TWI652249B - 整合的丙烷脫氫方法與系統 - Google Patents

Abstract

用於例如異丙苯的丙烯和烷基化物的整合生產的方法和系統可包括將含有丙烷的烴原料供給到丙烷脫氫反應區，以將丙烷的一部分轉化為丙烯。丙烯在分離系統中分離以形成聚合物級丙烯流、低純度丙烯流與丙烷流。接著，將低純度丙烯流供給到烷基化反應區，其中丙烯反應以生成烷基化產物並產生低壓蒸汽。之後，低壓蒸汽可以供給到分離系統作為熱源，整合脫氫系統和烷基化系統。

Description

整合的丙烷脫氫方法與系統

本發明涉及一種整合的丙烷脫氫方法與系統。

經由丙烷脫氫生產的丙烯通常涉及一種低壓產物分配器，其產生聚合物級丙烯(98重量%+)流且幾乎不含丙烷。這些低壓產物分配器需要使用熱泵來操作，使得運行成本高。

或者，如美國專利號8,013,201所述，高壓產物分配器可以用在丙烷脫氫方法中。在該方法中，高壓塔經由閉迴路熱交換循環進行加熱，其中熱泵對熱交換介質加熱及加壓。熱交換介質被加壓並供給到熱交換器，其中加壓的熱交換介質與產物分配器底部產物的一部份間接接觸。類似於使用低壓產物分配器，高壓產物分配器需要外部熱源來操作。

異丙苯的生產通常透過苯與丙烯的烷基化進行。通常地，異丙苯生產也產生需要製冷和液化以儲存或運輸的丙烷氣流。低壓蒸汽也可以作為異丙苯生產的副產物。低壓流典型地不能被異丙苯裝置的蒸汽系統使用，並且在這種情況下，熱被排放到空氣或冷卻水中。

在一方面中，本文所揭露的實施例涉及一種產生異丙苯的方法。首先，將包括丙烷的烴原料供給到丙烷脫氫反應區，以將丙烷的一部分轉化成丙烯。丙烯在分離系統中分離以形成聚合物級丙烯流、低純度丙烯流與丙烷流。然後將低純度丙烯流供給到烷基化反應區，其中丙烯與苯反應產生烷基化產物並產生低壓蒸汽。接著，可將低壓蒸汽流供給到分離系統作為熱源。

在另一方面中，本文所揭露的實施例涉及一種產生異丙苯的系統。首先，丙烷脫氫反應區將包含丙烷的烴原料轉化為丙烯，同時形成脫氫流出物並產生高壓蒸汽。接著，分離系統分離脫氫流出物，以形成丙烷流、丙烷/丙烯流與聚合物級丙烯。之後，丙烷/丙烯流中的丙烯在烷基化反應區中與苯反應，以產生烷基化流出物並產生低壓蒸汽流。接著，烷基化流出物可在分離區中分離，以產生包括烷基化產物和丙烷再循環流的兩種或多種級分。在沒有中間加壓或液化的情況下，丙烷再循環流在足夠壓力下再循環到丙烷脫氫反應區。

在另一方面中，本文所揭露的實施例涉及一種丙烯與丙烯烷基化物的產生方法。首先，將包含丙烷的烴原料供給到丙烷脫氫反應區。在丙烷脫氫反應區中，丙烷的一部分轉化為丙烯。接著，丙烯產物可在分離系統中分離，以形成聚合物級丙烯流、低純度丙烯流與丙烷流。之後，低純度丙烯流可供給到烷基化反應區，使丙烯與烴反應，同時產生烷基化流出物並產生低壓蒸汽流。接著，可將低壓蒸汽流供給到分離系統作為熱源。

