CN112569875A - 一种变径流化床反应器 - Google Patents

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Abstract

一种变径流化床反应器，包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的第一反应区、第二反应区和任选的出口区，其中第二反应区从下至上包括与第一反应区连接的第一过渡段、等径或变径段、和任选的与出口区连接的第二过渡段，所述第二反应区的等径或变径段的最小直径大于第一反应区的直径。所述反应器可以实现在第一反应区和第二反应区中采用不同的工艺条件，以及对不同性质的反应原料进行分段反应，从而得到所需目的产物。本发明的反应器能更为精准地调控复杂气固催化反应，和/或更适合反应物分段进料。

Description

一种变径流化床反应器
技术领域
本申请涉及气固流化催化反应的技术领域，具体涉及一种用于复杂气固流化催化反应的变径流化床反应器。
背景技术
中国专利ZL99105903.4公开了一种用于流化催化转化的提升管反应器，沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段、第一反应区、直径扩大了的第二反应区、直径缩小了的出口区，在出口区末端连有一段水平管，以使其与沉降器相连。该反应器既可以控制第一反应区和第二反应区的工艺条件不同，又可以使不同性能的原料油进行分段裂化，得到所需目的产品。
中国专利ZL200610169512.6公开了一种改进的流化催化转化反应器，沿轴线方向从下至上依次包括同轴的预提升段、第一反应区、直径较第一反应区扩大了的第二反应区，改进之处是在第一反应区和第二反应区之间的空间内安放带孔分布板，使第二反应区内的催化剂分布均匀，有利于反应油气与催化剂的充分接触。采用该发明设计的反应器能改善催化裂化装置的产品质量分布，具体表现为转化率提高，干气产率下降，轻质液体产率增加，汽油中的烯烃含量降低，汽油中的异构烷烃含量增加。
本领域仍然存在进一步改善复杂气固催化反应转化率和/或选择性的需求，单器流化床催化反应器需要提供更多的反应区，同时更广泛地适应原料裂化性能的差异。
发明内容
本申请的目的之一是提供一种具有多温区和多流型的变径流化床反应器，其可改善复杂气固流化催化反应的转化率与选择性、又能用于加工多种存在反应性能差异的原料。
为了实现上述目的，一方面，本申请提供了一种变径流化床反应器，包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的第一反应区、第二反应区和任选的出口区，其中第二反应区从下至上包括与第一反应区连接的第一过渡段、至少一个等径段和任选的与出口区连接的第二过渡段，各等径段的直径均大于所述第一反应区的直径和所述出口区的直径，并且在所述第二反应区的底部设有一个或多个气固混合流体分配器，所述分配器包括具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间具有5-85度的夹角γ。
另一方面，本申请提供了一种变径流化床反应器，包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的第一反应区、第二反应区和任选的出口区，其中所述第二反应区从下至上包括与第一反应区连接的第一过渡段、变径段和任选的与出口区连接的第二过渡段，且所述变径段的最小直径大于所述第一反应区的直径和所述出口区的直径。
优选地，所述变径段的最大直径与最小直径之比在大于1.0:1至2.5:1的范围内，优选在1.2-2.3:1的范围内。
进一步优选地，所述变径段由至少两个等径段和任选的连接相邻等径段的连接段组成，并且所述等径段中的至少两个具有不同的直径。
特别优选地，在所述第二反应区的底部设有一个或多个气固混合流体分配器，所述分配器包括具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间具有5-85度的夹角γ。
再一方面，本申请提供了一种流化催化反应系统，包括流化催化反应器、催化剂分离设备和催化剂再生器，
所述流化催化反应器设置有底部的催化剂入口、下部的原料进料口和顶部的出口，所述催化剂分离设备设置有入口、催化剂出口和反应产物出口，所述催化剂再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，
所述流化催化反应器的催化剂入口与所述催化剂再生器的催化剂出口流体连通，所述流化催化反应器的出口与所述催化剂分离设备的入口流体连通，所述催化剂分离设备的催化剂出口与所述催化剂再生器的催化剂入口流体连通，
其中，所述流化催化反应器包括一个或多个根据本申请的变径流化床反应器。
又一方面，本申请提供了一种流化催化反应方法，包括使反应原料与固体催化剂在根据本申请的变径流化床反应器或者根据本申请的流化催化反应系统中接触反应的步骤。
根据本申请的变径流化床反应器具有以下优点中的一个或多个：
1、对于催化裂化工艺，原料催化裂化、催化转化和热裂化反应可分别进行优化控制，从而获得高产率和高质量的目的产物；
2、对于甲醇制低碳烯烃工艺，甲醇转化率与选择性明显改善；
3、可以对不同性质的原料进行分段反应，并且可以控制反应深度，从而达到目的产物的高产率和高质量；
4、与现有工艺的兼容性好，只需对常规的提升管反应器作部分改造就可以实施本发明；
5、与常规的等直径提升管反应器相比，在相同的停留时间内，本发明反应器的高度仅为前者的1/2至2/3，因而可以降低整个装置的高度，节省装置的总投资。
本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1-a为根据本发明一优选实施方式的第二反应区变径段（扩径）的示意图；
图1-b为根据本发明另一优选实施方式的第二反应区变径段（缩径）的示意图；
图2-a和图2-b分别为本发明反应器的优选实施方式的第一过渡段和第二过渡段的示意图；
图3-a为本发明所用的气固混合流体分配器的一种优选实施方式的纵剖面的示意图；
图3-b为图3-a所示的气固混合流体分配器的俯视图；
图4-a至图4-c为本发明所用的气固混合流体分配器的其他优选实施方式的纵剖面的示意图；
图5-a至图5-f为本发明反应器的优选实施方式的示意图；以及
图6至图9为本申请实施例中具体采用的反应器的示意图。
附图中各编号说明如下：
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具体实施方式
以下将通过具体的实施方式对本申请作出进一步的详细描述，应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本申请，但不以任何方式限制本发明。
在本文中所披露的任何具体数值（包括数值范围的端点）都不限于该数值的精确值，而应当理解为还涵盖了接近该精确值的值，例如在该精确值±5%范围内的所有可能的数值。并且，对于所披露的数值范围而言，在该范围的端点值之间、端点值与范围内的具体点值之间，以及各具体点值之间可以任意组合而得到一个或多个新的数值范围，这些新的数值范围也应被视为在本文中具体公开。
在本申请中，术语“水油比”是指注入反应器内的总蒸汽重量与原料重量之比。
除非另有说明，本文所用的术语具有与本领域技术人员通常所理解的相同的含义，如果术语在本文中有定义，且其定义与本领域的通常理解不同，则以本文的定义为准。
本申请中，除了明确说明的内容之外，未提到的任何事宜或事项均直接适用本领域已知的那些而无需进行任何改变。而且，本文描述的任何实施方式均可以与本文描述的一种或多种其他实施方式自由结合，由此形成的技术方案或技术思想均视为本发明原始公开或原始记载的一部分，而不应被视为是本文未曾披露或预期过的新内容，除非本领域技术人员认为该结合明显不合理。
在本文中提及的所有专利和非专利文献，包括但不限于教科书和期刊文章等，均通过引用方式全文并入本文。
如上所述，本申请提供了一种变径流化床反应器，包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的第一反应区、第二反应区和任选的出口区，其中第二反应区从下至上包括与第一反应区连接的第一过渡段、等径或变径段、和任选的与出口区连接的第二过渡段，所述等径或变径段的最小直径大于所述第一反应区的直径和所述出口区的直径。
根据本申请，所谓“横截面呈大致圆形”是指横截面为圆形或者近似圆形的形状，例如椭圆形、卵圆形、正多边形等等，只要所述横截面的外接圆直径与内切圆直径的比值在1:0.9至1:1范围内即可。当所述横截面为近似圆形时，所谓“横截面的直径”，或者简称“直径”，是指所述横截面的外接圆直径与内切圆直径的平均值。
在本申请中，术语“等径段”是指沿垂直方向从下至上直径基本不变的反应区段，例如圆柱型式的反应区段。因此，对于“等径段”而言，其直径、最大直径和最小直径三者相同。
在本申请中，术语“变径段”是指沿垂直方向从下至上直径存在变化的反应区段，所述直径的变化可以是连续的也可以是不连续的，可以是线性的也可以是非线性的。例如，所述“变径段”可以是从下至上直径增大的“扩径段”，也可以是从下至上直径缩小的“缩径段”，还可以是从下至上直径先增大再缩小的“扩-缩径段”或者从下至上直径先缩小再增大的“缩-扩径段”，或者是其他具有更复杂的变径方式的反应区段，其中所述直径的增大和缩小可以是连续的也可以是不连续的，可以是线性的也可以是非线性的。对于“变径段”而言，其最大和最小直径分别是指其最大横截面和最小横截面的直径。
根据本申请，尽管所述第二反应区的“第一过渡段”和“第二过渡段”本身从下至上可能是等径的或者存在直径变化，但是它们在本申请中并不被称为“变径段”或“等径段”，也不构成本申请所述的“变径段”或“等径段”的一部分。
根据本申请，所谓直径“连续”地增大或缩小是指直径以线性或者非线性的方式连续不断地增大或缩小。作为从下至上直径连续增大的扩径段的例子，可以举出倒圆台形的扩径段，例如图1-a所示的倒圆台形；作为从下至上直径连续缩小的缩径段的例子，可以举出圆台形的缩径段，例如图1-b所示的圆台形。
根据本申请，所谓直径“不连续”地增大或缩小是指直径以不连续，例如阶梯式或跳跃式，的方式不断地增大或缩小。作为从下至上直径不连续地增大的扩径段的例子，可以举出从下至上由两段或更多段直径递增的圆柱构成的柱体型式；作为从下至上直径不连续地缩小的缩径段的例子，可以举出从下至上由两段或更多段直径递减的圆柱构成的柱体型式。
