CN101724452A - 流化催化裂化方法、以及由此获得的汽油和液化石油气 - Google Patents

流化催化裂化方法、以及由此获得的汽油和液化石油气 Download PDF

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Abstract

本发明涉及流化催化裂化方法、及由此获得的汽油和液化石油气，所述流化催化裂化方法具备以下工序：第1工序，向第1流化催化裂化装置中供给原料油，在第1流化催化裂化装置中对原料油进行催化裂化，以获得总芳香族成分含量为40～80体积％的沸点范围为221～343℃的馏分(LCO)；第2工序，向具有反应区、分离区、汽提区和再生区的第2流化催化裂化装置中供给含有所述馏分的被处理油，在第2流化催化裂化装置的反应区中在裂化催化剂的存在下、反应区的出口温度为550～750℃、被处理油与催化剂的接触时间为0.1～1秒、催化剂/油比为20～40wt/wt的条件下对被处理油进行催化裂化。

Description

流化催化裂化方法、以及由此获得的汽油和液化石油气
技术领域
本发明涉及一种重质油等的流化催化裂化方法、以及由此获得的汽油和液化石油气。
背景技术
将原油的精制工艺中生成的重质油转换成附加值高的汽油等的技术的研究正在进行。例如，日本特开平10-46160号公报(文献1)中记载了一种流化催化裂化法：为了以高收率由重质油获得汽油和轻质烯烃，而将通常的重质油流化催化裂化和超苛刻的重质油流化催化裂化进行了组合。
发明内容
更具体而言，上述文献1中记载的技术方案涉及一种将重质油供给于第1流化催化裂化装置中，并实施通常的重质油流化催化裂化，然后将由此获得的裂化产物供给于蒸馏塔中进行蒸馏的工艺。该工艺中以通过蒸馏获得的LCO(轻质循环油)和/或HCO+(重质循环油)作为原料油，供给于第2流化催化裂化装置中，并在超苛刻的条件下进行原料油的催化裂化(参照文献1的段落[0017]～[0019])。
LCO(Light Cycle Oil，轻质循环油)的沸点范围与轻油馏分有重复，但由于包含较多芳香族成分，因此将其配合到轻油中时，轻油的十六烷值存在变低的倾向。如果将所述LCO有效地裂化，能够得到附加值高的馏分，就可以将LCO活用作汽油等的原料。然而，本发明人等发现，即使在超苛刻的条件下对LCO进行催化裂化，也不能充分有效地将LCO裂化。这种情况下，通过流化催化裂化生成的LCO可能增加。
本发明正是鉴于上述问题而进行的，目的在于提供一种流化催化裂化方法，该方法可以有效地由LCO制造附加值高的馏分，并可以充分减少LCO。
本发明人等对LCO的组成与LCO的裂化性之间的关系进行了研究。其结果发现，对在超苛刻的条件下进行催化裂化的流化催化裂化装置供给总芳香族成分含量在规定的范围内的LCO，这对于向汽油等的转换、进而减少LCO是有效的，从而完成了以下的本发明。
即，本发明所涉及的流化催化裂化方法具备以下工序：第1工序，向具有反应区、分离区、汽提区和再生区的第1流化催化裂化装置中供给原料油，并在第1流化催化裂化装置中对原料油进行催化裂化，以获得总芳香族成分含量为40～80体积％的沸点范围为221～343℃的馏分；第2工序，向具有反应区、分离区、汽提区和再生区的第2流化催化裂化装置中供给含有上述馏分的被处理油，并在第2流化催化裂化装置的反应区中在裂化催化剂的存在下、反应区的出口温度为550～750℃、被处理油与催化剂的接触时间为0.1～1秒、催化剂/油比为20～40wt/wt的条件下对被处理油进行催化裂化。
本发明的流化催化裂化方法中，经由第1工序获得总芳香族成分含量为40～80体积％的LCO。将含有该LCO的被处理油供给于第2流化催化裂化装置中，并通过在超苛刻的条件下进行被处理油的催化裂化，从而可以有效地由LCO获得汽油等附加值高的馏分。