其他方面和優點將從以下描述和所附申請專利範圍中明顯看出。

2‧‧‧丙烷原料

4‧‧‧反應區段流出物

4a、4b‧‧‧流

6‧‧‧高壓蒸汽流

10‧‧‧丙烷脫氫反應區段

20‧‧‧回收和淨化區段

21‧‧‧第一底部產物

22‧‧‧丙烷/丙烯流

23‧‧‧第一頂部產物

24‧‧‧丙烷再循環流

24a、24b‧‧‧流動線

25‧‧‧丙烯

26‧‧‧聚合物級丙烯流

27‧‧‧第二底部產物

28‧‧‧加熱底部產物

30‧‧‧烷基化反應區

32‧‧‧異丙苯產物

34‧‧‧丙烷流

36‧‧‧低壓蒸汽

100‧‧‧低壓產物分配器

110‧‧‧熱泵

120‧‧‧第一再沸器

200‧‧‧高壓產物分配器

210‧‧‧冷凝器

220‧‧‧第二再沸器

圖1示出了根據本文公開的實施例的方法的簡化框圖。

圖2示出了與本文公開的實施例有用的整合產品分配器系統。

在一方面中，本文所揭露的實施例涉及烷基化物與例如丙烯的烯烴的整合生產。更具體來說，本文的實施例涉及用於從丙烷原料生產異丙苯的整合方法和系統。該方法利用烷基化反應區和上游脫氫反應區之間的非常規產物再循環和熱整合。

烴原料，例如丙烷，可供給到脫氫反應區。在脫氫區內，烴原料可以在適當反應條件下與催化劑接觸，以將丙烷的一部分轉化為丙烯。包括丙烷與丙烯的反應流出物可接著從脫氫反應區回收。之後，反應流出物可以在分離系統中分離，以回收三個分離級分，低純度丙烯流、高純度或聚合物級丙烯流以及包含未反應的丙烷的流。接著，低純度丙烯流及/或高純度丙烯流可供給到烷基化反應區，其中丙烯可以與烴反應以產生烷基化產物，烷基化產物可以在烷基化流出物分離區中回收。

在烷基化反應期間，控制反應溫度的熱轉移可導致產生低壓蒸汽流。當使用低純度丙烯原料時，烷基化可產生包括丙烷的廢氣。丙烷脫氫方法也可以產生中壓或高壓蒸汽流。通常以效能差的方式處理作為當前方法的產物或副產物產生的這些和其它流，例如來自異丙苯裝置(cumene plant)的廢氣， 會導致運行成本過高與差的能源使用。本文所揭露的實施例有效地且高效率地整合脫氫反應區、脫氫流出物分離、烷基化反應區與烷基化流出物分離，將如下進一步進行描述。

在丙烷脫氫裝置(propane dehydrogenation plant)的常規設計中，丙烷/丙烯分配器塔是由作為大功率消耗器的熱泵驅動的低壓分配器。這種高能量分配器的替代方案是使用高壓分配器塔，其不需要熱泵，而是使用低質量的餘熱。使用高壓分配器減少或消除了熱泵的功率需求，且進而大大提高丙烷脫氫裝置(propane dehydrogenation plant)運行的經濟性。然而，這種高壓分配器的使用被丙烷脫氫裝置(propane dehydrogenation plant)中可用的低水平餘熱的量所限制。對於許多丙烷脫氫裝置(propane dehydrogenation plant)設計來說，幾乎沒有或沒有餘熱可用於這種分配器。

為了克服丙烷脫氫裝置中合適餘熱的缺少，已經發現的是來自異丙苯裝置的有用餘熱可以有效地且高效率地利用。然而，一般來說，異丙苯裝置不能為能夠處理全部丙烷脫氫裝置能力的分配器提供足夠的餘熱。為了滿足高壓分配器的加熱要求，可以將小型高壓分配器與由熱泵驅動的常規低壓分配器並聯安裝。

