CN105622311A - 一种蒸汽裂解方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种蒸汽裂解方法，该方法在汽化装置和裂解炉中实施，所述裂解炉包括对流段和辐射段，该方法包括：将不饱和烃在汽化装置进行汽化，将稀释蒸汽在裂解炉的对流段进行预热，然后将汽化后的气相不饱和烃与预热后的稀释蒸汽混合后的混合物的一部分引入裂解炉辐射段出口处进行裂解，另一部分从裂解炉的辐射段的中间部位引入，其中，所述裂解炉的辐射段的中间部位是在裂解炉的高度的1/4至4/5处。采用该方法，降低了不饱和烃在对流段预热管排的温度，从而降低了不饱和烃在预热管排中的结焦速率，将会减缓或者避免裂解原料在对流段预热过程中的结焦，进而降低由于对流段结焦导致裂解炉停炉的可能性，以确保裂解炉的平稳运行。

Description

一种蒸汽裂解方法

技术领域

本发明涉及一种蒸汽裂解方法。

背景技术

乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃是石油化学工业的重要基础原料。目前，生产低碳烯烃的方法以管式炉石油烃蒸汽裂解工艺为主。据统计，世界上大约99％的乙烯、50％以上的丙烯和90％以上的丁二烯通过该工艺生产。

用于生产乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃产品的原料主要有两个来源，一是天然气副产的轻烃，如乙烷、丙烷、丁烷和天然汽油等；二是炼油装置加工的产品，如炼厂气、石脑油、柴油以及二次加工产品，如焦化加氢石脑油、加氢尾油等。这些原料有一个共同的特点就是，原料中绝大部分都是饱和烃类，不饱和烃类的含量受到严格限制，一般在2％以下。随着低碳烯烃产品的需求越来越大，裂解原料开始日趋紧张，扩大原料的来源成为关注的焦点。在石油化工装置中，碳四、碳五产品较多，在分离出有用的产品后，剩余的部分大部分是烯烃，按照传统的工艺，无法进入裂解炉进行裂解，因此大部分都混入液化石油气进行销售。

碳四和碳五的烯烃经过实验室的小试裂解装置进行试验后发现，其低碳烯烃产品收率几乎和石脑油相当，而且其产物中丙烯和丁二烯所占比重较大，因此如果能够将碳四碳五的烯烃这样的不饱和烃作为裂解原料，不仅扩大了裂解原料的来源，也可以方便地调整裂解产物中乙烯和丙烯、丁二烯之间的比例。

众所周知，裂解是指饱和石油烃在高温条件下，发生碳链断裂或脱氢反应生成烯烃及其他产物的过程。裂解的目的是以生产乙烯、丙烯为主，同时副产丁烯、丁二烯等烯烃和裂解汽油、柴油、燃料油等产品。

这些反应及分离过程一般是在乙烯装置中进行的。传统上，以管式裂解炉蒸汽裂解工艺及其下游的深冷分离工艺为核心技术所建立的生产装置称为乙烯装置。该装置的核心设备是管式裂解炉，它是由对流段和辐射段组成的。裂解原料和稀释水蒸气首先分别在对流段炉管内加热，二者混合并气化后加热至起始裂解温度(即“横跨温度”)，然后进入辐射段炉管裂解。在工业裂解炉辐射段内，通常排布了若干组构型相同的炉管。炉管内通入裂解原料，炉管外采用由液体燃料或气体燃料燃烧所放出的热量来加热管壁，并且通过管壁的传热，将热量传递给炉管内的裂解原料。

一般而言，裂解炉的对流段的作用主要有两个，一是将裂解原料预热、汽化并过热至初始裂解温度(横跨温度)，二是回收烟气中的余热，以提高炉子的热效率。因此，正常情况下对流段根据不同的工艺要求有不同的换热段排布方式，大致包含以下几个换热段：原料预热段、锅炉给水预热段、稀释蒸汽过热段、超高压蒸汽过热段和混合加热段。随着技术的发展，裂解炉的对流段技术也不断发展，一是裂解炉对流段的段数越来越多，比如原料预热段会根据烟气余热的能量不同分为上原料预热段、中原料预热段和下原料预热段；二是稀释蒸汽的注入方式多样化，根据原料的不同采用不同的注汽方式，如一次注汽和二次注汽。采用不同的注汽方式是为了防止原料在对流段的结焦，对于石脑油、柴油以及加氢尾油等液体原料，其在对流段加热过程中存在汽化的过程，如果原料中存在烯烃，则在汽化初期，气相中的烯烃含量较高，容易引起结焦；在汽化末期，液相中的烃类组分较重，同样容易引起结焦。因此通常在汽化过程中采取注入过热稀释蒸汽的方法快速使得液体原料汽化，避免更多的结焦发生。而裂解炉的对流段一旦出现严重结焦，不仅会严重影响对流段的传热过程，而且会引起对流段压降骤增，从而降低裂解炉的产量，达到某一极限时必须将裂解炉停炉进行机械清焦。因此必须寻求一种方法，能够适应裂解原料为不饱和烃时对流段的结焦控制在合理范围之内，也就是说，当裂解原料为不饱和烃时，裂解炉对流段的结焦不会导致裂解炉在短时间内停车进行机械清焦。