此外，这里所说的“LCO”是指通过流化催化裂化(FCC)获得的沸点范围为221～343℃的馏分。此外，“总芳香族成分含量”是指根据由社团法人石油学会发行的石油学会志JPI-5S-49-97“烃型试验法-高效液相色谱法”中记载的方法测得的各芳香族成分含量的容量百分率(体积％)。此外，“沸点范围”是指根据JIS K 2254“石油产品-蒸发试验方法”中记载的方法测得的值。
本发明所涉及的流化催化裂化方法，还可以进一步具备将经由第2工序得到的裂化产物送回至第1流化催化裂化装置中的工序。通过将经由第2工序得到的裂化产物送回至第1流化催化裂化装置进行再利用，从而可以进一步提高汽油等附加值高的馏分的收率。此外，由于经由第2工序得到的裂化产物中相当于LCO的馏分被充分减少，因此即使进行上述那样的再利用，也能够充分抑制该馏分中所含的难反应性成分在体系内蓄积。
经由第1工序得到的馏分(LCO)在15℃时的密度优选小于0.95g/cm3。被处理油含有密度小于0.95g/cm3的LCO时，则可以以更高的收率获得汽油。这里所说的“密度”是指通过JIS K2249“原油和石油产品的密度试验方法以及密度、质量、容量换算表”测得的值。
根据上述本发明的流化催化裂化方法，可以提供使用了经由第1工序和第2工序得到的裂化产物的各种燃料及石油化学产品。即，本发明提供含有通过上述本发明的流化催化裂化方法得到的沸点范围为25～220℃的馏分的一部分或全部或者其氢化精制物的汽油。此外，本发明提供含有通过上述本发明的流化催化裂化方法得到的碳原子数为3或4的烃的液化石油气。
根据本发明，可以有效地由LCO制造附加值高的馏分，且可以充分减少LCO。
附图说明
图1是本发明的一个实施方式所涉及的流化催化裂化方法的工序图。
具体实施方式
以下，对本发明的优选实施方式进行详细说明。图1是本实施方式的流化催化裂化方法的工序图。
<第1工序>
本实施方式所涉及的流化催化裂化方法中，首先向第1流化催化裂化装置100中供给原料油5，并对原料油5进行流化催化裂化(第1工序)。“流化催化裂化”是指使重质原料油与保持流化状态的催化剂相接触，裂化成以汽油和轻质烯烃为主体的轻质烃。在该第1工序中，得到总芳香族成分含量为40-80体积％的LCO。
如上所述，经由第1工序得到的LCO中总芳香族成分含量为40～80体积％。该LCO的总芳香族成分含量更优选为40～70体积％，进一步优选为40～65体积％。总芳香族成分含量小于40体积％时，向第2流化催化裂化装置200中供给时，被裂化的芳香族成分不足，且汽油的辛烷值变得不充分。另一方面，芳香族成分含量超过80体积％时，则后述的第2工序中焦炭收率增大，未裂化的LCO增加。
此外，经由第1工序得到的LCO在15℃时的密度优选为小于0.95g/cm3。LCO的密度超过0.95g/cm3时，则第2工序中焦炭收率增大，未裂化的LCO容易增加。此外，由焦炭收率的增加导致催化剂的活性降低，因此热裂化相对地活跃，而轻质气体容易增加。LCO的密度更优选为小于0.94g/cm3。LCO的密度的下限优选为0.88g/cm3，更优选为0.89g/cm3。LCO的密度小于0.88g/cm3时，第2工序中生成的汽油的辛烷值变得不充分。
为了在第1流化催化裂化装置100中获得满足上述条件的LCO，可以适当地调整原料油的组成、催化剂的组成、反应区1的出口温度、原料油与催化剂的接触时间、催化剂/油比等。以下，对原料油的种类、流化催化裂化装置100、催化剂等进行说明。
向第1流化催化裂化装置100中供给的原料油5优选含有将原油蒸馏而得到的重质油。作为所述重质油，例如可以举出常压残油、将常压残油进一步减压蒸馏而得到的减压轻油、减压残油、它们的氢化处理油或热裂化油、以及它们的混合油等。
第1流化催化裂化装置只要是具有反应区1、分离区2、汽提区3和再生区4的装置，则没有特别限定。作为反应区1，可以使用催化剂颗粒与原料油都向下流过管内的下流式反应器或者催化剂颗粒与原料油都向上流过管内的上流式反应器中的任意一种，但优选使用下流式反应器。
