CN115992003B - 一种反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法及反应器 - Google Patents

Abstract

本发明属于烃类催化转化技术领域，提供一种反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，在催化剂或固体热载体环境下反应原料在反应器内先后进行第一催化裂解反应、第二催化裂解反应、脱焦稳定或第三反应，使烃类原料转化为低碳烯烃和芳烃，烃类原料裂解反应和裂解产物脱焦稳定(或称脱碳稳定)在反应器R内进行，本发明方法使烃类原料催化裂解经历催化裂解反应和产物脱焦稳定两个过程，催化裂解又分成两个阶段，提高产品中丙烯比例；烃类原料催化裂解反应后的产物在催化剂环境下经过降温脱焦稳定，使完全分离出催化剂的反应产物不出现后续结焦，实现装置正常和长周期运行。

Description

一种反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方 法及反应器

技术领域

本发明属于烃类催化转化技术领域，特别涉及一种反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，本发明同时提供了上述方法对应的反应器。

背景技术

以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是化学工业的最基本原料，现有催化转化技术是在生产汽油、柴油的同时副产低碳烯烃，远不能满足当前市场对有机化工原料的需求。芳烃是产量和规模仅次于乙烯和丙烯的重要有机化工原料,其衍生物广泛用于生产化纤、塑料和橡胶等化工产物和精细化学品，随着石油化工及纺织工业的不断发展，世界上对芳烃的需求量也不断增长。国内外多以天然气或轻质石油馏分为原料，采用乙烯联合装置中蒸汽裂解工艺生产低碳烯烃，由生产乙烯的同时副产大量其他烯烃和芳烃等基础原料。虽然蒸汽裂解技术经过几十年的发展，技术不断完善，但仍具有能耗高、生产成本高、CO₂排放量大和产物结构不易调节等技术局限，传统的蒸汽裂解生产乙烯和丙烯的技术正面临严峻的考验。利用催化转化方法制低碳烯烃，同时副产丙烯、丁烯等低碳烯烃以及芳烃等化工原料是解决资源短缺、低成本生产化工产物的新方向，已成为当今重要的研究课题和热点问题。

烃类原料裂解制乙烯都需要高温，石脑油蒸汽裂解往往需要800℃以上的反应温度，对希望达到蒸汽裂解水平的运行和丙烯产率要求的情况，流化催化裂解也需要650℃以上的反应温度。通过流化催化裂化路线用烃类原料制取乙烯和丙烯经过了几十年的努力，如HCC、CPP，无一例外地遇到并且未能决绝的高温后装置结焦无法正常运行的问题，导致技术无法实现，更无法成功。即便是对石脑油这样的轻原料，按蒸汽裂解烯烃产率指标进行催化裂解，同样遇到反应后产物导致这种结焦难以长周期运行问题。石脑油蒸汽裂解技术采用裂解炉定期切换清焦的办法解决因裂解后产物不稳定焦炭脱出问题，但这种方案显然无法在流化催化裂解技术中实用。如何解决催化裂解反应产物不稳定引起的结焦成为流化催化制低碳烯烃和芳烃路线的关键问题。

发明内容

本发明的目的是解决流化催化裂解反应产物稳定性和防止装置结焦并增加丙烯比例，形成能使用的技术。

烃类原料流化催化裂解制烯烃是长期以来努力的方向。本发明提供一种反应原料为烃类原料的流化催化裂解制取低碳烯烃和芳烃的方法和反应器，使烃类原料流化催化裂解经历催化裂解反应和产物脱焦稳定两个过程，催化裂解又分成两个阶段，提高产品中丙烯比例；烃类原料催化裂解反应后的产物在催化剂环境下经过降温脱焦稳定，使完全分离出催化剂的反应产物不出现后续结焦，实现装置正常和长周期运行，实现技术可应用。

本发明所述“催化剂”为分子筛类、金属氧化物和热载体等的总称，也称为催化剂或固体热载体。

本发明的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，烃类原料先在催化剂或固体热载体环境下先进行裂解反应，使烃类原料转化为低碳烯烃和芳烃，然后再在催化剂环境下进行裂解产物降温脱焦稳定。