裂解炉中裂解原料的结焦过程非常复杂，通常裂解炉的焦可以从原料，也可以从产品中形成。一般认为烃类裂解结焦有两个途径：一是通过乙炔途径结焦，即裂解过程中得到的不饱和中间体部分在炉管内进一步脱氢，从而形成焦炭附着在炉管表面，这个途径的反应主要在900℃～1100℃的高温下进行；一是通过芳烃途径结焦，即裂解过程中的乙烯、丙烯与高碳二烯烃环化后生成苯环或原料中的芳烃，发生脱氢缩合反应形成多环芳烃，最后形成类似焦炭的物质，这个途径的反应主要在500℃～900℃的较低温度下进行。一般认为主要有三种结焦机理：催化结焦、自由基结焦和焦油结焦。

金属催化结焦：此机理涉及到金属催化反应，其中金属碳化物可能是中间体，炉管材料中的铁和镍是催化剂，催化生成的纤维状焦炭经常含有1-2％的金属，这些金属颗粒主要位于纤维状焦炭顶端。纤维状焦炭在光洁不锈钢表面形成速度很高(主要在400℃～至少1050℃的温度范围内)，当金属表面被焦炭层覆盖后，结焦速率快速下降到一个稳定值，但由于焦炭顶端仍含有微量金属，微弱的催化结焦作用仍然存在。

自由基非催化结焦：此机理是公认的最重要的对所有原料都适用的结焦机理。在炉管内的气/焦炭界面上，焦表面的聚芳烃层并未完全脱氢，焦炭表面与气相中的自由基反应脱去氢，自由基中的碳原子与焦表面碳原子结合生成焦碳。甲基和乙炔基是最活跃的自由基。气相中所有未饱和分子都是潜在的焦前兆体。不饱和分子中的长脂肪烃链很容易分解，分解后剩余的部分在经过几步反应之后形成环结构，而在这过程中脱氢反应进行的非常快。通过这种途径，焦炭表面的芳环结构持续增长，焦炭表面上自由基的晶格点得到更新。此种结焦机理贯穿整个运转周期。

焦油结焦：气相中多环芳烃一些是通过自由基反应形成的，一些是芳烃通过多元聚合反应形成的，而芳烃可能是最重要的中间体，这些多环芳烃大分子在气相中增长形成焦油液滴。在高温炉管中的焦油液滴可能是液体或者甚至是固体，部分焦油液滴冲击管壁表面时，一些可能反弹进入气相中，更多的则是粘附在管内壁表面的焦油液滴与焦炭层融合，刚融合后的焦油液滴外表面并未完全脱氢，它能同气相中自由基反应脱氢形成焦炭，或者在高温下脱氢形成焦炭。

在裂解炉中，裂解过程结焦的影响因素有很多，一般包括温度、停留时间、烃分压等。

温度的影响：裂解深度，结焦母体的浓度及结焦反应的活性均随温度升高而增加，因此是影响结焦的主要因素之一。

停留时间的影响：停留时间也是影响结焦的主要因素之一。裂解原料在裂解管内滞留的时间就越长，二次反应发生的概率就约大，结焦前兆体生成焦炭的几率和结焦速度也就随着增加，因此在管内结的焦量也越多。

烃分压的影响：降低烃分压对减少炉管结焦十分有利。在烃类原料裂解时，都要加入一定的水蒸汽作为稀释剂。采用水蒸汽作为稀释剂有许多优点：一是降低烃分压可提高生成乙烯和降低芳烃生成的选择性；另一个是降低烃分压也可降低裂解气中结焦前兆体的浓度而降低炉管结焦速度；三是可抑制管壁结焦。此外，水蒸气还对裂解金属管内表面中的铁和镍等金属具有钝化作用，降低了催化结焦速率。因此降低烃分压，提高稀释蒸汽比，可以减小结焦速率。

