一种石油烃类催化转化生产轻质芳烃的装置和方法

技术领域

本发明涉及石油催化裂化领域，具体是涉及一种石油烃催化转化最大量生产轻质芳烃的装置和方法。

背景技术

随着原油重质化发展和市场对轻质油品需求的快速增长，在我国，作为重油轻质化的催化裂化技术得到快速发展。传统催化裂化技术，以生产汽油和柴油为主，而随着炼油厂增建与不断扩能以及电动汽车的推广普及，以汽油、柴油生产为主的成品油行业产能过剩严重，据统计中国2016年炼油行业产能已经过剩1亿吨，因此“油转化”成为必然趋势。

而以对二甲苯为代表的轻质芳烃(苯、甲苯、二甲苯，即BTX)是生产化工产品的重要原料，国内外对轻质芳烃的需求日益增加。催化裂化汽油和柴油中含有一定量的芳烃，重质油常规催化裂化如FCC、MIP等技术，汽油芳烃含量一般在20％～35％，而高温催化裂解DCC技术汽油芳烃含量一般在20％～50％，柴油芳烃含量较高，单环芳烃在20％～40％。但是目前的技术很难实现劣重质油直接大量生产轻质芳烃等化工原料。

专利CN200710120106.5、CN200810101852.4、CN200810227651.9、CN200810227652.3、CN200410006189.1等均公开了一种重质原料催化裂化多产丙烯同时制取芳烃的催化转化方法，通过难裂化原料或再裂化原料或循环裂化原料(180～250℃循环油馏分)的回炼在提高丙烯产率的同时得到富含芳烃馏分。专利CN201510493527.7公开了一种多产轻重芳烃的重油催化裂化工艺，通过分馏和汽油回炼富集轻重芳烃，可以实现轻重芳烃产品中的芳烃含量在85％以上。以上专利技术考虑了副产芳烃馏分(循环油)的循环回炼生产芳烃，但是主要实现循环油馏分中的饱和分裂解生产低碳烯烃反应，对提高轻质芳烃产率效果不明显。

专利CN201310517666.X公开了一种生产富含芳烃汽油的催化转化方法，将催化裂化轻循环油(LCO)进行轻重切割，重馏分加氢后与轻馏分分别进入催化裂化装置提升管反应器进行催化裂化反应，得到富含芳烃的汽油。CN201310010219.5公开了一种由劣质重循环油生产芳香族化合物的催化转化方法，将劣质重循环油经加氢处理后得到的加氢柴油进入催化裂化装置进行催化裂化反应，得到富含苯、甲苯和二甲苯的催化汽油。

从上面公开的文献可以发现，多产轻质芳烃技术大多采用的是常规提升管反应器，或者简单变径提升管反应器，反应器内均存在固体分布不均匀，中间疏边壁密的边壁效应问题，虽然能够减少油气停留时间，但是不能有效兼顾气固接触效率，造成转化率降低，理想组分收率低等问题。

发明内容

本申请提供一种利用新型多段变径反应器作为反应器之一的双反应器催化裂化的方法和装置，主反应器可用于加工重质石油烃类，副反应器用于加工或回炼轻质石油烃，可以最大量生产轻质芳烃。

本申请提供一种石油烃类催化转化生产轻质芳烃的装置，包括：

反应器系统，所述反应器系统包括：

气固分离设备，

汽提设备，

主反应器，和

副反应器；

其中，主反应器的出口端和副反应器的出口端与所述气固分离设备相连通，用于使来自所述主反应器和副反应器的物流在所述气固分离设备中分离为待生催化剂和油气；

所述汽提设备与所述气固分离设备相连通，用于使经过所述气固分离设备分离的待生催化剂在所述汽提设备中汽提；和

所述主反应器设置有重质原料油进料口，所述副反应器设置有轻质原料油进料口；

再生器，所述再生器与所述汽提设备相连通，用于使经过汽提的待生催化剂进入所述再生器再生；所述再生器还分别与所述主反应器和副反应器相连通，用于使经过所述再生器再生的再生催化剂循环回所述主反应器和副反应器；