反应产物的后结焦过程尽管并不影响“物料平衡”，实际也是微细的反应过程。防止反应后这种结焦可能的措施有两类，一是降温，降温减少结焦脱出，二是避免结焦发生在设备上。由于催化裂解制乙烯、丙烯需要高的反应温度，反应过程催化剂循环量大，通常剂油比(质量比)大于20，试图直接对包含催化剂的全部循环反应物较大幅度降温需要的吸热量很大，需要的降温物流过多，几乎不可能实施，也不经济；在油气管线对气固分离后的油气进行降温尽管减少了对催化剂的冷却，需要的降温介质较少，但由于产物不稳定脱出的焦只能附着在设备上，很难真正解决问题。HCC、CPP都采用对油气降温的路线，并不成功。

本发明采用如下技术方案：

一种反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，在催化剂或固体热载体环境下反应原料在反应器内分别进行第一催化裂解反应、第二催化裂解反应、脱焦稳定或第三反应，使烃类原料转化为低碳烯烃和芳烃，烃类原料裂解反应和裂解产物脱焦稳定(或称脱碳稳定)在反应器R内进行，本发明在反应器R内实现烃类原料裂解反应和裂解产物脱焦稳定，其反应过程如下：

(1)来自再生器的催化剂或固体热载体1从催化剂或固体热载体1输送管(或再生斜管)进入催化剂或固体热载体1入口管，从催化剂或固体热载体1入口管进入反应器R第一裂解反应区；

烃类原料进入第一裂解反应区，其中液体烃类原料采用蒸汽雾化后进入反应器，烃类原料和蒸汽与催化剂或固体热载体1一起向上流动，并在第一裂解反应区内的催化剂或固体热载体1环境下进行裂解反应即第一催化裂解反应，第一裂解反应区的反应温度525℃-720℃，然后向上进入第二裂解反应区；或者，同时向第二裂解反应区引入第二烃类原料参与第二裂解反应区的裂解反应，即第二烃类原料也进入第二裂解反应区进行反应；第一裂解反应区反应温度由设在催化剂或固体热载体1输送管上的催化剂或固体热载体1滑阀控制催化剂或固体热载体1进入流量控制，增加催化剂或固体热载体1的流量可提高反应温度；当设置来自再生器的催化剂或固体热载体2时，催化剂或固体热载体1滑阀控制第一裂解反应区的反应温度；(2)来自再生器的催化剂或固体热载体2从催化剂或固体热载体2输送管和催化剂或固体热载体2入口管进入反应器第二裂解反应区，与来自第一裂解反应区的物流混合继续进行裂解反应(即第二催化裂解反应)；第二裂解反应区反应温度由设在催化剂或固体热载体2输送管上的催化剂或固体热载体2滑阀控制催化剂或固体热载体2进入流量控制，增加催化剂或固体热载体2的流量可提高反应温度；第二裂解反应区的反应温度560℃-760℃；

本发明中，烃类原料和第二烃类原料为进入反应器所在反应区反应原料的总称，可以是一种或多种原料或多种原料的混合物；本发明所述烃类原料和第二烃类原料选自以下组分：原油，从原油中蒸馏分离出的组分，原油中分离出石脑油和低沸点气体后的组分，重油组分，蜡油组分，实沸点为柴油范围的烃类，实沸点为汽油或石脑油范围的烃类，加氢裂化尾油，实沸点低于210℃的轻烃，或前述烃类原料中的一种或多种的混合组分；

(3)反应原料在第二裂解反应区裂解后的物流，即烃类原料，或烃类原料和第二烃类原料在第二裂解反应区裂解后的物流，包括反应产物物流、蒸汽和催化剂或固体热载体，一起进入脱焦稳定区或第三反应区，脱焦区反应原料进入脱焦稳定区或第三反应区和来自第二裂解反应区的物流混合，实现脱焦区反应原料反应和/或第二裂解反应区反应物产物的脱焦(即脱焦稳定)；脱焦稳定区或第三反应区的温度由脱焦区反应原料流量控制，增加脱焦区反应原料流量可使脱焦稳定区或第三反应区内的温度降低；所述脱焦稳定区或第三反应区的出口温度500℃-700℃。