对于多种不同的裂解原料进入裂解炉的对流段，现有技术中提出了一些实施方案。例如，CN1077978A针对重质油品在对流段炉管内的结焦问题，提出了一种对流段采用两次注汽的石油烃蒸汽裂解制乙烯的方法，该方法采用三点分注法注入一次蒸汽和一点注入二次蒸汽的进料方式，使得裂解炉既能适应轻质原料，也能适应重质原料，而且在原料切换时不需要更换管线。该专利申请的方法仅是蒸汽注入方式的改变，不影响整个裂解工艺最终的裂解收率和产品的质量。

CN1501898A提出了一种在用于重质进料裂解的裂解炉中裂解轻质进料的方法，该方法是将一部分轻质进料在裂解炉对流段的进料入口送入，而将另外的轻质进料与稀释气体一起送入对流段。该专利申请的方法解决了当裂解原料由重质原料更换为轻质原料时，轻质原料如何进入裂解炉的问题，为了使得轻质原料通过原料预热段时不至于有过大的压降，将原料分为两个部分，一部分从原料入口进入，一部分与稀释蒸汽一起进入。

US2009/0178956提出了一种用于减少液体裂解原料在对流段结焦的方法，该方法是将液体原料在单独预热时通过注入气相等方式降低其分压，从而提高液体原料在与稀释蒸汽混合后的气化率，从而延缓液体原料结焦前兆体的形成，降低甚至消除液体原料在对流段的结焦。

目前的蒸汽裂解方法都集中于如何使得裂解炉适应更多的不同性质的原料，如从轻质原料到重质原料等，或者如何使裂解炉在使用重质原料时如何减缓结焦或者消除结焦的发生。然而，现有技术中并不涉及将烯烃作为部分裂解原料注入裂解炉中进行蒸汽裂解的方法，更不涉及如何解决烯烃作为部分裂解原料注入裂解炉中会发生结焦的问题。

发明内容

本发明的目的是为了克服将不饱和烃作为裂解原料注入裂解炉中在对流段会发生结焦的问题，提供一种新的蒸汽裂解方法。

本发明提供了一种蒸汽裂解方法，该方法在汽化装置和裂解炉中实施，所述裂解炉包括对流段和辐射段，所述方法包括：将不饱和烃在汽化装置进行汽化，将稀释蒸汽在裂解炉的对流段进行预热，然后将汽化后的气相不饱和烃与预热后的稀释蒸汽混合，之后将得到的裂解原料混合物的一部分引入裂解炉辐射段出口处进行裂解，另一部分从裂解炉的辐射段的中间部位引入并进行裂解反应，其中，所述裂解炉的辐射段的中间部位是在裂解炉的高度的1/4至4/5处。

在本发明提供的所述蒸汽裂解方法中，将不饱和烃作为裂解原料，本发明采用裂解原料在对流段中的预热温度较低，降低了不饱和烃在对流段预热管排的温度，从而降低了不饱和烃在预热管排中的结焦速率，将会减缓或者避免裂解原料在对流段预热过程中的结焦，进而降低由于对流段结焦导致裂解炉停炉的可能性，以确保裂解炉的平稳运行。

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是现有技术中包括对流段和辐射段的裂解炉的示意图以及物料流向示意图；

图2是本发明中包括对流段和辐射段的裂解炉的示意图以及物料流向示意图。

附图标记说明

1汽化后的气相不饱和烃2锅炉给水3稀释蒸汽

4高压蒸汽5风机6汽包

7急冷装置8烟气横跨段9辐射段

10裂解气总管11原料预热段

12锅炉给水预热段13稀释蒸汽过热段

14超高压蒸汽过热段15混合加热段

具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。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发明，并不用于限制本发明。

在本发明中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词如“上、下”通常是指参考附图所示的上、下；“内、外”是指相对于各部件本身的轮廓的内、外。