作为从下至上直径先增大再缩小的“扩-缩径段”的例子，可以举出下部呈倒圆台形而上部呈圆台形的柱体型式，或者由两段或更多段圆柱构成且由中部向上下两端各圆柱段的直径递减的柱体型式。作为从下至上直径先缩小再增大的“缩-扩径段”的例子，可以举出下部呈圆台形而上部呈倒圆台形的柱体型式，或者由两段或更多段圆柱构成且由中部向上下两端各圆柱段的直径递增的柱体型式。
作为示例，所述第二反应区的变径段可以为包括一个或多个圆台形段和/或倒圆台形段的柱体型式、或者包括两个或更多个圆柱段且所述圆柱段中的至少两个具有不同直径的柱体型式。优选地，所述变径段为由一个或多个圆台形段和/或一个或多个倒圆台形段与任选的用于连接相邻的圆台形段和/或倒圆台形段的连接段构成的柱体型式、或者为由两个或更多个圆柱段与任选的用于连接相邻的圆柱段的连接段构成的柱体型式，其中所述圆柱段中的至少两个具有不同的直径。
在某些优选的实施方式中，根据本申请的变径流化床反应器包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的第一反应区、第二反应区和任选的出口区，其中第二反应区从下至上包括与第一反应区连接的第一过渡段、至少一个等径段和任选的与出口区连接的第二过渡段，各等径段的直径均大于所述第一反应区的直径和所述出口区的直径。
在另一些优选的实施方式中，根据本申请的变径流化床反应器包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的第一反应区、第二反应区和任选的出口区，其中所述第二反应区从下至上包括与第一反应区连接的第一过渡段、变径段和任选的与出口区连接的第二过渡段，所述变径段的最小直径大于所述第一反应区的直径和所述出口区的直径。
进一步优选地，所述变径段由至少两个等径段和任选的连接相邻等径段的连接段组成，并且所述等径段中的至少两个具有不同的直径。
在优选的实施方式中，在所述第二反应区的底部设有一个或多个气固混合流体分配器，所述分配器包括具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间具有5-85度的夹角γ。
在优选的实施方式中，所述变径流化床反应器进一步包括沿垂直方向位于第一反应区下方并与之同轴布置的预提升段。
在进一步优选的实施方式中，所述变径流化床反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区和出口区的总高度可以为10-60米，例如为10、15、20、25、30、35、40、45、50、55或60米。
根据本申请，所述预提升段的作用是在预提升介质的存在下使再生催化剂向上运动并加速，其直径可以与常规等直径提升管反应器的预提升段相同，例如可以为0.02-5米，如0.02、0.05、0.1、0.5、1.0、1.5、2.0、2.5、3.0、3.5、4.0、4.5或5.0米，其高度可以占反应器总高度的5-10%，例如5%、6%、7%、8%、9%或10%。
根据本申请，所述第一反应区的结构和操作类似于常规的等直径提升管反应器，其直径可以为0.02-10米，例如0.02、0.05、0.1、0.5、1.0、1.5、2.0、2.5、3.0、3.5、4.0、4.5、5.0、5.5、6.0、6.5、7.0、7.5、8.0、8.5、9.0、9.5或10.0米，其高度可以占反应器总高度的10-30%，例如10%、15%、20%、25%或30%。当所述反应器包括预提升段时，所述第一反应区的直径可以与预提升段的直径大致相同，两者之比（即第一反应区直径与预提升段直径之比）可以为1.0-2.0:1，例如为1.0:1、1.2:1、1.4:1、1.6:1、1.8:1或2.0:1。
根据本申请，所述第二反应区的总高度可以占反应器总高度的30-60%，例如30%、35%、40%、45%、50%、55%或60%。
在优选的实施方式中，当所述第二反应区包括所述变径段时，该变径段的最大直径和最小直径与所述第一反应区的直径之比均在1.5-5.0:1的范围内，例如在1.5-4.5:1、1.5-4.0:1、1.5-3.5:1、2.0-5.0:1、2.5-5.0:1、3.0-5.0:1、2.0-4.5:1或2.5-4.0:1的范围内；当所述第二反应区包括所述至少一个等径段时，各等径段的直径与所述第一反应区的直径之比均在1.5-5.0:1的范围内，例如在1.5-4.5:1、1.5-4.0:1、1.5-3.5:1、2.0-5.0:1、2.5-5.0:1、3.0-5.0:1、2.0-4.5:1或2.5-4.0:1的范围内。
在优选的实施方式中，当所述第二反应区包括所述变径段时，该变径段的最大直径与最小直径之比可以为大于1.0:1至2.5:1，优选1.2-2.3:1，例如为1.2:1、1.4:1、1.5:1、1.6:1、1.8:1、1.9:1、2.0:1、2.1:1、2.2:1或2.3:1；当所述第二反应区包括所述至少一个等径段时，例如包括两个以上的等径段时，各等径段中直径最大的等径段的直径与直径最小的等径段的直径之比可以为1.0-2.5:1，优选1.2-2.3:1，例如为1.2:1、1.4:1、1.5:1、1.6:1、1.8:1、1.9:1、2.0:1、2.1:1、2.2:1或2.3:1。
在某些特别优选的实施方式中，例如在图5-a和图5-b所示的实施方式中，根据本申请的变径流化床反应器的第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、等径段和第二过渡段，其中所述等径段的高度占反应器总高度的30-60%，例如30%、35%、40%、45%、50%、55%或60%。
在另一些特别优选的实施方式中，例如在图5-c和图5-e所示的实施方式中，根据本申请的变径流化床反应器的第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、第一等径段、第一连接段、第二等径段、第二连接段、第三等径段和第二过渡段，其中第二等径段的直径与第一等径段的直径之比可以为大于1.0:1至2.5:1，优选1.2-2.3:1，例如为1.2:1、1.4:1、1.5:1、1.6:1、1.8:1、1.9:1、2.0:1、2.1:1、2.2:1或2.3:1；第三等径段的直径与第一等径段的直径之比可以为0.8-1.5:1，例如为0.8:1、0.9:1、1.0:1、1.1:1、1.2:1、1.3:1、1.4:1或1.5:1，第一等径段的高度可以占反应器总高度的5-15%，例如5%、6%、7%、8%、9%、10%、11%、12%、13%、14%或15%，第二等径段的高度可以占反应器总高度的20-45%，例如20%、25%、30%、35%、40%或45%，且第三等径段的高度可以占反应器总高度的0.1-5%，例如0.1%、0.2%、0.3%、0.5%、0.8%、1%、1.5%、2%、3%、4%或5%。
在另一些特别优选的实施方式中，例如在图5-d和图5-f所示的实施方式中，根据本申请的变径流化床反应器的第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、第一等径段、第一连接段、第二等径段和第二过渡段，其中第一等径段的直径与第二等径段的直径之比可以为大于1.0:1至2.5:1，优选1.2-2.3:1，例如为1.2:1、1.4:1、1.5:1、1.6:1、1.8:1、1.9:1、2.0:1、2.1:1、2.2:1或2.3:1；第一等径段的高度可以占反应器总高度的10-25%，例如10%、15%、20%或25%，且第二等径段的高度可以占反应器总高度的20-35%，例如20%、25%、30%或35%。
在另一些特别优选的实施方式中，根据本申请的变径流化床反应器的第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、第一等径段、第一连接段、第二等径段和第二过渡段，其中第二等径段的直径与第一等径段的直径之比可以为大于1.0:1至2.5:1，优选1.2-2.3:1，例如为1.2:1、1.4:1、1.5:1、1.6:1、1.8:1、1.9:1、2.0:1、2.1:1、2.2:1或2.3:1；第一等径段的高度可以占反应器总高度的5-15%，例如5%、6%、7%、8%、9%、10%、11%、12%、13%、14%或15%，且第二等径段的高度可以占反应器总高度的20-45%，例如20%、25%、30%、35%、40%或45%。
根据本申请，所述反应器的出口区（又称第三反应区）的作用在于防止催化裂化反应深度过大和抑制热裂化反应，提高气固流体流速，其结构类似于常规等直径提升管反应器顶部的出口部分，其直径与第一反应区的直径之比可以为0.8-1.5:1，例如为0.8:1、0.9:1、1.0:1、1.1:1、1.2:1、1.3:1、1.4:1或1.5:1，其高度可以占反应器总高度的0-20%，例如0%、5%、10%、15%或20%。
在某些优选的实施方式中，所述出口区的末端连接有水平管，以使其与后续的高效气固分离系统相连接。例如，当出口区的高度大于0时，所述水平管的一端可以与出口区相连，而另一端可以与沉降器相连；而当出口区的高度为0，即所述反应器实际上没有出口区时，水平管的一端可以直接与第二反应区相连，而另一端与后续的高效气固分离系统相连接。水平管的作用是将反应生成的产物与待生催化剂输送至分离系统进行气固分离，其直径由本领域技术人员根据具体情况确定。
根据本申请，所述第二反应区通过第一过渡段与第一反应区相连接，并且当设有出口区时，通过第二过渡段与该出口区相连接。
在某些优选实施方式中，所述第一和第二反应区的结合部位，即所述第一过渡段，可以为倒圆台形，例如图2-a所示的倒圆台形，其纵剖面等腰梯形的顶角α可以为30-80度，例如为30、35、40、45、50、55、60、65、70、75或80度。
在某些优选实施方式中，所述第二反应区与出口区的结合部位，即所述第二过渡段，可以为圆台形，例如图2-b所示的圆台形，其纵剖面等腰梯形的底角β可以为45-85度，例如为45、50、55、60、65、70、75、80或85度。
