CN101550356A - 流化催化裂化单元中提高合成气产量的系统和方法 - Google Patents

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Abstract

本发明探讨了一种流化催化裂化单元中提高合成气产量的系统和方法。在一个实施例中，一种方法包括将废弃催化剂和含有氧气的原料气引入气化条件下的再生器。该方法进一步包括加热废弃催化剂在那里燃烧焦炭从而生成合成气。该方法进一步包括将合成气与含有氢气的干气结合，生成总合成气并从而提高FCC单元中所生成的总合成气的产量。

Description

流化催化裂化单元中提高合成气产量的系统和方法
共同研究协议中参与者的名称
[0001]本申请是UOP LLC和BP Products North America Inc.之间共同研究协议的结果。
发明背景
[0002]本发明涉及流化催化裂化(FCC)单元中降低二氧化碳排放的系统和方法。
[0003]烃的流化催化裂化是从重烃原料如真空瓦斯油或残渣原料中生产汽油和轻烃产品的支柱工艺。重烃原料中大的烃分子被裂化使大的烃链断裂从而生成较轻的烃。这些较轻的烃作为产品被回收并可直接利用或进一步被处理来提高相对于重烃原料的辛烷值-桶产率(octane barrel yield)。
[0004]在二十世纪四十年代早期烃流化催化裂化的基础设备或装置就已经存在了。FCC工艺的基本部件包括反应器、再生器、和催化剂汽提塔。反应器包括烃原料和颗粒催化剂相接触的接触区以及裂化反应中的产品蒸汽从催化剂中分离的分离区。进一步的产品分离在催化剂汽提塔中进行，催化剂汽提塔从分离区接收催化剂并通过与蒸汽或另外一种汽提介质的逆流接触将捕获的烃从催化剂中移除。
[0005]FCC工艺通过使起始原料(通常为真空瓦斯油、常压重油、或其他来源的相对高沸点烃)与由粉末或颗粒固体物质组成的催化剂接触而进行。通过使气体或蒸汽在足够的速度下经过催化剂而生成一种所需的流体输送形态，使得催化剂像流体一样进行输送。油和流化物质的接触催化了裂化反应。该裂化反应在催化剂上沉积焦炭。焦炭由氢和碳组成，并可以包含痕量的其他物质，例如和起始原料一起进入该工艺的硫和金属。焦炭堵塞催化剂表面进行裂化反应的活性位点从而妨碍催化剂的催化活性。
[0006]传统上催化剂从汽提塔传送到再生器的目的是通过与含氧气体的氧化反应来脱除焦炭。收集相对于汽提塔中的催化剂具有降低的焦炭含量的催化剂(其此后被称为再生催化剂)，并使其返回反应区。氧化催化剂表面的焦炭释放出大量的热量，一部分热量和焦炭氧化反应的气态产物一起逸出再生器，气态产物通常指废气或合成气，取决于再生器原料气的选择(即，空气进入再生器生成废气，人工创造的含有氧气和(1)蒸汽、(2)二氧化碳或(3)蒸汽和二氧化碳的气体进入再生器会生成合成气)。剩余的热量和再生催化剂一起离开再生器。流化的催化剂从反应区到再生区然后又进入反应区，连续地进行循环。流化的催化剂，除提供催化功能之外，还作为区域之间热量传递的媒介。流出反应区的催化剂被称为废弃的催化剂，即，由于催化剂上的焦炭沉积而部分失活。各种的接触区、再生区、和汽提区中的具体细节以及各区域之间传递催化剂所需的布置都是本领域技术人员所熟知的。
[0007]由于碳税立法以及其他驱动力(例如为了长期可持续性发展的需要)，炼油公司降低CO2排放的压力越来越大。大概15-25％的炼厂CO2排放是FCC再生器中催化剂焦炭燃烧所造成的。因此，需要提供一种通过流化催化裂化(FCC)单元操作来降低精炼厂中二氧化碳排放的方法。
发明概述
[0008]本发明的实施方式通常提供了通过含有反应器和处于气化条件的再生器的FCC单元操作来降低精炼厂中的二氧化碳排放的系统和方法。本发明的系统和方法提供了通过FCC单元操作降低精炼厂中二氧化碳排放的解决方案。