产物分离系统，所述产物分离系统与所述气固分离设备相连通，用于使来自所述气固分离设备的油气在所述产物分离系统中进行分离；

其中，所述主反应器和副反应器中至少之一为变径催化转化反应器，

所述变径催化转化反应器包括：

反应区，所述反应区包括至少一个变径反应段及与所述变径反应段连通的进口和出口；

预提升段，所述预提升段与所述进口连通；

第一过渡段，所述第一过渡段设置在所述预提升段与所述进口之间，并分别与所述预提升段及所述进口连通，所述第一过渡段与所述预提升段连接一端的内径小于所述第一过渡段与所述进口连接一端的内径；

出口区，所述出口区与所述出口连通；以及

第二过渡段，所述第二过渡段设置在所述出口区与所述出口之间，并分别与所述出口区及所述出口连通，所述第二过渡段与所述出口区连接一端的内径小于所述第二过渡段与所述出口连接一端的内径；

其中，所述变径反应段的内腔壁面为弧形壁面；沿所述变径反应段径向的横截面积由所述变径反应段的两端向所述变径反应段的中部逐渐增大。

在一种实施方式中，所述变径反应段的内径D由如下公式确定：

D＝Ah

其中，D为变径反应段的高度h处的内径，单位为m；

h为变径反应段的高度取值，单位为m；

A为-50000～50000，优选-40000-40000；

B为-10000～10000，优选-8000-8000；

C为-6000～6000，优选-3000-3000；

D为-5000～5000，优选为-1000-1000；

E为-1000～0，优选为-500-0，更优选-100-0，且E不等于0；

F为0-2000，优选为0-1000，更优选0-100，且F不等于0；

G为0-1000，优选为0-100，更优选0-10，且G不等于0；

在一种实施方式中，在同一所述变径反应段中，所述变径反应段最大的内径为所述变径反应段最小的内径的1～5倍，所述变径反应段最大的内径为0.2m～10m，所述变径反应段某段的高度为所述变径反应段最大内径的1～5倍。

在一种实施方式中，所述反应区包括多段所述变径反应段，其中，沿所述进口到所述出口的方向上，邻近所述出口设置的所述变径反应段的最大内径不小于邻近所述进口设置的所述变径反应段的最大内径。

在一种实施方式中，在所述预提升段的轴向上，所述预提升段的高度与所述催化转化反应器整体高度的比为0.01:1～0.1:1，所述预提升段轴的内径为0.05m～3m。

在一种实施方式中，所述第一过渡段与所述进口连接一端的内径为所述第一过渡段与所述预提升段连接一端的内径的1.1～5倍；在所述预提升段的轴向上，所述第一过渡段的高度与所述预提升段的高度之比为0.1:1～3:1。

在一种实施方式中，在所述变径反应段的轴向上，所述反应区的高度与所述催化转化反应器总高度之比为0.1:1～0.9:1；在多个所述变径反应段中最大的所述变径反应段的最大内径与所述催化转化反应器总高度之比为0.001:1～0.1:1。

在一种实施方式中，在所述第二过渡段的轴向上，所述第二过渡段与所述催化转化反应器总高度之比为0.01:1～0.1:1。

在一种实施方式中，所述出口区的内径为0.05m～3m；在所述出口区的轴向上，所述出口区的高度与所述催化转化反应器总高度之比为0.01:1～0.2:1。

在一种实施方式中，所述主反应器和副反应器中之一为所述变径催化转化反应器，所述主反应器和副反应器中另一个为提升管反应器。

在一种实施方式中，所述产物分离系统的至少一个馏分管线与所述副反应器的原料油入口相连通，用于使经过产物分离系统的至少一个馏分循环回所述副反应器。

本申请还提供一种石油烃类催化转化生产轻质芳烃的方法，使用本申请的上述装置，其中，

使重质原料油进料到所述主反应器，和

使轻质原料油进料到所述副反应器；

通过所述产物分离系统得到轻质芳烃。

在一种实施方式中，所述主反应器中的反应条件包括：反应温度550～700℃，剂/油重量比为5-20，反应压力为0.1-1.0MPa，油气停留时间为1～15秒。

在一种实施方式中，所述副反应器的反应条件包括：反应温度为500～650℃，剂/油质量比为1～20，油气停留时间为1～10秒，反应压力为0.15～0.4MPa。

在一种实施方式中，所述主反应器和副反应器中至少之一为所述变径催化转化反应器，所述变径催化转化反应器中油气表观平均线速为0.5-5.0米/秒。

在一种实施方式中，所述重质原料油选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油、常压渣油中的一种或几种；所述轻质原料油选自重汽油馏分、FCC轻循环油轻馏分、加氢柴油中的一种或几种。