另外，透過製備低純度丙烯產物而不是常規高純度“聚合物級”產物，可以顯著降低丙烷脫氫裝置中的高壓丙烷/丙烯分配器塔的能量消耗。被稱為“化學級”或有時稱為“精煉級”的低純度丙烯產品含有大量的丙烷。這些低純度級別不適用於生產聚丙烯，但可以用於異丙苯的生產，並適當調整異丙苯裝置的操作條件。在異丙苯裝置反應器中惰性的丙烷可以從異丙苯裝置回收，並返回至丙烷脫氫裝置或丙烷儲存。

異丙苯裝置可以耐受較低純度的丙烯原料。然而，使用低純度丙烯的典型異丙苯單元總是具有製冷系統以冷凝流出的丙烷並將其增加到用於運輸或產品儲存的高壓。相比之下，根據本文所揭露的一個或多個實施例，已經發現的是丙烷可以再循環到脫氫單元中，而不需要液化或製冷。

據此，本文所揭露的是一種丙烷脫氫單元與烷基化單元的整合的方法，例如異丙苯單元，其中該整合允許來自烷基化單元的餘熱用於降低丙烷脫氫單元的能量消耗。以低壓蒸汽形式的餘熱用於在高壓分配器塔中分離丙烯的一部分與未反應的丙烷。主要丙烷/丙烯分配器塔的熱泵驅動器的功率消耗因此降低。

該方法也生產兩種丙烯產物的級別，即聚合物級和化學級。例如，化學級產物可以直接用於苯的烷基化物以形成異丙苯。這樣做可以降低丙烯的運輸或儲存成本。另外，異丙苯單元中的未反應的丙烷也可以直接再循環到丙烷脫氫單元。典型地利用異丙苯單元，丙烷廢氣需要進行加壓或液化，以便儲存或出售給其他設備。在本文所揭露的整合方法中，由於丙烷可以直接再循環使用，所以對這種能量密集過程的需求是無效的。

另外，丙烷脫氫單元中產生的熱可用於降低烷基化單元中的能量消耗。在丙烷脫氫單元中產生的高壓蒸汽可以直接用作異丙苯單元中的烷基化反應的熱源，進而進一步降低異丙苯單元的能量成本。如下所述，本文的實施例的這些和其它方面整合了能量流和產物流。

現在參考圖1，其示出了根據本文實施例的整合方法的簡化過程流程圖。儘管通常涉及了和圖1和圖2相關的異丙苯單元，但是對於其它烷基化單元也可以實現類似的好處。

丙烷原料2供給到丙烷脫氫反應區段10中，其中丙烷的一部分轉化為丙烯。在丙烷脫氫過程中，產生高壓蒸汽流6。此高壓蒸汽可以用作下游的例如在烷基化反應區30中的加熱介質，並且可以在例如35至45巴的壓力範圍與350℃至400℃的溫度範圍。含有丙烷和丙烯的反應區段流出物4被供給到回收和淨化區段20。在回收和淨化區段20中，丙烷和丙烯被冷凝並分離成丙烷/丙烯流22、丙烷再循環流24與聚合物級丙烯流26中的一種或多種。

丙烷/丙烯流22，其可以含有至少65重量%的丙烯、至少70重量%、至少75重量%、至少80重量%、至少85重量%、至少90重量%、例如80重量%至95重量%，、或例如85重量%至90重量%的丙烯，可以供給到烷基化反應區30。在一些實施例中，在沒有任何中間加壓或加工的情況下，丙烷/丙烯流22可以供給到烷基化反應區30。基本上可由丙烷組成的丙烷再循環流24可從回收和淨化區段20回收，並與丙烷原料2結合，以用作丙烷脫氫反應區段10的原料。聚合物級丙烯流26，其可以具有至少98重量%、至少99重量%、至少99.5重量%或至少99.8重量%的丙烯，可以被回收及銷售或另外地用作下游方法的原料。或者，例如用於塔維持的需求，當丙烷/丙烯流22沒有被生產或當不需要另外的丙烯供應到異丙苯時，聚合物級丙烯26可以供給到用於生產異丙苯的烷基化反應區30。