第1流化催化裂化装置100中使用的催化裂化催化剂，优选含有10～50质量％超稳定Y型沸石，更优选含有15～40质量％。作为该超稳定Y型沸石，优选使用Si/Al的原子比为3～20的物质。Si/Al的原子比更优选为5～20，进一步优选为7～15。Si/Al的原子比小于3时，催化剂活性变得过大，气体的产生量容易增加。另一方面，Si/Al的原子比超过20时，沸石的成本增加，经济性上不优选。
此外，超稳定Y型沸石优选使用晶格常数为24.55埃以下、结晶度为90％以上的物质。此外，超稳定Y型沸石优选使用在离子交换位点导入了碱稀土金属的物质。
作为上述催化剂的优选方式，可以举出用粘合剂将超稳定Y型沸石与作为副活性成分的可以裂化重质油大分子的基体、高岭土等增量剂一起成型为颗粒状的物质。作为可用于催化剂的基体成分，优选使用氧化硅-氧化铝。
此外，该催化剂除了超稳定Y型沸石之外，还可以进一步含有比Y型沸石细孔径更小的结晶铝硅酸盐沸石、硅磷酸铝(SAPO)等。作为这样的沸石，可以举出ZSM-5，以及作为SAPO可以举出SAPO-5、SAPO-11、SAPO-34。这些沸石或SAPO可以与含有超稳定Y型沸石的催化剂颗粒包含在同一催化剂颗粒中，或者作为另外的催化剂颗粒而含有。
第1流化催化裂化装置100的反应区1的出口温度优选为450～550℃，更优选为480～530℃。反应区1的出口温度小于450℃时，由第1工序获得的LCO的总芳香族成分含量容易变得不充分。另一方面，出口温度超过550℃时，热裂化变得显著，干气产生量容易增加。另外，“反应区1的出口温度”是指反应器的出口温度，是裂化产物骤冷或者与催化剂分离前的温度。
第1流化催化裂化装置100中原料油与催化剂的接触时间优选为1.5～10秒，更优选为2～8秒。接触时间小于1.5秒时，原料油的裂化容易变得不充分。另一方面，接触时间超过10秒时，由于过裂化或氢转移反应，所以丙烯、汽油等减少，且轻质气体或焦炭收率容易增加。此外，“原料油与催化剂的接触时间”是指从原料油与催化剂在流动床型反应器的入口接触后至反应产物与催化剂在反应器出口分离为止的时间。此外，“氢转移反应”是指烯烃从环烷等接受氢变成烷烃的反应，是成为轻质烯烃减少、汽油的辛烷值降低等的原因的反应。
第1流化催化裂化装置100中的催化剂/油比优选为4～10wt/wt。催化剂/油比小于4wt/wt时，原料油5的裂化容易变得不充分。另一方面。催化剂/油比超过10wt/wt时，催化剂循环量变大，不能确保再生区中催化剂再生所需要的催化剂滞留时间，催化剂的再生容易变得不充分。此外，“催化剂/油比”是指相对于原料油供给速度(吨/小时)的催化剂循环量(吨/小时)的比。
第1流化催化裂化装置100中的反应压力优选为0.1～0.3MPa，更优选为0.12～2.0MPa。反应压力小于0.1MPa时，反应压力与大气压之差过小，因而难以利用控制阀调整压力。此外，反应压力小于0.1MPa时，伴随于此再生区4的压力也变小，为了确保再生所需要的气体的滞留时间而不得不增大容器，从经济上来说不优选。另一方面，反应压力超过0.3MPa时，相对于作为单分子反应的裂化反应的、氢转移反应等双分子反应的比例容易增加。予以说明，“反应压力”是指流化床型反应器的总压。
反应区1中实施了催化裂化处理的裂化产物、未反应物与催化剂的混合物与提升用气体20一起被送至分离区2，在该分离区2中进行从混合物分离催化剂。作为分离区2，优选使用旋风分离器等利用了离心力的固液分离装置。分离区2中被分离的催化剂被送至汽提区3中。该催化剂在该汽提区3中与汽提蒸汽19接触，从催化剂颗粒中除去大部分产物、未反应物等的烃类。此外，反应中原料的一部分变成更重质的碳质(焦炭)并附着于催化剂上，附着了焦炭或者进一步附着了重质的烃类的催化剂从该汽提区3被送到再生区4(再生塔)中。另一方面，分离区2中分离的裂化产物被送至二次分离器6中。并且，在二次分离器6中除去残留的催化剂颗粒，得到裂化产物7。
在再生区4中，优选使由汽提区3导入的催化剂与催化剂再生用空气21接触，并在以下的条件下进行处理。该条件为：催化剂浓相的温度：650～800℃、再生区4的压力：0.1～0.3MPa、再生区4的出口的排气中的氧气浓度：0～3mol％。