在一种实施方式中，所述产物分离系统的至少一个馏分管线与所述副反应器的原料油入口相连通，使得进料到所述副反应器的至少一部分轻质原料油来自产物分离系统。

本发明的装置和方法采用变径反应器作为主副反应器中至少之一来进行催化转化方法，其优点在于：

1、本发明的方法和装置中使用了本发明的变径反应器，相较于常规催化裂化反应器，该变径反应器采用多段弧形变径设计，使反应区内油气线速变化，加强气固扰动和接触，增强传热传质效率，提高反应转化率。

2、本发明的方法和装置中使用了本发明的变径反应器，该变径反应器采用多段弧形变径设计，可以有效减少反应器边壁效应，使反应器内催化剂颗粒分布更均匀，有效减少催化剂颗粒团聚等行为，使反应更稳定，提高产物选择性。

3、本发明的方法和装置中使用了本发明的变径反应器，该变径反应器的体积可以小于常规提升管反应器，可以减小油气停留时间，同时兼顾高气固接触效率，符合烃类催化转化生产乙烯、丙烯和轻质芳烃的分子反应规律，提高产率和选择性。

附图说明

以下附图仅旨在于对本申请做示意性说明和解释，并不限定本申请的范围。其中：

图1是本申请所述变径反应器的第一种实施例的结构示意图；

图2是本申请所述变径反应器的第二种实施例的结构示意图；

图3是本申请所述变径反应器的反应区的剖视结构示意图，示出三段串联的变径反应段；

图4是本申请变径反应器的变径反应段的局部剖视结构示意图，示出高度h和内径D；

图5是本申请变径反应器的第三种实施例的结构示意图；

图6是本申请变径反应器的第四种实施例的结构示意图；

图7是本申请装置的示意图。

具体实施方式

下面通过附图和实施例对本申请进一步详细说明。通过这些说明，本申请的特点和优点将变得更为清楚明确。

在这里专用的词“示例性”意为“用作例子、实施例或说明性”。这里作为“示例性”所说明的任何实施例不必解释为优于或好于其它实施例。尽管在附图中示出了实施例的各种方面，但是除非特别指出，不必按比例绘制附图。

此外，下面所描述的本申请不同实施方式中涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互结合。

如图7所示，本申请提供一种石油烃类催化转化生产轻质芳烃的装置，包括：

反应器系统，所述反应器系统包括：

气固分离设备100，

汽提设备200，

主反应器I，和

副反应器II；

其中，主反应器I的出口端和副反应器II的出口端与所述气固分离设备100相连通，用于使来自所述主反应器I和副反应器II的物流在所述气固分离设备100中分离为待生催化剂和油气；

所述汽提设备200与所述气固分离设备100相连通，用于使经过所述气固分离设备100分离的待生催化剂在所述汽提设备200中汽提；和

所述主反应器I设置有重质原料油进料口，所述副反应器II设置有轻质原料油进料口；

再生器300，所述再生器300与所述汽提设备200相连通，用于使经过汽提的待生催化剂进入所述再生器300再生；所述再生器300还分别与所述主反应器I和副反应器II相连通，用于使经过所述再生器再生的再生催化剂循环回所述主反应器I和副反应器II；