图2为本发明包括对流段和辐射段的裂解炉的示意图以及物料流向示意图。所述裂解装置包括裂解炉、急冷换热器7、汽包6、风机5和裂解气总管10，所述裂解炉包括对流段和辐射段9，所述对流段包括汽化后的气相不饱和烃1、锅炉给水2、稀释蒸汽3和高压蒸汽4的入口，以及原料预热段11、锅炉给水预热段12、稀释蒸汽过热段13、超高压蒸汽过热段14、混合加热段15和烟气横跨段8。裂解原料经过对流段进入辐射段9。在辐射段9内，通过燃烧液体燃料或气体燃料所放出的热量，将由所述裂解原料经过对流段预热后得到的物料进一步加热以发生裂解反应。裂解产物注入急冷换热器7中进行冷却，分离成裂解气和蒸汽。蒸汽进入汽包6中进行气液分离，分离出的高压蒸汽可以进入对流段进行加热，以获得超高压蒸汽，分离出的水可用作急冷换热器7的冷却水；裂解气经过裂解气总管10进入后续分离装置中分离出想要的目标产物。辐射段9内燃烧产生的高温烟气经过烟气横跨段8进入对流段。所述急冷装置7优选为急冷换热器，也即间接急冷装置。

为了充分利用来自辐射段9的高温烟气的热量，所述裂解炉的对流段通常设置有用于回收热量的多个段。通常，所述对流段可以设置有原料预热段11、锅炉给水预热段12、稀释蒸汽过热段13、超高压蒸汽过热段14和混合加热段15中的一个或多个。所述原料预热段11通常用于对裂解原料进行预热。所述锅炉给水预热段12通常用于对供给至汽包6中的锅炉给水进行预热。所述稀释蒸汽过热段13通常用于对稀释蒸汽(如水蒸气)进行预热。所述超高压蒸汽过热段14通常用于将来自汽包6的高压蒸汽进行加热以获得超高压蒸汽。所述混合加热段15通常用于将裂解原料加热至横跨温度。对于上面提及的这些段，可以根据实际需要进行设置，例如，当所述裂解原料需要先进行预热再与其他物流(如稀释蒸汽)混合时，则需要设置所述原料预热段11，相反，则不需要设置所述原料预热段11。

而且，根据实际生产需要，所述对流段可以设置有一个或多个原料预热段11。在一种实施方式中，当所述裂解原料通过多股物流注入，而且每股物流都需要事先经过预热再进行相互混合时，在所述对流段内设置多个原料预热段11，每个原料预热段11分别对一股物流进行预热。在另一种实施方式中，当所述裂解原料需要预热至较高的温度，而经过一个原料预热段不能预热至目标温度时，需要在所述对流段内设置多个原料预热段11，以对所述裂解原料进行多次预热。

根据实际生产需要，为了获得特定温度和压力的超高压蒸汽，可以在所述对流段内设置一个或多个超高压蒸汽过热段14。

根据实际生产需要，为了将裂解原料加热至横跨温度以减轻辐射段的负荷，可以在所述对流段内设置一个或多个混合加热段。

在所述裂解炉中，当所述对流段内设置有两个以上的选自原料预热段11、锅炉给水预热段12、稀释蒸汽过热段13、超高压蒸汽过热段14和混合加热段15中的段时，各个段之间的位置可以根据实际需要而确定，当某一段内的待加热介质需要进行较高强度的加热，也即加热至较高的温度时，则可以将该段设置在靠近所述烟气横跨段8的位置，因为靠近所述烟气横跨段8的位置烟气的温度相对较高；当某一段内的待加热介质需要进行较低强度的加热，也即加热至较低的温度时，则可以将该段设置在远离所述烟气横跨段8的位置，因为离所述烟气横跨段8越远烟气的温度越低。例如，在一种实施方式中，如图2所示，在所述对流段中，沿着高温烟气的流动方向，依次设置有混合加热段15、超高压蒸汽过热段14、稀释蒸汽过热段13、锅炉给水预热段12和原料预热段11。

在本发明中，所述对流段中进行的各个预热过程分别在所述对流段的不同段内进行。具体地，所述汽化后的气相不饱和烃1与稀释蒸汽3的混合气体的预热过程在所述对流段的原料预热段11中进行。所述单独引入的稀释蒸汽的预热过程在所述对流段的稀释蒸汽过热段13中进行。

根据本发明的一种所述蒸汽裂解方法在汽化装置和裂解炉中实施，所述裂解炉包括对流段和辐射段，所述方法包括：将不饱和烃在汽化装置进行汽化，将稀释蒸汽在裂解炉的对流段进行预热，然后将汽化后的气相不饱和烃与预热后的稀释蒸汽混合，之后将得到的裂解原料混合物的一部分引入裂解炉辐射段出口处进行裂解，另一部分从裂解炉的辐射段的中间部位引入并进行裂解反应，其中，所述裂解炉的辐射段的中间部位是在裂解炉的高度的1/4至4/5处。

