CN105622313A - 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，所述方法包括：将不饱和烃在汽化装置进行汽化，然后将汽化后的气相不饱和烃与稀释蒸汽混合，并将得到的裂解原料混合物引入裂解炉的对流段预热，然后再将预热后的裂解原料混合物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。本发明采用裂解原料在对流段预热到一定温度后裂解原料直接从裂解炉的辐射段的中间部分进入裂解炉并进行裂解反应，从而提高了裂解原料在裂解炉管内的升温速度，进而提高裂解反应的选择性，从而显著提高了乙烯、丙烯和丁二烯的收率。

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，裂解一般是指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。裂解目的是以生产乙烯、丙烯为主，同时还副产丁烯、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。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。管内通以裂解原料，管外用液体燃料或气体燃料燃烧所放出的热量来加热管壁，而通过管壁的传热，将热量传递给管内的反应物料。

通常而言，裂解原料都是饱和的石油烃，关于饱和石油烃的裂解的专利很多。例如CN90108007.1发明了一种乙烯裂解炉，该裂解炉能够裂解从轻质的拔头油至重质的常压二、三线柴油及加氢尾油，其辐射段炉管采用1-1-1三程分枝变径管，其裂解原料从炉底或者炉顶进入，裂解产物从炉顶或者炉底流出。

CN200710118074.5发明了一种乙烯裂解炉，其所属的辐射段设有辐射室，其内有用于烃及石油馏分进行热裂解的辐射炉管，辐射炉管在辐射室内呈两排排列，每一排形成一个管排平面。该裂解炉辐射炉管的进口管和出口管都在辐射室的顶部，且其为了节约占地面积采用两排排列。

CN200810224277.7发明了一种乙烯裂解炉，包括高压汽包、对流段、辐射段、垂直布置在辐射段的多组辐射炉管等，其所述的第一程管和第二程管为不分枝炉管，且各炉管中心线在同一个平面上，第一程管与第二程管平行，其炉管亦是从裂解炉顶部进出。

CN200910181015.1同样描述了一种裂解炉，其第一程炉管采用双排布置，第二程炉管采用单排布置，目的是为了减少占地面积。

通过上述专利可以看出，目前的乙烯裂解炉都是以饱和烃为原料的，其裂解炉辐射段炉管的设置也都是从裂解炉顶部或者底部进入裂解炉辐射段炉膛。而对于以不饱和烃为原料的裂解过程则研究的很少，通过我们对不饱和烃中的烯烃研究发现，处理遵循饱和石油烃类裂解的基本规律(比如需要高温、短停留时间、低听分压等)之外，不饱和烃的裂解过程尤其具有独特的规律。

我们通过碳四烯烃的试验可以说明，我们在试验中采用物料的横跨温度和裂解出口温度都一致，唯一不同的是物料在炉管中的升温速度，从试验结果看，分别是在各种不同升温速度情况下的乙烯、丙烯和丁二烯的产率，可以看出，对于烯烃作为裂解原料而言，更快的升温速度有助于提高目的裂解产物的产率，即提高了裂解的选择性。

因此，根据上述结果，我们希望能够找到一种合适的方式，在工业烯烃裂解炉上实现超过现有技术的快速升温的目的。

目前，通常实现快速升温的目的有以下几种方式，一是提高裂解炉的烟气温度，这样可以增加传热温差，从而增加裂解炉管的热通量，进而实现快速升温的目的；二是通过分支变径管，即在裂解炉管的入口部分，采用分支炉管，比如采用两根甚至四根入口管，同时缩小管径，增加传热面积，这样裂解原料通过炉管时，在入口部分会快速升温开始发生反应；三是提高裂解原料的横跨温度，从而可以保证裂解原料能够在短时间内达到特定的温度。

通过现有的这几种方式，裂解原料的升温速度已经达到了很高的水平，要继续提高升温速度，必须选择新的方法，还有待于进一步研究和发现。

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，然后将汽化后的气相不饱和烃与稀释蒸汽混合，并将得到的裂解原料混合物引入裂解炉的对流段预热，然后再将预热后的裂解原料混合物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预热到一定温度后裂解原料直接从裂解炉的辐射段的中间部分进入裂解炉并进行裂解反应，从而提高了裂解原料在裂解炉管内的升温速度，进而提高裂解反应的选择性，从而显著提高了乙烯、丙烯和丁二烯的收率。

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；

图3是本发明中的裂解炉的辐射段中的炉管排布示意图；

图4是本发明中的裂解炉的辐射段中的炉管排布示意图；

图5是本发明中的裂解炉的辐射段中的炉管排布示意图；

图6是本发明中的裂解炉的辐射段中的炉管排布示意图。

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为包括裂解炉的裂解装置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和稀释蒸汽混合气体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与稀释蒸汽的混合气体的预热过程在所述对流段的原料预热段11和混合加热段15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，然后将汽化后的气相不饱和烃与稀释蒸汽混合，并将得到的裂解原料混合物引入裂解炉的对流段预热，然后再将预热后的裂解原料混合物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。