根据本申请，在优选的实施方式中，可以在所述第二反应区的第一过渡段内，在与所述第一过渡段相连的等径或变径段的底部，和/或在两者的连接部分，例如在第一和第二反应区结合部位的倒圆台形的第一过渡段内，设置一个或多个气固混合流体分配器，其结构和功能设置为在使气固混合流体均匀分布的同时，改变至少一部分的所述气固混合流体的流动方向。
优选地，所述分配器包括具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，进一步优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间具有5-85度，例如5、10、15、20、25、30、35、40、45、50、55、60、65、70、75、80或85度，的夹角γ。
根据本申请，所述气固混合流体分配器的横向分布板可以为水平分布板、凹式分布板或凸式分布板。
在某些特别优选的实施方式中，所述横向分布板上的开孔成对设置，并且与成对的两个开孔的孔口连接的分布管的轴向之间具有60-120度，例如60、65、70、75、80、85、90、95、100、105、110、115或120度，的夹角δ。
在某些优选的实施方式中，所述气固混合流体分配器进一步包括与所述横向分布板相连并与所述第二反应区同轴设置的圆筒形或圆锥筒形的侧板。
在某些进一步优选的实施方式中，在所述侧板上具有开孔和与所述开孔的孔口连接的分布管，优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间具有5-85度，例如5、10、15、20、25、30、35、40、45、50、55、60、65、70、75、80或85度，的夹角γ。
在某些特别优选的实施方式中，在所述侧板上具有一个或多个开口，优选具有环绕所述侧板的中心轴均匀分布的多个开口，即所述多个开口的中心线之间的夹角为360度/开口数目，所述开口的尺寸满足使流经所述分配器的气固混合流体的大部分，例如50-98%，经由所述开口进入所述第二反应区内，而剩余部分经由所述横向分布板上的分布管进入所述第二反应区内。
根据本申请，所述气固混合流体分配器可以独立于所述第一反应区设置，或者可以与第一反应区的出口区域耦合设置。例如，所述气固混合流体分配器独立设置时，其横向分布板或者侧板可以与所述第二反应区的侧壁相连；而当所述气固混合流体分配器与第一反应区的出口区域耦合设置时，其横向分布板或者侧板可以与第一反应区的出口区域相连。
根据本申请，所述气固混合流体分配器能够将高速的气固流体线速均匀地降低，将高速流化床平稳地转换到快速流化床，保证气固流动处于平稳运行，快速平稳地实现温度场和密度场的过渡。本发明设计的变径流化床反应器在炼油领域的优势具体表现在能够实现对催化转化和热裂化反应分别进行优化控制，从而获得高产率和高质量的目的产物；在化工领域的优势具体表现在可应用于甲醇制低碳烯烃工艺但不限于此，能够实现甲醇转化率与选择性明显改善。所述气固混合流体分配器在所述反应温度范围内结构稳定，不易发生塑性变形，可用于装置大型化。
根据本申请，所述分布管可以采用本领域常规用于制作此类分布管的材料制成，例如可以为陶瓷内芯耐磨管。
图3-4示出了本申请所用的气固混合流体分配器的一些优选实施方式。
在图3-a和图3-b所示的实施方式中，所述气固混合流体分配器独立于所述第一反应区，设置在第二反应区中与第一过渡段相连的等径或变径段的底部，包括与第二反应区侧壁相连的具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且各分布管的轴向与垂直方向之间具有夹角γ，该夹角可以在5-85度的范围内，例如为5、10、15、20、25、30、35、40、45、50、55、60、65、70、75、80或85度。所述横向分布板为凸式分布板且所述开孔成对设置，与成对的两个开孔的孔口连接的分布管的轴向之间具有夹角δ，该夹角可以在60-120度的范围内，例如为60、65、70、75、80、85、90、95、100、105、110、115或120度。
优选地，在图3-a和图3-b所示的实施方式中，所述横向分布板上的所述开孔的开孔面积是第一反应区出口面积的0.5-2.0倍，优选为0.8-1.2倍。
在图4-a所示的实施方式中，所述气固混合流体分配器独立于所述第一反应区，设置在第二反应区中第一过渡段和与之相连的等径或变径段的连接部分，包括与第二反应区侧壁相连的具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，所述横向分布板包括外围的环状分布板和中间的水平分布板两部分，两部分之间通过圆筒形的侧板相连，所述侧板上同样具有开孔和与所述开孔的孔口相连的分布管。优选地，所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间同样可具有上述的夹角γ。
优选地，在图4-a所示的实施方式中，所述横向分布板上的所述开孔的开孔面积是第一反应区出口面积的0.1-0.5倍，优选为0.1-0.2倍，所述侧板上的所述开孔的开孔面积是第一反应区出口面积的0.5-2.0倍，优选为0.8-1.2倍。
在图4-b所示的实施方式中，所述气固混合流体分配器独立于所述第一反应区，设置在第二反应区中第一过渡段和与之相连的等径或变径段的连接部分，包括具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间同样可具有上述的夹角γ。所述横向分布板为凹式分布板，中心具有开口，外缘通过圆筒形的侧板与第二反应区的侧壁相连，所述侧板上未设置开孔和分布管。
优选地，在图4-b所示的实施方式中，所述横向分布板上的所述开孔的开孔面积是第一反应区出口面积的0.5-2.0倍，优选为0.8-1.2倍；中心开口的开口面积是第一反应区出口面积的0.1-1.0倍，优选0.25-1.0倍。
在图4-c所示的实施方式中，所述气固混合流体分配器与所述第一反应区的出口区域耦合，设置在第二反应区中第一过渡段和与之相连的等径或变径段的连接部分，包括具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间同样可具有上述的夹角γ。所述横向分布板为凸式分布板，下部通过圆筒形的侧板与第一反应区的出口区域相连，所述侧板的四周均匀设置有开口，开口形状可以为圆形、长方形、正多边形或者其他形状，开口尺寸使得来自第一反应区的气固混合流体的大部分（如50-98%）经由所述侧板上的开口进入所述第二反应区，而剩余的少量气固混合流体经由所述横向分布板上的分布管进入所述第二反应区。
优选地，在图4-c所示的实施方式中，所述横向分布板上的所述开孔的开孔面积是第一反应区出口面积的0.01-0.2倍，优选为0.02-0.1倍；所述侧板上的所述开口的开口面积是第一反应区出口面积的0.5-2.0倍，优选为0.8-1.2倍。
图5-a至图5-f示出了根据本申请的变径流化床反应器的一些优选实施方式。
在图5-a和图5-b所示的实施方式中，所述变径流化床反应器包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的预提升段2、第一反应区5、第二反应区9和出口区11，其中第二反应区9进一步包括与第一反应区5连接的第一过渡段8、等径段和与出口区11连接的第二过渡段14，出口区11的末端连接有水平管12。在图5-a所示的实施方式中，在第二反应区9的等径段的底部设置有图3-a和3-b所示型式的气固混合流体分配器7；而在图5-b所示的实施方式中，在第二反应区9的等径段与第一过渡段8的连接部分设置有图4-c所示型式的气固混合流体分配器7。
在图5-c和图5-e所示的实施方式中，所述变径流化床反应器包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的预提升段2、第一反应区5、第二反应区9和出口区11，其中第二反应区9进一步包括与第一反应区5连接的第一过渡段8、第一等径段I、第一连接段、第二等径段II、第二连接段、第三等径段III和与出口区11连接的第二过渡段14，出口区11的末端连接有水平管12。在图5-c所示的实施方式中，在第二反应区9的第一过渡段8与第一等径段I的连接部分设置有图4-c所示型式的气固混合流体分配器7。
在图5-d和图5-f所示的实施方式中，所述变径流化床反应器包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的预提升段2、第一反应区5、第二反应区9和出口区11，其中第二反应区9进一步包括与第一反应区5连接的第一过渡段8、第一等径段I、第一连接段、第二等径段II和与出口区11连接的第二过渡段14，出口区11的末端连接有水平管12。在图5-d所示的实施方式中，在第二反应区9的第一过渡段8与第一等径段I的连接部分设置有图4-c所示型式的气固混合流体分配器7。
在图5-a至图5-f所示的实施方式中，所述预提升段2、第一反应区5、第二反应区9和出口区11的直径和高度的尺寸及比例设置如上文所述，在此不再赘述。
根据本申请，所述反应器的原料入口部位、预提升介质入口部位、再生催化剂入口部位、原料雾化方式、原料与催化剂混合方式等均可以与常规的等直径提升管反应器相同，并且所述反应器也可以与常规等直径提升管反应器类似的方式和条件进行操作。此外，所述反应器的材质要求与常规的等直径提升管反应器完全相同。
当根据本申请的反应器用于同种原料一次进料时，可以在第一和第二反应区内控制不同的条件，进行不同的反应以获得所需的目的产物。例如，在第一反应区内气体和催化剂混合后，可在较高的反应温度和剂油比、较短的停留时间的条件下，进行以一次裂化为主的反应；而在第二反应区内由于反应区直径的增大，使气体和催化剂的速度得以降低，并可通过注入冷激介质或设置换热设备来控制该区的反应温度。例如，当需要降低该区反应温度时，可以从该区与第一反应区的结合部位（如第一过渡段）或者该反应区的中部注入冷激介质，或者在该区设置取热设备，取走部分热量以降低该区的反应温度，从而达到抑制二次裂化反应、增加烷基化反应和氢转移反应的目的。当需要提高该区的反应温度时，可以在第二反应区底部注入热源介质，以抑制烷基化和氢转移反应、增加裂化反应，提高富含气体烯烃的液化气和富含芳烃汽油的收率。