在烷基化反應區30中，丙烷/丙烯流22可以在烷基化催化劑存在下與苯接觸以產生異丙苯。在烷基化方法中，丙烷是惰性組分。在烷基化後，將烷基化產物供給到產物分離系統。在產物分離系統中，烷基化產物例如可以供給到第一分離塔，其中烷基化產物分離成輕質氣體和C6+流。第一分離塔在100℃至160℃的最高溫度範圍與3巴至10巴的壓力範圍下操作。將C6+流供給到 第二分離塔，其中苯被作為頂部產物回收，並且比苯重的組分被作為第二底部產物回收。第二分離塔在120℃至160℃的最高溫度範圍與2巴至7巴的壓力範圍下操作。苯流可以再循環到烷基化反應區。將第二底部產物供給到第三分離塔，其在140℃至170℃的最高溫度範圍與0巴至2巴的壓力範圍下操作，其中異丙苯產物32被作為頂部產物回收。聚烷基化物與其他較重組分被作為第三底部產物回收。輕質氣體供給到排氣洗滌器，其中丙烷流34也可以回收並且用作為丙烷脫氫反應區段10的原料的丙烷原料2再循環。

產物分離系統中的操作條件可以維持，使得丙烷流34在不需要任何中間製冷或液化的情況下，可以具有足夠的壓力和數量以直接再循環到脫氫過程。典型地，在異丙苯生產中，回收的丙烷流需要加壓或液化，這樣丙烷可以儲存或出售並運送到另一個設施。這些過程極其耗能，且能耗隨著異丙苯的生成量的增加而增加。本文所揭露的方法沒有這些過程步驟。這種製冷和液化過程的缺少可以降低烷基化方法的總體能耗，使異丙苯的生產更加經濟。或者，丙烷流34可以供給到回收和淨化區段20。

烷基化反應區30與第二分離塔的頂部可能產生低壓蒸汽36，其可以用作回收和淨化區段20中的加熱介質。低壓蒸汽36可以處於小於或等於1巴的壓力與110℃至115℃的溫度範圍。典型地，在習知技術的苯烷基化方法中，因為對於這種低質量的加熱介質從未被確定使用，在烷基化反應區產生的熱與從第二分離塔的頂部產生的熱被排放到空氣或冷卻水中。

現在參考圖2，示出了根據本文實施例的分離系統20。回收和淨化區段20可以包括與低壓分配器並聯的高壓分配器。相同參考標號表示關於圖1的相同部件。

回收和淨化區段20可以包括兩個產物分配器：平行操作的低壓產物分配器100和高壓產物品分配器200。包括丙烷與丙烯的反應區段流出物4可以分別經由流4a與4b平行供給到分配器100與200。進料可以1%至100%的範圍供給到低壓產物分配器100以及以1%至100%的範圍供給到高壓產物分配器200，例如從5%至95%、例如從20%至80%，從35%至65%，或從45%至55%分別供給到分配器100與200。舉例來說，根據聚合物級丙烯與丙烷/丙烯混合物的需求，供給到分配器100與200的比例可以分別在1：1至5：1的範圍或從2：1至4：1。在維持期間，例如在高壓產物分配器200上，系統產物可以是100%聚合物級，其一部分可以透過流動線26(圖1)供給到異丙苯生產。

反應區段流出物4的一部分4a可以供給到低壓產物分配器100。低壓產物分配器100在4巴至10巴的壓力範圍與5℃至25℃的溫度範圍下操作。丙烷和丙烯被分離以形成含有高純度丙烯產物的第一頂部產物23，例如含有98重量%或更多丙烯的聚合物級丙烯。第一頂部產物23供給到熱泵110，在此處第一頂部產物23被加壓到10巴至20巴的範圍。加壓的丙烯25供給到第一再沸器120。離開再沸器120的丙烯收集成高純度丙烯產物26。含有重質物(包括丙烷)的第一底部產物21的一部分供給透過再沸器120並接觸加壓且加熱的丙烯25加熱。