在本发明的上述所述方法中，将得到的裂解原料混合物引入裂解炉的对流段预热，然后将预热后的裂解原料混合物从裂解炉的辐射段的中间部位引入，并在裂解炉的辐射段的出口引出，进行裂解反应。其中，裂解炉的辐射段的出口在裂解炉的辐射段的顶部、底部或裂解炉的辐射段的中间部位，以及裂解炉的辐射段的中间部位可以是在裂解炉的高度的1/4至4/5处；优选地，裂解炉的辐射段的中间部位可以是在裂解炉的高度的2/5至3/5处。

在本发明的上述所述方法中，裂解炉的辐射段的入口中的炉管与裂解炉的辐射段中的炉管垂直且对称分布，且裂解炉的辐射段的入口中的炉管与裂解炉中的其它炉管以错排方式分布。具体地，例如可以如图3所示的裂解炉的辐射段中的炉管排布示意图，裂解炉的辐射段的入口中的炉管从左边进入，且与裂解炉的辐射段中的炉管垂直，裂解炉的辐射段的出口从右边引出，且对称分布，其图示可以如图4所示的裂解炉的辐射段中的炉管排布示意图；还可以如图5所示的裂解炉的辐射段中的炉管排布示意图，裂解炉的辐射段的入口中的炉管从左边进入，且与裂解炉的辐射段中的炉管垂直，裂解炉的辐射段的出口在裂解炉的辐射段的底部，以及还可以如图6所示的裂解炉的辐射段中的炉管排布示意图，裂解炉的辐射段的入口中的炉管从左边进入，且与裂解炉的辐射段中的炉管垂直，裂解炉的辐射段的出口在裂解炉的辐射段的顶部。

在本发明的上述方法中，汽化后的气相不饱和烃与稀释蒸汽混合在一起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，所述裂解原料混合物在所述对流段内预热后的温度可以为540-660℃；优选地，所述裂解原料混合物在所述对流段内预热后的温度可以为590-640℃。

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175-185℃。

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与稀释蒸汽3的混合气体经过原料预热段11以及混合加热段15进行预热，之后将经过所述原料预热段11以及混合加热段15预热的气相不饱和烃与稀释蒸汽的混合气体注入辐射段9中进行裂解反应；其中，将经过所述原料预热段11以及混合加热段15预热的气相不饱和烃与稀释蒸汽的混合气体从裂解炉的辐射段的入口段注入辐射段9中，其中，裂解炉的辐射段的入口段在裂解炉的辐射段的中间部位，以及裂解炉的辐射段的出口段在裂解炉的辐射段的顶部、底部或裂解炉的辐射段的中间部位；且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；优选地，裂解炉的辐射段的中间部位是在裂解炉的高度的2/5至3/5处；以及裂解炉的辐射段的入口中的炉管与裂解炉的辐射段中的炉管垂直且对称分布，且裂解炉的辐射段的入口中的炉管与裂解炉中的其它炉管以错排方式分布；例如，可以为图3至图6中的任意一种。

另外，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，而且还能够增加不饱和烃作为裂解原料在裂解炉中的选择性，从而保证裂解炉的目标产物乙烯、丙烯和丁二烯的收率。

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；

将汽化后的气相不饱和烃1与稀释蒸汽3的混合气体在裂解炉的对流段中经过原料预热段11和混合加热段15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；之后将经过所述原料预热段11和混合加热段15预热的气相不饱和烃与稀释蒸汽的混合气体作为裂解原料混合物；接着将所述裂解原料混合物从裂解炉的辐射段的中间部位引入辐射段9中进行裂解反应；

裂解炉的辐射段的中间部位是在裂解炉的高度的1/4处，以及所述裂解原料混合物在所述对流段内预热后的温度为640℃；

裂解炉辐射段出口温度为830℃。

裂解炉的其他工艺参数如表2所示；

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1

组成	含量(重量％)
		丙烷	0.03
正丁烷	22.34
		异丁烷	8.92
正丁烯	4.24
		顺丁烯	27.43

反丁烯	32.07
		丁二烯	2.04
异丁烯	2.91
		碳五及以上	0.02
合计	100.00

表2

表3

收率	含量(重量％)
		氢气	2.3
一氧化碳	0.03
		二氧化碳	0.04
甲烷	13.5
		乙炔	0.38
乙烯	14.36
		乙烷	1.66

丙二烯	0.24
		丙炔	0.34
丙烯	19.32
		丙烷	0.22
丁二烯	15.08
		丁烯	22.94
丁烷	3.28
		碳五组分	3.25
其他	3.06
		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，又经过了混合加热段15进行预热，得到裂解原料混合物。

