PROGRAMUL DE STUDII: PRELUCRAREA PETROLULUI ȘI [632208]

MINISTERUL EDUCA ȚIEI NAȚIONALE
UNIVERSITATEA “OVIDIUS” DIN CONSTAN ȚA
FACULTATEA DE ȘTIINȚE APLICATE ȘI INGINERIE
PROGRAMUL DE STUDII: PRELUCRAREA PETROLULUI ȘI
PETROCHIMIE

Transferul termic în instala ț ia de
piroliză

COORDONATOR ȘTIINȚIFIC :
S.L.dr.ing. Ani șoara – Arleziana NEAGU
ABSOLVENT: [anonimizat]
2018

D ECLARAȚIE

Subsemnata …………………………………………………………………,
a bsolventă a Facultății de Științe Aplicate și Inginerie din Universitatea “Ovidius” din Constanța,
promo ția ………………………………, programul de studii
……………………………………………………………………………….., declar pe proprie
răspundere că lucrarea de licen ță am redactat – o cu respectarea regulilor dreptului de autor, conform
actelor normative în vigoare (Legea 8/1996 modificată și completată prin Legea nr. 285/2004,
Ordonanța de Urgență nr. 123/2005, modificată și Legea nr.329/ 2006).
Pentru eliminarea acuzațiilor de plagiat:
– am executat lucrarea personal, nu am copiat – o și nu am cumpărat – o, fie în întregime, fie
parțial;
– textele din surse romănești, precum și cele traduse din alte limbi au fost prelucrate de
mine și sinte tizate rezultând un text original;
– în cazul utilizării unor fraze citate exact, au fost indicate sursele bibliografice
corespunzătoare, imediat după frazele respective;
Am luat la cunoștință că existența unor părți nereferențiate sau întocmite de alte persoane
poate conduce la anularea diplomei de licență.

Data Semnătura

Rezumat
În procesul de piroliză este important în țelegerea fenomenelor de transfer de căldură
deoarece cunoa șterea modului în care acestea pot influen ța bunul mers al procesului de cracare
termică face posibilă operarea corespunzătoare a transferului termic, în scopul asigurării unei
desfă șurări optime din punct de vedere func țional și economic.
În acestă lucrare “ Transferul termic în procesul de piroliză ” cuprinde un rezumat și o
introducere care cuprind o sinteză a informa țiilor despre transferul termic în procesul de
piroliză și 5 capitole.
În primul capitol intitulat “Transferul de căldură ” sunt explicate mecanismele de
transfer prin conduc ție, radiație și convecție prin care se realizeză transportul căldurii , precum
și determinarea cantitativă a căldurii transportate.
În capitolul doi “Procesul tehnologic de piroliz ă ” sunt prezentate generalită ți ale
instala ție procesului de piroliză precum și prezentarea grafică simplificată a acestui proces. În
acest capitol sunt prezentate tendin țele moderne în ceea ce prive ște alimentarea instala ției de
piroliză și folosirea unui gaz inert diferit de cel conven ț ional cu scopul de a îmbunătă ți procesul
de piroliză.
În capitolul trei denumit “ Cuptorul de cracare termic ă ” sunt prezentate în detaliu cele
două zone importante ale cuptorului: sec ț iunea de radia ție și secțiunea de convecție. Este
explica tă importan ța și scopul acestor două sec țiuni, a serpentinelor, a arzătoarelor ș i răcirii
bru ște a efluentului prin generarea de abur de înaltă presiu ne.
În capitolul patru “Calculul tehnologic” este prezentat ă partea de proiectare în care s – a
calculat lungimea serpentinei cuptorului de piroliză . În cele două sec țiuni ( convec ț ie și radiație )
s – a ținut cont de căderile de presiune în interiorul serpentinei , dorite să fie cât mai mici. Reac ția
de piroliză se desfă șoară în întregime în serpentinele radiante de aceea s – a calculat și conversia
în această sec țiune.
În capitolul cinci “ Securitatea și să n ătatea în muncă ” sunt prezentate principalele
instruc țiuni sp ecifice de securitate și sănătate în muncă specifice procesului de piroliză. Sunt
prezenta ți principalii factori de risc chimic i , mecanic i , electrici și biologici și modalitățile de
prevenire.
Lucrarea se încheie cu concluziile generale și bibliografi a .

Cuprins
I ntroducere ……………………………………………………………………………… . ….. 4
Capitolul 1 Transfer de căldură ………………………….. ………………………….. ……………………….. 5
1.1 No țiuni introductive ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……… 5
1.2 Elemente fundamentale ………………………….. ………………………….. ………………………….. …. 6
1.3 Mecanisme de transmitere a căldurii………… …. …………………………………… …8
1.3.1 Transferul de căldură conductiv ( conduc ție , conductivitate ) ……………… … … .9
1.3.2 Transferul de căldură radiant (radia ție termică) ……………………… .. ……….1 1
1.3.3 Transferul de căldură convectiv (convec ție) ……………………………………1 5
Capitolul 2 Procesul tehnologic de piroliză ………………………….. ………………………….. ……… 17
2.1 No țiuni introductive ………………………….. ………………………….. ………………………….. ….. 17
2.2 Materii prime ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………. 18
2.2.1 Adaosul de propan la materie primă ………………………….. ………………………….. . 19
2.2.2 Studiul privind performan ța cracării diferitelor amestecuri de hidrocarburi într –
un cup tor de piroliză. ………………………….. ………………………….. ………………………….. …….. 23
2.3 Variabilele procesului ………………………….. ………………………….. …………………………. 26
2.4 Schema de principiu a instala ției de piroliză ………………………….. ……………………….. 28
2.5 Produ și de reacție ………………………….. ………………………….. ………………………….. …… 29
2.6 Utilizarea dioxidului de carbon în locul aburului ………………………….. …………………. 3 0
2.6.1 Descrierea procesului ………………………….. ………………………….. ……………………. 3 0
2.6.2 Rezultate și concluzii ………………………….. ………………………….. ……………………. 3 1
Capitolul 3 Cuptorul de cracare termic ………………………….. ………………………….. …………… 3 4
3.1 Sec țiunea de radiație ………………………….. ………………………….. ………………………….. .. 3 5
3.1.1 Arzătoarele ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……… 36
3.1.2 Serpentinele tubulare ………………………….. ………………………….. ……………………. 37
3.2 Sec țiunea de convecție ………………………….. ………………………….. ………………………… 37

3.3 Severitatea procesului de cracare ………………………….. ………………………….. ………….. 39
3.3.1 Efectul condi țiilor severe de funcționare asupra stării de degradare a serpentinelor
radiante în cuptorul de piroliză ………………………….. ………………………….. ……………………. 4 0
3.4 Răcirea efluentului prin generare de abur (TLE sau TLX) …………………………4 2
3.5 Formarea cocsului ………………………….. ………………………….. ………………………….. ….. 4 2
Capitolul 4 Calculul tehnologic ………………………….. ………………………….. ……………………….. 4 4
4.1 Tema și datele de proiectare ………………………….. ………………………….. ……………………… 4 4
4.2 Modelul matematic pentru dimensionarea serpentinei cuptorului de piroliză …………… 4 5
4.3 Dimensionarea serpentinei în zona de convecție ………………………….. …………………. 47
4.3.1 Calculul sectorului I ………………………….. ………………………….. ……………………… 47
4.3.2 Calculul celorlalte sectoare ………………………….. ………………………….. ……………. 55
4.4 Dimensionarea serpentinei în zona de radiație ………………………….. …………………….. 56
4.4.1 Calculul sectorului I a zonei de radiație ………………………….. ……………………….. 57
4.4.2 Calculul sectorului II din zona de radia ție ………………………….. ……………………. 66
4.4.3 Calculul sectorului III din zona de radia ție ………………………….. …………………… 7 3
4.5 Concluzii par țiale…………………………………………………… … ………….80
Capitolul 5 Securitatea și sănătatea în muncă ………………………….. ………………………….. …. 8 2
Concluzii ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………………….. . 8 5
Bibbliografie………………………………………………………………………………… 88

4
Introducere

Cracarea termică a fost dezvoltată în primul rând pentru a cre ște cantitatea și calitatea
componen ț ilor benzinei , ob ținându – se etilen a și propilen a ca produs e secundar e . Procesul de
piroliză este considerat similar procesului de cracare termică din punct de vedere cinetic,
termodinamic și al mecanismului, dar acesta diferă prin materiile prime folosite și produsele
ob ținute , obiectivul urmărit, condi țiile de lucru și instalațiile în care se efectuează procesul de
piroliză.
Procesul de piroliză este un proces foarte importat în industria petrochimică. Scopul
acestui proces este de a asigura cantită ți mari de etenă și propenă necesare pentru fabricarea
polietenei și poliprolilenei, precum și a stirenului, fenolului , acetonei ș i a altor deriva ți.
Procesul de piroliză este un proces foarte complex de descompunere termică a produselor
gazoase (etan, propan) la temperaturi ridicate și presiuni scăzute. Energia necesară reac țiilor
de descompunere termică, reac ții endoterme, este gen erată de cuptorul de piroliză.
Utilajul cheie al procesului de piroliză cel care determină capacitatea și randamentul de
produse valoroase poate fi considerat cuptorul. Reacțiile se produc în totalitate în serpentinele
cuporului, în zona de radiație a acestuia cu prec ă dere în ultimele 30 – 50% din lungimea
serpentinei.
Cea mai avantajoasă materie primă în procesul de piroliză este propanul datorită
faptului că are un randament de 80% în etenă, se obțin mai puține produse secundare, investiții
reduse în i nstalațiile de fracționare propenă . Obiectivul principal este obținerea e tenei , dar în
funcție de materia primă fol o sită și condițiile de lucru se pot obține gaze, alcani, olefine, o
fracție de benzină bogată în aromate și un produs rezidual.
Scopul proces ului de piroliză este acela de a obținere olifine ușoare (etenă, propenă) și
aromate. Reacția primară în piroliză este scindarea moleculelor de hidrocarburi în alcani și
olefine urmată de un complex de reacții paralele și succesive de cracare, polimerizare ,
dehidrogenare și altele.