(4)流出反应器R的反应产物和催化剂或固体热载体，进入沉降器分离得到反应器反应产物，分离出的催化剂或固体热载体经汽提后进入再生器再生，循环使用。具体实施时，流出反应器的反应产物和催化剂或固体热载体进入沉降器内的气固分离器，分离出催化剂或固体热载体后流出沉降器，催化剂或固体热载体沉降到下方的汽提段进行汽提；催化剂或固体热载体汽提后进入催化剂或固体热载体再生器再生，循环使用；所述再生器、沉降器及汽提段技术人员熟知。

本发明的方法，当第一裂解反应区和第二裂解反应区反应温度不同、反应原料为多种时，实沸点低的反应原料优先进入高温裂解反应区；即烃类原料和第二烃类原料不同时，第一裂解反应区和第二裂解反应区采用不同的反应温度，实沸点低的原料进入反应温度高的裂解反应区。

具体实施时，原料裂解有以下两种情形：第一裂解反应区的反应温度低于第二裂解反应区的反应温度，烃类原料实沸点高于第二烃类原料实沸点，烃类原料进入第一裂解反应区，第二烃类原料因实沸点低需要更高裂解温度进入第二裂解反应区；第一裂解反应区的反应温度高于第二裂解反应区的反应温度，烃类原料实沸点低于第二烃类原料实沸点，烃类原料先进入第一裂解反应区高温裂解，第二烃类原料实沸点低，在第二裂解反应区裂解，以降低脱焦稳定区或第三反应区的物流量。优选地，所述烃类原料和第二烃类原料不同时，第二烃类原料的沸点低于烃类原料的沸点；

进一步地，第二烃类原料优选反应原料中实沸点低于380℃烃类原料或石脑油或柴油组分。

本发明中，具体实施时，进一步地，烃类原料和/或第二烃类原料多点或分层进料，是常见措施；

进一步地，当进入同一反应区的反应原料中有独立的低沸点轻烃，如C4组分、石脑油组分时，轻烃在沸点高的其他组分下方进入反应器R。

更进一步地，向反应器R注入蒸汽，蒸汽注入量优先按反应器内的蒸汽总量不大于反应原料总量的60％(质量比)控制；蒸汽在第一裂解反应区注入，或在第二裂解反应器注入，或分别在第一裂解反应区和第二裂解反应区注入。

上述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，进一步地，所述第一裂解反应区为提升管形式(提升管反应器形式)或快速流化床形式或湍流流化床形式(扩径形式)；

所述第二裂解反应区为提升管形式，或快速流化床或湍流流化床形式，或自下而上为提升管串联快速流化床形式(提升管+快速流化床形式，或称提升管+扩径区形式)，或自下而上为提升管串联湍流流化床形式(提升管+湍流流化床形式)所述“提升管”、“快速流化床”、“湍流流化床”技术人员熟知；。具体实施时，第一裂解反应区和第二裂解反应区为提升管反应器形式，或者第一裂化反应区和/或第二裂化反应区为不同直径的组合形式，第一裂解反应区可以为下方直径扩大的形式，即扩径区和提升管形式，第二裂解反应区可分成上下两个反应区，上反应区为直径扩大区即扩径区。

上述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，进一步地，所述脱焦区反应原料为烃类原料的一部分，当烃类原料为多种原料混合物时，脱焦区反应原料为多种原料中的一种或混合物的一部分，具体实施时，脱焦区反应原料物流优先来自反应原料中的原油或实沸点低于380℃烃类原料包括重油、石脑油或柴油组分；或脱焦区反应原料为反应器反应产物中分馏出的组分；或脱焦区反应原料为质量比90％以上组分为实沸点大于145℃的烃类；或脱焦区反应原料为水。

本发明同时提供了一种反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，反应器R包括自下而上的第一裂解反应区，第二裂解反应区和脱焦稳定区或第三反应区；

所述第一裂解反应区设置连通再生器的催化剂或固体热载体1入口管，烃类原料入口以及蒸汽入口，以分别引入催化剂或固体热载体1、烃类原料和蒸汽；

所述第二裂解反应区设置连通再生器的催化剂或固体热载体2入口管，以引入催化剂或固体热载体2；或者在第二裂解反应区(20)或第一裂解反应区(20)出口处同时设置第二烃类原料入口，以引入第二烃类原料；