根据本申请，所述冷激介质可以是选自冷激剂、冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂中的一种或两种以上的任意比例的混合物，其中所述冷激剂可以是选自液化气、粗汽油、稳定汽油、柴油、重柴油和水中的一种或两种以上的任意比例的混合物；所述冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂是待生催化剂分别经两段再生和一段再生后冷却得到的，再生催化剂的碳含量为0.1重%以下，优选为0.05重%以下，半再生催化剂的碳含量为0.1-0.9重%，优选为0.15-0.7重%。
根据本申请，所述热源介质可以是高温再生催化剂、高温半再生催化剂或/和由热交换设备输送热量。
当根据本申请的反应器用于一种 、两种或两种以上原料的分段进料时，同样可以在不同的反应区内控制不同的反应条件以获得所需的目的产物。例如，难以反应的原料（例如烷烃）可以从第一反应区底部进入，在第一反应区发生一次反应，在第二反应区发生二次反应；而易于反应的原料（例如烯烃和甲醇）可以从第一与第二反应区的结合部位进入，在第二反应区发生反应，从而获得所需的目的产物；对于特别容易反应的原料可以从第二反应区与出口区的结合部位进入，在出口区发生反应，从而进一步优化目的产物的选择性。
根据本申请的反应器适用的原料可以是有机化合物，也可以是无机化合物。例如，有机化合物可以是烷烃、烯烃等烃类，也可以是甲醇、乙醇等烃类衍生物，具体地说，烃类是指纯烃化合物、不同沸程的石油馏分、渣油或原油，通常是常压塔顶油、汽油、催化汽油、柴油、减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢处理渣油、加氢裂化渣油和页岩油、或者它们的任意混合物。
根据本申请的反应器可适用现有的所有类型的分子筛催化剂，例如活性组分选自含或不含稀土和/或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石、具有五元环结构的高硅沸石、和镁碱沸石中的一种或两种以上的任意比例的混合物的催化剂，以及无定型硅铝催化剂。
根据本申请的反应器可适用具有不同物理性能的催化剂，所述具有不同物理性能的催化剂可以是大小不同颗粒的催化剂，或高低表观堆积密度的催化剂。所述大小不同颗粒的催化剂或高低表观堆积密度的催化剂上的活性组分可以选用不同类型的沸石，所述沸石可以选自Y型沸石、HY型沸石、超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、SAPO系列沸石、镁碱沸石中的一种或两种以上的任意比例的混合物，该沸石可以含稀土和/或磷，也可以不含稀土和磷。大小不同颗粒的催化剂或高低表观堆积密度的催化剂可以分别进入不同的反应区，例如，含有超稳Y型沸石的大颗粒的催化剂进入第一反应区，增加裂化反应，含有ZSM-5沸石的小颗粒催化剂进入第二反应区，增加芳构化反应，大小不同颗粒的催化剂在同一汽提器汽提和同一再生器再生，然后分离出大颗粒和小颗粒催化剂，小颗粒催化剂进入第二反应区。优选地，大小不同颗粒的催化剂是以30-40微米之间分界，高低表观堆积密度的催化剂是以0.6-0.7g/cm3之间分界。
根据本申请的反应器可以用于制取不同的目的产物，例如制取异丁烷和富含异构烷烃的汽油；制取适量的丙烯、异丁烷和富含异构烷烃的汽油；制取最大产率的气体烯烃和富含芳烃的汽油；制取最大产率的乙烯和丙烯；制取最大产率的柴油；本发明的反应器适用的工艺条件包括：反应温度为400-750℃，优选为420-700℃，更优选为450-700℃；反应时间为2-40秒，优选为2.5-33秒，更优选为3-25秒；催化剂与反应原料的重量比（简称剂油比）为3-40:1，优选为4-35:1；水蒸汽与反应原料的重量比（简称水油比）为0.01-1.0:1，优选为0.02-0.8:1；反应压力为0.10-5.0 MPa（绝压），优选为0.2-3.0 MPa（绝压）。
在第二方面，本申请提供了一种流化催化反应系统，包括流化催化反应器、催化剂分离设备和催化剂再生器，
所述流化催化反应器设置有底部的催化剂入口、下部的原料进料口和顶部的出口，所述催化剂分离设备设置有入口、催化剂出口和反应产物出口，所述催化剂再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，
所述流化催化反应器的催化剂入口与所述催化剂再生器的催化剂出口流体连通，所述流化催化反应器的出口与所述催化剂分离设备的入口流体连通，所述催化剂分离设备的催化剂出口与所述催化剂再生器的催化剂入口流体连通。
在优选的实施方式中，所述流化催化反应器包括一个或多个根据本申请的变径流化床反应器。
在某些进一步优选的实施方式中，所述流化催化反应器进一步包括一个或多个与本申请的变径流化床反应器串联和/或并联的其它形式的反应器，例如稀相输送床、密相流化床、快速流化床等。
在另一些进一步优选的实施方式中，所述流化催化反应器由本申请的变径流化床反应器构成。
根据本申请，所述催化剂分离设备和催化剂再生器可采用本领域技术人员所熟知的设备。例如，所述催化剂分离设备可以包括旋风分离器、沉降器和汽提器等。
在第三方面，本申请提供了一种流化催化反应方法，包括使反应原料与固体催化剂在根据本申请的变径流化床反应器或者根据本申请的流化催化反应系统中接触反应的步骤。
根据本申请，所述反应原料可以是有机化合物，也可以是无机化合物。例如，有机化合物可以是烷烃、烯烃等烃类，也可以是甲醇、乙醇等烃类衍生物，具体地说，烃类是指纯烃化合物、不同沸程的石油馏分、渣油或原油，通常是常压塔顶油、汽油、催化汽油、柴油、减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢处理渣油、加氢裂化渣油和页岩油、或者它们的任意混合物。
根据本申请，所述反应的反应条件可以由本领域技术人员根据所用的反应原料和目标产物进行选择。
在某些优选的实施方式中，所述反应可以在如下条件下进行：
反应温度为400-750℃，优选为420-700℃，更优选为450-700℃；
反应时间为2-40秒，优选为2.5-33秒，更优选为3-25秒；
催化剂与反应原料的重量比为3-40:1，优选为4-35:1；
水蒸汽与反应原料的重量比为0.01-1.0:1，优选为0.02-0.8:1；以及
反应压力为0.10-5.0 MPa（绝压），优选为0.2-3.0 MPa（绝压）。
在某些特别优选的实施方式中，所述第一反应区内的反应条件包括：
反应温度为450-700℃，优选500-680℃，反应时间为0.1-10.0秒，优选0.5-8.0秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.0 MPa（绝压），优选0.2-3.0 MPa（绝压）；
且所述第二反应区内的反应条件包括：
反应温度400-650℃，优选420-600℃，反应时间为1.9-30秒，优选2-25秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.0 MPa（绝压），优选0.2-3.0 MPa（绝压）。
在另一些优选的实施方式中，所述方法用于由烃油制备异丁烷和富含异构烷烃的汽油，包括使烃油原料与固体催化剂在根据本申请的变径流化床反应器或者根据本申请的流化催化反应系统中接触反应，以及分离所得的反应产物得到异丁烷和所述富含异构烷烃的汽油的步骤。
进一步优选地，所述第一反应区内的反应条件包括：
反应温度为500-700℃，优选530-680℃，反应时间为0.1-10.0秒，优选0.5-8.0秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.0MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）；
且所述第二反应区内的反应条件包括：
反应温度为470-670℃，优选500-650℃，反应时间为1.1-20秒，优选2-20秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.00 MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）。
更进一步优选地，所述反应在如下条件下进行：第一反应区温度较高，反应时间较短，第二反应区温度较低，比第一反应区出口温度低5-30℃，反应时间较长，比第一反应区反应时间增加1-10秒。
进一步优选地，所用的固体催化剂可选自含Y型沸石较多的催化剂，例如Y型沸石含量占总活性组元重量的50%以上，更优选在80%以上。
进一步优选地，所用的烃油原料可选自重质烃类，如常压渣油、加氢重油。
在某些优选的实施方式中，所述方法用于由烃油制备气体烯烃，包括使烃油原料与固体催化剂在根据本申请的变径流化床反应器或者根据本申请的流化催化反应系统中接触反应，以及分离所得的反应产物得到所述气体烯烃的步骤。
进一步优选地，所述第一反应区内的反应条件包括：
反应温度为500-700℃，优选530-680℃，反应时间为0.1-10.0秒，优选0.5-8.0秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.0MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）；
且所述第二反应区内的反应条件包括：
反应温度为490-670℃，优选500-650℃，反应时间为2.1-30秒，优选2.5-28秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.00 MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）。
更进一步优选地，所述反应在如下条件下进行：第一反应温度较高，反应时间较短，第二反应区温度可调控，比第一反应区出口温度低10-30℃，反应时间较长，比第一反应区反应时间增加2-20秒。
进一步优选地，所用的固体催化剂可选自ZSM-5系列沸石、SAPO系列沸石和含尽可能少的Y型沸石，例如Y型沸石含量占总活性组元重量的20%以下的催化剂，更优选不含Y型沸石的催化剂。
进一步优选地，所用的烃油原料可选自链烃含量较高的重质烃类，如石蜡基烃类、页岩油、F-T合成油，烯烃叠合物。
进一步优选地，所述方法进一步包括从所得的反应产物中分离出丙烯、丁烯、汽油和重油；将重油经加氢处理后生成加氢重油，并将加氢重油与烃油原料混合作为进料由第一反应区底部注入。更进一步优选地，所述方法进一步包括从所述汽油中分离出烯烃、烷烃和芳烃，将丁烯经叠合处理后生成烯烃叠合物，并将汽油烯烃和烯烃叠合物经混合后注入第二反应区的中下部。