如上所述，再生区4的催化剂浓相的温度优选为650～800℃，更优选为670～750℃。再生区4的催化剂浓相的温度小于650℃时，焦炭的燃烧变得不充分。另一方面，再生区4的催化剂浓相的温度超过800℃时，促进了催化剂的劣化，另外，作为再生区4的材料，需要使用能耐受再生区4的催化剂浓相的温度的昂贵部件材料，经济上不优选。
如上所述，再生区4的压力优选为0.1～0.3MPa。再生区4的压力小于0.1MPa时，为了确保再生所需要的气体的滞留时间，再生区4的容器变大，经济上不优选。另一方面，再生区4的压力超过0.3MPa时，由于伴随于此反应区4的压力变大，反应区1中产生氢转移反应等反应，因此经济上不优选。
如上所述，再生区4的出口的排气中的氧气浓度优选为0～3mol％。氧气浓度超过3mol％时，要使用额外的动力将多余的空气送入再生区4中，经济上不优选。经受氧化处理的催化剂为再生催化剂。该再生催化剂是沉积在催化剂上的焦炭和重质烃类通过燃烧而减少了的物质。该再生催化剂在上述反应区1中连续地循环。为了抑制不必要的热裂化或过裂化，可根据情况，在分离区2的之前或之后立即骤冷裂化产物。利用再生区4中伴随碳质的燃烧而产生的热量，进行催化剂的加热，该热量与催化剂一起被带入反应区1中。利用该热量进行原料油5的加热、气化。此外由于裂化反应为吸热反应，因此也可以利用该热量作为裂化反应热。
第1流化催化裂化装置100优选进一步具备裂化产物7的回收区。作为所述裂化产物7的回收区，可以举出利用沸点等分离并回收裂化产物7的裂化产物回收设备。该裂化产物回收设备除了精馏塔8之外，还可以由吸收塔、压缩机、汽提塔、热交换器等构成。利用该裂化产物回收设备，可以回收LCOl0。另外，除此之外，还可以回收HCOl1或LPG+石脑油9。
<第2工序>
将经由上述第1工序得到的LCO(被处理油)10供给于第2流化催化裂化装置200的混合区域17中，LCOl0与裂化催化剂接触，LCOl0被流化催化裂化(第2工序)。作为第2流化催化裂化装置200，可以使用与上述第1流化催化裂化装置100相同的构成的装置。此外，对于催化裂化催化剂也可以使用与上述第1工序相同的、含有超稳定Y型沸石的物质等。在第2流化催化裂化装置200的反应区12中在裂化催化剂的存在下、反应区12的出口温度为550～750℃、被处理油与催化剂的接触时间为0.1～1秒、催化剂/油比为20～40wt/wt的条件下对被处理油进行催化裂化。
如上所述，第2流化催化裂化装置200的反应区12的出口温度优选为550～750℃，更优选为550～650℃，进一步优选为560～640℃。反应区12的出口温度低于550℃时，汽油或液化石油气的收率容易变得不充分。另一方面，出口温度超过750℃时，热裂化变得显著，干气的产生量容易增大。
由催化裂化生成的裂化产物与裂化催化剂在分离区13中被分离。在分离区13中被分离的催化剂被送至汽提区14中，在该汽提区14中与汽提蒸汽19接触。由此，从催化剂颗粒中除去大部分产物、未反应物等的烃类。另外，反应中原料的一部分变成进一步重质的碳质(焦炭)并附着于催化剂上。附着有这种焦炭或更重质的烃类的催化剂从该汽提区14被送至再生区15(再生塔)中。另一方面，在分离区13中被分离的裂化产物被送至二次分离器6中。除去该二次分离器6中残留的催化剂颗粒，获得裂化产物18。
如上所述，第2流化催化裂化装置200中原料油与催化剂的接触时间为0.1～1.0秒，优选为0.3～0.9秒。接触时间少于0.1秒时，LCO的裂化容易变得不充分。另一方面，超过1.0秒时，由于过裂化或氢转移反应，丙烯、汽油等的收率容易减少。
第2流化催化裂化装置200中的催化剂/油比为20～40wt/wt，优选为25～35wt/wt。催化剂/油比小于20wt/wt时，LCO的裂化容易变得不充分。另一方面，催化剂/油比超过40wt/wt时，催化剂循环量变大，不能确保再生区15中催化剂再生所需要的催化剂滞留时间，催化剂的再生容易变得不充分。