产物分离系统1000，所述产物分离系统1000与所述气固分离设备100相连通，用于使来自所述气固分离设备100的油气在所述产物分离系统1000中进行分离。

在本申请中，所述主反应器I和副反应器II中至少之一为变径催化转化反应器。以下详细描述用于本申请的变径催化转化反应器。

如图1和图2所示用于本申请的变径催化转化反应器包括：反应区10、预提升段20、第一过渡段30、出口区40以及第二过渡段50。

如图3所示，反应区10包括至少一个变径反应段11及与变径反应段11连通的进口12和出口13。在本申请的一个具体实施例中，反应区10包括3～5个变径反应段11。反应区可以包括多个子区，每一子区包括一个变径反应段，多个子区串联连接构成反应区。或者，反应区可以为一体铸造成型的一体式结构。相邻变径反应段之间可以设置有气体分布器，变径反应段与第一过渡段之间气体分布器。如图5所示，在本申请的一个实施例中，在每一个变径反应段11的任意位置处可以各自独立地设置一个或多个补充催化剂入口60；优选地，补充催化剂入口60位于变径反应段11的中间位置；每一变径反应段11的操作条件实行分段控制。

如图1和图2所示，预提升段20与进口12连通。

如图1和图2所示，第一过渡段30设置在预提升段20与进口12之间，并分别与预提升段20及进口12连通，第一过渡段30与预提升段20连接一端的内径小于第一过渡段30与进口12连接一端的内径。第一过渡段30整体呈圆台形，并位于反应区10的底端。原料进料口设置在第一过渡段的中部。

如图1和图2所示，出口区40与出口13连通。如图6所示，出口区40的出口段可以敞开，也可以和旋风分离器70直接连接。

如图1和图2所示，第二过渡段50设置在出口区40与出口13之间，并分别与出口区40及出口13连通，第二过渡段50与出口区40连接一端的内径小于第二过渡段50与出口13连接一端的内径。第二过渡段50整体呈圆台形，并位于反应区10的顶端。

如图3所示，变径反应段11的内腔壁面为弧形壁面。在变径反应段11的径向上，变径反应段11的横截面积沿变径反应段11的两端向变径反应段11的中部逐渐增大。变径反应段11的形状类似于椭圆形。

对于本申请的变径催化转化反应器，当油气由变径反应段11的进口12进入变径反应段11时，由于变径反应段11的变径设计，变径反应段11的内径逐渐变大，油气的速度逐渐降低，油气会沿着变径反应段11的腔壁扩散缓慢充满变径反应段11，从而使油气与固态的催化剂充分接触，加强了气固扰动，进而增强了传热传质效率，提高了油气的反应转化率。当油气从变径反应段11的中部向变径反应段11的出口13移动时，由于变径反应段11的变径设计，变径反应段11的内径逐渐变小，油气的速度逐渐提高，油气会沿着变径反应段11的腔壁向变径反应段11的轴线聚拢；即气通过变径设置的变径反应段11时，变径反应段11的弧形壁面对油气起到导向作用，使油气先向变径反应段11内扩散，在向变径反应段11中间聚集，从而能够有效减少反应区10的边壁效应，使变径反应段11内的催化剂颗粒分布更均匀，有效减少催化剂颗粒团聚等行为，使反应更稳定，提高产物的选择性。

由此，相比于局部为等内径的变径反应器，以及呈线性变径的变径反应器，采用弧形变径的本申请反应器可以更加明显地避免贴壁效应，加强了气固扰动，进而增强了传热传质效率。

如图4所示，在本申请的一个具体实施例，在具体的变径反应段中，变径反应段的高度为h处的内径D可以由如下公式确定：D＝Ah

其中，D为变径反应段某处的内径，单位为m，

h为变径反应段的内径D的高度(离该变径反应段的下端部的距离)，单位为m，

A为-50000～50000，优选-40000-40000；

B为-10000～10000，优选-8000-8000；

C为-6000～6000，优选-3000-3000；

D为-5000～5000，优选为-1000-1000；

E为-1000～0，优选为-500-0，更优选-100-0，且E不等于0；

F为0-2000，优选为0-1000，更优选0-100，且F不等于0；

G为0-1000，优选为0-100，更优选0-10，且G不等于0。

在同一变径反应段中，变径反应段某段的高度为变径反应段最大内径的1～5倍；优选地，变径反应段某段的高度为变径反应段最大内径的1.5～3倍。

在本申请的一个实施例，在同一变径反应段中，变径反应段最大的内径为变径反应段最小的内径的1～5倍；优选地，变径反应段最大的内径为变径反应段最小的内径的1.2～2倍。