进一步优选地，所述变径流化床反应器的第二反应区包括位于下部的第一等径段和位于中上部的直径相比第一等径段增大的第二等径段，以及位于两者之间的连接段，其中所述汽油烯烃和烯烃叠合物经混合后在所述连接段处注入所述第二反应区（例如图5-c和图5-e所示）。
在某些优选的实施方式中，所述方法用于由烃类衍生物原料制备气体烯烃，包括使烃类衍生物原料与固体催化剂在根据本申请的变径流化床反应器或者根据本申请的流化催化反应系统中接触反应，以及分离所得的反应产物得到所述气体烯烃的步骤。
进一步优选地，在所述方法中，烃类衍生物从第二反应区的底部注入与催化剂接触反应，从第二反应区底部引出部分带反应中间物的催化剂，并将其引入所述变径流化床反应器的底部，与引入该反应器底部的再生催化剂在第一反应区内混合，修饰混合催化剂上的炭含量。
更进一步优选地，所述第一反应区仅作为催化剂的混合区间，其内的条件包括：
温度为400-600℃，优选430-550℃，压力为0.5-5.0MPa（绝压），优选0.7-3.0 MPa（绝压）；
所述第二反应区内的反应条件包括：
反应温度为400-550℃，优选420-530℃，反应时间为0.5-30秒，优选2-20秒，反应压力为0.5-5.00 MPa（绝压），优选0.7-3.0 MPa（绝压）；
且所述出口区（第三反应区）内的反应条件包括：
反应温度为420-620℃，优选450-580℃，反应时间为0.01-2秒，优选0.05-1秒，反应压力为0.5-5.0 MPa（绝压），优选0.7-3.0 MPa（绝压）。
更进一步优选地，所述反应在如下条件下进行：第一反应区仅作为催化剂的混合区间，烃类衍生物注入第二反应区，反应温度为400-550℃；然后快速通过出口区，反应温度较高以裂解反应物中大分子。
进一步优选地，所用的固体催化剂选自SAPO系列沸石或/和ZSM-5系列沸石催化剂。
进一步优选地，所用的烃类衍生物原料选自醇类，如甲醇。
在某些优选的实施方式中，所述方法用于由烃油和烃类衍生物原料制备气体烯烃，包括将烃油原料注入根据本申请的变径流化床反应器的第一反应区的底部与固体催化剂接触反应，将烃类衍生物原料注入第二反应区的中部进行反应，以及分离所得的反应产物得到所述气体烯烃的步骤。
进一步优选地，所述变径流化床反应器的第二反应区包括位于中下部的第一等径段和位于中上部的直径相比第一等径段缩小的第二等径段，以及位于两者之间的连接段，其中将所述烃类衍生物原料在所述连接段处注入所述第二反应区（例如图5-d或图5-f所示）。
进一步优选地，所述第一反应区内的反应条件包括：
反应温度为500-700℃，优选530-680℃，反应时间为0.1-10.0秒，优选0.5-8.0秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.0MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）；
所述第二反应区内的反应条件包括：
反应温度为490-670℃，优选500-650℃，反应时间为2.0-30秒，优选2.5-20秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.00 MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）；
且所述出口区（第三反应区）内的反应条件包括：
反应温度为420-620℃，优选450-580℃，反应时间为0.01-2秒，优选0.05-1秒，反应压力为0.5-5.0 MPa（绝压），优选0.7-3.0 MPa（绝压）。
更进一步优选地，所述反应在如下条件下进行：第一反应温度较高，反应时间较短，第二反应区中下部温度可调控，比第一反应区出口温度低10-30℃，反应时间较长，比第一反应区反应时间增加2-20秒；第二反应区中上部反应温度为450-500℃，然后快速通过出口区，反应温度较高以裂解反应物中大分子。
进一步优选地，所用的固体催化剂选自ZSM-5系列沸石、含或不含SAPO系列沸石的催化剂、含或不含Y型沸石的催化剂。
进一步优选地，所用的烃油原料选自链烃含量较高的重质烃类，如石蜡基烃类、页岩油、F-T合成油，烯烃叠合物。
进一步优选地，所用的烃类衍生物原料选自醇类，如甲醇。
下面结合附图对在某些实施方式中，采用本发明反应器进行流化催化反应的工艺流程作进一步的说明。
如图5-a和图5-b所示，预提升介质经预提升介质管线1从预提升段2进入，热的再生催化剂经再生斜管3进入预提升段2，由预提升介质进行提升。预热后的反应原料和雾化蒸汽经进料管线4从预提升段2进入，与热催化剂混合后进入第一反应区5内，在一定条件下进行一次反应。反应物流经气固混合流体分配器7分配之后，与经管线6引入第一过渡段8的冷激介质或另外的反应原料进一步混合，然后在第二反应区中进行二次反应。
如图5-c到图5-f所示，预提升介质经预提升介质管线1从预提升段2进入，热的再生催化剂经再生斜管3进入预提升段2，由预提升介质进行提升。预热后的反应原料和雾化蒸汽经进料管线4从预提升段2进入，与热催化剂混合后进入第一反应区5内，在一定条件下进行一次反应。反应物流经过或不经过气固混合流体分配器7分配、进入第二反应区的下部（如第一等径段I）进行二次反应，而后与经管线6引入第二反应区中部（如第一连接段）的冷激介质或另外的反应原料混合，并进一步反应。
如果经管线6引入的物流是冷激剂，其作用为降低第二反应区的温度，从而有利于二次反应中的诸如烷基化和氢转移等的反应；如果经管线6引入的物流是另外的反应原料，其可以在第二反应区中发生反应。任选地，经管线10向第二过渡段14中进一步引入冷激剂和/或催化剂，与来自第二反应区的反应物流混合，在出口区11中进一步反应，所得反应物流最后从水平管12流出，经管线13引入后续的催化剂分离设备和产物分离设备。
在优选的实施方式中，本申请提供了如下的技术方案：
项目1. 一种变径流化床反应器，包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的第一反应区、第二反应区和任选的出口区，其中所述第二反应区从下至上包括与第一反应区连接的第一过渡段、变径段和任选的与出口区连接的第二过渡段，且所述变径段的最小直径大于所述第一反应区的直径和所述出口区的直径，
优选地，所述变径段由至少两个等径段和任选的连接相邻等径段的连接段组成，并且所述等径段中的至少两个具有不同的直径。
项目2. 根据项目1所述的变径流化床反应器，其中在所述第二反应区的底部设有一个或多个气固混合流体分配器，所述分配器包括具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间具有5-85度的夹角γ。
项目3. 一种变径流化床反应器，包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的第一反应区、第二反应区和任选的出口区，其中第二反应区从下至上包括与第一反应区连接的第一过渡段、至少一个等径段和任选的与出口区连接的第二过渡段，各等径段的直径均大于所述第一反应区的直径和所述出口区的直径，并且在所述第二反应区的底部设有一个或多个气固混合流体分配器，所述分配器包括具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间具有5-85度的夹角γ。
项目4. 根据项目1-3中任一项所述的变径流化床反应器，进一步包括沿垂直方向位于第一反应区下方并与之同轴布置的预提升段，
优选地，所述反应器包括出口区，并且在所述出口区的末端连接有水平管。
项目5. 根据项目4所述的变径流化床反应器，其中所述的预提升段、第一反应区、第二反应区和出口区的总高度为10-60米。
项目6. 根据项目4或5所述的变径流化床反应器，其中所述预提升段的直径为0.02-5米，其高度占反应器总高度的5-10%。
项目7. 根据项目4-6中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述第一反应区的直径与预提升段的直径之比为1.0-2.0:1，其高度占反应器总高度的10-30%。
项目8. 根据项目1-7中任一项所述的变径流化床反应器，其中当所述第二反应区包括所述变径段时，该变径段的最大直径和最小直径与第一反应区的直径之比均在1.5-5.0:1的范围内，或者，
当所述第二反应区包括所述至少一个等径段时，各等径段的直径与第一反应区的直径之比均在1.5-5.0:1的范围内。
项目9. 根据项目1-8中任一项所述的变径流化床反应器，其中当所述第二反应区包括所述变径段时，该变径段的最大直径与最小直径之比在大于1.0:1至2.5:1的范围内，优选在1.2-2.3:1的范围内，或者
当所述第二反应区包括所述至少一个等径段时，各等径段中直径最大的等径段的直径与直径最小的等径段的直径之比在1.0:1至2.5:1的范围内，优选在1.2-2.3:1的范围内，
优选地，所述第二反应区的总高度占反应器总高度的30-60%。
项目10. 根据项目1-9中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述出口区直径与第一反应区的直径之比为0.8-1.5:1，其高度占反应器总高度的0-20%。
项目11. 根据项目1-10中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述第一过渡段为倒圆台形，其纵剖面等腰梯形的顶角α为30-80度。
项目12. 根据项目2-11中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述气固混合流体分配器设置在所述第二反应区的第一过渡段内，在与所述第一过渡段相连的等径段或变径段的底部，和/或在两者的连接部分。
项目13. 根据项目1-12中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述第二过渡段为圆台形，其纵剖面等腰梯形的底角β为45-85度。
项目14. 根据项目2-13中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述气固混合流体分配器的横向分布板为水平分布板、凹式分布板或凸式分布板。