Transferul de căldură Martin Nina
5 Capitolul 1 Transferul de căldură

1.1 Noțiuni introductive
Diversitatea domeniilor de aplicare a fenomenelor de transfer termic se dator ează
multiplelor aspecte sub care acestea se manifest ă în procesele industriale.
Deși în anumite procese tehnologice transferul termic este un fenomen secundar,
cunoașterea modului în care acesta poate influența bunul mers al procesului respectiv face
posibil ă operarea corespunz ă toare a transferului termic , în scopul asigur ă rii unei de sf ă șur ă ri
optime din punct de vedere funcțional și economic.
Transferul de c ă ldur ă (termic) este un capitol a l ingineriei proceselor care cuprinde
ansamblul de considera ț ii fizice (teoretice ș i experimentale) ș i tehnice care au ca obiectiv
explicarea mecanismelor prin ca re se realizeaz ă transportul c ă ldurii , c â t ș i determinarea
cantitativ ă a că ldurii transportate [1].
Fenomenul d e transfer de căldură reprezintă s chimbul de energie termică care apare
între două corpuri solide, două regiuni ale aceluiași co r p, două fluide, ca rezultat al existenței
unei diferențe de temperatură ( potențial termic) între aceste a . Datorită existenței unui
potențial termic, transferul spontan de energie are loc de la corpul cu temper atură mai ridicată
la cel cu temperatură mai scăzută [ 2 ] .
Temperaturile corpului constituie poten țialul termic, iar diferența de temperatură
constituie un parametru intensiv al acestui fenomen, denumit for ța motrice a transferului de
căldură .
Trecerea că ldurii din zonele cu temperatură ridicată, spre cele cu temperatur ă coborâtă
din masa unui corp, conduce la egalarea temperaturii , astfel la echilibru temperatura este
uniform distribuită și forța motrice a transferului de căldură este egală cu zero.
C alculul transfe r ului de căldură se bazează pe principiile termodinamici. Conform
principiului conservării energiei (principiu l I ) se scriu bilan țurile termice cu ajutorul cărora se
calculează fluxurile de căldură transferate, consumul de agent termic și se deduc ecua țiile
diferen țiale ale conductivității termi c e ș i a energiei. Cu ajutorul principiul ui II al
termodinamicii se stabile ște sensul transformărilor spontane: căldura se transmite de la
corpurile calde la cele reci. Consecin ța principiului III este inaccesibilitatea de zero absolut
[ 3 ].

Transferul de căldură Martin Nina
6 Din punct de vedere cantitativ, transferul de căldură are loc conform principiului
conservării energiei, aplicat sistemelor izolate, cărora le corespunde următoarea ecuație
generală de bilanț termic:
ܳ ௖௘ௗ௔௧ = ܳ ௣௥௜௠௜௧ (J) (1 .1 )
unde:
ܳ ௖௘ௗ௔௧ – cantitatea de căldură cedată, (J) ;
ܳ ௣௥௜௠௜௧ – cantitatea de căldură primită, (J).
Această ecuație arată faptul că într – un sistem izolat, în regim staționar, cantitatea de
căl dură cedată de corpul cu temper a t ura mai ridicată este egală cu cantitatea de căldură
primită de corpul cu temperatură mai scăzută. Această formulă este valabilă doar în cazul
absenței din sistem a unor surse de căldură: reacții chimice, biochimice sau nucleare. Pentru
sistemele neizolate ecua ția (1.1) capătă forma ecuației (1.2), [ 2 ] :
ܳ ௖௘ௗ௔௧ = ܳ ௣௥௜௠௜௧ + ܳ ௣௜௘௥ௗ௘௥௜ (J) ( 1. 2)
u nde:
ܳ ௣௜௘௥ௗ௘௥௜ – cantitatea de căldură schimbată cu mediul înconjurător , (J) .
1.2 Elemente fundamentale
Pentru a avea loc transferul de căldură este necesară o for ță motrice determinată de o
diferen ță de temperatură între două puncte. Procesul poate tinde spre starea de echilibru,
caracterizată printr – o for ță motrice nulă, respectiv printr – o distribu ție uniformă a temperaturii.
Câmpul de temperatură
Temperatura caracterizează starea termică a unui corp, caracterizând gradul de
încălzire a acestuia. În fiec are punct M (x,y,z) dintr – un corp solid, lichid sau gazos se poate
defini o temperatură, func ție scalară de coordonatele punctului și de timp, conform relației
(1.3):
)߬,ݖ,ݕ,ݔ(݂=ܶ ( 1. 3 )
Câmpul de temperatură definit de rela ția (1.3) este tridimensional și nesta ționar .
Dacă temperatura nu depinde de timp, câmpul de temperatură este sta ționar sau permanent .
Acest lucru este reflectat în ecua ția (1.4):

Transferul de căldură Martin Nina
7 )ݔ(݂=ܶ ( 1. 4 )
Suprafa ța izotermă este locul geometric al punctelor din spațiu care la un moment au
aceea și temperatură. În regim nestați onar suprafa țele izoterme sunt mobile și deformabile , iar
în regim sta ționar ele sunt invariabile. Suprafețele izoterme nu pot intersecta, același punct din
spa țiu la același moment de timp, neputând avea temperaturi diferite.
Unitatea de măsură pentru te mperatură este gradul Kelvin (K) , definit ca 1/273,1 5 din
temperatura termodinamică a punctului triplu al apei. În sistemul interna țional de unități de
măsură este tolerat și gradul Celsius ( 0 C) care are aceea și măsură cu gradul Kelvin, dif eren ța
fiind doar originea scării de măsură. Din acest motiv se acceptă ambele unită ți de măsură [ 4 ] .
Fluxul termic
Cantitatea de căldură Q , transferată între două puncte sau între două corpuri se
exprimă în Joule.
Fluxul termic, Q s , reprezintă cantitatea de căldură care trece printr – o suprafa ț ă
izotermă în unitate a de timp [4].
ܳ ௦ = ∆ ொ
∆ ఛ [ ܹ ] (1. 5 )
Unde:
∆ ܳ – cantitatea de căldură, (J)
∆ ߬ – intervalul de timp, (s)
Fluxuri termice unitare
Fluxul termic unitar de suprafa ță , q , ( d ensitatea fluxului termic ) se define ște ca fiind
cantitatea de căldură transferată prin unitatea de suprafa ță în unitatea de timp [ 4 ] :
ݍ ௦ = ொ
ௌ ቂ ܹ
݉ ଶ ൗ ቃ (1. 6 )
Fluxul termic linear este fluxul termic transmis prin unitatea de lungime a unei
suprafe țe [ 4 ] :
ݍ ௟ = ொ
௅ ൣ ܹ݉ ൗ ൧ (1. 7 )
Fluxul termic unitar volumic este fluxul termic emis sau absorbit de unitatea de
volum dintr – un corp [4] :

Transferul de căldură Martin Nina
8 ݍ ௩ = ொ
௏ ቂ ܹ
݉ ଷ ൗ ቃ (1. 8 )
Coeficientul individual (par țial) de transfer de căldură, ࢻ ,este o măsură a intensită ții
transferului de căldură prin una sau mai multe moduri. El reprezintă cantitatea de căldură
transferată prin unitatea de supra fa ță în unitatea de timp sub acțiunea unei forțe motrice
unitare. O valoare medie este dată de rela ția [ 3 ] :
ߙ ത = ∆ ொ
∆ ஺ ∙ ∆ ௧ ∙ ∆ ் ቂ ܬ
݉ ଶ ∙ ݏ ∙ ܭ ൗ = ܹ
݉ ଶ ∙ ܭ ൗ ቃ (1. 9 )
Conceptul de rezisten ță termică
Dacă două sisteme sunt analoge (respectă ecua ții similare care au condiții la limită
similare), ecua țiile care descriu comportarea unui sistem pot fi convertite în ecuațiile celuilalt
sistem prin simplu substituit a simbolurilor variabilelor. Astfel, legea lui Ohm care exprimă
legătura dintre int ensitatea curentului electric I , diferen ța de tensiune ΔU ș i rezisten ța electrică
R e , are o formă analoagă în transferul termic, prin rela ția dintre fluxul termic unitar q ,
diferen ța de temperatură (potențialul termic) ΔT și o mărime denumită rezistența te rmică R :
=ܫ ∆ ௎
ோ ೐ =ݍ ∆ ்
ோ (1.1 0 )
Unde:
ܴ ௘ – rezisten ța electrică, (m 2 K/W) ;
ܴ – rezisten ț a termică, (m 2 K/W) ;
∆ ܷ – diferen ța de tensiune , (V) ;
∆ ܶ – diferen ța de temperatură, ( ℃ ).
Analogia electrică a transferului termic poate fi utilizată ca instrument de calcul și
vizualizare a ecua țiilor transferului termic [ 5 ] .
1.3 Mecanisme de transmitere a căldurii
Transmiterea căldurii se face prin trei modalități: prin conduc ție, prin radiație și prin
convecție. În instalațiile industriale, transmiterea căldurii se realizează prin două sau prin
toate cele trei mecanisme enumerate mai sus. Transmiterea căldurii prin convecție va fi
însoțită de un transfer conductiv de căldură. Pierderea de căldură a unui corp cald în mediul
înconjurător se poate realiza prin toate cele trei mencanisme de transfer. Chiar dacă
transmiterea călduri se realizează prin cele trei mecanisme, unul din ele dețin ponderea cea

Transferul de căldură Martin Nina
9 mai mare în transferul global , totodată acesta fiind mecanismul determinant de transfer de
căldură [ 2 ].
1.3.1 Transferul de căldură conductiv (conducție, conductivitate)
Acest tip de transferul de căldură apare în medii solide, imobile sau fără mișcări
aparente (fluide), și se realizează din aproape în aproape în interiorul unui corp sau între două
corpuri aflate în contact nemijlocit, fără o deplasare aparentă de substanță. Transferul are loc
prin intermediul unor purtători de căldură microscopici: molecule (în fluide), atomi și ioni (în
rețelele cristaline), electroni liberi (în rețelele metalice). Acești purtători de căldură din zona
aflată la temperatura mai ridicată sunt caracterizați printr – o energie cinetică ridicată. Prin
ciocniri elastice între molecule, moleculele cu energie cinet ică mai ridicată cedează o parte
din aceasta moleculelor mai sărace în energie, ajungându – se în final la egalizarea energiilor
cinetice, deci și a temperaturii.
Transmiterea căldurii în solidele cristaline se realizează ca urmare a mișcării relative
de vi brație a atomilor sau ionilor în nodurile rețelei. Deoarece această mișcare este mai puțin
intensă decât mișcarea moleculelor în fluide, conductivitatea termică a solidelor cristaline
nemetalice este mai scăzută în comparație cu conductivitatea termică a l ichidelor. Pentru
metale, datorită mari mobilități a electronilor liberi din banda de conducție, transferul
conductiv este rapid, explicându – se astfel conductivitatea termică superioară a metalele în
comparație cu a altor materiale [ 2 ].
1.3.1.1 E cua țiile diferen țiale ale conductivității termice
Ecua ția care caracterizează transferul termic conductiv este legea lui Fourier , care se
bazează pe principiul al doilea al termodinamici și arată că drumul urmat de fluxul termic este
cel mai scurt drum între două izoterme învecinate, drum determinat de gradientul de
temperatură. Pentru un flux termic unidirec țional, legea lui Fourier are următoar ea formă :
ܳ ௦ , ௫ = − ߣ ∙ ܣ ∙ డ்
డ௫ (W) (1.11 )
unde :
ߣ – conductivitatea termică a materialului, ൫ ܹ݉ ∙ ℃ ൗ ൯ ;
ܣ – aria suprefe ței de schimb de căldură, ( ݉ ଶ );
డ்
డ௫ – gradiantul de temperatură, ( ℃ ).

