7℃或-24℃的丙烯作为冷剂，塔底温度60～85℃，脱乙烷塔8设有多个中段取热回流。
进一步的，所述乙烯精馏塔9的理论塔板40～100层，进料位置10～80层，塔顶压力为1.9～3MPag，塔顶温度为-30～0℃；乙烯精馏塔9的塔顶采用-24℃或-40℃丙烯作为冷剂，塔底温度-5～15℃。
进一步的，所述丙烯精馏塔10的理论塔板100～280层，进料位置60～180层，塔顶压力为0.8～2MPag，塔顶温度为35～50℃，塔底温度45～65℃。
进一步的，所述吸收塔5的塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～35℃，塔底温度65～85℃，理论塔板20～80层，进料位置10～45层，吸收塔5设有多个中段取热回流。
在本实施例中，采用富含丙烯的C3馏分作为吸收剂、甲苯为再吸收剂，催化富气、吸收剂和再吸收剂的组成如下表所示：
Figure BDA0002983588440000061
Figure BDA0002983588440000071
炼厂催化富气自催化装置来，压力0.06MPag，进入气体压缩机1，经三段压缩后将压力提高到1.5MPag。增压后的催化富气经气体冷却器2冷却到30℃左右，进入高压脱丙烷塔3内。高压脱丙烷塔3的理论板数优选为20层，操作压力为1.45MPag，塔顶温度7℃，塔底温度75℃，设多个中段取热回流。
高压脱丙烷塔3的塔底物料送入低压脱丙烷塔4，C3及较轻组分从塔顶出来，经过除杂及干燥、压缩后，将压力提高到3.8MPag，再冷却至15℃后送入吸收塔5。低压脱丙烷塔4的理论板数优选为25层，操作压力为0.6MPag，塔顶温度16℃，塔底温度84℃，设多个中段取热回流。
低压脱丙烷塔4的塔顶液相物料返回高压脱丙烷塔3，塔底物料送出装置继续分离。吸收塔5以富丙烯为吸收剂，从塔顶进入，吸收气体中的C2以上组分。吸收塔5的理论板数优选为55层，操作压力为3.72MPag，塔顶温度18℃，塔底温度70.5℃，设多个中段取热回流。
吸收塔5的塔顶气体进入再吸收塔6，再吸收塔6以甲苯作为再吸收剂，再吸收塔6的塔顶分离得到甲烷燃料气，吸收塔5的塔底物料送至脱乙烷塔8处理。再吸收塔6的理论板数优选为20层，操作压力为3.5MPag，塔顶温度约17.5℃，设多个中段取热回流。
再吸收塔6的塔底产物送入再解吸塔7。再解吸塔7的理论板数优选为20层，操作压力为0.85MPag，塔顶温度约16.5℃，塔底温度219.6℃，再解吸塔7的塔顶分离得到的富含丙烯、丙烷的冷凝液经泵加压后返回吸收塔5，再解吸塔7的塔底甲苯2作为再吸收剂经换热后循环返回再吸收塔6的塔顶。
脱乙烷塔8的理论板数优选为50层，操作压力为3.5MPag，塔顶温度约1℃，塔底温度81℃，设多个中段取热回流。脱乙烷塔8的塔顶C2组分送至乙烯精馏塔9，分离得到液相聚合级乙烯和高纯度乙烷；脱乙烷塔8的塔底C3组分一部分作为循环吸收剂返回吸收塔5，其余送至丙烯精馏塔10，塔顶测线采出液相聚合级丙烯和高纯度丙烷。
分离后的产品如下表所示：
Figure BDA0002983588440000081
在本实施例中，乙烯回收率99.48％，乙烷回收率99.87％，丙烯回收率99.68％，丙烷回收率98.73％，甲烷燃料气中重组分夹带量小于0.2mol％。
本发明的工作原理是：本发明中，炼厂催化富气中C2和C3含量约为30～50mol％，其余为氢气、甲烷、水和杂质及C4以上组分等。其中，催化富气的气体产物中，乙烯含量约为10～20mol％，乙烷含量约为3～8mol％，丙烯含量约为15～35mol％，丙烷含量约为2～5mol％。本发明对于吸收剂和再吸收剂有特别的限定，吸收剂为丙烯或富含丙烯的C3馏分，再吸收剂为甲苯、苯、二甲苯或工业已烷等组份。
具体工艺流程为：
来自炼厂的催化富气进入气体压缩机1，经过三级或四级压缩至约1.5MPag，温度约40℃，进入高压脱丙烷塔3，进料位置5～40层。高压脱丙烷塔3塔顶的气相产物经过脱硫、脱碳、脱除其他杂质(加氢脱除氧、乙炔、丙炔、丙二烯等杂质)及干燥后，进入压缩机进一步压缩至3.5～4.5MPag，经过冷媒水冷却至15℃进入吸收塔5；高压脱丙烷塔3塔底液相进入低压脱丙烷塔4，低压脱丙烷塔4塔顶气相经冷凝为液相返回高压脱丙烷塔3，塔底C4+产物进入后续装置处理。
吸收塔5以丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂，吸收塔5塔顶的气相产物进入再吸收塔6，吸收塔5塔底的富吸收液进入脱乙烷塔8分离。再吸收塔6采用甲苯作为再吸收剂，吸收由吸收塔5塔顶不凝汽携带来的部分C2、C3组分，再吸收塔6塔顶得到的甲烷氢燃料气(干气)进入炼厂燃料气管网，再吸收塔6塔底产物送入再解吸塔7。
再解吸塔7塔顶分离得到的富含丙烯、丙烷的冷凝液经泵加压后返回吸收塔5，再解吸塔7塔底液相作为再吸收剂循环返回再吸收塔6塔顶。脱乙烷塔8采用0℃或-7℃丙烯作为冷剂，脱乙烷塔8塔顶气相产物经过冷却后进入乙烯精馏塔9，塔底C3组分一部分冷却至15℃作为循环吸收剂返回吸收塔5，另一部分进入丙烯精馏塔10进一步分离。