项目15. 根据项目2-14中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述气固混合流体分配器进一步包括与所述横向分布板相连并与所述第二反应区同轴设置的圆筒形或圆锥筒形的侧板。
项目16. 根据项目15所述的变径流化床反应器，其中所述侧板上具有开孔和与所述开孔的孔口连接的分布管，优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间具有5-85度的夹角γ。
项目17. 根据项目15所述的变径流化床反应器，其中所述侧板上具有至少一个开口，优选具有环绕所述侧板的中心轴均匀分布的多个开口，所述开口的尺寸满足使流经所述分配器的气固混合流体的50-98%经由所述开口进入所述第二反应区内，而剩余部分经由所述横向分布板上的分布管进入所述第二反应区内。
项目18. 根据项目2-17中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述横向分布板与所述第二反应区的侧壁和/或所述第一反应区的出口区域直接相连，和/或通过所述侧板与所述第二反应区的侧壁和/或所述第一反应区的出口区域相连。
项目19. 根据项目2-18中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述横向分布板上的开孔成对设置，并且与成对的两个开孔的孔口连接的分布管的轴向之间具有60-120度的夹角δ。
项目20. 根据项目1-19中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、第一等径段、第一连接段、第二等径段、第二连接段、第三等径段和任选的第二过渡段，其中第二等径段的直径与第一等径段的直径之比为大于1.0:1至2.5:1，优选1.2-2.3:1；第三等径段的直径与第一等径段的直径之比为0.8-1.5:1，第一等径段的高度占反应器总高度的5-15%，第二等径段的高度占反应器总高度的20-45%，且第三等径段的高度占反应器总高度的0.1-5%。
项目21. 根据项目1-19中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、第一等径段、第一连接段、第二等径段和任选的第二过渡段，其中第一等径段的直径与第二等径段的直径之比为大于1.0:1至2.5:1，优选1.2-2.3:1；第一等径段的高度占反应器总高度的10-25%，且第二等径段的高度占反应器总高度的20-35%。
项目22. 根据项目1-19中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、第一等径段、第一连接段、第二等径段和任选的第二过渡段，其中第二等径段的直径与第一等径段的直径之比为大于1.0:1至2.5:1，优选1.2-2.3:1；第一等径段的高度占反应器总高度的5-15%，且第二等径段的高度占反应器总高度的20-45%。
项目23. 根据项目1-19中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、等径段和任选的第二过渡段，其中所述等径段的高度占反应器总高度的30-60%。
项目24. 一种流化催化反应系统，包括流化催化反应器、催化剂分离设备和催化剂再生器，
所述流化催化反应器设置有底部的催化剂入口、下部的原料进料口和顶部的出口，所述催化剂分离设备设置有入口、催化剂出口和反应产物出口，所述催化剂再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，
所述流化催化反应器的催化剂入口与所述催化剂再生器的催化剂出口流体连通，所述流化催化反应器的出口与所述催化剂分离设备的入口流体连通，所述催化剂分离设备的催化剂出口与所述催化剂再生器的催化剂入口流体连通，
其中，所述流化催化反应器包括一个或多个根据项目1-23中任一项所述的变径流化床反应器。
项目25. 一种流化催化反应方法，包括使反应原料与固体催化剂在根据项目1-23中任一项所述的变径流化床反应器或者根据项目24所述的流化催化反应系统中接触反应的步骤。
项目26. 根据项目25所述的方法，其中所述反应原料选自烃类和烃类衍生物，所述烃类衍生物例如甲醇和乙醇，所述烃类例如纯烃化合物、不同沸程的石油馏分、渣油或原油，包括但不限于常压塔顶油、汽油、催化汽油、柴油、减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢处理渣油、加氢裂化渣油和页岩油、或者它们的任意混合物。
项目27. 根据项目25或26所述的方法，其中所述反应在如下条件下进行：
反应温度为400-750℃，优选为420-700℃，更优选为450-700℃；
反应时间为2-40秒，优选为2.5-33秒，更优选为3-25秒；
催化剂与反应原料的重量比为3-40:1，优选为4-35:1；
水蒸汽与反应原料的重量比为0.01-1.0:1，优选为0.02-0.8:1；以及
反应压力为0.10-5.0 MPa（绝压），优选为0.2-3.0 MPa（绝压）。
项目28. 根据项目25-27中任一项所述的方法，其中，所述第一反应区内的反应条件包括：
反应温度为450-700℃，优选500-680℃，反应时间为0.1-10.0秒，优选0.5-8.0秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.0 MPa（绝压），优选0.2-3.0 MPa（绝压）；
且所述第二反应区内的反应条件包括：
反应温度400-650℃，优选420-600℃，反应时间为1.9-30秒，优选2-25秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.0 MPa（绝压），优选0.2-3.0 MPa（绝压）。
项目29. 根据项目25-28中任一项所述的方法，用于由烃油制备异丁烷和富含异构烷烃的汽油，包括使烃油原料与固体催化剂接触反应，以及分离所得的反应产物得到异丁烷和所述富含异构烷烃的汽油的步骤，
其中，所述第一反应区内的反应条件包括：
反应温度为500-700℃，优选530-680℃，反应时间为0.1-10.0秒，优选0.5-8.0秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.0MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）；
且所述第二反应区内的反应条件包括：
反应温度为470-670℃，优选500-650℃，反应时间为1.1-20秒，优选2-20秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.00 MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）。
项目30. 根据项目29所述的方法，其中所用的固体催化剂选自含Y型沸石较多的催化剂，例如Y型沸石含量占总活性组元重量的50%以上，更优选80%以上。且所用的烃油原料选自重质烃类，如常压渣油、加氢重油。
项目31. 根据项目25-28中任一项所述的方法，用于由烃油制备气体烯烃，包括使烃油原料与固体催化剂接触反应，以及分离所得的反应产物得到所述气体烯烃的步骤，
其中，所述第一反应区内的反应条件包括：
反应温度为500-700℃，优选530-680℃，反应时间为0.1-10.0秒，优选0.5-8.0秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.0MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）；
且所述第二反应区内的反应条件包括：
反应温度为490-670℃，优选500-650℃，反应时间为2.1-30秒，优选2.5-28秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.00 MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）。
项目32. 根据项目31所述的方法，其中所用的固体催化剂选自ZSM-5系列沸石、SAPO系列沸石和含尽可能少的Y型沸石，如 Y型沸石含量占总活性组元重量的20%以下的催化剂，更优选无Y型沸石的催化剂，且所用的烃油原料选自链烃含量较高的重质烃类，如石蜡基烃类、页岩油、F-T合成油，烯烃叠合物。
项目33. 根据项目31或32所述的方法，其中所述方法进一步包括从所得的反应产物中分离出丙烯、丁烯、汽油和重油；将重油经加氢处理后生成加氢重油，并将加氢重油与烃油原料混合作为进料由第一反应区底部注入。
项目34. 根据项目33所述的方法，其中所述方法进一步包括从所述汽油中分离出烯烃、烷烃和芳烃，将丁烯经叠合处理后生成烯烃叠合物，并将汽油烯烃和烯烃叠合物经混合后注入第二反应区的中下部。
项目35. 根据项目34所述的方法，其中所述变径流化床反应器的第二反应区包括位于下部的第一等径段和位于中上部的直径相比第一等径段增大的第二等径段，以及位于两者之间的连接段，其中所述汽油烯烃和烯烃叠合物经混合后在所述连接段处注入所述第二反应区。
项目36. 根据项目25-28中任一项所述的方法，其中所述方法用于由烃类衍生物原料制备气体烯烃，包括使烃类衍生物原料与固体催化剂接触反应，以及分离所得的反应产物得到所述气体烯烃的步骤，
其中所述烃类衍生物从第二反应区的底部注入与所述催化剂接触反应区，从第二反应区底部引出部分带反应中间物的催化剂，并将其引入所述变径流化床反应器的底部，与引入该反应器底部的再生催化剂在第一反应区内混合，修饰混合催化剂上的炭含量。
项目37. 根据项目36所述的方法，其中，所述第一反应区仅作为催化剂的混合区间，其内的条件包括：
温度为400-600℃，优选430-550℃，压力为0.5-5.0MPa（绝压），优选0.7-3.0 MPa（绝压）；
所述第二反应区内的反应条件包括：
反应温度为400-550℃，优选420-530℃，反应时间为0.5-30秒，优选2-20秒，反应压力为0.5-5.00 MPa（绝压），优选0.7-3.0 MPa（绝压）；
且所述出口区（第三反应区）内的反应条件包括：