未被供給到低壓產物分配器100的反應區段流出物4的一部分4b供給到高壓產物分配器200。在一些實施例中，高壓產物分配器200可以在約12巴和26巴之間的壓力及約25℃至80℃的溫度下操作。收集第二個頂部產物並在冷凝器210中水冷。冷凝器流出物收集成丙烷/丙烯流22，並供給到烷基化反應區30(圖1)。

第二底部產物27的一部分可以供給到第二再沸器220。第二底部產物27在第二再沸器220中接觸低壓蒸汽36進行加熱，在一些實施例中，低壓蒸汽36可以是來自烷基化反應區30(圖1)的低壓蒸汽。加熱的底部產物28反饋到高壓產物分配器200，使得塔上升到45℃至80℃的溫度範圍。

第一底部產物21的一部分可以經由流動線24a回收，並且第二底部產物27的一部分可以經由流動線24b回收。這些流可以合併以形成丙烷再循環流24。接著，丙烷再循環流24可再循環並與丙烷原料(圖1)組合。在一些實施例中，在不需要任何中間加壓的情況下，丙烷再循環流24可以處於足夠的壓力和溫度以直接再循環。

如本文所述，小型高壓分配器可以與由熱泵驅動的常規低壓分配器並聯安裝。由於與並聯分配器相關的附加資本成本，該配置通常被認為是違反直覺的。進一步來說，該配置將生產聚合物級丙烯以及化學級丙烯，這需要與兩級丙烯運輸相關的額外資本和操作成本。然而，已經發現的是透過整合根據本文實施例的系統，其可包括產物流和能量流的整合，所以操作成本節省遠遠超過附加的資本成本。

有利地，已經發現的是透過使用由烷基化反應區產生的附加低水平熱，或者在回收和淨化區高壓產物分配器中的第二回收塔的頂部產物，丙烷脫氫反應區的能量消耗是相應地減少。因為沒有利用其的經濟方法，所以典型的異丙苯生產設備通常只會將這種低水平熱排放在大氣中。然而，透過整合異丙苯生產與丙烷脫氫方法，用於這種低水平熱的可行且經濟的用途已經實現。另外，透過使用低水平熱生產稀釋丙烯，對於聚合物級丙烯的平行生產需要較少的能量。

此外，在異丙苯裝置反應器中是惰性的丙烷可以從異丙苯裝置回收，並返回到丙烷脫氫裝置。因為丙烷是直接再循環的，所以不需要加壓或液化，這也有助於大部分的典型異丙苯裝置的能量需求。

如上所述，本文所揭露的方法是用於生產丙烯和異丙苯產物的方法。然而，可以設想的是該方法可以用任何數量的烷基化方法進行。

舉例來說，根據本文所揭露的一個或多個實施例是用於生產丙烯和丙烯烷基化物的方法。在該方法中，含有丙烷的烴原料可以供給到丙烷脫氫反應區。在丙烷脫氫反應區中，丙烷的一部分可以轉化成丙烯，以產生脫氫流出物。接著，脫氫流出物可被分離以形成聚合物級丙烯流、低純度丙烯流與丙烷料流中的一種或多種。低純度丙烯流可供給到烷基化反應區，其中丙烯與烴反應以產生烷基化流出物。在烷基化反應區中，也可以產生低壓蒸汽流。這種低壓蒸汽流可以用作分離脫氫流出物的熱源。

丙烷流可以再循環到丙烷脫氫反應區。在不需要中間加壓或液化的情況下，再循環的丙烷流可以在足夠的壓力下直接再循環。

烷基化流出物可以分離成未反應的烴流、C3流、烷基化物產物流與重質流出物中的一種或多種。回收的C3流可以處於比丙烷脫氫反應區的操作壓力更高的壓力。在不需要中間加壓或液化的情況下，較高的壓力可以允許可包含丙烷和丙烯的C3流直接再循環。