在本发明的上述方法中，预热后的稀释蒸汽3引入到所述对流段的过程称为预热过程。

在本发明的上述所述方法中，所述稀释蒸汽在裂解炉的对流段进行预热的温度可以不超过350℃；优选地，所述稀释蒸汽在裂解炉的对流段进行预热的温度可以为120-300℃；更优选地，所述稀释蒸汽在裂解炉的对流段进行预热的温度可以为150-280℃；最优选地，所述稀释蒸汽在裂解炉的对流段进行预热的温度可以为150-250℃。

在本发明的上述所述方法中，用于汽化不饱和烃的汽化装置可以为各种常规的汽化装置。所述不饱和烃在汽化装置进行汽化的温度可以为140-200℃，优选为170-190℃。

在本发明的上述所述方法中，所述不饱和烃可以可以相同或不同，而且各自可以为各种常规的不饱和烃，例如可以为C4、C5和C6的烯烃。

在本发明的上述所述方法中，所述不饱和烃和所述稀释蒸汽的用量的重量比可以为1：0.2-5；优选地，所述不饱和烃和所述稀释蒸汽的用量的重量比为1：0.3-0.8。

在本发明的上述所述方法中，所述裂解反应的条件可以包括：所述辐射段的出口温度为780-850℃，优选为790-840℃；反应时间为0.1-0.5秒，优选为0.2-0.3秒。

在本发明的上述所述方法中，所述引入裂解炉辐射段出口处进行裂解反应的裂解原料混合物与在裂解炉辐射段顶部进入的裂解原料混合物的重量比可以为1：5-20，优选为1：10-15。

在一种优选的实施方式中，如图2所示，在所述对流段中，将汽化后的气相不饱和烃1与经过原料预热段11进行预热后的稀释蒸汽3的混合气体混合；接着将得到的裂解原料混合物的一部分引入裂解炉辐射段9出口处进行裂解，另一部分从裂解炉的辐射段9的中间部位引入并进行裂解反应。

在该优选的实施方式中，为了充分利用所述对流段中的高温烟气的热量，可以选择性地将锅炉给水2通过锅炉给水预热段12进行加热，并将来自汽包6的高压蒸汽4通过超高压蒸汽过热段14进行加热，得到超高压过热蒸汽。在该优选实施方式中，在所述对流段中，沿着高温烟气的流动方向，优选依次设置有混合加热段15、超高压蒸汽过热段14、稀释蒸汽过热段13、锅炉给水预热段12和原料预热段11。

根据本发明的所述方法不仅能够以不饱和烃为裂解原料，而且还能够减少不饱和烃作为裂解原料在裂解炉对流段的结焦，从而保证裂解炉的平稳运行。

以下通过实施例对本发明作进一步说明。

实施例1

本实施例用于说明本发明提供的所述蒸汽裂解方法。

采用图2所示的裂解设备进行裂解反应。具体过程包括：

将C4、C5和C6的烯烃(组成如表1所示)在汽化装置中进行汽化；将稀释蒸汽3在裂解炉的对流段中经过原料预热段11进行预热，且所述不饱和烃1和所述稀释蒸汽3的用量的重量比为1：0.4；之后将汽化后的气相不饱和烃与经过所述原料预热段11预热后的稀释蒸汽的气体混合，得到裂解原料混合物；接着将该裂解原料混合物的一部分从裂解炉的辐射段9出口引入，另一部分从裂解炉的辐射段9的中间部位引入并进行裂解反应，从两处引入的裂解原料混合物的重量比(即，引入裂解炉辐射段出口处进行裂解反应的裂解原料混合物与在裂解炉辐射段顶部进入的裂解原料混合物的重量比)为1：10，裂解炉的辐射段的中间部位是在裂解炉的高度的3/5处。其中，所述稀释蒸汽在裂解炉的对流段进行预热的温度为270℃。通过对裂解气进行分离和分析得知，裂解气的组成如表2所示。