乙烯精馏塔9采用-24℃或-40℃丙烯作为冷剂，乙烯精馏塔9塔顶得到聚合级乙烯产品，纯度>99.95mol％；塔底得到高纯度乙烷产品，纯度>99.5mol％。丙烯精馏塔10塔顶得到聚合级丙烯产品，纯度>99.6mol％，大部分作为产品送出装置，少量作为补充吸收剂；塔底得到高纯度丙烷，纯度>99mol％，丙烷作为产品送出装置。
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 (11)

1.一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，包括下述步骤：
S1、炼厂催化富气经过气体压缩机逐级压缩到1～2MPag，再经气体冷却器冷却到35-45℃进入高压脱丙烷塔，高压脱丙烷塔中含有C3及C3以下组分的的塔顶气相经过进一步压缩、冷却、除杂、干燥后，进入吸收塔；高压脱丙烷塔的塔底液相进入低压脱丙烷塔的中上部，低压脱丙烷塔的塔顶气相经冷凝后返回至高压脱丙烷塔，低压脱丙烷塔的塔底C4+液相送往稳定塔继续分离；
S2、吸收塔采用液相丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂，所述吸收剂从塔顶进入吸收塔，吸收催化富气中的C2及C2以上组分，吸收塔的塔底物料送至脱乙烷塔；
S3、吸收塔的塔顶气相进入再吸收塔，再吸收塔采用液相甲苯、苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂，用于回收吸收塔的塔顶气相带出的C2、C3组分，再吸收塔的塔顶气体作为干气并入炼厂燃料气管网，再吸收塔的塔底液相送入再解吸塔；
S4、再解吸塔的塔顶气相经冷凝后富含丙烯的液相，经泵加压后返回吸收塔，再解吸塔的塔底液相作为再吸收剂循环返回至再吸收塔的塔顶；
S5、吸收塔的塔底物料进入脱乙烷塔，脱乙烷塔的塔顶得到的乙烷、乙烯混合组分进入乙烯精馏塔进一步分离；
脱乙烷塔的塔底C3组分，一部分作为循环吸收剂加压后返回至吸收塔的塔顶，另一部分进入丙烯精馏塔继续分离；
S6、乙烯精馏塔的塔顶分离得到液相聚合级乙烯，塔底得到高纯度乙烷；
S7、丙烯精馏塔的塔顶或顶部侧线分离得到液相聚合级丙烯，塔底得到高纯度丙烷。
2.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，在步骤S1中，除杂包括胺洗，碱洗，及加氢脱除氧、乙炔、丙炔、和丙二烯。
3.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，在步骤S1中，炼厂催化富气采用3～4段逐级压缩。
4.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，所述高压脱丙烷塔的理论塔板15～60层，进料位置5～40层，塔顶压力为1～2MPag，塔顶温度为5～40℃，塔底温度60～95℃；高压脱丙烷塔设有多个中段取热回流。
5.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，所述低压脱丙烷塔的理论塔板15～60层，塔顶压力为0.5～0.8MPag，塔顶温度为5～45℃，塔底温度70～95℃；低压脱丙烷塔设有多个中段取热回流。
6.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，所述再吸收塔的理论塔板15～70层，进料位置5～50层，塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～35℃；再吸收塔设有多个中段取热回流。
7.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，所述再解吸塔的理论塔板15～60层，进料位置5～45层，塔顶压力为0.6～1MPag，塔顶温度为10～25℃，塔底温度200～230℃。
8.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，所述脱乙烷塔的理论塔板20～80层，进料位置10～40层，塔顶压力为2.0～4.0MPag，塔顶温度为-15～10℃；脱乙烷塔的塔顶采用0℃、-7℃或-24℃的丙烯作为冷剂，塔底温度60～85℃，脱乙烷塔设有多个中段取热回流。
9.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，所述乙烯精馏塔的理论塔板40～100层，进料位置10～80层，塔顶压力为1.9～3MPag，塔顶温度为-30～0℃；乙烯精馏塔的塔顶采用-24℃或-40℃丙烯作为冷剂，塔底温度-5～15℃。
10.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，所述丙烯精馏塔的理论塔板100～280层，进料位置60～180层，塔顶压力为0.8～2MPag，塔顶温度为35～50℃，塔底温度45～65℃。
11.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法，其特征在于，所述吸收塔的塔顶压力为3～4.5MPag，塔顶温度为10～35℃，塔底温度65～85℃，理论塔板20～80层，进料位置10～45层，吸收塔设有多个中段取热回流。
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