Transferul de căldură Martin Nina
10 Ecua ția ( 1 . 1 1) indică faptul că fluxul termic transmis prin conductivitate în regim
sta ționar este direct proporțional cu aria secțiunii normale pe direcția de propagare a fluxului
și cu gradientul de temperatură.
Conform principiului II al termodinamicii, semnul minus aplicat gradientului termic
arată că transferul decurge în sensu l scăderii temperaturii.
Pentr u fluxul termic unitar se scrie rela ția (1.12) :
=ݍ − ߣ ∙ డ்
డ௫ (1.12 )
Dacă avem un mediu omogen și izotrop în care temperatura variază spa țial, ecuația
Fourier se scrie sub forma rela țiilor (1.13.) și (1.14) :
ݍ ௫ = − ߣ ∙ డ்
డ௫ ; ݍ ௬ = − ߣ ∙ డ்
డ௬ ; ݍ ௭ = − ߣ ∙ డ்
డ௭ (1.13 )
=ݍ − ߣ ቀ డ்
డ௫ + డ்
డ ௬ + డ்
డ௭ ቁ = − ߣ ∇ ( 1.14 )
Coeficientul de propr ționalitate ߣ poartă denumirea de coeficient de conductivitate
termică sau, conductivitate termică .
Condi țiile în care au loc procesele de transfer termic conductiv sunt următoarele:
◊ materialul este omogem sau neomogen;
◊ materialul este izotrop sau anizotrop;
◊ materialul con ține sau nu conține surse interne de căldură;
◊ regimul termic este sta ționar sau nestaționar;
◊ transferul termic are loc uni – , bi – , sau tridirec țional.
În majoritatea proceselor termice, transferul de căldură conductiv are loc prin
materiale omogene și izotrope, fără surse interne de căldură, în regim staționar, unidirecțional.
1.3.1.2 Coeficientul de conductivitate termic
Proprietatea fizică specifică fiecărui tip de material, care exprimă comportarea
acestuia la transferul termic conductiv , se nume ște coeficientul de conductivitate termic ,
notat cu ߣ . Dimensiunile conductive termice rezultă din condi ția de omogenitate dimensională
a ecua ției ( 1.15 ):

Transferul de căldură Martin Nina
11 =ߣ ቈ ቀ ௃ ௦ ൗ ቁ ∙ ௠
௠ మ ∙ ௄ ቉ = ቂ ௐ
௠ ∙ ௄ ቃ ( 1.15 )
Conductivitatea termică este dependentă de proprietă țile fizice ale material ului:
temperatură, densitate, porozitate, umiditate.
La alegerea materialelor pentru construc ția aparaturii de transfer de căldură se ține
cont și de coeficientul de conductivitate ߣ :pentru accelerarea transferului termic se utilizează
materiale cu valo ri ߣ ridicate ( metale, aliaje), iar pentru reducerea sau inhibarea transferului
se utilizează materiale cu valori ߣ scăzute (materiale izolante). Conductivitatea termică este o
mărime care trebuie cunoscută sau determinată în cazul fluidelor, fiind nece sară pentru
calculul coeficientului global de transfer termică [ 2 ].
O a doua mărime importantă a transferului de căldură prin conduc ție este difuzivitata
termică. Ea se calculează conform rela ției (1.16) :
=ܽ ఒ
ఘ ∙ ௖ ೛ [ ݉ ଶ / ݏ ] ( 1.16 )
unde:
ߣ – conductivitatea termică, ൫ ܹ݉ ∙ ℃ ൗ ൯ ;
ߩ – densitate a, ቀ ݃ܭ
݉ ଷ ൗ ቁ ;
ܿ ௣ – căldura specifică , ቀ ܬ
݃ܭ ∙ ℃ ൗ ቁ .
Difuzivitatea termică este o mărime care indică viteza de propagare a căldurii printr – o
substan ță, prin mecanism conductiv. Valorile mari ale difuzivității termice indică viteze mari
de propagare a căldurii, iar valorile mici, tendin ța de a stoca energia termică [ 2 ].
1.3.2 Transferul de căldură radiant (radiația termică)
Acest mod de transfer de căldură sub formă de energie radiantă se datorează naturii
electromagnetice a radiației termice. Orice corp aflat la T > 0 K emite energie radiantă sub
formă de undă electromagnetică. La întâlnirea cu un corp această undă se poate transforma
parțial sau total în căldură. În cazul acestui tip de transfer termic nu există purtători materiali
de proprietate (energie în acest caz), astfel că radia țiile nu au nevoie de un anumit mediu
pentru a se propaga, ele putând să se propage și în vid [ 2 ].

Transferul de căldură Martin Nina
12 Transferul de căldură prin radiație se realizează de la distanță. Acest fenomen are sens
dublu: un corp radiază energie către altele, dar la rândul său primește energie emisă sau
reflectată de corpurile înconjurătoare [ 4 ].
Energia radiant ă este energia transferată prin radia ții electromagnetice sau fotoni, pe
un anumit interval al lungimilor de undă. Solidele și lichidele emit energie radiant ă de pe
suprafa ță și au un spectru de radiație continuu, pe toate lungimile de undă. Gazele și vaporii
sunt caracteriza ți de un spectru de radiație discontinuu, sub formă de benzi de radiație.
Radia țile termic e sunt puternic dependente de temperatură, la temperaturi înalte, radia ția
devine modul dominant de transfer de căldură [ 3 ] .
Radia țiile termice sunt cuprinse între 0,1 și 100 μm, și sunt emise de către un corp
încălzit. În acest domeniu se situează o por țiune din radiațiile ultraviolete și în întregime
spectrul radia țiilor vizibile și infraroșii. Radiațiile termice ocupă numai o parte a spectrului
radia țiilor electromagnetice. Diferitele forme de radiații se deosebesc prin lungimea de undă.
Radia țiile pot fi privite fie ca un ansamblu de particule numite fotoni sau cuante , fie unde
electromagnetic. Materia, în toate formele de a gregare, emite radia ții. Gazele și unele solide
semitransparente (sticla), la temperaturi înalte, emit din tot volumul. În cazul lichidelor și
solidelor, radia ția emisă de materialele din interior este absorbită de moleculele alăturate,
astfel încât emisia solidelor și lichidelor către o fază gazoasă adiacentă este considerată un
fenomen de suprafa ță [ 3 ].
Dacă avem două corpuri solide cu temperaturi diferite, între ele se stabile ște un
schimb reciproc de emisii și absorbții de energii radiante, fluxul radi ant fiind mai mare în
cazul corpului cu temperatură mai mare. După trecerea unui anumit timp între aceste două
corpuri se stabile ște un echilibru termic: temperatura celor două corpuri se egalizează și
poten țialul transferului se anulează. Chiar dacă trans ferul de căldură încetează, corpurile
continuă să emită și să absoarbă energie radiantă, fiecare corp primește tot atâta energie cât
cedează.
1.3.2.1 No țiuni fundamentale
Radia ția este caracterizată de o serie de mărimi fizice, caracterizate la rândul lor de
două criterii independente: compozi ția spectrală și distribuția spațială (direcțională).
În func ție de compozi ția spectrală , mărimile fizice se pot referi la tot spectrul de
radia ții și se numesc totale sau la o anumită lumgime de undă, și se numesc monocroma tice .

Transferul de căldură Martin Nina
13 Mărimile se numesc emisferice dacă se referă la toate direc țiile în care o suprafață
emite sau prime ște radiație și direc ționale dacă caracterizează o direc ție dată de propagarea
radia ției.
Fluxul termic radiant emis total, Q e reprezintă energia e misă de un corp în unitatea de
timp, în tot spa țiul [ 4 ].
Un corp care prime ște un flux specific de energie radiantă Q , de la un alt corp o poate
repartiza astfel (figura 1 .1): o parte o absoarbe ( Q A ), o parte o reflectă ( Q R ) și o parte este
difuzată ( Q D ):
ܳ=ܳ ஺ + ܳ ோ + ܳ ஽ = ܳ)ܦ+ܴ+ܣ(=ܳܦ+ܴܳ+ܳܣ
=ܦ+ܴ+ܣ 1 ( 1 .1 7 )
unde:
A, – coeficientul de absorb ție,
R – coeficientul de refrac ție,
D – coeficientul de difuzie sau permeabilitate.

Figura 1 .1. Distribu ția energiei radiante
Ace ști coeficienți au valori cuprinse între 0 și 1, în funcție de natura corpului, starea
suprafe ței sale, temperatura și spectrul radiației incidente [ 3 ].
Corpul negru absoarbe toată radia ția incidentă, astfel că: =ܣ 1 ; =ܦ=ܴ 0 .
Corpul alb reflectă toată radia ția incidentă: =ܴ 1 ; =ܦ=ܣ 0 .