其中，裂解炉的其他工艺参数如表2所示；

通过对裂解气进行分离和分析得知，裂解气的组成如表4所示。

表4

收率	含量(重量％)
		氢气	2.22
一氧化碳	0.03
		二氧化碳	0.04
甲烷	13.62

乙炔	0.34
		乙烯	13.43
乙烷	1.31
		丙二烯	0.24
丙炔	0.34
		丙烯	18.58
丙烷	0.18
		丁二烯	13.68
丁烯	24.88
		丁烷	3.40
碳五组分	4.06
		其他	3.65
合计	100.00

实施例2

本实施例用于说明本发明提供的所述蒸汽裂解方法。

按照与实施例1相同的方法对不饱和烃进行裂解反应，所不同之处在于，裂解炉的辐射段的中间部位是在裂解炉的高度的1/2处，以及裂解炉的辐射段的出口段在裂解炉的辐射段的顶部。

裂解炉的其他工艺参数如表2所示；

通过对裂解气进行分离和分析得知，裂解气的组成如表5所示。

表5

收率	含量(重量％)
		氢气	2.36
一氧化碳	0.03
		二氧化碳	0.04
甲烷	13.41
		乙炔	0.41
乙烯	15.09
		乙烷	1.93
丙二烯	0.24
		丙炔	0.34
丙烯	19.90
		丙烷	0.25
丁二烯	16.17
		丁烯	21.43
丁烷	3.19
		碳五组分	2.62
其他	2.60
		合计	100.00

实施例3

本实施例用于说明本发明提供的所述蒸汽裂解方法。

按照与实施例1相同的方法对不饱和烃进行裂解反应，所不同之处在于，裂解炉的辐射段的中间部位是在裂解炉的高度的3/5处，以及裂解炉的辐射段的出口段在裂解炉的辐射段的底部。

通过对裂解气进行分离和分析得知，裂解气的组成如表6所示。

表6

收率	含量(重量％)
		氢气	2.23
一氧化碳	0.03
		二氧化碳	0.04
甲烷	13.60
		乙炔	0.35
乙烯	13.57
		乙烷	1.36
丙二烯	0.24
		丙炔	0.34
丙烯	18.69
		丙烷	0.19
丁二烯	13.89
		丁烯	24.59
丁烷	3.38
		碳五组分	3.94
其他	3.56
		合计	100.00

通过将实施例1-3与对比例1进行比较，由表3、表5、表6和表4的数据可以看出，实施例1的乙烯的收率为14.36重量％、丙烯的收率为19.32重量％以及丁二烯收率为15.08重量％；实施例2的乙烯的收率为15.09重量％、丙烯的收率为19.90重量％以及丁二烯收率为16.17重量％；实施例3的乙烯的收率为13.57重量％、丙烯的收率为18.69重量％以及丁二烯收率为13.89重量％；而对比例1的乙烯的收率为13.43重量％、丙烯的收率为18.58重量％以及丁二烯收率为13.68重量％，即实施例1、实施例2和实施例3中通过在裂解炉辐射段中间部位进入裂解炉，使C4、C5和C6的烯烃作为裂解原料使得乙烯的收率分别提高了6.9重量％、12.36重量％和1.04重量％，丁二烯的收率分别提高了10.23重量％、18.2重量％和1.54重量％，以及丙烯的收率分别提高了4重量％、7.1重量％和0.59重量％。

由此可以得出，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，将裂解原料在对流段预热到一定温度后裂解原料直接从裂解炉的辐射段的中间部分进入裂解炉并进行裂解反应，从而提高了裂解原料在裂解炉管内的升温速度，进而提高裂解反应的选择性，从而显著提高了乙烯、丙烯和丁二烯的收率。

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，然后将汽化后的气相不饱和烃与稀释蒸汽混合，并将得到的裂解原料混合物引入裂解炉的对流段预热，然后再将预热后的裂解原料混合物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，所述裂解原料混合物在所述对流段内预热后的温度为540-660℃。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述裂解原料混合物在所述对流段内预热后的温度为590-640℃。

4.根据权利要求4所述的方法，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2/5至3/5处。

5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述辐射段包括辐射段的入口段和辐射段的出口段，所述裂解炉的辐射段的入口中的炉管与裂解炉的辐射段中的炉管垂直且对称分布，且所述裂解炉的辐射段的入口中的炉管与裂解炉中的其它炉管以错排方式分布。

6.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175-185℃。

7.根据权利要求1或6所述的方法，其中，所述不饱和烃为C4、C5和C6的烯烃。

8.根据权利要求1或7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。

9.根据权利要求1或8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。

10.根据权利要求1-9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。