[0009]在本发明的一个实施例中，提供了一种在具有反应器和再生器的FCC单元中通过提高总体合成气产量从而降低二氧化碳排放的方法。该方法包括将废弃催化剂和含有氧气的原料气引入气化条件下的再生器。该方法进一步包括加热废弃催化剂从而在那里燃烧焦炭以生成合成气。该方法进一步包括将合成气与含有氢气的干气(dry gas)结合，生成总合成气并且因而提高FCC单元中所生成的总合成气的产量。
[0010]在另一个实施例中，提供了另外一种降低在含有反应器和再生器的FCC单元中二氧化碳排放的方法。该方法包括将废弃催化剂和含有氧气的原料气引入气化条件下的再生器。该方法进一步包括加热废弃催化剂从而在那里燃烧焦炭以生成合成气。该方法进一步包括将合成气与含有氢气的干气结合来生成总合成气。该方法进一步包括对总合成气进行次级重整反应从而提高总合成气中氢气的含量。
[0011]此外，另一个实施方式提供了降低FCC单元中二氧化碳排放同时提高总合成气产量的系统。该系统包括用来催化裂化烃原料的反应器。裂化反应生成废弃催化剂并且在反应器流出物中生成干气产品。该系统进一步包括与反应器流体连通的再生器。该再生器用含有氧气的原料气在气化条件下再生废弃催化剂。用原料气对废弃催化剂进行再生从而生成一种合成气。该系统进一步包括一个次级重整单元，该次级重整单元将来自再生器的合成气与来自反应器的干气相结合从而生成一种总合成气。次级重整单元中的反应提高了总合成气的产量。
[0012]考虑到下面的说明和附属的权利要求并参考伴随的附图，本发明进一步的目标、特征、和优势将会变得很明显。
附图简述
[0013]图1是流化催化裂化单元的示意图，其将来自反应器流出物的干气物流与来自再生器的合成气产物物流相结合。
发明详述
[0014]本发明的实施方式通常提供了降低含有反应器和处于气化条件的再生器的流化催化裂化(FCC)单元中的二氧化碳排放的系统和方法。在一个实施例中，其通过将含有氢气的干气与来自再生器的合成气相结合而实现。然后相结合的干气和合成气被送到次级重整单元。通过次级重整单元中的反应，总合成气的品质被增强。尤其是，总合成气具有提高的氢气产量。通过提高FCC单元中的氢气产量，其他精炼单元不再必须生产如此之多的氢气，从而降低了精炼厂中二氧化碳的排放总量。
[0015]图1示出了流化催化裂化(FCC)单元和分离系统10。如图所示，FCC单元10含有被配置为可以接收FCC原料22(新鲜原料)的反应器12和与反应器12流体连通的用来接收废弃催化剂的再生器14。在这个实施例中，反应器12在内部将原料22裂化为含有烃和氢气以及硫化氢的流出物，其中烃的范围包括从甲烷到相对高沸点的物质。在裂化反应过程中，碳质副产物在循环的催化剂上沉积。这种物质被称为“焦炭”，并在再生器14中被连续地从废弃催化剂上烧掉。
[0016]FCC单元10包括用于再生来自反应器12的废弃催化剂的处于气化条件下的再生器14。在本实施例中，再生器14被配置成可以接收人工创造的原料气和来自反应器12的废弃催化剂。优选的实施例包括回收来自合成气分离单元(未显示)的二氧化碳加上来自氧气生成单元(未显示)的氧气。从反应器12中，废弃的催化剂含有沉积在其上面的焦炭，降低了催化剂的活性。再生器14接收原料气28将焦炭从废弃催化剂上烧掉，从而生成合成气32，其从合成气管线流出进入合成气系统。
[0017]高品质合成气(即高mol％的氢气和一氧化碳)的生产从含氧的原料气28开始。原料气28优选进一步含有(1)蒸汽、(2)二氧化碳、或(3)蒸汽和二氧化碳。原料气28也优选不含有氮气。换句话说，涉及原料气28的实施例不将空气注入再生器。取而代之，所注入的气体是一种含有(1)氧气和蒸汽，(2)氧气和二氧化碳，或(3)氧气、蒸汽、和二氧化碳的人工创造的混合物。这三种主要组分的浓度水平优选范围为氧气从0到50mol％(更优选大约25到30mol％)，二氧化碳从0到75mol％，和蒸汽从0到75mol％。在一个特定的实施例中，原料气28含有大约30mol％的氧气和70mol％的二氧化碳，以干燥气体为基准。取决于二氧化碳的来源可能会存在少量的水蒸汽。如前所述，进料气体的优选实施方式包括来自合成气分离单元(未显示)的二氧化碳回收物流加上来自氧气生成单元(未显示)的氧气。