Transferul de căldură Martin Nina
14 Corpul diaterm este transparent pentru radia ția inci dentă: =ܦ 1 ; =ܴ=ܣ 0 .
Un corp are o suprafa ță lucie dacă radia ția incidentă este reflectată într – o singură
direc ție, unghiul de incidență fiind egal cu cel de reflexie, și are o suprafață mată dacă
radia ția incidentă este reflectată în toate direcțiile [3 ].
Radia ția monocromatică corespunde unei anumite frecvențe ( ν) sau lungimi de und ă
(λ), între aceste două mărimi existând următoarea rela ție:
=ߣ ௖
ఔ (m) ( 1.18 )
unde:
c – viteza lumini , (m/s);
ν – frecven ța undei, (Hz).
Radia ția integrală cuprinde tot spectrul de radia ții cu lungimi de undă variind de la
zero la infinit.
Puterea totală de emisie ( E ) reprezintă cantitatea de energie radiată de un corp în
unitatea de timp, pe unitatea de suprafa ță, în toate direcțiile și pe toate lungimile de undă:
=ܧ ொ
஺ ቀ ௐ
௠ మ ቁ ( 1.19 )
unde:
ܳ − energia radiată de corp în unitatea de timp, ( W )
ܣ − suprafa ța de radiație , ( ݉ ଶ ) .
Factorul de emisie ( e ) este dat de raportul dintre puterea totală de emisie a corpului
( E ) și puterea totală de emisie a corpului negru ( ܧ ଴ ):
=݁ ா
ா బ ( 1.20 )
unde:
E – puterea totală de emisie , (W) ;
ܧ ଴ – puterea totală de emisie a corpului negru, (W).

Transferul de căldură Martin Nina
15 Intensitatea radia ției ( ܫ ఒ ) este energia radiată de unitatea de suprafa ță a unui corp, în
unitatea de timp, pe o anumită lungime de undă, ߣ [4]:
ܫ ఒ = ௗா
ௗఒ ቂ ௐ
௠ య ቃ ( 1.21 )

1.3.3 Transferul de căldură convectiv (convecție)
Tr an sferul de căldură convectiv se bazează pe un mecanism macroscopic și este
specific lichidelor și gazelor.
Acest tip de transfer de căldură se realizează concomitent cu mișcarea unei mase de
fluid. Tra nsferul se realizează ca efect al deplasării macroscopice a fluidelor calde în
interiorul aceleași faze, sau între faze diferite aflate în contact. În practică, mișcarea fluidelor
are loc într – un aparat sau într – o conductă.
După natura mișcării se disting două tipuri de convecție: liberă sau naturală și forțată.
Convecția liberă este modul de transmitere a căldurii în care mișcarea fluidului este
determinată numai de diferențele de densitatea din masa fluidului ca urmarea a diferențelor de
temperatură existente între diferite puncte ale fluidului.
Transmiterea căldurii prin convecție forțată se realizează atunci când mișcarea
fluidului apare sub acțiunea unor gradienți de presiune produși de acțiunea mecanică a unui
dispozit iv de transport (pompă, ventilator, compresor), sau a unui dispozitiv de amestecare
(agitator, injector) [ 2 ].
La curgerea laminară a fluidului, transferul de căldură după normala la direc ția de
curgere se realizează preponderent prin conductivitate, în caz ul regimului turbulent transferul
de căldură care are loc simultan cu mi șcarea elementelor macroscopice de fluid. Cu cât
regimul de curgere va fi mai puternic turbulent cu atât transferul de căldură va fi mai intens
[ 7 ].
Factori care influen țează transferul de căldură convectiv sunt următori:
 for ța motrice a curgerii
 regimul de curgere
 proprietă țile fluidului
 geometria frontierei solide și a secțiunii de curgere

Transferul de căldură Martin Nina
16 Regimul de curgere are și el un rol important în transferul de căldură convectiv. Căldura
este transportată de masa volumelor elementare de fluid în deplasare. Astfel în curgerea
laminară, volumele elementare ale unui fluid cald ce curgere pe lângă un perete rece descriu
tr a i ectorii paralele cu peretele, iar fluxul specific de căldură este orientat după normala la
direc ția de curgere. Transferul de căldură între fluid și perete are loc prin mecanism
conductiv. În curgerea turbulentă, volumele elmentare de fluid descriu traie ctorii
întâmplătoare pentru că por țiuni din fluidul cald ajung în vecinătatea peretelui rece și porțiuni
de fluid rece, de lângă perete pot pătrunde în masa fluidului. O parte din sensurile de
deplasare a maselor volumelor elementare de fluid care transpor tă căldura coincid cu sensul
fluxului termic specific iar transferul de căldură are loc prin mecanism convectiv for țat. Dar
trebuie să ținem cont de faptul că și în acest caz, în vecinătatea peretelui va exista un substrat
laminar unde transferul de căldur a se va realiza conductiv.
roprietă țile fluidului au o influen ță semnificativă asupra transferului de căldură convectiv.
O parte din proprietă țile fizice influențează curgerea și indirect transferul de căldură
convectiv, iar o altă parte au o influen ță dir ectă asupra transferului termic. Dintre proprietă ți
temperatura este cea care influen țează în cea mai mare măsură transferul convectiv față de
presiune. Proprietă țile importante care intervin în transferul convectiv sunt: vâscozitatea,
densitatea, conducti vitatea termică, căldura specifică, tensiunea superficială, căldura latentă
de evaporare și coeficientul de dilatare termică.
Geometria spa țiului în care are loc curgerea fluidului are un efect esen țial asupra
transferului convectiv. Elementele care influe n țează curgerea și intensitatea transferului de
căldură sunt: forma și starea suprafeței solidului, poziția acesteia în raport cu sensul de
curgere, existen ța sau absența unor promotori de turbulență [ 3 ].

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
17
Capitolul 2 Procesul tehnologic de piroliză

2.1 No țiuni introductive
Cuvântul pirol i z ă provine din grecescul „pyr” care înseamnă foc ș i „lysis” care
înseamnă separare [8]. Piroliza este un proces de descompunere termică a hidrocarburilor ce se
realizează în condi ț ii de temperaturi înalte ( 750 ଴ − 850 ଴ ), presiuni joase (2 – 4,5 bar), în absen ț a
aerului și timpi de ședere foarte scurte .
Temperaturile înalte favorizează ruperea hidrocarburilor deoarece reac ț i ile de cracare
sunt reac ț i i en d oterme ce au nevoie de un aport mare de căldură. Sunt necesare presiuni joase
pentru ca radicalii ob ț inu ț i prin ruperea hidrocarburilor să aibă un timp suficient s ă se
descompună în continuare î n produse cu greută ț i moleculare mai mici [ 9 ]. Utilizarea aburului
în procesul de cracare asigură condi ția de temperatură înaltă în cuptoare și îmbunătățește
randamentul procesului. D e fapt, amestecarea hidrocarburilor preîncălzite cu aburul are drept
rezultat cre șterea temperaturii de alim entare, diluarea alimentării și reducerea formării cocsului .
În func ție de materia primă, raportul de abur/hi drocarburi variază în intervalul de 0,2 – 1,0.
Rapo rtul mic de abur/ma terie primă este favorabil în cazul hidr ocarburilor u șoare, cu m ar fi
etanul și propanul. Creșterea raportului mărește temperatura ș i energia termică a fluxului de
alimentare [13].
Scopul procesului de piroliză este acela de ob ț inere a ol e fine lor u ș oare (etenă, propenă)
ș i aromate. Reac ț ia primară în procesul de piroliză este scindarea moleculelor de hidrocarburi
în alcani ș i olefine urmată de un complex de reac ț ii paralele ș i succesive de cracare,
polimerizare, dehidrogenare ș i altele [ 9 ] .
Olefinele u șoare din clasa de hidrocarburi nesa turate, cu o singură legătură dublă și o
formulă chimică ܥ ௡ ܪ ଶ ௡ reprezintă una dintre principalele materii prime pentru industria
petrochimică . Olefinele reprezintă una dintre cele mai importante aplica ții din industria
petrochimică , care formează baza pentru câteva dintre cele mai importante aplica ții din
industria plastică și a fib relor sintetice, precum și pentru un număr mare de pr oduse
intermediare ș i finale indispensabile în fabricarea produselor far maceutice , cosmetice și
produse izolante. Ele sun t produse în principal prin cracarea cu abur a hidrocarburilor din etan
la motorină. Piroliza este singurul procedeu industrial disponibil pentru producerea de olefine,
de și există și alte procese, cum ar f i cracarea catalitică dar acesta este cel mai avantajos proces
în ceea ce prive ște randamentul în etilenă și propilenă .

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
18
Cere rea olefinelor la nivel mondial se datorează în princ ipal cre șterii economice și
cre ș terii cerer ii de bunuri de consum asociate. Cererea de etilenă este în cre ștere , iar cererea din
anul 2015 pentru acest produs a fost de peste 155 milioane de tone pe an [11] .
Piroliza este în concuren ț ă cu procesul de cracare catalitică pentru produc ț ia de propenă,
butenă ș i butadienă ș i cu reformarea catalitica pentru produc ț ia de hidrocarburi aromatice. Mai
mult de 70% din consumul de propenă necesar în industria petrochimică p rovine din procesul
de piroliză [ 9 ] .
Cracarea termică a fost în primul rând dezvoltată pentru prelucrarea rafinăriilor la
începutul anilor 1920, cu accente p e cre șterea cantității și calității componentelor benzinei.
Por țiunea majoră a olefinel or cu greutate moleculară mică (etile nă, propilenă și butilenă), era
produsă ca produs secundar al acestui procedeu. Cracarea catalitică este o altă cale de fabricare
a propilenei și butilenei. Cu toate acestea, acest proces are randamente scăzute de etilenă [ 1 3 ] .
Din punct de vedere general, cracarea termică și catalitică reprezintă cele mai convenționale căi
de convers ie a gazelor (etan, propan și butan) sau lichidelor (gaz petrolier lichefiat, țiței,
motorină și gaze de vid ) până la etilenă și propilenă. Totuși, cea mai mare parte a etilenei și a
propilenei este încă produsă prin cracarea termică. În stadiul actual, 95% din capacitatea globală
de produc ție a etilenei este obținută prin utilizarea cracării termice. În plus, 60% din capacitatea
globală de propilenă este produsă prin acest proces [ 12 ].
De ș i piroliza este considerată similară procesel or de cracare termică din punct de vedere
cinetic, termodinamic ș i al mecanismului de reac ț ie, piroliza diferă de aceste procese prin
materiile prime folosite ș i produsele ob ț inute, obiectivul urmărit , prin condi ț iile de lucru ș i prin
instala ț iile în care se efectuează procesul. Obiectivul principal este ob ț inerea e ten ei, dar în
func ț ie de materia primă fol o sită ș i condi ț iile de lucru se pot ob ț ine gaze, alcani, olefine, o
frac ț ie de benzină bogată în aromate ș i un produs rezidual [9] .
2.2 Materii prime
În fun c ție de materia primă folosită, distribuția produselor și randamentele de etenă și
propenă, variază în func ție de construcția cuptorului, parametrii serpentinelor cuptorului și de
severitatea procesului (temperatura, presiunea , timpul de sta ționare, raportul de abur/materie
primă). Reac ția de piroliză este condusă spre un randament ridicat de etenă .
Materiile prime folosite pot fi frac ț ii ga z oase: etan, propan, n – butan ș i amestecuri ale
acestora sau frac ț i i lichide: benzina na fta, benzina din instala ț ia de reformare catalitică, benzina
din procesele de reducere de vâscozitate și cocsare, motorina din ins t al a ț ia de distilare