在同一变径反应段中，变径反应段最大的内径为0.2m～10m；优选地，变径反应段最大的内径为2m-5m。

如图3所示，在本申请的一个实施例，沿进口12到出口13的方向上，邻近出口13设置的变径反应段11的最大内径不小于邻近进口12设置的变径反应段11的最大内径。也即，当存在多段变径反应段时，沿进口12到出口13的方向，在后的变径反应段的最大横截面内径大于或等于在前的变径反应段的最大横截面内径；换言之，各段变径反应段的最大横截面内径逐渐增大，或者各段变径反应段的最大横截面内径相等。

通过对变径反应段的尺寸限定，使油气进入变径反应段后，能够进一步加强油气与催化剂的扰动和接触率，增强传热传质效率，提高反应转化率。另外，能够进一步有效减少反应区的边壁效应，使反应器内催化剂颗粒分布更均匀，有效减少催化剂颗粒团聚等行为，使反应更稳定，提高产物的选择性。

在本申请的一个实施例，在变径反应段的轴向上，反应区的总高度与催化转化反应器总高度之比为0.1:1～0.9:1；优选地，反应区的总高度与催化转化反应器总高度之比为0.2:1～0.8:1。

在多个变径反应段中最大的变径反应段的最大内径与催化转化反应器总高度之比为0.001:1～0.1:1；优选地，在多个变径反应段中最大的变径反应段的最大内径与催化转化反应器总高度之比为0.01:1～0.05:1。

在本申请的一个实施例，在预提升段的轴向上，预提升段的高度与催化转化反应器整体高度的比为0.01:1～0.1:1；优选地，预提升段的高度与催化转化反应器整体高度的比为0.02:1～0.08:1。

预提升段的内径为0.05m～3m；优选地，预提升段的内径为0.1m～2m。

在本申请的一个实施例，在预提升段的轴向上，第一过渡段的高度与预提升段的高度之比为0.1:1～3:1；优选地，第一过渡段的高度与预提升段的高度之比为0.5:1～1.5:1。

在本申请的一个实施例，在第二过渡段的轴向上，第二过渡段与催化转化反应器总高度之比为0.01:1～0.1:1；优选地，第二过渡段与催化转化反应器总高度之比为0.02:1～0.05:1。

在本申请的一个实施例，出口区的内径为0.05m～3m；优选地，出口区的内径为0.1m-2m。

在出口区的轴向上，出口区的高度与催化转化反应器总高度之比为0.01:1～0.2:1；优选地，出口区的高度与催化转化反应器总高度之比为0.05:1～0.18:1。

通过上述参数的设置，分别限定了预提升段、第一过渡段、变径反应段、第二过渡段及出口区的径向尺寸、轴向尺寸及各个部件之间的比例关系，这样就限定了催化转化反应器的整体尺寸，相较于现有的反应器，催化转化反应器的体积较小，从而能够有效减小油气在催化转化反应器内的停留时间，同时保证了油气与催化剂的充分接触，符合烃类催化转化生产乙烯、丙烯和轻质芳烃的分子反应规律，提高产率和选择性。

在一种实施方式中，所述主反应器I和副反应器II两者皆为所述变径催化转化反应器。

在一种实施方式中，所述主反应器I和副反应器II中之一为所述变径催化转化反应器，所述主反应器I和副反应器II中另一个为提升管反应器。该提升管反应器可以是选用等直径提升管、等线速提升管、变直径提升管、变线速提升管或流化床中之一，也可以是由等直径提升管或变直径提升管和流化床构成的复合反应器，优选等直径提升管反应器。

来自两个反应器的待生催化剂可以在同一再生器300含氧氛围下烧焦再生，部分热的再生催化剂直接返回主反应器I和副反应器II中循环使用。当然，也可以使用多个再生器300，其中一个再生器300用于主反应器I的待生催化剂的再生，另一个再生器300用于副反应器II的待生催化剂的再生。

用于本申请的气固分离设备100，汽提设备200以及再生器300等可以使用本领域已知的各种设备，其与主反应器I和副反应器II的连接关系也可以根据本领域已知的方式进行连接，这里不再赘述。