反应温度为420-620℃，优选450-580℃，反应时间为0.01-2秒，优选0.05-1秒，反应压力为0.5-5.0 MPa（绝压），优选0.7-3.0 MPa（绝压）。
项目38. 根据项目36或37所述的方法，其中所用的固体催化剂选自SAPO系列沸石或/和ZSM-5系列沸石催化剂，且所用的烃类衍生物原料选自醇类，如甲醇。
项目39. 根据项目25-28中任一项所述的方法，其中所述方法用于由烃油和烃类衍生物原料制备气体烯烃，包括将烃油原料注入所述变径流化床反应器的第一反应区的底部与固体催化剂接触反应，将烃类衍生物原料注入第二反应区的中部进行反应，以及分离所得的反应产物得到所述气体烯烃的步骤。
项目40. 根据项目39所述的方法，其中所述变径流化床反应器的第二反应区包括位于中下部的第一等径段和位于中上部的直径相比第一等径段缩小的第二等径段，以及位于两者之间的连接段，其中将所述烃类衍生物原料在所述连接段处注入所述第二反应区。
项目41. 根据项目39或40所述的方法，其中所述第一反应区内的反应条件包括：
反应温度为500-700℃，优选530-680℃，反应时间为0.1-10.0秒，优选0.5-8.0秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.0MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）；
所述第二反应区内的反应条件包括：
反应温度为490-670℃，优选500-650℃，反应时间为2.0-30秒，优选2.5-20秒，催化剂与原料的重量比为3-40∶1，优选5-35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.01-1.0∶1，优选0.02-0.8∶1，反应压力为0.1-5.00 MPa（绝压），优选0.1-3.0 MPa（绝压）；
且所述出口区（第三反应区）内的反应条件包括：
反应温度为420-620℃，优选450-580℃，反应时间为0.01-2秒，优选0.05-1秒，反应压力为0.5-5.0 MPa（绝压），优选0.7-3.0 MPa（绝压）。
项目42. 根据项目39-41中任一项所述的方法，其中所用的固体催化剂选自ZSM-5系列沸石、含或不含SAPO系列沸石的催化剂、含或不含Y型沸石的催化剂，所用的烃油原料选自链烃含量较高的重质烃类，如石蜡基烃类、页岩油、F-T合成油，烯烃叠合物，且所用的烃类衍生物原料选自醇类，如甲醇。
实施例
下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。实施例、对比例中所使用的原料和催化剂的性质分别列于表1和表2。表2中的催化剂A（MLC-500）是由中国石油化工集团公司催化剂分公司生产。表2中的催化剂B代号为GSZ，具体制备过程如下：
用4300克脱阳离子水将969克多水高岭土（中国高岭土公司产物，固含量73%）打浆，再加入781克拟薄水铝石（山东淄博铝石厂产物，固含量64%）和144ml盐酸（浓度30%，比重1.56）搅拌均匀，在60℃静置老化1小时，保持pH为2-4，降至常温，再加入预先准备好的5000克含化学水的高硅铝比中孔择形ZSM-5沸石浆液，搅拌均匀，喷雾干燥，洗去游离Na+，得催化剂。将得到的催化剂在800℃和100%水蒸汽下进行老化，老化后的催化剂代号为GSZ。
表1 实施例和对比例中所用原料的性质
Figure 546932DEST_PATH_IMAGE002
。
表2 实施例和对比例中所用催化剂的性质
Figure DEST_PATH_IMAGE003
。
实施例1
本实施例说明在中型规模本发明提供的变径流化床反应器（见图6）上，使用原料油A和催化剂A生产异丁烷和富含异构烷烃的汽油的过程情况。
反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区和出口区的总高度为15米，预提升段直径为0.025米，其高度为1.5米；第一反应区直径为0.025米，其高度为4米；第二反应区等径段的直径为0.1米，高度为6.4米，第二反应区的总高度为6.5米；出口区的直径为0.025米，其高度为3米；第一和第二反应区结合部位（即第一过渡段）的纵剖面等腰梯形的顶角α为45°，设置有如图4-c所示的气固混合流体分配器，第二反应区与出口区结合部位（即第二过渡段）的纵剖面等腰梯形的底角β为60°。在所述气固混合流体分配器中，所述侧板的四周均匀设置有三个开口，开口形状为长方形；所述横向分布板上的所述开孔的开孔面积是第一反应区出口面积的0.03倍；所述侧板上的所述开口的开口面积是第一反应区出口面积的1.0倍。
原料油A由第一反应区底部注入，与催化剂A接触反应。除反应器、操作条件与常规的催化裂化有所区别外，再生、分馏系统与常规的催化裂化相同。操作条件和产物分布列于表3，所得汽油的性质列于表4。
从表3可以看出，异丁烷产率为5.65重%；从表4可以看出，汽油组成中的异构烷烃含量占38.06重%。
对比例1-a
参照实施例1进行实验，所用的反应器也是类似实施例1的变径流化床，区别只是在第一反应区与第二反应区之间未设置分配器。
操作条件和产物分布列于表3，所得汽油的性质列于表4。
从表3可以看出，异丁烷产率只有5.07重%；从表4可以看出，汽油组成中的异构烷烃含量只占35.38重%。
对比例1-b
参照实施例1进行实验，所用的反应器也是类似实施例1的变径流化床，区别只是在第一反应区与第二反应区之间设置有中国专利ZL200610169512.6实施例1中采用的表面皿型分布板。
操作条件和产物分布列于表3，所得汽油的性质列于表4。
从表3可以看出，异丁烷产率只有5.13重%；从表4可以看出，汽油组成中的异构烷烃含量占36.75重%。
表3 实施例1、对比例1-a和对比例1-b的操作条件和产物分布
Figure 995231DEST_PATH_IMAGE004
。
表4 实施例1、对比例1-a和对比例1-b所得汽油的性质
Figure DEST_PATH_IMAGE005
。
从表3和表4所示的数据可以看出，与对比例1-a和对比例1-b相比，本发明实施例1的异丁烷产率分别提高了11.4%和10.1%，汽油组成中的异构烷烃含量分别提高了7.6%和3.6%。
实施例2
本实施例说明在中型规模本发明提供的变径流化床反应器（见图7）上，以原料油B，采用催化剂B生产气体烯烃的过程情况。
反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区和出口区的总高度为15米，预提升段直径为0.025米，其高度为1米；第一反应区直径为0.025米，其高度为4.5米；第二反应区下部的第一等径段的直径为0.05米，高度为1.46米，第二反应区的1.5米高处为第二等径段，其直径为0.1米，高度为4.88米，第二反应区上部的第三等径段的直径为0.05米，高度为0.05米，第二反应区的总高度为6.5米；出口区的直径为0.025米，其高度为3米；第一和第二反应区结合部位（即第一过渡段）的纵剖面等腰梯形的顶角α为45°，设置有如图4-c所示的气固混合流体分配器，第二反应区与出口区结合部位（即第二过渡段）的纵剖面等腰梯形的底角β为60°。在所述气固混合流体分配器中，所述侧板的四周均匀设置有三个开口，开口形状为长方形；所述横向分布板上的所述开孔的开孔面积是第一反应区出口面积的0.03倍；所述侧板上的所述开口的开口面积是第一反应区出口面积的1.0倍。
原料油B在反应器内与催化剂B接触反应，反应后分离出丙烯、丁烯、汽油和重油。重油经加氢处理后生成加氢重油，加氢重油与原料油B混合作为进料由第一反应区底部注入。汽油分离出烯烃、烷烃和芳烃，丁烯经叠合处理后生成烯烃叠合物。汽油烯烃和烯烃叠合物经混合后注入第二反应区扩径处（即第一等径段与第二等径段之间的连接段处）。操作条件和产物分布列于表5，所得汽油的性质列于表6。
从表5可以看出，丙烯产率为46.10重%；从表6可以看出，汽油中只有烷烃和芳烃，芳烃含量为60.5重%，主要是BTX。
对比例2-a
参照实施例2进行实验，所用的反应器为类似实施例1所使用的变径流化床，区别只是在第一反应区与第二反应区之间未设置分配器，且第二反应区等径段的直径为0.05米。
操作步骤与实施例2类似，原料油B在反应器内与催化剂B接触反应，反应后分离出丙烯、丁烯、汽油、重油。重油经加氢处理后生成加氢重油，加氢重油与原料油B混合作为进料由第一反应区底部注入。汽油分离出烯烃、烷烃和芳烃，丁烯经叠合处理后生成烯烃叠合物。汽油烯烃和烯烃叠合物经混合后注入第二反应区底部。操作条件和产物分布列于表5，所得汽油的性质列于表6。
从表5可以看出，丙烯产率仅为35.05重%；从表6可以看出，汽油中还有烯烃，芳烃含量为47.4重%，主要是BTX。但由于第二反应区从下至上直径保持不变，汽油烯烃和烯烃叠合物经混合后注入第二反应区底部后，第二反应区气体线速增加，反应时间缩短，造成有6.01%重油未转化，同时丙烯产率明显降低。
对比例2-b
参照实施例2进行实验，所用的反应器为类似实施例1所使用的变径流化床，区别只是在第一反应区与第二反应区之间设置有中国专利ZL200610169512.6实施例1中采用的表面皿型分布板，且第二反应区等径段的直径为0.05米。
操作步骤与实施例2类似，原料油B在反应器内与催化剂B接触反应，反应后分离出丙烯、丁烯、汽油、重油。重油经加氢处理后生成加氢重油，加氢重油与原料油B混合作为进料由第一反应区底部注入。汽油分离出烯烃、烷烃和芳烃，丁烯经叠合处理后生成烯烃叠合物。汽油烯烃和烯烃叠合物经混合后注入第二反应区底部。操作条件和产物分布列于表5，所得汽油的性质列于表6。
从表5可以看出，丙烯产率仅为35.88重%；从表6可以看出，汽油中还有烯烃，芳烃含量为46.3重%，主要是BTX。但由于第二反应区从下至上直径保持不变，汽油烯烃和烯烃叠合物经混合后注入第二反应区底部后，第二反应区气体线速增加，反应时间缩短，造成有6.47%重油未转化，同时丙烯产率明显降低。
表5 实施例2、对比例2-a和对比例2-b的操作条件和产物分布
Figure 181493DEST_PATH_IMAGE006
*：单程重油产率为26.13%，经加氢处理后补氢量约为3%，相对于单程原料，补加氢量为0.78个百分点。
表6 实施例2、对比例2-a和对比例2-b所得汽油的性质