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
19
atmosferică ș i din instala ț ia de distilare în vid. Materiile prime se pot folosi ca atare sau
desulfuriza te ș i dezaromatizate par ț ial prin hidratare.
Cea mai avantajoasă materie primă în procesul de piroliză este propanul datorită faptului
că are un randament de 80% în etenă, se ob ț in mai pu ț ine produse secundare, investi ț ii reduse
în instala ț iile de frac ț ionare , cost convenabil pentru ț ările cu o mare produc ț ie de ț i ț ei, cost care
se poate reduce doar la costuri privind recuperarea, depozitarea ș i transportul etanului. Cel mai
adesea piroliza se desfă ș oară în amestec cu propanul datorită insuficien ț ei de m aterie primă.
Etanul este ob ținut din gazele alăturate cu produc ția de țiței, iar propanul este obținut
din aceea și sursă dar și din gazele de rafinărie provenite de la instalațiile de cracare termică,
reformare catalitică și altele. Propanul se pirolizea ză la conversii de până la 85 – 92%, dar această
conversie se poate mării pană aproape de 100% dacă se recircula propa nul nereac ționat după
separare.
2.2.1 Adao sul de propan la materie primă
În viitorul apropiat, este de a șteptat ca cererea de propilenă să crească și chiar să și
depă șească cererea de etilenă. Propilena este un produs secundar al fabricării et ilenei , în
procesul de piroliză. Folosirea unor instala ții comerciale pentru producerea simultană de etilenă
și propilenă din fluxuri mixte de alimentar e cu etan și propan prezintă un interes deosebit. O
astfel de strategie oferă flexibilitatea produc ției d oar de etilenă sau în amestec cu propilen a .
Zohreh Feli și colaboratorii au investigat deficitul de etan dintr – o instala ție comercială de
etilenă . Str ategia propusă de ace știa a fost adăugarea suplimentară de propan în ma terie primă
și creșterea raportului abur/ materie primă. S trategi a propus ă a avut ca scop compensarea lipsei
etanului în procesul de cracare termică și prelungirea duratei de via ță a serpentinei cuptorului .
F actorii necesari evaluării acest ei strategii sunt: randamentul de o b ținere a etilenei , randamentul
în propilenă și durata de via ța a serpentinelor și implicit a cuptorului. Pentru acest experiment
s – au folosit diferite amestecuri de etan și propan care au fost injectate în cuptorul de piroliză în
condi ții diferite de funcționare. C ondi țiile de funcționare au fost selectate în func ție de
considerentele industriale. În această strategie sunt investigate modul în care adăugarea
propanului afectează procesul de cracare cu abur.
2.2.1.1 Descrierea procesului
Instala ția de piroliză folosită de cercetători în acest experiment este prezentată schematic în
figura 2. 1 . Această instala ție a fost proiectată pentru prelucrarea a 40 de tone materie primă / h,
folosind ca materie primă etan. Reducere a etanului din debitul de alimentare ar putea duce la
diminuarea ratei de produc ție a etilenei, durata de via ță a serpentinelor și alte probleme

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
20
opera ționale. Instala ția de cracare termică cuprinde cuptorul de piroliză care este inima acestei
instala ții. Cuptorul include s e c ția de preîncălzire (convecție) și sec ția de radiație . Fluxul de
alimentare este preîncălzit în sec țiunea de convecție și apoi este diluat cu abur (cu un raport de
0,3 kg abur/kg de etan). Împreună cu aburul de dilu ție sunt înjectați și inhibitorii de cocs (dimetil
disulfură DMDS). F luxul preîncălzit este apoi introdus în sec țiunea de radiație cu o temperatură
de 600 − 700℃ și o presiune de 3 bar. Cuptorul de piroliză este prezentat schematic în figura
2.2 . S erpentinele cuptorului sunt instalate pe verticală și au diametre variabile . Diametrul la
intrare a serpentinei este de 0,095 m și crește rapid în două segmente de la 0,105 m la 0,115 m.
F igura 2.1 Diagrama schematică a instala ției de piroliză [13].
Arzătoarele sunt amplasate în pere ții laterali și în podeaua cuptorului și sunt concepute
pentr u a controla temperatura sec țiunii de radiație în domeniul dorit. S ec ția de convecție este
concepută pentru a recupera căldura degajată de gazele de ardere . În sec ția de convecție, gazele
arse cresc temperatura fluxului de alimentare p ână la temperatura dorită de intrare în
serpentinele radiante . Amestecul gazos părăse ș te sec țiunea de radiație la o temperatură și
presiune de 840℃ și 2 bar. Pentru a preveni reac țiile secundare, amestecul este apoi răcit rapid ,
comprimat și trimis în secțiunea de separare.
În mod conven țional , cuptorul de piroliză este alimentat cu un debit de etan de 40 tone/h
pentru a ob ține etilenă de aproximativ 20 tone/h. P entru a investiga efectele adăugării
propanului la materia primă, cercetătorii au propus cinci strategii posibile a cărei compozi ție
difer ă. În primul caz cercetătorii au introdus 100% etan, în al doilea caz 95 % etan și 5% propan,
în al treilea 90% etan și 10% propan, în cazul al patrulea 80% etan și 20% propan și în ultimul
caz s – a folosit 100% etan.

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
21
Cele cinci cazuri cu compozi ții ale materiei prime diferite sunt injectate în cuptorul de
piroliză în condi ții de funcționare diferite. Condițiile de temperatură și presiune alese de
cercet ători au fost selectate în func ție de considerente prectice. În cazurile 1 – 4 debitul de
alimentare este constant la 40 tone/h, iar raportul de abur/materie primă este de 0,3. Într – un
singur caz, cazul 5, debitul de alimentare este de 28 tone/h, iar raportul de abur/materie primă
este mai mare de 0, 625. Acest caz a fost propus pentru a răspunde la întrebarea dacă cantitate
de abur adăugată poate compensa lipsa etanului sau nu.
Figura 2 .2 Reprezentarea schematică a cuptorului de piroliză
Deoarece eval uarea tuturor aspectelor din întreaga instala ție nu este posibilă, cercetătorii au
propus ș i validat un model matematic. Modelul matematic dezvoltat con ține un set de ecuații
diferen țiale cuplate cu condiții limită, ecuații algebrice de transfer de căldură și de masă și
expresii cinetice a vitezei de reac ție. Apoi, modelul validat a fost folosit pentru a investiga
strategiile propuse. P rocedura de rezolvare este dezvoltată în mediul de programare MATLAB.
2.2.1.2 Rezultate și concluzii
După investigarea celor cinci cazuri , cercetătorii au observ at că prin scăderea a 20% de etan
din debitul de alimentare (de la cazul 1 până la cazul 4) se ob ține o scădere de aproximativ
13,5% a consumului total de etan. Cre șterea concentrației de propan în fluxul de alimentare nu
influen țează aproape deloc profilurile de conversie în serpentinele cuptorului.
Cre șterea concentra ției de propan în fluxul de alimentare, crește viteza producției de
propilenă. După investigare a cazurilor cercetătorii au observat o scădere de aproximativ 18% a
produc ției totale de etilenă odată cu scăderea concentra ției de etan din fluxul de alimentare.
Efectele cre șterii de propan în fluxul de alimentare asupra produselor secundare ale procesul ui

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
22
de piroliză (adică hidrogenul și metanul) sunt diferite. Cre șterea concentrației de propan reduce
rata de produc ție a hidrogenului, dar conduce la o creștere considerabilă a produc ției de metan.
Pentru determinarea duratei de via ță a serpentinei cuptor ului, un factor important este
comportamentul termic al cuptorului de piroliză . Profilurile de temperatură ale materiei prime
din serpentinele cuptorului în prima zi de func ționare a celor cinci cazuri au o cre ștere. D e și
reac țiile de cracare sunt reac ții endoterme, viteza de transfer de căldură în cuptor, fie prin
convec ție, fie prin radiație , este efectul dominant ducând la o cre ștere a temperaturii.
Modificările bru ște observate a temperaturii pere ților serpentinelor se datorează prezenței
coturilor și m odificărilor diam etrului serpentinei.
Frecarea și formarea cocsului pe suprafața înterioară a serpentinei sunt motivele căderii
presiunii de – a lungul serpentinei. Formarea cocsului este de a șteptat să influențeze întregul
proces de piroliză , deoarece gros imea cocsului și rezisten ța transferului de căldură crește în
timp. Prin urmare, mai pu țină căldură este transferată la serpentinele cuptorului , ceea ce duce
la o rată mai scăzută a reac țiilor de cracare .
În toate cazurile investigate , cocsul tinde să se formeze în sec țiunea de ieșire a serpentinelor.
De fapt , grosimea cocsului cre ște pe lungimea serpentinei, deoarece componentele care produc
cocs (de exemplu, etilena, propilena și 1,3 butadienă) sunt formate în această sec țiune din
serpentină. În plus, g rosimea cocsului cre ște în timp. C ercetătorii au observat că sunt rate mai
mari de formare a cocsului în cazurile cu concentra ție mai scăzută de propan. Cre șterea grosimii
cocsului influen țează puternic comportamentul termic al amestecului de materie primă ,
temperatura peretelui și rata de producție a etilenei . R ata de productie a etileniei se reduce î n
special în sectiunea de iesire din serpentina.
Procesul de piroliză trebuie oprit pentru decocsare atunci când 10 – 20 % din diametrul
tubului este acoperit de cocsul depus . În cazul în care concentra ția de propan din fluxul de
alimentare este mare , duce la cre șterea duratei de funcționare a serpentinei cuptorului. În afară
de aceasta, cre șterea raportului de abur/ materie primă măre ște durata de viață a serpentinei.
C re șterea duratei de funcționare a serpentinei cuptorului este un criteriu important în ceea ce
prive ște capacitatea totală de producție . Deoarece prin cre șter ea zilelor de func ționar e a
cuptorului se produce mai multă etilenă.
C ercetătorii au calculat randamentele produselor dorite (etilenă și propilenă) în prima și
ultima zi de func ționare. Randamentele au fost calculate prin raportul p rodu șilor de reacție la
materia primă totală. Ce rcetătorii au observat că în aproape toate cazurile e xistă o scădere a
randamentelor. În plus, sunt evidente scăderile randam entelor de etilenă și cre șterea