[0018]此外，使用人工创造的原料气进入再生器14在本发明的范围之内带来了额外的优势。在一个实施例中，氧气浓度可显著改变。如前所述，优选氧气含量范围从0到50mol％，且更优选范围在25和30mol％之间。正如氧气含量可以改变，经过再生器14的废弃催化剂流速或原料气流速也可以改变。改变原料气流速或催化剂流速可以帮助控制返回反应器进行裂化的再生催化剂的温度。
[0019]原料气28和废弃催化剂焦炭之间反应生成的合成气32可能含有一氧化碳、氢气、二氧化碳、蒸汽、羰基硫、和硫化氢。再生器14优选被配置成能在预定的温度下通过用原料气将沉积的焦炭从废弃催化剂上烧掉而对废弃催化剂进行再生或再活化，该预定的温度是一个相对高的温度(典型地在650-815℃(1200-1500°F)之间)。
[0020]再生器14对催化剂进行再活化从而使得催化剂返回反应器12时处于最佳的发挥催化裂化功能的状态。再生器14用来从催化剂颗粒上将焦炭气化并且，同时给予循环催化剂显热。热的再生催化剂所携带的能量优选用来满足FCC单元10中反应器12的热量需求。
[0021]根据图1，来自再生器14的热的再生催化剂优选通过再活化催化剂返回管线20返回到反应器12。再生催化剂将烃原料22蒸发形成合成蒸汽。该合成蒸汽携带催化剂沿着反应器12中的提升管16向上并且使返混最小化。在提升管16的顶部，所需的裂化反应已经完成并且废弃催化剂相对快速地从烃产物中分离出来从而将副反应最小化。提升管中的催化剂-烃混合物通过分离设备18(例如，提升管末端装置)被倾泻到反应器容器中，从而实现很大程度的催化剂-气体的初步分离，例如，至少90重量百分比的烃产物从催化剂中的分离。
[0022]反应器流出物优选被引入单元10中的主分馏器或分馏塔50(下面将对更多的细节进行讨论)从而分离为气态轻烯烃副产物、FCC汽油、和循环原料。废弃催化剂从反应器容器落到其中的汽提段24，在此逆流的汽提气体移除捕获的烃，形成经汽提的废弃催化剂。经汽提的废弃催化剂沿着竖管23下降并进入再生器14。
[0023]为了将有效催化剂总体的活性维持在所需水平并且为了补充随着合成气从系统中损失的催化剂，可通过任何适宜的方法将新鲜催化剂引入循环催化剂系统。例如，可以通过催化剂储料斗(未显示)的方式实现。此外，如果需要可以用一个额外的储料斗(未显示)盛放从循环系统中收回的废弃的催化剂，从而维持所需的有效活性并且当FCC单元10进行保养或维修而停车时用来盛放全部的催化剂。
[0024]如图1所示，在FCC单元10的操作中，新鲜原料22和(取决于目标产品分布)循环利用的循环油连同控制量的再生催化剂被引入提升管16的底部。可用热交换器，或为了某些应用采用燃火加热器的方式，对进料进行预热。
[0025]FCC工艺的原料包括各种类型的烃的混合物，包括相对小的分子(例如汽油中所发现的分子)到具有60个或更多碳原子的大分子。该原料可能包括相对少量的污染物，例如有机硫、氮化合物、和有机金属化合物。值得注意的是所有这些物质的相对比例会随着原油的地理来源以及FCC原料的特定的沸点范围而改变。原料可根据它们的“可裂化性”或它们在FCC单元中被转化的便易性进行排序。可裂化性可用原料中石蜡类、环烷类、和芳香类的相对比例的函数进行定义。
[0026]FCC单元10进一步包括一个主分馏塔50，经过主分馏塔50反应器流出物被分离为各种产物。该主分馏器包括顶部管线52，第一侧线馏分管线54，第二侧线馏分管线56，第三侧线馏分管线58，和底部管线60。如图所示，顶部管线52包括汽油和较轻物质。顶部管线52典型地具有在C5范围内的初馏点以及在150-205℃(300-400°F)范围内，优选为大约193℃(380°F)的终馏点(或分馏切割点)。第一侧线馏分管线54中包括石脑油，典型地具有在120-193℃(250-380°F)之间的较低的分馏切割点以及在193-250℃(380-480°F)左右，优选在215℃(420°F)左右的较高的分馏切割点。第二侧线馏分管线56中包括轻循环油，典型地馏程在230℃和370℃(450°F和700°F)之间。第三侧线馏分管线58中包括重循环油，典型地馏程在260℃和370℃(500°F和700°F)之间。最后，底部管线60中包括油浆或澄清油，典型地其馏程延伸到像反应器初始进料的终点一样高(即大约510-565℃(950-1050°F))。值得注意的是这些管线中可能包括其他产品而并没有脱离本发明精神的范围。