所述脱焦稳定区或第三反应区下部或第二裂解反应区出口设脱焦区反应原料入口，以引入脱焦区反应原料。具体实施时，也可同时在第二裂解反应区设置蒸汽入口；烃类原料入口、第二烃类原料入口和脱焦区反应原料入口设置为多个或多层；所述第一裂解反应区、第二裂解反应区和脱焦稳定区或第三反应区分别设温度热电偶。

上述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，进一步地，所述第一裂解反应区和/或第二裂解反应区由不同直径反应区串联组成；所述第一裂解反应区和第二裂解反应区为提升管反应器形式；或者所述第一裂化反应区和/或第二裂化反应区为不同直径的组合形式；或者第一裂解反应区为下方直径扩大的形式。

上述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，进一步地，所述第二裂解反应区分成上下两个反应区，上反应区为直径扩大区即扩径区即快速流化床或湍流流化床形式。

上述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，进一步地，在第一裂解反应区下部设置催化剂输送段，所述催化剂或固体热载体1入口管设置于输送段，烃类反应原料入口设置于输送段上方，使烃类原料在输送段上方进入第一裂解反应区，来自再生器的催化剂或固体热载体1在输送段进入第一裂解反应区。

具体实施时，可以在一个装置设置两个或两个以上的所述反应器R，或设置一个所述反应器R和一个已有常规反应器，同类反应原料或不同反应原料分开在不同反应器内反应，各反应器反应原料量可以相同也可以不同，反应条件根据原料性质和产物要求在前述范围内选择；

进一步地，设置两个反应器时，设置一个共用沉降汽提器或各反应器单独设置沉降汽提器。

有益效果：本发明采用热平衡和产物脱焦稳定结合改进控制路线，使烃类原料经两级催化裂解反应后的产物在催化剂环境下经过降温脱焦稳定，使完全分离出催化剂的反应产物不出现后续结焦，实现装置正常和长周期运行。

附图说明

附图仅是对本发明实施方式的示意，具体实施不限于次。

图1为本发明实施例1装置结构示意图；

图2为本发明实施例2装置结构示意图；

图3为本发明实施例3装置结构示意图；

图中编号标记内容如下：

10第一裂解反应区，12催化剂或固体热载体1滑阀，12A催化剂或固体热载体1入口管，13催化剂或固体热载体1输送管或再生斜管，15第一裂解反应区扩径区；16第一裂解反应区提升管；20第二裂解反应区，22催化剂或固体热载体2滑阀，22A催化剂或固体热载体2入口管，23催化剂或固体热载体2输送管；25第二裂解反应区扩径区，27第二裂解反应区下区；30(裂解反应产物)脱焦稳定区或第三反应区，51蒸汽，52烃类原料(或反应原料)，53脱焦区反应原料，54第二烃类原料(进入第二裂解反应区的反应原料)，58(反应器)反应产物，TIC温度显示控制信号；FR流量计，FRC流量计量控制；再生器、沉降汽提器、产品分馏塔系统及与反应器R间的位置和连接关系是技术人员熟知的，第一裂解反应区底部设置催化剂输送段是技术人员熟知的，图中没有单独列出；反应器注入蒸汽是技术人员熟知的，图中未列出。

具体实施方式

以下以原油反应原料为具体实施例结合图1-3来说明本发明的技术方案，但本发明的保护范围不限于此。

举例实施过程如下：

加热到200℃到360℃原油烃类原料52，使用蒸汽雾化后在第一裂解反应区10进入反应器R，雾化蒸汽量为原油量的9％；730℃的再生催化剂1从催化剂或固体热载体1入口管12A进入催化剂输送段(图中未示出)，被蒸汽51输送到上方的第一裂解反应区10，和蒸汽雾化后的原油接触，在第一裂解反应区10进行第一催化裂解反应；第一裂解反应区反应后催化剂和产物进入第二裂解反应区20，同时来自再生器的740℃的再生催化剂2从催化剂或固体热载体2入口管22A进入第二裂解反应区20，第一裂解反应区的物流进入第二裂解反应区20继续反应，脱焦区反应原料53物流为110℃的原油，第二裂解反应区20反应后的物流及脱焦区反应原料53进入脱焦稳定区30继续反应，脱焦区反应原料53实现来自第二裂解反应区物流的降温；反应产物58和催化剂从反应器R出口进入沉降器内的气固分离器。