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
23
randament elor în propilenă , odată cu cre șterea concentrației de propan în fluxul de alimentare.
În concluzie , cre șterea concentrației de propan în fluxul de alimentare conduce la o produc ție
mai scăzută de etilenă, la un randament mai mare de propilenă și la o durată de funcționare mai
lungă a serpentinelor.
Instala ția de piroliză funcționează în mod o bi șnuit cu o capacitate de 40 tone etan/h și un
raport de abur/materie primă de 0,3 (adică capacitatea totală este de 52 tone/h). În cazul lipsei
de 30 % de etan (adică 28 tone etan/h), cercetătorii au sugerat o cre ștere a raportului de abur/
materie primă până la 0,625, ca o solu ție de a men ține randamentul de etilenă constant. Diluarea
etanului pur de 28 tone/h cu un raport de abur/materie primă de 0,625 se ob ține o capacitate
totală de 45,5 tone/ h. Cercetătorii au sesizat că o astfel de strategie poate să mărească
semnificativ durata de via ță a serpentinei și producția totală de etilenă . Această strategie este
posibilă datorită presiunii par țiale inferioare a hidrocarburilor și a vitezei reduse de formare a
cocsu lui.
În urma ac est ui experiment cercetătorii propun investigarea suplimentară și a aspectelor
economice pentru a putea demonstra eficien ța strategiilor propuse [13].
2.2.2 Studiul privind performan ța crac ă r ii diferitelor amestecuri de
hidrocarburi într – un cuptor de piroliză .
În ultimii ani, aten ția fost acordată cracării unor materii prime simple, cum ar fi benzină ,
etanul și propanul. Deoarece țițeiul devine din ce în ce mai greu în întreaga lume, costul cracării
hidrocarburilor u ș oare cre ște treptat, în special în C hina, a cărei cerere pentru etilenă și
propilenă este mare și este în continuă creștere. A ten ția a fost îndreptată către selec ția și
amestecarea optimă a materiei prime, iar co – cracarea diferitelor materii prime devine din ce în
ce mai des întâlnită . Co – cracarea este un proces în care mai multe materii prime diferite sunt
cracate împreună.
Yuan și colaboratorii săi au investigat co – cracarea diverselor amestecuri de hidrocarburi
de etan, propan, GPL și nafta într – un cuptor de piroliză cu abur folosind pachete software de
COILSIM1D și SimCO. Au fost investigate efectele diferitelor variabile de operare, cum ar fi
compozi ția materiei prime, temperatura de ieșire a serpentinelor și presiunea.
B enfeng Yuan ș i colaboratorii săi au făcut o serie de simulări a cracării ame stecurilor de
etan ș i propan, amestecuri de nafta și de GPL realizate cu ajutorul programului de simulare și
optimizare C oilsim1D dezvoltat de Laboratorul de Tehnologie Chimică din Universitatea Gent .
Coilsim1D este un softwer comercial de cracare cu abur dezvoltat pentru a simula cracarea

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
24
hidrocarburilor într – un cuptor de piroliză, care include simularea cracării din serpentine și
durata de via ț ă a serpentinelor din cuptorul de piroliză . Pachetul softwer SimCo este utilizat
pentru reconstruc ția materiilor prime utilizând o metodă de rețea neuronală și metodă de
optimizare a entropiei Shannon. P achetul de simulare SimCo este folosit pentru a gene ra
compozi ții detaliate pe baza unui număr de indicatori comerciali .
2.2.2.1 Descrierea procesului
M o delul ales de cercetători pentru acest experiment este un proces non – izotermic, non –
adiabatic și non – izobaric. Pentru efectuarea simulării modelului de cracare sunt necesare
condi țiile de operare a cuptorului. În Coilsim1D au fost specificate : profilul de temperatură și
presiune , fluxul de căldură, profilul temperaturii pere ților exteriori și condițiile de evacuare.
Pentru a verifica fiabilitatea modelului teoretic , cercetătorii au făcut simulări pentru procesul
de cracare a naftei, a cracării GPL , iar v alidarea modelului s – a realiz at prin compararea
rezultatelor modelării cu datele experimentale ob ținute din industr ia petrochimică. După
comparare cercetătorii au observat că rezultatele modelării sunt în acord cu datele
experimentale și pot reflecta randamentele produselor de reac ție în cuptorul de piroliză cu abur.
În această lucrare cercetătorii efectuează simulări ale cuptorului de piroliză a căror tuburi
sunt sub formă de U și W.
2.2.2.2 Rezultate și discu ț ii
C ercetătorii au urmărit să studieze performan ța cracării etanului și propanului și a
amestecurilor de nafta și GPL într – un cuptor de piro liză și efectele raporturilor de amestecare a
două materii prime diferite, temperatura de evacuare din serpentin ele cuptorului ș i presiunea de
evacuare din cuptor.
În procesul de cracare etanul tinde să fie transformat î n etilen ă , iar propanul în propilenă.
Randamentul etilenelor cre ște odată cu cre șterea proporției de etan . După simulare a mai multor
amestecuri de etan și propan , cercetătorii au observat că există un randament minim și maxim.
Randamentul maxim de etilenă poate fi ob ținut atunci când fracția de masă a etanului ajunge la
unu. În plus, diferen ța dintre punctul minim și maxim este de 3%. Astfel, rezultă că efectul
raportului de amestecare a două materii prime diferite (etan și propan) este unul negativ asupra
rentabilită ții cuptorului industrial .
În procesul de produc ție real, fracția masică de GPL folosită în procesul de piroliză are
valori între 0 și 0,5 , iar c ercetătorii î și propun să mărească această frac ți e masică . Dup ă
simularea mai multor amestecuri de benzină și GPL, cercetătorii au observat că p roduc ția de
etilenă și metan crește odată cu creșterea frac ției masice de GPL, în timp ce randamentul

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
25
propilenei scade. Acest lucru poate fi explicat prin faptul că GPL – ul este mai u șor decât benzina
și poate fi u șor cracat pentru a genera mai multe molecule mici, care poate ajuta cracarea
benzinei pentru a ob ține randamente mai mari de etilenă. Diferen ța dintre randamentul minim
și maxim al etilenelor poate ajunge chiar la 7%. S – a observat că GPL – ul poate av ea un efect
pozitiv asupra cracării benzinei și poate îmbunătăți rentabilitatea cuptorului industrial.
Conform datelor industriale, temperatura de evacuare din serpentina cuptorului variază de
la 830℃ la 870℃ pentru cracarea amestecurilor de etan și propan. După simulare cercetătorii
au observat că randamentul etilenelor cre ște o dată cu cre șterea temperaturii de ieșire din
serpentinele cuptorului. Deoarece cracarea cu abur este o reac ție endotermă , o temperatură mai
ridicată poate sprijini reac ția de cracare și poate duce la o selectivitate mai mare a etilenelor.
Totu și, randamentele propilenei scad când fracția de masă a etanului în materia primă este sub
0,8 și randamentul propilenei crește u șor când fracția masică a etanulu i depă șește 0,8 . Mai mult,
tendin ța de descreștere a randamentului în e tilenă devine din ce în ce ma i evidentă odată cu
cre șterea frac ției de masă a propanului. Acest lucru poate fi explicat printr – o concentra ție
ridicată de propilenă. Atunci când frac ția de masă a propanului este ridicată, se poate genera
mai mult ă propilenă și o temperatură ridicată poate accelera descompunerea propilenei. Totu și,
randamentele propilenei cresc încet când frac ția de masă a etanului depășește 0,8 deoarece mai
pu țin propan g enerează mai pu țină propilenă .
La fel ca în cracarea amestecurilor de etan și propan, în cracarea amestecurilor de GPL și
benzină cercetătorii au observat o cre ștere a randamentul ui de etilenă și o scădere a
randamentul ui de propilen ă , odată cu cre șterea temperaturii la ie șire din serpentinele cuptorului.
O dată cu cre șterea presiuni i de ie șire din serpentinele cuptorului, randamentul etilenelor
cre ște și apoi scade atunci când frac ția de masă a etanului este mică. Cu toate acestea, prod uc ția
de etilenă scade atunci când frac ția de masă a etanului depășește 0,5 . Randamentele de propilenă
scade odată cu temperatura de ie șire din serpentine atunci când frac ția de masă a etanului este
mai mică și crește randamentul de propilenă odată cu temperatura de ie șire din serpentine atunci
când frac ția de masă a etanului este mai mare. Cercetătorii au observat că efectul presiunii de
ie șire din serpentinele cuptorului are o influență redusă asupra randamentelor de etilenă și
propilenă .
P entru amestecurile de GPL și benzină, randamentele etilenei și propilenei scad odată cu
cre șterea presiunii de ieșire din serpentine, deoarece o presiune ridicată poate împiedica reac ția
de cracare. Cu toate acestea, modificările randamentelor de etilenă s unt mici, î n timp ce pentru
randamentele altor produ și de reacție decresc dramatic.