[0027]反应器产物蒸汽被引入主分馏器50，其中汽油和富含烯烃的气态副产物从顶部移出并沿着管路进入气体浓缩单元70中。在主分馏器50中，轻循环油作为侧线馏分被回收，这种物质的净生成物被汽提除去轻馏分并送去储存。生成油浆或澄清油作为净塔底产物。由于反应器设计中采用的催化剂-烃分离系统的高效性，携带进分馏器50的催化剂被最小化并且不需要对在分馏器50底部形成的纯的重产物进行澄清，除非物料将用于某些要求低固体含量的特定应用，例如碳黑的生产。在某些情况下，重质原料可被循环至反应器提升管16的底部与新鲜原料相结合。
[0028]主分馏塔50中可用的热量得到了最大化的利用。典型地，轻循环油和重循环油在气体浓缩单元区70被用作热交换目的，并且通过循环利用主分馏塔底部物流生成蒸汽。
[0029]在这个实施例中，FCC单元10进一步包括气体浓缩单元70或一个与主分馏塔50的顶部管线52流体连通的“不饱和气体设备”。气体浓缩单元70从顶部管线52处接收的不稳定的汽油和较轻的产物，通过气体浓缩单元70被分离为燃料气，用于烷基化反应、聚合反应、和脱丁烷汽油。
[0030]气体浓缩单元70，或不饱和气体设备，可以是吸收塔和分馏器其中之一或其组合，将主分馏器的顶部产物分离为汽油和其他所需轻产品。来自其他工艺过程(如炼焦)的烯烃气体也可被送入FCC气体浓缩单元70。气体浓缩单元70可以有一个或多个塔。例如，气体浓缩单元可为一个含有主吸收塔、副吸收塔、汽提塔、和脱丁烷塔的“四塔”气体浓缩设备。在本实施例中，来自FCC主塔顶部接收器的气体被压缩并且被引入气体浓缩单元70。
[0031]当气体浓缩单元70进行产物分离时，轻物质是已知被称为“干气”的产品。干气通常含有氢气、甲烷、乙烷、和乙烯中至少一种。典型的干气组合物由30mol％氢气、40mol％甲烷、15mol％乙烷和15％乙烯组成。这些组分被从有用的轻气体产品如丙烯(和更重的烃)中分离并经顶部管线52送到气体浓缩单元70。干气的产量典型地在反应器12的FCC原料22的2-4wt％范围内。通过在更严苛的条件下运行该单元，FCC单元10中可获得更高的干气产量。
[0032]在典型的FCC单元操作中，干气被送入精炼厂燃料系统(未显示)从而在工艺加热器中燃烧。在如图1所示的本发明的实施例中，干气30不送入精炼厂燃料系统。取而代之，干气30与来自再生器14的合成气32相结合。这种结合的一个目的是增强总合成气34的品质。例如，通过加入干气30及其中的氢气，总合成气34的品质最终得到增强。
[0033]在一个额外的实施例中，总合成气34的品质可以通过将结合气体送入次级重整单元从而形成一种改进的总合成气38而得到进一步增强。通过重整反应(例如CnH2n+2+nH2O→nCO+(2n+1)H2)，在蒸汽存在下，干气30中的存在的甲烷和乙烷被转化为一氧化碳和氢气。在催化剂如负载在氧化铝上的镍的存在下，该反应在650-950℃(1202-1742°F)的温度范围下进行。此外，随着合成气冷却，水气转化反应(CO+H2O←→CO2+H2)进行，将一氧化碳和蒸汽转化为二氧化碳和氢气。该转化进一步提高了改进的总合成气38中的氢气产量。在催化剂锌和氧化铜存在下，水汽转化反应通常进行的操作条件为温度在250-350℃(482-662°F)范围内。
[0034]值得注意的是次级重整除了生成各更多的氢气以外，还生成更多的二氧化碳。但是，从大的方面来看，通过这个过程精炼厂的总排放可被降低。尤其是，FCC单元中增加的氢气生成可以降低或消除对氢气炉以及在此烧掉的所有燃料的需求。随着其他精炼单元不再生产和燃烧这些燃料源，这些单元的二氧化碳排放会降低。因此，在FCC单元10中生产更高品质的合成气并且降低在总精炼厂中的二氧化碳排放量是有可能的。此外，再生器14或次级重整单元36中生成的二氧化碳通常是“洁净的”并且比精炼厂其他单元所排放的二氧化碳能够更容易被胺吸收剂螯合。