Figure DEST_PATH_IMAGE007
。
实施例3
本实施例说明中型规模本发明提供的变径流化床反应器（见图8）上，以甲醇为原料，采用含SAPO-34沸石催化剂生产气体烯烃的过程情况。
反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区和出口区的总高度为15米，预提升段直径为0.025米，其高度为1米；第一反应区直径为0.025米，其高度为4.5米；第二反应区等径段的直径为0.05米，高度为6.47米，第二反应区的总高度为6.5米；出口区的直径为0.025米，其高度为3米；第一和第二反应区结合部位（即第一过渡段）的纵剖面等腰梯形的顶角α为45°，设置有如图3-a所示的气固混合流体分配器，第二反应区与出口区结合部位（即第二过渡段）的纵剖面等腰梯形的底角β为60°。在所述气固混合流体分配器中，各分布管的轴向与垂直方向之间的夹角γ为60度，所述横向分布板上的所述开孔的开孔面积是第一反应区出口面积的1.0倍。
甲醇原料由第二反应区底部注入，与催化剂接触反应，从第二反应区底部引出部分带反应中间物的催化剂与再生器来的再生催化剂在反应器底部混合，在第一反应区内对混合催化剂上的炭含量进行修饰，修饰后的混合催化剂在第二反应区中与甲醇接触反应可以提高烯烃的选择性，降低反应的诱导期。操作条件和产物分布列于表7。
从表7可以看出，乙烯产率为34.2重%，丙烯产率为41.5重%。
对比例3
参照实施例3进行实验，不同之处是本对比例使用的反应器为密相流化床，且反应压力较低。操作条件和产物分布列于表7。
从表7可以看出，乙烯产率为35.9重%，丙烯产率仅为38.8重%。
表7 实施例3和对比例3的操作条件和产物分布
Figure 107861DEST_PATH_IMAGE008
。
从表7所示的数据可以看出，与对比例3相比，本发明实施例3的丙烯产率提高了7.0%，乙烯+丙烯总产率提高了1.3%，且C1-3烷烃产率降低了21.1%。
实施例4
本实施例说明中型规模本发明提供的变径流化床反应器（见图9）上，以原料油A和甲醇为原料，采用催化剂B生产气体烯烃的过程情况。
反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区和出口区的总高度为15米，预提升段直径为0.025米，其高度为1米；第一反应区直径为0.025米，其高度为4.5米；第二反应区下部的第一等径段的直径为0.10米，高度为2.419米，第二反应区的2.5米高度处为第二等径段，其直径为0.05米，高度为3.978米，第二反应区的总高度为6.5米；出口区的直径为0.025米，其高度为3米；第一和第二反应区结合部位（即第一过渡段）的纵剖面等腰梯形的顶角α为45°，第二反应区与出口区结合部位（即第二过渡段）的纵剖面等腰梯形的底角β为60°。
原料油A由第一反应区底部注入，与催化剂B接触反应。甲醇从第二反应区缩径处（即第一等径段与第二等径段之间的连接段处）注入，与带炭的催化剂B接触反应。操作条件和产物分布列于表8。
从表8可以看出，乙烯产率为2.05重%，丙烯产率为19.10重%，实现甲醇和原料油共炼。
表8 实施例4的操作条件和产物分布
Figure DEST_PATH_IMAGE009
。
以上详细描述了本申请的优选实施方式，但是，本申请并不限于上述实施方式中的具体细节，在本申请的技术构思范围内，可以对本申请的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本申请的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本申请对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本申请的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本申请的思想，其同样应当视为本申请所发明的内容。

Claims (15)

1.一种变径流化床反应器，包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的第一反应区、第二反应区和任选的出口区，其中所述第二反应区从下至上包括与第一反应区连接的第一过渡段、变径段和任选的与出口区连接的第二过渡段，且所述变径段的最小直径大于所述第一反应区的直径和所述出口区的直径，
优选地，所述变径段由至少两个等径段和任选的连接相邻等径段的连接段组成，并且所述等径段中的至少两个具有不同的直径。
2.根据权利要求1所述的变径流化床反应器，其中在所述第二反应区的底部设有一个或多个气固混合流体分配器，所述分配器包括具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间具有5-85度的夹角γ。
3.一种变径流化床反应器，包括沿垂直方向从下至上同轴布置的横截面呈大致圆形的第一反应区、第二反应区和任选的出口区，其中第二反应区从下至上包括与第一反应区连接的第一过渡段、至少一个等径段和任选的与出口区连接的第二过渡段，各等径段的直径均大于所述第一反应区的直径和所述出口区的直径，并且在所述第二反应区的底部设有一个或多个气固混合流体分配器，所述分配器包括具有多个开孔的横向分布板和与所述开孔的孔口连接的分布管，优选地所述开孔和所述分布管环绕所述第二反应区的中心轴对称设置，并且任选地各分布管的轴向与垂直方向之间具有5-85度的夹角γ。
4. 根据权利要求1-3中任一项所述的变径流化床反应器，进一步包括沿垂直方向位于第一反应区下方并与之同轴布置的预提升段，
优选地，所述反应器包括出口区，并且在所述出口区的末端连接有水平管；以及
优选地，所述预提升段的直径为0.02-5米，其高度占反应器总高度的5-10%。
5.根据权利要求4所述的变径流化床反应器，其中所述第一反应区的直径与预提升段的直径之比为1.0-2.0:1，其高度占反应器总高度的10-30%。
6.根据权利要求1-5中任一项所述的变径流化床反应器，其中当所述第二反应区包括所述变径段时，该变径段的最大直径和最小直径与第一反应区的直径之比均在1.5-5.0:1的范围内，或者，
当所述第二反应区包括所述至少一个等径段时，各等径段的直径与第一反应区的直径之比均在1.5-5.0:1的范围内。
7.根据权利要求1-6中任一项所述的变径流化床反应器，其中当所述第二反应区包括所述变径段时，该变径段的最大直径与最小直径之比在大于1.0:1至2.5:1的范围内，优选在1.2-2.3:1的范围内，或者
当所述第二反应区包括所述至少一个等径段时，各等径段中直径最大的等径段的直径与直径最小的等径段的直径之比在1.0:1至2.5:1的范围内，优选在1.2-2.3:1的范围内，
优选地，所述第二反应区的总高度占反应器总高度的30-60%。
8.根据权利要求2-7中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述气固混合流体分配器进一步包括与所述横向分布板相连并与所述第二反应区同轴设置的圆筒形或圆锥筒形的侧板，其中所述侧板上具有至少一个开口，优选具有环绕所述侧板的中心轴均匀分布的多个开口，所述开口的尺寸满足使流经所述分配器的气固混合流体的50-98%经由所述开口进入所述第二反应区内，而剩余部分经由所述横向分布板上的分布管进入所述第二反应区内。
9.根据权利要求2-7中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述横向分布板上的开孔成对设置，并且与成对的两个开孔的孔口连接的分布管的轴向之间具有60-120度的夹角δ。
10.根据权利要求1-9中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、第一等径段、第一连接段、第二等径段、第二连接段、第三等径段和任选的第二过渡段，其中第二等径段的直径与第一等径段的直径之比为大于1.0:1至2.5:1，优选1.2-2.3:1；第三等径段的直径与第一等径段的直径之比为0.8-1.5:1，第一等径段的高度占反应器总高度的5-15%，第二等径段的高度占反应器总高度的20-45%，且第三等径段的高度占反应器总高度的0.1-5%。
11.根据权利要求1-9中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、第一等径段、第一连接段、第二等径段和任选的第二过渡段，其中第一等径段的直径与第二等径段的直径之比为大于1.0:1至2.5:1，优选1.2-2.3:1；第一等径段的高度占反应器总高度的10-25%，且第二等径段的高度占反应器总高度的20-35%。
12.根据权利要求1-9中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、第一等径段、第一连接段、第二等径段和任选的第二过渡段，其中第二等径段的直径与第一等径段的直径之比为大于1.0:1至2.5:1，优选1.2-2.3:1；第一等径段的高度占反应器总高度的5-15%，且第二等径段的高度占反应器总高度的20-45%。
13.根据权利要求1-9中任一项所述的变径流化床反应器，其中所述第二反应区从下至上依次包括第一过渡段、等径段和任选的第二过渡段，其中所述等径段的高度占反应器总高度的30-60%。
14.一种流化催化反应系统，包括流化催化反应器、催化剂分离设备和催化剂再生器，
所述流化催化反应器设置有底部的催化剂入口、下部的原料进料口和顶部的出口，所述催化剂分离设备设置有入口、催化剂出口和反应产物出口，所述催化剂再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，
所述流化催化反应器的催化剂入口与所述催化剂再生器的催化剂出口流体连通，所述流化催化反应器的出口与所述催化剂分离设备的入口流体连通，所述催化剂分离设备的催化剂出口与所述催化剂再生器的催化剂入口流体连通，
其中，所述流化催化反应器包括一个或多个根据权利要求1-13中任一项所述的变径流化床反应器。
15.一种流化催化反应方法，包括使反应原料与固体催化剂在根据权利要求1-13中任一项所述的变径流化床反应器或者根据权利要求14所述的流化催化反应系统中接触反应的步骤。
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