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
26
După simulare cercetătorii au ob ținut cea mai mare rentabilitate pentru cracarea
amestecurilor de etan și propan atunci când temperatura de ie șire din serpentine este de 870℃
și fracția de masă a etanului este unu. Iar pentru cracarea amestecului de GPL și benzină cea
mai mare rentabilitate a fost ob ținută atunci când fracția de masă a GPL – ului este cea mai mare.
Astfel , cracarea amestecurilor de etan și propan are un efec t negativ asupra rentabilită ții
cuptorului de piroliză, cu toate acestea, GPL – ul poate îmbunătă ți cracarea benzinei având un
efect pozitiv asupra cuptorului de piroliză.
În concluzie cercetătorii au raportat o rentabilitate redusă a cracării amestecurilo r de etan /
propan care au fost comparate în studiul lor cu cracarea materi lor prime pure. Validarea
modelului a fost efectuată prin compararea rezultatelor pachetelor software cu datele reale ale
cracării naftei și GPL. Cu toate acestea, date reale despre instala ția de cracare a etanului și a
propanului nu au fost utilizate pentru a valida modelul pentru acest tip de materie primă. În
plus, efectul variabilelor de func ționare asupra fenomenelor de cocsificare și lungimea de rulare
a cuptorului de cracare nu a fost investigat [18] .
2.3 V ariabilele procesului
Procesul de piroliză este influen țat conform cerin țelor termodinamice și cinetice de o serie
de variabile importante, cum ar fi: temperatura, timpul de sta ționare, raportul de abur/materie
primă și presiunea de reacție.
Temperatura. Î n cuptorul de piroliză nu se poate vorbi de o temperatură de reac ție, deoarece
materia primă nu se poate încălzii instantaneu până la temperatura de reac ție necesară.
Alimentarea este încălzită treptat de la intrare către ie șirea din serpentinele cuptorului
stabilindu – se un pro fil de temperatură de – a lungul serpen inei de reac ție . Temperatura produsului
din serpent ine cre ște rapid la început, apoi datorită reac țiilor de rupere moleculară și
dehidrogenării parafinelor , care sunt reac ții endoterme, temperatura produsului din serpen tine
cre ște lent până la ieșire din cuptor . În ultima por țiune din lungimea serpentinei, temperatura
produsului cre ște ceva mai rapid datorită reac țiilor secundare de polimerizare a olefinelor care
sunt reac ții exoterme.
În practică se măsoară temperatura de ie șire din cuptor și este controlată prin mărirea sau
mic șorarea cantității de combustibil de la arzătoare. Configurația arzătoarelor din cuptor
influen ț ează fluxul de căldură și distribuția temperaturii pe pereții tub urilor. De asemenea, dacă
temperatura din cuptor cre ște vor rezultata cantită ți mai mari de cocs depuse în interiorul
tuburilor , care vor provoca carbonizarea tuburilor, ceea ce va scurta durata de via ță a acestora,
dar și durata de func ționare a cuptorul ui.

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
27
Temperatura de ie șire din cuptor variază în func ție de materia primă folosită în procesul de
piroliză de la 750℃ până la 860℃ . Temperatura de ie șire din cuptor trebuie să fie mai mică
pentru materii prime cu o greutate moleculară mare. Astfel, piroliz a etanului are loc la
temperaturi de 840 − 860℃ , pe când piroliza motorinei se realizează la temperaturi cuprinse
între 760 − 800℃ pentru a evita reac țiile secundare care provoacă depuneri de cocs.
Timpul de sta ționare. Cuptoarele construite între anii 1940 ș i 1960 aveau tuburi
orizontale și timpi de staționare mai mari de 0,5 secunde. Tipurile moderne de cuptoare au timpi
de ședere în mod normal între 0,08 – 0,25 secunde și sunt controlate de debitul de alimentare a
cuptorului și diametrul serpentinelor. Pentru a reduce timpul de sta ționare, diametru l tuburilor
reactorului trebuie să fie scăzut. În concluzie, cu cât timpul de sta ționare în serpentinele
cuptorului este mai scăzut, cu atât cre ște selectivitatea fa ță de etilenă. Dar această scădere a
timpului de sta ționare trebuie co mpensat ă de cre șterea de temperatură astfel încât să fie
furnizată într – un timp mai scurt întreaga cantitate de căldură necesară reac țiilor endoterme .
Raportul abur/materie primă. Această variabilă este una dintre principalele variab ile de
operare și este controlat între 0,3 – 0,7 în func ție de tipul de materie primă. Aburul de diluare este
folosit ca un inert care este amestecat cu materia primă înainte de a fi alimentată în cuptor cu
scopul de a reduce presiunea par țială a hidrocarbur ilor și, ca urmare, reduce formarea cocsului
și a ratei de carbonizare. A doua funcție a aburului de diluție este creșterea temperaturii și a
energiei termice a fluajului. Odată cu cre șterea raportului de abur/materie primă cre ște și
randamentul în etilenă . Pentru materii prime gazoase, cum ar fi etanul și propanul, acest raport
este de aproximativ 0, 3 în timp ce pentru materii prime mai grele, cum ar fi nafta și benzina,
raportul de abur cre ște la 0,6 kg de abur/kg de materie primă .
Presiunea de reac ție. Reac țiile de cracare și dehidrogenarea parafinelor cu formare de
olefine sunt favorizate de presiuni scăzute. Presiunea de ie șire din cuptorul de reacție este puțin
superioară presiunii atmosferice , datorită pierderilor de presiune di n avalul procesului.
Presiunea de ie șire din serpentinele cuptorului este controlată indirect de presiunea gazului din
procesul de aspira ție al compresorului în secțiunea de comprimare, în aval ul proces ului .
Presiunea scăzută defavorizează reac țiile secund are de ob ținere a hidrocarburilor aromatice și
a cocsului. Presiunea par țială a hidrocarburilor este redusă prin diluarea alimentării cu abur de
dilu ție. Presiunea de intrare în serpentinele cuptorului este în fuc ție de pierderea de presiune în
țevi, de dispunerea țevilor și de diametrul acestora. Este de dorit ca pierderile de presiune în
serpentinele cuptorului să fie cât mai mici [ 10 ] .

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
28
2.4 Schema de principiu a instala ției de piroliză
Procesul de piroliză este unul dintre cele mai complexe procese din industria de
prelucrare a hidrocarburilor, iar schema procesului poate fi redusă la păr țile esen țiale și fluxurile
importante ca în figura 2. 3 . Se poate observa că în această figură procesul de piroliză are doua
sec ții importante: secția caldă și secția rece.
Fig ura 2. 3 schema de principiu redusă, a unei instala ții tipice de piroliză, cu indicarea secției
calde și reci. N+U= neutralizare și uscarea gazelor de piroli ză, 1 – cuptor, 2 – generator de abur,
3 – coloana de frac ționare, 4 – compresor, 5 – sec ție de fracționare.
Sec ția caldă este formată d in cuptor, utilajele de răcire și fracționare a produșilor de
reac ț ie [10] . Materia primă și aburul sunt preîncălzite în secțiunea de convecție a cuptorului.
Gazele preîncălzite sunt apoi alimentate în sec țiunea radiantă a cuptorului cu temperatura de
500 − 650℃ , iar odată introduse în zona de radia ție, temperatura amestecului de g aze se ridică
rapid la temperatura de cracare dorită de 750 − 900℃ . În sec țiunea radiantă, hidrocarburile
sunt cracate până la ob ținerea unor combinații de olefine, aromate, uleiuri de piroliză și produse
grele. Temperatura de reac ție este controlată de un t ermocuplu și de un controler amplasat în
zona de evacuare din cuptor.
La sfâr șitul pirolizei, gazele cracate termic care părăsesc serpentinele radiante ale
cuptorului trebuie să fie răcite instantaneu pentru a înghe ța reacțiile nedorite care produc
depuner i de cocs prin descompunerea olefinelor. Timpul de stingere este un parametru foarte
important, care afectează controlul severită ții produselor finale. Secțiunea de răcire este
împăr țită în procese de răcire indirecte și directe. La ieșirea din secțiunea r adiantă a cuptorului,
gazul cracat este răcit rapid și indirect într – un schimbător de căldură special conceput numit
schimbător de linie de transfer (TLE sau TLX) pentru a opri reac țiile nedorite. Există doar câțiva
designeri și producători pentru acest ti p de schimbător în întreaga lume. Căldura gazului cracat

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
29
este recuperată în schimbătorul de căldură prin producerea de abur de înaltă presiune (120 bar)
care va fi utilizat în sec țiunea de comprimare în avalul procesului [11].
Efluentul răcit este introdu s în coloana de frac ționare caldă la o temperatură de circa
450℃ , unde cu ajutorul refluxurilor și apei recirculate, se separă în gaze pe la vârful coloanei
la o temperatură de aproximativ 33℃ , o frac ție laterală de benzină la o temperatură de 200℃
și un reziduu la baza coloanei cu o temperatur ă mai mare de 200℃ .
În s ec ția rece g azele de piroliză sunt supuse urmă to arelor opera ții : compresie,
neutralizare cu solu ț ii alcaline, uscare, refrigera ț ie ș i frac ț ionare în produse finite. Gazele ce
părăsesc sec ția caldă sunt comprimate în 4 – 5 trepte, neutralizate și uscate după care sunt răcite
până la temperaturi de circa − 100℃ prin circuite de refrigera ție. După răcire gazele sunt
separate prin frac țio nare în produse finite: gaze (hidroge n și metan) , etenă, etan, propenă,
propan , butan și butenă, unde etanul, propanul și butanul nereacționat e pot fi recirculate până
la e puizare [ 9 , 15] .
2.5 Produ și i de reac ție
În urma procesului de piroliză a gazului propan se produc anumite substan țe chimice utile
cum ar fi etilena și hidrogenul, care sunt cele mai importante.
Hidrogen ul reprezintă o contribu ție esențială în dezvoltare durabilă, deoarece este produs
în cantită ți mari folosind diverse metode. Datorită cererii de hidrogen mare în diverse procese,
cum ar fi industria de rafinare a petrolului și industria petrochimică, producția de hidrogen are
o importan ță notabilă. Cererile mai ridicate pentru hidrogen pot fi clasificate după cum
urmează: produc ția de amoniac (49%), rafinarea petrolului ( 37%), produc ția de metanol (8%)
și alte utilizări cu volum mai mic (6%) .
Hidrogenul poate fi generat prin diverse procedee, cum ar fi electroliza apei, piroliza
biomasei și reformarea gazului natural. Mai mult decât atât, reformarea catalitică a gazelor
naturale și a hidrocarburilor este principala cale de producere a hidrogenu lui. Cu toate aceste
unii cercetători au sugerat că procesul de cracare termică a etanului sau a altor hidrocarburi,
cum ar fi nafta și țițeiul, poate fi utilizat pentru a genera hidrogen. Nu există nici o îndoială că
unul dintre produsele secundare ale pr ocesului de piroliză este hidrogenul, care se produce
aproape la aceea și cantitate ca produsele principale [16].
Etilena este unul dintre elementele fundamentale ale industriei petrochimice, utilizată ca
bază principală pentru produc ția de materiale plast ice, în special polietilen a . Etilena este
cunoscută ca o componentă de bază pentru mai multe industrii petrochimice, din cauza costului