实施例1：

采用图1所示的方法，用原油经催化转化制低碳烯烃；使用含Y型和ZSM-5分子筛的催化剂；原油性质：密度0.85，氢含量13.0，K值12.5，Ni含量小于3.0ppm，V含量0.3ppm；

原油温度270℃；

第一裂解反应区10和第二裂解反应区20为提升管形式；蒸汽51按原油的5％(质量比)，在第一裂解反应区10注入原油量30％的蒸汽；雾化蒸汽为原油的7％；

反应条件：

反应沉降器压力210kpa(绝)，第一裂解反应区10反应温度580℃，反应时间0.8秒；第二裂解反应区20反应区反应温度为650℃，反应时间2.0秒；脱焦稳定区或第三反应区30反应温度600℃，反应时间1.0秒，脱焦区物流53为反应原油的一部分；

再生器：再生温度750℃控制。

实施例1的单程转化气体产品组分分布如表1所示。

表1实施例1单程转化气体产品分布

组分	单位％(重)
		干气	25
甲烷	6.0
		乙烯	16
液化气	43
		丙烯	25

实施例2：

采用图2所示反应器，进行原油催化转化制低碳烯烃；第二裂解反应区20为快速流化床反应形式即扩径区形式，气体流速为3.0米/秒，反应时间2.2秒；

其他与实施例1相同。

实施例3：

采用图3所示反应器，第二烃类原料54为大庆常压渣油；烃类原料52为大庆直馏石脑油和柴油和水蒸气，其中实沸点200℃以下的组分质量比占55％，柴油组分质量比占30％；水蒸气质量比占15％；第二烃类原料54为气体，温度245℃；第二烃类原料54质量比占第二烃类原料54和烃类原料52总量的77％；

第一裂解反应区10和第二裂解反应区20均由不同直径反应区串联组成；

第一裂解反应区10采用下方直径扩大的形式，第一裂解反应区扩径区15气体流速2.8米/秒，反应时间2.0秒，上方第一裂解反应区提升管16反应温度700℃，气体流速15米，停留时间0.3秒；

第二裂解反应区20分成上下两个反应区，上反应区即第二裂解反应区扩径区25反应温度650℃，气体流速2.0米/秒，反应时间1.5秒；第二裂解反应区下区27气体流速12米/秒，油气停留时间0.2秒；

脱焦稳定区600℃；

其他与实施例2相同。

Claims (8)

1.一种反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，其特征在于，在催化剂或固体热载体环境下反应原料在反应器内分别进行第一催化裂解反应、第二催化裂解反应、脱焦稳定或第三反应，使烃类原料转化为低碳烯烃和芳烃，烃类原料裂解反应和裂解产物脱焦稳定在反应器R内进行，其反应过程如下：

（1）来自再生器的催化剂或固体热载体1从催化剂或固体热载体1输送管（13）进入催化剂或固体热载体1入口管（12A），从催化剂或固体热载体1入口管（12A）进入反应器R第一裂解反应区（10）；

烃类原料（52）进入第一裂解反应区（10），其中液体烃类原料采用蒸汽雾化后进入反应器，烃类原料（52）和蒸汽与催化剂或固体热载体1一起向上流动，并在第一裂解反应区（10）内的催化剂或固体热载体1环境下进行裂解反应，然后向上进入第二裂解反应区（20）；或者，同时向第二裂解反应区（20）引入第二烃类原料（54）参与第二裂解反应区（20）的裂解反应；第一裂解反应区（10）反应温度由设在催化剂或固体热载体1输送管（13）上的催化剂或固体热载体1滑阀（12）控制催化剂或固体热载体1进入流量控制；