第2流化催化裂化装置200中的反应压力优选为0.1～0.3MPa，更优选为0.12～2.0MPa。反应压力小于0.1MPa时，与大气压之差变得过小，易变得难以利用控制阀调整压力。此外，反应压力小于0.1MPa时，伴随于此再生区15的压力也变小，为了确保再生所需要的气体的滞留时间，不得不将容器变大，经济上不优选。另一方面，反应压力超过0.3MPa时，氢转移反应等双分子反应相对于作为单分子反应的裂化反应的比例容易增加。
在第2流化催化裂化装置200的再生区15中，可以使从汽提区14导入的催化剂与催化剂再生用空气21接触，在与第1流化催化裂化装置100相同的条件下进行处理。再生的催化剂被送至催化剂储槽16中。与催化剂一起被送至催化剂储槽16中的气体通过二次分离器6而被分离。再生的催化剂从催化剂储槽16被导入混合区域17中，再次与LCOl0接触。
此外，第2流化催化裂化装置200优选与第1流化催化裂化装置100同样、进一步具备裂化产物回收区。利用该裂化产物回收设备，可以回收规定的沸点范围的馏分(例如LCO)。
如上所述，根据本实施方式所涉及的流化催化裂化方法，通过将总芳香族成分含量为40～80体积％的LCO供给于第2流化催化裂化装置200中，并在超苛刻的条件下进行被处理油的催化裂化，可以有效地由LCO制造附加值高的馏分。因此，可以充分减少流化催化裂化工艺中产生的LCO。
本实施方式所涉及的流化催化裂化方法还可以进一步具备将经由上述第2工序得到的裂化产物18送回至第1流化催化裂化装置100中的工序。通过将该裂化产物送回至第1流化催化裂化装置中并进行再利用，作为工艺整体可以进一步提高附加值高的馏分的收率。此外，由于通过经由第1工序和第2工序，可以充分减少原料油中所含的相当于LCO的馏分，因此即使进行上述那样的再利用，也可以充分抑制该馏分中所含的难反应性成分在系统内蓄积。
此外，通过第1工序和/或第2工序获得的沸点为25～220℃的馏分可以作为汽油基材使用。这里，沸点为25～220℃的馏分也可以将其一部分作为汽油基材使用，或者将其全部作为汽油基材使用，此外，也可以对沸点为25～220℃的馏分进行氢化处理，使用得到的氢化精制物作为汽油基材。
此外，通过第1工序和/或第2工序得到的碳原子数为3或4的烃可以作为液化石油气基材使用。
[实施例]
以下，基于实施例和比较例对本发明进行更详细的说明，但本发明并不受以下实施例的任何限制。
[实施例1]
将脱硫常压残油供给于第1流化催化裂化装置中，进行第一段的流化催化裂化(第1工序)。作为原料油使用的脱硫常压残油的性状如表1所示。
本实施例中，作为第1流化催化裂化装置，使用具备反应区(绝热型的下流式反应器)、分离区、汽提区和再生区的试验(pilot)装置(Xytel corporation制)。此外，作为催化裂化催化剂，使用以下这样制备的催化剂。
向40％的硫酸3370g中滴加JIS 3号水玻璃的稀释溶液(SiO2浓度＝11.6％)21550g，得到pH3.0的硅溶胶。向该硅溶胶总量中添加超稳定Y型沸石(Tosoh corporation(株)制：HSZ-370HUA)3000g和高岭土4000g并进行混炼，用250℃的热风进行喷雾干燥。用50℃、0.2％硫酸铵清洗这样获得的喷雾干燥品，然后在110℃的烘箱中进行干燥，进而在600℃下进行烧成，得到催化剂。该催化剂中的超稳定Y型沸石的含量为30％。另外，此时的催化剂颗粒的堆积密度为0.7g/ml，平均粒径为71μm，表面积为180m2/g，细孔容积为0.12ml/g。
将上述那样获得的催化剂供给于上述装置中之前，通过在800℃下进行6小时的100％蒸热处理使其准平衡化。流化催化裂化的反应条件如下进行设定。
(第1工序)
反应区出口温度：525℃、
接触时间2.0秒、
催化剂/原料油比：5.8wt/wt、
再生区的催化剂浓相的温度：700℃。
将经由第1流化催化裂化装置中的流化催化裂化而得到的LCO供给于第2流化催化裂化装置中，进行第二段的流化催化裂化(第2工序)。流化催化裂化的反应条件如下进行设定。此外，催化剂使用与第1工序相同的物质。