[0035]本发明的额外的可选择的实施例包括对总合成气进行加氢处理。推荐使用加氢处理来移除不希望的烯烃化合物或杂质，例如硫化氢。总合成气的加氢处理可带有次级重整单元36或不带。
[0036]本发明范围内的额外的可选择的实施例包括通过将合成气32与从精炼厂其他单元获得的轻馏分或干气产品物流相结合来增强总合成气34。虽然来自气体浓缩单元70的干气30是优选的实施方式，但其他的选择也是可行的。例如，精炼厂中其他加氢裂化单元生产类似的轻馏分或干气产品，其含有氢气、甲烷、乙烷和乙烯中的至少一种。这样一种产品物流可沿着线路再次与合成气32相结合从而改进总合成气34。此外，结合气体可被送入次级重整单元36进行进一步的增强(如前所述)。
[0037]本发明下面的实施例仅供用来解释和说明。进行数学模拟来计算当来自再生器的合成气与来自反应器流出物的干气相结合时，总合成气品质的提高(即增加的氢气产量)。下面的表中列出了三种基础实例的条件。这些实施例代表了两个变量(原料气和焦炭水平)。实施例1(3-IC)的原料气中二氧化碳和氧气(干气化条件)的摩尔比为3∶1并且进入再生器的废弃催化剂上有1.8wt％的焦炭。实施例2(3-HC)的原料气中二氧化碳和氧气(干气化条件)的摩尔比为3∶1并且进入再生器的废弃催化剂上有3.0wt％的焦炭。在这两个实施例中，结合气体被送入次级重整单元，进行重整反应生成额外的氢气。接下来重整的产品在260℃(500°F)下经过低温水汽转化反应。实施例3(4-HC)的原料气中蒸汽和氧气(蒸汽气化条件)的摩尔比为3∶1并且进入再生器的废弃催化剂上有3.0wt％的焦炭。此实施例中在260℃(500°F)下没有水汽转化反应。
[0038]表1(下面)表明了在实施例1中的条件下，当再生器中的合成气与干气在次级重整单元中结合并反应时，在总合成气中提高的氢气产量。再生器的进料气含有摩尔比为3∶1的二氧化碳和氧气。此外，进入再生器的废弃催化剂含有1.8wt％的焦炭。总合成气的流速(即，一氧化碳加氢气)增加了68％，且氢气流速增加了65％。
表1.CO2和O2为3∶1，1.8wt％的焦炭
                  基础实例(3-IC)      本发明
流速，lb/hr       1157878.47          1221013.34
流速，lbmol/hr    37443.87            44307.01
气体摩尔流率(lbmol/hr)
CO                720.03              1479.40
CO2               23817.60            24763.60
H2                8957.61             14765.60
H2O               3916.70             3264.40
H2S               33.89               34.00
COS               8.11                0.00
SO2               0.000012            0.000000
S2                0.00                0.00
O2                0.00                0.00
N2                0.00                0.00
NH3               0.00                0.00
增加的蒸汽        2000.00
合成气的增加
(CO+H2)                                1.6786