表1

组成	含量(重量％)
		乙烷	0.92
丙烷	22.69
		丙烯	1.67
正丁烷	20.17
		异丁烷	20.62
丁烯	9.17
		异丁烯	6.20

反丁烯	7.01
		顺丁烯	11.16
戊烷	0.39
		合计	100.00

表2

组成	收率(重量％)
		氢气	1.51
一氧化碳	0.08
		二氧化碳	0.09
甲烷	17.86
		乙炔	0.46
乙烯	21.83
		乙烷	2.52
丙二烯	0.38
		丙炔	0.52
丙烯	19.92
		丙烷	2.55
丁二烯	7.12
		丁烯	11.85
丁烷	4.48
		碳五组分	2.61
其他	6.22
		合计	100

对比例1

根据实施例1的方法进行蒸汽裂解，所不同的是，如图1所示，将经过所述原料预热段11预热的气相不饱和烃与经过所述稀释蒸汽过热段13预热的稀释蒸汽3进行混合，接着将该混合气体从裂解炉的辐射段的顶部引入辐射段9中进行裂解反应。通过对裂解气进行分离和分析得知，裂解气的组成如表3所示。

表3

收率	含量(重量％)
		氢气	1.43
一氧化碳	0.08
		二氧化碳	0.09
甲烷	17.41
		乙炔	0.44
乙烯	21.20
		乙烷	2.68
丙二烯	0.40
		丙炔	0.59
丙烯	19.85
		丙烷	2.80
丁二烯	6.86
		丁烯	12.14
丁烷	4.79
		碳五组分	2.78
其他	6.47
		合计	100.00

通过将实施例1与对比例1进行比较，由表2和表3的数据可以看出，实施例1的乙烯的收率为21.83重量％、丙烯的收率为19.92重量％以及丁二烯收率为7.12重量％；而对比例1的乙烯的收率为21.20重量％、丙烯的收率为19.85重量％以及丁二烯收率为6.86重量％。

通过将实施例1与对比例1进行比较，根据本发明提供的所述方法，通过在对流段中引入不饱和烃作为裂解原料，并且在对流段的预热温度不超过350℃，没有导致裂解炉的对流段内由于产生严重结焦而发生堵塞，能够保证裂解炉的平稳运行，同时相比与将饱和烃从裂解炉的顶部引入，将不饱和烃原料在较低预热温度时引入裂解炉的中间部位，裂解产物分布中乙烯、丙烯和丁二烯的收率更好。

对于将不饱和烃类原料的一部分从裂解炉辐射段的出口引入，这将降低裂解炉的TLE的热负荷，从而为裂解炉的平稳运行奠定基础。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

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，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (10)

1.一种蒸汽裂解方法，该方法在汽化装置和裂解炉中实施，所述裂解炉包括对流段和辐射段，所述方法包括：将不饱和烃在汽化装置进行汽化，将稀释蒸汽在裂解炉的对流段进行预热，然后将汽化后的气相不饱和烃与预热后的稀释蒸汽混合，之后将得到的裂解原料混合物的一部分引入裂解炉辐射段出口处进行裂解，另一部分从裂解炉的辐射段的中间部位引入并进行裂解反应，其特征在于，所述裂解炉的辐射段的中间部位是在裂解炉的高度的1/4至4/5处。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述稀释蒸汽在裂解炉的对流段进行预热的温度不超过350℃。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述稀释蒸汽在裂解炉的对流段进行预热的温度为120-300℃，更优选为150-280℃。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述不饱和烃在汽化装置进行汽化的温度为140-200℃，优选为170-190℃。

5.根据权利要求1或4所述的方法，其中，所述不饱和烃为C4、C5和C6的烯烃。

6.根据权利要求1或5所述的方法，其中，所述不饱和烃和所述稀释蒸汽的用量的重量比为1：0.2-5。

7.根据权利要求1或6所述的方法，其中，所述不饱和烃和所述稀释蒸汽的用量的重量比为1：0.3-0.8。

8.根据权利要求1-7中任意一项所述的方法，其中，所述裂解反应的条件包括：所述辐射段的出口温度为780-850℃，优选为790-840℃；反应时间为0.1-0.5秒，优选为0.2-0.3秒。

9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述引入裂解炉辐射段出口处进行裂解反应的裂解原料混合物与在裂解炉辐射段顶部进入的裂解原料混合物的重量比为1：5-20。

10.根据权利要求9所述的方法，其中，所述引入裂解炉辐射段出口处进行裂解反应的裂解原料混合物与在裂解炉辐射段顶部进入的裂解原料混合物的重量比为1：10-15。