（2）来自再生器的催化剂或固体热载体2从催化剂或固体热载体2输送管（23）和催化剂或固体热载体2入口管（22A）进入反应器第二裂解反应区（20），与来自第一裂解反应区（10）的物流混合继续进行裂解反应，第二裂解反应区（20）反应温度由设在催化剂或固体热载体2输送管（23）上的催化剂或固体热载体2滑阀（22）控制催化剂或固体热载体2进入流量控制；

（3）反应原料在第二裂解反应区（20）裂解后的物流，包括反应产物物流、蒸汽和催化剂或固体热载体，一起进入脱焦稳定区或第三反应区（30），脱焦区反应原料（53）进入脱焦稳定区或第三反应区（30）和来自第二裂解反应区（20）的物流混合，实现脱焦区反应原料反应和/或第二裂解反应区（20） 反应物产物的脱焦；脱焦稳定区或第三反应区（30）的温度由脱焦区反应原料（53）流量控制；

（4）流出反应器R的反应产物（58）和催化剂或固体热载体，进入沉降器分离得到反应产物（58），分离出的催化剂或固体热载体经汽提后进入再生器再生，循环使用；

所述第一裂解反应区（10）的反应温度525℃-720℃，第二裂解反应区（20）的反应温度560℃-760℃，所述脱焦稳定区或第三反应区（30）的出口温度500℃-700℃；

所述第一裂解反应区（10）为提升管形式或快速流化床形式或湍流流化床形式；

所述第二裂解反应区（20）为提升管形式，或快速流化床或湍流流化床形式，或自下而上为提升管串联快速流化床形式，或自下而上为提升管串联湍流流化床形式。

2.如权利要求1所述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，其特征在于，所述烃类原料（52）和第二烃类原料（54）选自以下组分：原油，从原油中蒸馏分离出的组分，原油中分离出石脑油和低沸点气体后的组分，重油组分，蜡油组分，实沸点为柴油范围的烃类，实沸点为汽油或石脑油范围的烃类，加氢裂化尾油，实沸点低于210℃的轻烃，或前述烃类组分中的一种或多种组分。

3.如权利要求2所述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，其特征在于，所述烃类原料（52）和第二烃类原料（54）不同时，第一裂解反应区和第二裂解反应区采用不同的反应温度，实沸点低的原料进入反应温度高的裂解反应区。

4.如权利要求1所述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，其特征在于，所述脱焦区反应原料（53）为烃类原料（52）的一部分，当烃类原料（52）为多种原料混合物时，脱焦区反应原料（53）为多种原料中的一种或混合物的一部分；或脱焦区反应原料（53）为反应产物（58）中分馏出的组分；或脱焦区反应原料（53）为质量比90%以上组分为实沸点大于145℃的烃类；或脱焦区反应原料（53）为水。

5.一种用于权利要求1所述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，其特征在于：

反应器R包括自下而上的第一裂解反应区（10），第二裂解反应区（20）和脱焦稳定区或第三反应区（30）；

所述第一裂解反应区（10）设置连通再生器的催化剂或固体热载体1入口管（12A），烃类原料入口以及蒸汽入口，以分别引入催化剂或固体热载体1、烃类原料（52）和蒸汽；

所述第二裂解反应区（20）设置连通再生器的催化剂或固体热载体2入口管（22A），以引入催化剂或固体热载体2；或者同时在第二裂解反应区（20）或第一裂解反应区（10）出口处设置第二烃类原料入口，以引入第二烃类原料（54）；

所述脱焦稳定区或第三反应区（30）下部或第二裂解反应区（20）出口设脱焦区反应原料入口，以引入脱焦区反应原料（53）。

6.如权利要求5所述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，其特征在于：所述第一裂解反应区（10）和/或第二裂解反应区（20）由不同直径反应区串联组成。

7.如权利要求6所述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，其特征在于：所述第二裂解反应区（20）分成上下两个反应区，上反应区为直径扩大区即扩径区。

8.如权利要求5所述的反应原料为烃类原料的催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，其特征在于：在第一裂解反应区（10）下部设置催化剂输送段，所述催化剂或固体热载体1入口管（12A）设置于输送段，烃类反应原料入口设置于输送段上方。