示例

在典型的丙烷脫氫系統中，需要熱泵來生產聚合物級丙烯。在處理90MT/h的丙烷的系統中，該熱泵的運行平均需要約33MW。透過操作具有兩個並聯分配器塔的回收和淨化區段，使得供給流(45MT/h)的一半進入每個分 配器，塔的尺寸可以更小，並且丙烷脫氫過程的總能量需求可以減少。該減少可以來自於操作兩個小型並聯塔而不是一個大型塔，以減少了熱泵所需的負荷。

典型地，在異丙苯生產過程中，所產生的任何低水平熱被排放到大氣中或接觸冷卻水，因為熱負荷率(heat duty)被認為太差而不能用作加熱介質。

對比之下，如圖1和圖2所示包括低壓產物分配器與高壓產物分配器的系統都需要更少的能量。舉例來說，高壓產物分配器可以產生具有90重量%的丙烯的丙烷/丙烯混合物，其適用於供給到異丙苯裝置中的烷基化。異丙苯裝置所產生的低壓蒸汽量約為130MT/h，這可以回送到丙烷脫氫淨化區段。當低壓產物分配器操作時，熱泵的功率要求降低到約25.5MW，且每年整體節省420萬美元(0.07美元/度)。

另外，丙烷脫氫反應區所產生的高壓蒸汽可用於加熱烷基化反應器。典型的異丙苯烷基化反應器在實用的加熱中每年將使用約100兆瓦。透過利用來自丙烷脫氫反應區的高壓蒸汽，烷基化反應器的熱負荷率可以完全滿足，避免了從外部來源引入高溫加熱介質的需求。

進一步來說，典型的異丙苯生產設備在丙烷加壓或液化要求中將使用3MW。透過將丙烷直接再循環到丙烷脫氫區，可以消除加壓或液化的需求，且可以節省每年200萬美元。

雖然，本揭露包括有限數量的實施例，但是所屬技術領域具有通常知識者受益於本揭露將理解，可以設計出其他不脫離本揭露範圍的實施例。因此，本揭露的範圍應僅由所申請專利範圍進行限定。

Claims (21)