本申请的产物分离系统1000可以将油气进行分离，得到各种馏分。如图7所示，在一种实施方式中，产物分离系统包括分馏塔400，将油气输送到分馏塔400，可以按照馏程得到C1～C4气体408、轻石脑油馏分409、富含轻质芳烃汽油馏分410、重汽油馏分411、轻循环油轻馏分412和轻循环油重馏分413以及油浆414。在一种实施方式中，产物分离系统1000还包括芳烃抽提设备500，富含轻质芳烃汽油馏分410可以输送到该芳烃抽提设备500中进行抽提，可以得到BTX等轻质芳烃518和芳烃抽余油517作为产品输出。在一种实施方式中，分离得到的富含轻质芳烃的汽油馏分410通过吸附和/或选择性加氢等措施脱除其中氮化物、硫化物、胶质和/或重金属等杂质之后，输送到该芳烃抽提设备500中进行抽提。在一种实施方式中，产物分离系统还包括加氢设备600，可以将轻循环油重馏分413输送到加氢设备600中进行加氢处理，加氢处理之后的物料可以进入分馏塔400进行分离。分馏塔400中的分离、加氢设备600中的加氢处理，芳烃抽提设备500中的抽提处理可以采用本领域已知的设备、方式和条件进行，这里不再赘述。

在一种实施方式中，所述产物分离系统1000的至少一个馏分管线与所述副反应器II的原料油入口相连通，用于使经过产物分离系统1000处理的至少一个馏分循环回所述副反应器II。

在一种实施方式中，分馏塔400的重汽油馏分411管线和/或轻循环油轻馏分412管线与副反应器II的原料油入口相连通，使得分馏塔400分离得到的重汽油馏分411和/或轻循环油轻馏分412进入副反应器II进行回炼。

在一种实施方式中，加氢设备600的物料出口管线619与副反应器II的原料油入口相连通，使得经过加氢的轻循环油重馏分413进入副反应器II进行回炼。

由此，本申请提供一种石油烃类催化转化生产轻质芳烃的方法，使用本申请的装置，其中，

使重质原料油进料到所述主反应器I，和

使轻质原料油进料到所述副反应器II；

通过所述产物分离系统1000得到轻质芳烃。

在一种实施方式中，所述主反应器中的反应条件包括：反应温度550～700℃，剂/油重量比为5-20，反应压力为0.1-1.0MPa，油气停留时间为1～15秒。

在一种实施方式中，所述副反应器的反应条件包括：反应温度为500～650℃，剂/油质量比为1～20，油气停留时间为1～10秒，反应压力为0.15～0.4MPa。

在一种实施方式中，当所述主反应器和副反应器中至少之一为所述变径催化转化反应器，所述变径催化转化反应器中油气表观平均线速为0.5-5.0米/秒。

在一种实施方式中，所述重质原料油可以选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油、常压渣油中的一种或几种。所述轻质原料油可以选自重汽油馏分、FCC轻循环油轻馏分、加氢柴油中的一种或几种。

如上所述，在一种实施方式中，所述产物分离系统的至少一个馏分管线与所述副反应器的原料油入口相连通，使得进料到所述副反应器的至少一部分轻质原料油来自本申请装置的产物分离系统。当然，轻质原料油也可以使用来源于本申请装置外的加氢之后的催化裂化轻循环油(HLCO)。

如上所述，可以将分馏塔400的重汽油馏分411管线和/或轻循环油轻馏分412管线与副反应器II的原料油入口相连通，使得分馏塔400分离得到的馏程为170-250℃的重汽油馏分411和/或轻循环油轻馏分412可以进入副反应器II进行回炼。在一种实施方式中，可以使加氢设备600的物料出口管线619与副反应器II的原料油入口相连通，使得经过加氢的轻循环油重馏分413可以进入副反应器II进行回炼。

用于本发明的催化裂化催化剂可以是本领域已知的各种催化剂，例如，可以包括沸石、无机氧化物和任选的粘土。各组分的含量可以分别为：沸石10～50重％、无机氧化物5～90重％、粘土0～70重％。其中活性组分是选自含或不含稀土的Y、HY、USY或Beta沸石的一种、两种或多种。