氢气增加                               1.6484
[0039]表2(下面)表明了在实施例2中的条件下，当再生器中的合成气与干气在次级重整单元中结合并反应时，在总合成气中提高的氢气产量。再生器的进料气含有摩尔比为3∶1的二氧化碳和氧气。此外，进入再生器的废弃催化剂含有3.0wt％的焦炭。总合成气的流速(即，一氧化碳加氢气)增加了31％，且氢气流速增加了35％。
表2.CO2和O2为3∶1，3.0wt％的焦炭
                  基础实例(3-HC)   本发明
流速，lb/hr       1746188.63       1863527.80
流速，lbmol/hr    60707.64         70572.01
气体摩尔流率(lbmol/hr)
CO                2205.15          2224.40
CO2               35740.32         37426.61
H2                18701.81         25248.61
H2O               4003.69          5610.39
H2S               62.74            62.00
COS               14.14            0.00
SO2               0.000005         0.000000
S2                0.00             0.00
O2                0.00             0.00
N2                0.00             0.00
NH3               0.00             0.00
增加的蒸汽        5000.00
合成气的增加
(CO+H2)                            1.3141
氢气增加                           1.3501
[0040]表3(下面)表明了在实施例3中的条件下，当再生器中的合成气与干气结合时，在总合成气中提高的氢气产量。再生器的进料气含有摩尔比为3∶1的蒸汽和氧气。此外，进入再生器的废弃催化剂含有3.0wt％的焦炭。在本实施例中，在260℃(500°F)下没有水汽转化反应。总合成气的流速(即，一氧化碳加氢气)增加了35％，且氢气流速增加了48％。
表3.蒸汽和O2为3∶1，3.0wt％的焦炭
                  基础实例(4-HC)     本发明
流速，lb/hr       934189.89          934189.89
流速，lbmol/hr    46945.78           46945.78
气体摩尔流率(lbmol/hr)
CO                1950.12            369.16
CO2               13122.41           16408.88
H2                17028.61           25175.85
H2O               14787.96           14794.19
H2S               55.40              55.00
COS               1.27               0.00
SO2               0.000161           0.000000
S2                0.00               0.00
O2                0.00               0.00
N2                0.00               0.00