1. 一種產生異丙苯的方法，包括：將包括丙烷的一烴原料供給到一丙烷脫氫反應區，將丙烷的一部分轉化成丙烯，以形成一脫氫流出物；在一分離系統中分離該脫氫流出物，以形成一聚合物級丙烯流、一低純度丙烯流與一丙烷流；將該低純度丙烯流供給到一烷基化反應區，其中該丙烯與苯反應，同時產生一烷基化產物並產生一低壓蒸汽流；以及將該低壓蒸汽流供給到該分離步驟作為一熱源。
2. 如請求項1所述之方法，更包括將該丙烷流再循環到該丙烷脫氫反應區。
3. 如請求項1所述之方法，更包括將該烷基化產物分離成苯流、一C3流、一異丙苯產物流與一重質流出物中的一種或多種，其中該C3流包括丙烷與丙烯中的一種或多種。
4. 如請求項3所述之方法，其中該分離包括在比該丙烷脫氫反應區的操作壓力高的壓力下回收該C3流。
5. 如請求項4所述之方法，更包括將該C3流作為一蒸氣再循環到該丙烷脫氫反應區。
6. 如請求項5所述之方法，其中該再循環的步驟是在沒有加壓或液化的情況下進行。
7. 如請求項1所述之方法，其中該低壓蒸汽流的溫度為100℃至120℃，且壓力小於或等於1巴。
8. 如請求項1所述之方法，其中該分離系統包括一低壓分離塔與一高壓分離塔，該方法更包括將該脫氫流出物的一第一部份供給到進該低壓分離塔，並將該脫氫流出物的一第二部分供給到該高壓分離塔。
9. 如請求項8所述之方法，其中該脫氫流出物的該第一部分與該脫氫流出物的該第二部分的供給比例在1：1至5：1的範圍內。
10. 如請求項8所述之方法，更包括在5℃至25℃的溫度範圍與4巴至10巴的壓力範圍下操作該低壓分離塔，並在25℃至80℃的溫度範圍與12巴至26巴的壓力範圍下操作該高壓分離塔。
11. 如請求項8所述之方法，更包括從該低壓分離塔產生包含至少98重量%的丙烯的一丙烯產物，並從該高壓分離塔產生包含60-95重量%的丙烯的一丙烯產物。
12. 如請求項1所述之方法，更包括：同時在該丙烷脫氫反應區產生一高壓蒸汽流；以及將該高壓蒸汽流供給到該烷基化反應區作為一熱源。
13. 一種產生異丙苯的系統，包括：一丙烷脫氫反應區，用以將包含丙烷的烴原料轉化為丙烯，同時形成一脫氫流出物並產生一高壓蒸汽；一分離系統，用以分離該脫氫流出物，以形成一丙烷流、一丙烷/丙烯流與一聚合物級丙烯；一烷基化反應區，用以使該丙烷/丙烯流中的丙烯與苯反應，同時產生一烷基化流出物並產生一低壓蒸汽流；以及一分離系統，用以分離該烷基化流出物並產生包括一烷基化產物和一丙烷再循環流的兩種或多種級分；其中，在沒有中間加壓或液化的情況下，該丙烷再循環流在一足夠壓力下再循環到該丙烷脫氫反應區。
14. 如請求項13所述之系統，其中該分離系統更包括：一低壓產物分配器，用以產生包含至少98重量%的丙烯的一第一頂部產物與包含丙烷的一第一底部產物；一加熱泵，用以加熱與壓縮該第一頂部產物；一第一再沸器，用以透過與被加熱和壓縮的該第一頂部產物的間接熱交換加熱該第一底部產物；一高壓產物分配器，用以產生包含60-95重量%的丙烯的一第二頂部產物與包含丙烷的一第二底部流；以及一再沸器，用以透過來自該烷基化反應區的低壓蒸汽來加熱該第二底部流。
15. 如請求項13所述之系統，其中烷基化區更包括一第二分離系統，其包括：一第一分配器，用以分離該烷基化產物，產生一輕質氣流與一C6+流；一排氣洗滌器，用以在大於該丙烷脫氫反應區的一操作壓力的壓力下操作並接收該輕質氣流，以產生包含該丙烷再循環流的一廢氣；第二分配器，用以分離該C6+流，以產生一苯產物流與一重質流；以及一重質產物分配器，用以分離該重質流，以產生一異丙苯產物流和一聚烷基化物流。
16. 如請求項13所述之系統，其中該高壓蒸汽用以作為在該烷基化反應區中的一熱源。
17. 如請求項15所述之系統，其中該苯產物用以作為在該丙烷脫氫反應區中的一熱源。
18. 一種丙烯與丙烯的烷基化物的生產方法，包括：將包含丙烷的一烴原料供給到一丙烷脫氫反應區，以將該丙烷的一部分轉化為丙烯，形成一脫氫流出物；在一分離系統中分離該脫氫流出物，形成一聚合物級丙烯流、一低純度丙烯流與一丙烷流；將該低純度丙烯流供給到一烷基化反應區，使丙烯與烴反應，同時產生一烷基化流出物並產生一低壓蒸汽流；以及將該低壓蒸汽流供給到該分離步驟作為一熱源。
19. 如請求項18所述之方法，更包括將該丙烷流再循環到該丙烷脫氫反應區。
20. 如請求項18所述之方法，更包括將該烷基化流出物分離成未反應的烴流、C3流、烷基化物產物流和重質流出物中的一種或多種，其中該C3流包含丙烷與丙烯中的一種或多種。
21. 如請求項20所述之方法，其中該分離包括在比該丙烷脫氫反應區的一操作壓力高的壓力下回收該C3流。