如图7所示，重质油(例如，加氢渣油)I1在蒸汽I2作用下进入主反应器I，在流化介质I3的反应氛围下进行催化裂化反应，轻质油(例如，加氢LCO)II26进入副反应器II，在流化介质II4条件下进行催化裂化反应。

反应后的待生催化剂进行气固分离，分离后的待生催化剂经过汽提设备200输入汽提介质205汽提之后经管线223输送到再生器300，来自两个反应器的待生催化剂可以在同一再生器含氧气体321氛围下烧焦再生，部分热的再生催化剂分别经管线324和325直接返回主反应器I和副反应器II循环使用，烟气经管线322排出。

经主提升管I和副反应器II反应后的油气经气固分离设备100分离后经管线106进入同一精确分离塔400分离，得到C1～C4气体408、轻石脑油馏分409、富含轻质芳烃汽油馏分410、重汽油馏分411、轻循环油轻馏分412和重馏分413以及油浆414；分离得到的轻循环油重馏分413经加氢设备600加氢之后一部分再次返回分馏系统400进行精确分离。分离得到的富含轻质芳烃的汽油馏分410通过吸附和/或选择性加氢等措施脱除其中氮化物、硫化物、胶质和/或重金属等杂质后送入芳烃抽提单元500，经芳烃抽提得到BTX等轻质芳烃518和芳烃抽余油517作为产品输出。

下面的实施案例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。

实施例1、对比例1中所使用的原料油性质列于表1。

实施例1：

本实施例副反应器II采用本发明提供的变径反应器，主反应器I采用常规等径提升管反应器。主反应器I的原料油采用加氢渣油，经预热到280℃进入主反应器I，进料速率为1.92kg/h；副反应器II的原料油采用加氢LCO，经预热到380℃进入副反应器II，进料速率为1.86kg/h。主副反应器主要操作参数见表2。

本实施例所用的变径反应器具体构造如下：

变径反应器包括：反应区10、预提升段20、第一过渡段30、出口区40以及第二过渡段50。反应区包含三个变径段，三个变径段高度相同，均为0.12m，第一变径段最大内径为0.05m，第二和第三变径段最大内径为0.062m；第一过渡段和第二过渡段高度为别为0.05m和0.08m，预提升段和出口段高度均为0.2m，从下至上连接处直径分别为0.032m，0.043m，0.043m，0.043m，预提升段和出口段直径均为0.016m。

其中，在第一变径段中，某处的内径D(单位m)随其高度h(单位m)按照如下确定：

D(单位m)＝Ah

A为2676.7；B为-946.15；C为117.81；D为-5.42；

E为-3.25；F为0.48；G为0.032。

在第二变径段中，某处的内径D(单位m)随其高度h(单位m)按照如下确定：

D(单位m)＝Ah

A为-3355.1；B为1285；C为-220.06；D为20.47；

E为-6.33；F为0.66；G为0.043。

在第三变径段中，某处的内径D(单位m)随其高度h(单位m)与第二段相同，按照如下确定：

D(单位m)＝Ah

A为-3355.1；B为1285；C为-220.06；D为20.47；

E为-6.33；F为0.66；G为0.043。

对比例1

本对比例1的催化转化方法与实施例1相同，不同之处在于副反应器II为常规催化裂化提升管反应器。对比例1装置操作参数见表2。

对比实施例1和对比例1的产物分布(表3)，可以发现，采用本发明提供的包含变径反应器的装置进行催化转化，在油气停留时间降低的情况下，单程转化率还可以提高1.6％；BTX产率提高，达到14.11％，相比于对比例，提高1.0％；且产物BTX含量也有提高，达到31.36％，相比于对比例，提高1.3％。对于催化裂化领域，转化率和BTX产率提高1％左右，可增加相当大的经济效益。

在本申请的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”“相连”“连接”应作广义理解。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本申请中的具体含义。

以上结合了优选的实施方式对本申请进行了说明，不过这些实施方式仅是范例性的，仅起到说明性的作用。在此基础上，可以对本申请进行多种替换和改进，这些均落入本申请的保护范围内。

表1原料油性质

表2操作参数

表3产品分布