NH3               0.00               0.00
增加的蒸汽        0.00
合成气的增加
(CO+H2)                              1.3460
氢气增加                             1.4784
[0041]虽然本发明是通过优选的实施例进行描述的，由于本领域技术人员可以作改进，尤其是考虑到前述教导，理所当然可以理解本发明并不仅限于此。

Claims (25)

1、一种提高含有反应器和再生器的流化催化裂化单元中总合成气产量的方法，该方法包括：
将废弃催化剂和含有氧气的原料气引入气化条件下的再生器；
加热废弃催化剂在那里燃烧焦炭以从再生器中生成合成气；
将合成气与含有氢气的干气结合，从而提高流化催化裂化单元中所生成的总合成气的产量。
2、如权利要求1的方法，其中所述原料气进一步包括蒸汽。
3、如权利要求2的方法，其中所述原料气具有每摩尔氧气大约3摩尔蒸汽的摩尔比。
4、如权利要求1的方法，其中所述原料气进一步包括二氧化碳。
5、如权利要求4的方法，其中所述原料气具有每摩尔氧气大约3摩尔二氧化碳的摩尔比。
6、如权利要求1的方法，其中所述干气从流化催化裂化单元的气体冷凝段被回收。
7、如权利要求6的方法，其中所述干气进一步包括甲烷、乙烷、和乙烯中至少一种。
8、如权利要求1的方法，其中来自再生器的所述合成气包括氢气、一氧化碳、二氧化碳和蒸汽中至少一种。
9、如权利要求1的方法，进一步包括：
对总合成气进行加氢处理从而降低总合成气中的烯烃化合物的量。
10、如权利要求1的方法，进一步包括：
对总合成气进行加氢处理从而移除总合成气中存在的硫化氢。
11、一种提高含有反应器和再生器的流化催化裂化单元中总合成气产量的方法，该方法包括：
将废弃催化剂和含有氧气的原料气引入气化条件下的再生器；
加热废弃催化剂在那里燃烧焦炭以从再生器中生成合成气；
将合成气与反应器中产生的干气结合，从而提高流化催化裂化单元中所生成的总合成气的产量；和
在次级重整单元中对总合成气进行次级重整反应，从而增加总合成气中氢气含量。
12、如权利要求11的方法，其中所述次级重整单元在大约650℃到950℃之间的温度下运行。
13、如权利要求12的方法，其中总合成气随后在大约250℃到350℃之间的温度下，优选在260℃下，进行水汽转化反应。
14、一个用于提高流化催化裂化单元中总合成气产量的系统，该系统包括：
用来催化裂化烃原料，生成废弃催化剂和干气的反应器；和
与反应器流体连通的再生器，在气化条件下，该再生器利用含有氧气的原料气来再生废弃催化剂，生成合成气；和
使合成气与所述干气反应的次级重整单元，生成总合成气，从而提高总合成气的产量。
15、如权利要求14的系统，其中所述原料气进一步包括蒸汽。
16、如权利要求15的系统，其中所述原料气具有每摩尔氧气大约3摩尔蒸汽的摩尔比。
17、如权利要求14的系统，其中所述原料气进一步包括二氧化碳。
18、如权利要求17的系统，其中所述原料气具有每摩尔氧气大约3摩尔二氧化碳的摩尔比。
19、如权利要求14的系统，其中所述干气从流化催化裂化单元的气体冷凝段被回收。
20、如权利要求19的系统，其中干所述气含有氢气并包括甲烷、乙烷、和乙烯中至少一种。
21、如权利要求14的系统，其中来自再生器的所述合成气包括氢气、一氧化碳、二氧化碳和蒸汽中至少一种。
22、如权利要求14的系统，其中所述次级重整单元在大约650℃到950℃之间的温度下运行。
23、如权利要求22的系统，其中总合成气随后在大约250℃到350℃之间的温度下，优选在260℃下，进行水汽转化反应。
24、如权利要求14的系统，进一步包括：
对总合成气进行加氢处理从而降低总合成气中的烯烃化合物的量。
25、如权利要求14的系统，进一步包括：
对总合成气进行加氢处理，其中总合成气中存在的硫化氢被移除。
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