(第2工序)
反应区出口温度：600℃、
接触时间：0.4秒、
催化剂/原料油比：30wt/wt、
再生区的催化剂浓相的温度：680℃。
作为被处理油使用的LCO的密度和芳香族成分含量、以及第2流化催化裂化装置中的LCO的转化率和裂化产物的收率如表2所示。此外，表2中裂化产物的收率全部是用百分率表示的相对于原料油的裂化产物的质量比的值。此外，C1表示甲烷气，C2表示乙烷气，C3表示碳原子数为3的烃，C4表示碳原子数为4的烃，汽油表示碳原子数为5以上且沸点小于221℃的烃，LCO表示沸点范围为221～343℃的馏分，CLO表示沸点超过343℃的馏分(澄清油，clarified oil)。
[实施例2]
将脱硫减压残油供给于第1流化催化裂化装置中，进行第一段的流化催化裂化(第1工序)。作为原料油使用的脱硫减压残油的性状如表1所示。将经由第1流化催化裂化装置中的流化催化裂化而得到的LCO供给于第2流化催化裂化装置中，进行第二段的流化催化裂化(第2工序)。
除了使用脱硫减压残油作为原料油、以及以下这样设定流化催化裂化的反应条件之外，与上述实施例1同样地进行第一段和第二段的流化催化裂化。
(第1工序)
反应区出口温度：510℃、
接触时间：2.0秒、
催化剂/原料油比：5.2wt/wt、
再生区的催化剂浓相的温度：695℃。
(第2工序)
反应区出口温度：600℃、
接触时间：0.4秒、
催化剂/原料油比：30wt/wt、
再生区的催化剂浓相的温度：680℃。
[比较例1]
将脱硫常压残油(参照表1)供给于第1流化催化裂化装置中，进行第一段的流化催化裂化(第1工序)。将经由第1流化催化裂化装置中的流化催化裂化而获得的LCO供给于第2流化催化裂化装置中，进行第二段的流化催化裂化(第2工序)。
除了以下这样设定流化催化裂化的反应条件之外，与上述实施例1同样地进行第一段和第二段的流化催化裂化。
(第1工序)
反应区出口温度：600℃、
接触时间：0.4秒、
再生区的催化剂浓相的温度：680℃、
催化剂/原料油比：30wt/wt。
(第2工序)
反应区出口温度：600℃、
接触时间：0.4秒、
再生区的催化剂浓相的温度：680℃、
催化剂/原料油比：30wt/wt。
[表1]
Figure G2009101778777D0000151
[表2]
Figure G2009101778777D0000152

Claims (6)

1.一种流化催化裂化方法，其特征在于，其具备以下工序：第1工序，向具有反应区、分离区、汽提区和再生区的第1流化催化裂化装置中供给原料油，并在所述第1流化催化裂化装置中对所述原料油进行催化裂化，以获得总芳香族成分含量为40～80体积％的沸点范围为221～343℃的馏分；
第2工序，向具有反应区、分离区、汽提区和再生区的第2流化催化裂化装置中供给含有所述馏分的被处理油，并在所述第2流化催化裂化装置的所述反应区中在裂化催化剂的存在下、所述反应区的出口温度为550～750℃、所述被处理油与所述催化剂的接触时间为0.1～1秒、催化剂/油比为20～40wt/wt的条件下对所述被处理油进行催化裂化。
2.根据权利要求1所述的流化催化裂化方法，其特征在于，进一步具有将经由所述第2工序得到的裂化产物送回至所述第1流化催化裂化装置中的工序。
3.根据权利要求1所述的流化催化裂化方法，其特征在于，经由所述第1工序得到的所述馏分在15℃时的密度小于0.95g/cm3。
4.根据权利要求2所述的流化催化裂化方法，其特征在于，经由所述第1工序得到的所述馏分在15℃时的密度小于0.95g/cm3。
5.一种汽油，其特征在于，其含有通过权利要求1～3中任意一项所述的流化催化裂化方法得到的沸点范围为25～220℃的馏分的一部分或全部或者其氢化精制物。
6.一种液化石油气，其特征在于，其含有通过权利要求1～3中任意一项所述的流化催化裂化方法得到的碳原子数为3或4的烃。
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