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
30
redus și a purității ridicate. În plus etilena reacționează cu alte componente cu cost redus cum
ar fi oxigenul și apa ș i produc substan țe chimice utile.
În prezent cele mai importante metode de producere a etilenei sunt cracarea termică a
alcanilor, cum ar fi etanul, propanul, butanul, nafta și motorina. Se știe că orice mică
îmbunătă țire a procesului de etilenă poate cond uce la profituri remarcabile pentru industriile
petrochimice [15].
2.6 Utilizarea dioxidului de carbon în locul aburului
M.S Shokrollahi și colaboratorii î și propun să înlocuiască aburul cu dioxid de carbon pentru
a investiga înfluen țele acestuia asupra distri bu ți ei produ ș ilor de reac ț ie și asupra cantităților de
cocs formate. C ercetătorii realizează simularea procesului de cracare termică în prezen ță de
dioxid de carbon , iar rezultatele sunt comparate cu datele experimentale. După o compara ție
între rezultatele modelului și datele experimentale cercetătorii au observat că în cazul folosirii
dioxidului de carbon ca gaz inert este superior procesului conven țional datorită producțiilor de
etilenă și hidrogen mai ridicate și a unei grosimi mai reduse de c ocs depus. Rezultatele simulării
noii strategii arată că durata de func ționare a cuptorului în prezență de dioxid de carbon este de
două ori mai mare decât cea în prezen ța aburului.
2.6.1 Descrierea procesului
Etanul este unul dintre cele mai bune materii prime pentru procesul de cracare temică
datorită selectivită ții ridicate în etilenă decât restul de materii prime . În plus, piroliza etanului
este relativ simplă și ieftină fa ță de alte hidrocarburi .
Cuptorul de piroliză a etanului folosit de cercetători este compus dintr – o sec țiune de
convec ție și una de radiație , ilustrat în figura 2. 4 . Materia primă este introdusă în sec țiunea de
convec ție la o temperatură de 121℃ și o presiune de 5,9 bar. Alimentarea este diluată cu abur
(0,3 kg abur/kg etan ) la 175℃ și 5,7 bar. Apoi, acest amestec este preîncălzit la o temperatură
cuprinsă între 500 − 800℃ prin recuperearea căldurii gazelor arse în sec ția de convecție. Intră
apoi în sec țiunea de radiație, unde moleculele de etan încep să se descompună formând olefine.
Cracarea termică se realizează în tuburile radiante care sunt situate vertical în cuptorul de
piroliză la temperaturi cuprinse între 700 − 900℃ .
Cuptorul este prevăzut cu 40 de arzătoare cu patru fe țe care asigură căldura necesară pentru
a men ține temperatura cuptorului. Pentru a ob ține randamente maxime în etilenă, temperatura
de evacuare a serpentinelor trebuie men ținută constantă la temperatura de 800℃ . Produ șii de
reac ție părăsesc cuptorul la temper aturi cuprinse între 775 − 885℃ și se răcesc rapid în

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
31
schimbătorul de linie de trensfer (TLE) pentru a preveni reac țiile secundare. În cele din urmă ,
produsele de reac ție sunt comprimate și trimise către etape de separare așa cum este reprezentat
în figura 2.1.
Aburul este adăugat în materia primă pentru a reduce presiunea par țială a aromaticelor cu
masă moleculară ridicată , pentru a scădea numărul de reac ții de condensare ș i contribuie la
îndepărtarea par țială a cocsului din tuburi. Cercetătorii a u înlocuit aburul cu ܱܥ ଶ și au investigat
influen țele sale asupra distribu ției produșilor de reacție ș i depunerilor de cocs. Noul model a
func ționat cu aceleași condiții de funcționare comparativ cu cele conven ționale, cu excepția
faptului că s – a adăugat 2 kg de ܱܥ ଶ /kg de etan în loc de abur.

Figura 2.4 Diagrama de proces a cuptorului de piroliză a etanului.
2.6.2 Rezultate și concluzii
După efectuarea celor două experimente s – a observat că debitul de etan la intrarea î n cuptor
pentru ambii diluan ți (abur și ܱܥ ଶ ) este ace la ș i, dar în timp aceste debite scad . S – a mai observ at
că în prezen ța dioxidului de carbon această valoare este mai mică decât în prezen ța aburului.
Principalul motiv pentru o conversie mai mare a etanului în pre zen ța dioxidului de carbon este
faptul că etanul se activează mai rapid la temperaturi ridicate în prezen ța ܱܥ ଶ , ceea ce cre ște

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
32
rata de scindare a legăturii C – C. M ai mult, dioxidul de carbon conduce la un transfe r mai mare
de căldură către serpentine datorită formării mai reduse a cocsului în cuptor.
D iferen ța dintre debitele de etan sunt neglijabile pe o distan ță de 0,3 m a serpentinei de
cracare d atorită faptulu i că pe această lungime a cuptorului, precursorii de cocs (etilenă,
propilenă și 1,3 – butadienă) nu sunt produ și în mod considerabil și astfel nu există depuneri de
cocs. În schimb, concentra țiile precursorilor de cocs încep să crească de – al lungul serpenti nei
și să se de pună cocsul.
Produc ția de etilenă în prezen ța dioxidului de carbon crește mai mult decât în prezența
aburului. Cercetătorii au observat că proces ul în prezen ța dioxidului de carbon produ ce aproape
aceea și cantitate de hidrogen ca în prezen ța aburului și astfel dioxidul de carbon poate
îmbunătă ți randamentul de hidrogen. În plus, alte produse cum ar fi metanul și propilena sunt
generate în cantită ți mai mari în prezen ța dioxidului de carbon decî t în sistemul conven țional.
Aceste cre șteri ridicate ale randamentelor producției se datorează conversiei mai mar i a
etanului. Dioxidul de carbon nu poate reac ționa cu etanul la temperatura de cracare termică, dar
se crede că preze n ța dioxidului de carbon cauzează activarea mai mare a etanu lui.
După rularea modelelor timp de 30 de zile cercetătorii a u observat că formarea cocsului în
prezen ța dioxidului de carbon scade dramatic, având o grosime a cocsului cu aproximativ 40%
mai mică fa ță de sistemul convențional. Acest fenomen are loc datorită unei rate foarte mar i de
oxidare a cocsului în prezen ța ܱܥ ଶ decât în prezen ța aburului.
A mai fost observ at faptul că profilul de temperatură a gazului în prima sec țiune a cuptorului
este asemănătoare pentru ambele modele datorită faptului că concentra ția precursorilor de cocs
este scăzută în această sec țiune. Cu toate acestea, formarea cocsului începe când cre ște
temperatura gazului și concentrația precursorilor de cocs. Rata de formare a cocsului pentru
ambele modele este egală, dar rata de o xidare a cocsului în prezen ța dioxidului de carbon este
considerabil mai mare decât în prezen ța aburului. Prin urmare, g rosimea cocsului î n prezen ța
dioxid ului de carbon este mai mică decât î n sistemul conven țional. Acest fenomen conduce la
transferul mai mare de căldură către serpentine și astfel temperatura materiei prime în prezen ța
dioxidului de carbon cre ște mai mult decât în prezen ța aburului.
Când grosimea cocsului din interiorul serpentinei ajunge la 10 – 20% din diametrul tubului
instala ția trebuie oprită pentru decocsare. Procesul de cracare în prezen ța aburului poate
continua aproape 70 de zile și după această perioadă. Cu toate acestea, timpul de funcționare
pentru modelul nou poate continua 140 de zile fa ță de cel conven țional. Din acest motiv,

Procesul tehnologic de piroliză Martin Nina
33
p rocesul poate produce mai multă etilenă, cu costuri considerabil mai scăzute de exploatare și
între ținere.
Conform acestei compara ții, avantajele utilizării ܱܥ ଶ în loc de abur în cracarea termică a
etanului sunt urmă toarele :
 Randamentele produc ției de et ilenă și hidrog en cresc considerabil în prezen ța dioxidului
de carbon;
 Durata de func ționare a cuptorului în prezență de dioxid de carbon este de două ori mai
mare decât cea în prezen ța aburului;
 Grosimea cocsului depus pe pere ții serpentinelor în sistemul propus este considerabil
mai mică decât procesul conven țional.

Cuptorul de cracare termică Martin Nina
34
Capitolul 3 Cuptorul de cracare termic ă

Utilajul cheie al procesului de piroliză cel care determină capacitatea ș i randamentul de
produse valoroa se poate fi considerat cuptorul ș i, prin urmare, tehnologia cuptorului a fost
considerată un subiect activ pentru cercetarea din ultimele decenii. De și există procese diferite
de producere a olefinelor u șoare, singurul proces industrial disponibil în lume este cracarea
termică. În țelegerea mecanismului de transfer de căldură, masa și energia cinetică din interi orul
cuptoarelor poate duce la dezvoltarea celor mai exacte modele și la o predicție precisă a
parametrilor sistemului.
Cuptorul de cracare termică, numită și inima procesului, este factorul cheie atât pentru
func ționarea economică, cât și pentru buna fun c ționare a instalațiilor de piroliză. Cuptoarele
reprezintă primul pas în procesul de produc ție, iar perturbațiile care apar în timpul operării
cuptorului afectează întreg procesul. Procesul de cracare se realizează în tuburi lungi (45 – 90 m
lungimea depind e de materia primă folosită), realizate din aliaje de Cr/Ni, ata șate vertical într –
un cuptor echipat cu arzătoare în podea, acoperi ș și pereți laterali la o presiune scăzută și
temperaturi ridicate variind între 600℃ și 850℃ , în func ție de materia primă fo losită. În func ție
de designul și capacitatea cuptorului, numărul de serpentine poate fi între 16 și 128 de
serpentine în cuptor. Reac ț iile de piroliză se produc în totalitate în serpentinele cup t orului, în
zona de radia ț ie a acestuia cu prec ă dere în ultim ele 30 – 50% din lungimea serpentinei . În Figura
3.1 este reprezentată schema unui cuptor tipic care folose ște ca materie primă etanul.
Serpentinele din interiorul cuptorului se comportă ca un reactor care prime ște flux de
căldură de la arzătoare. Randament ul ridicat de etilenă necesită temperaturi de reac ție ridicate,
ceea ce duce la viteze mari de reac ție și timp de ședere scurt. Deci procesul de piroliză este
influen țat de câțiva parametri importanți. Pentru optimizarea producției de etilenă și propilenă
în cuptorul de piroliză, trebuie controla ți și optimizați următorii parametri: temperatura, timp
de sta ționare, presiunea și raportul abur/materie primă.
Cuptoarele de cracare termică sunt împăr țite în trei secțiuni principale: secțiunea de
radia ție sau c utia de foc, sec țiunea de convecție și coș. Zona de radiație care este echipată cu
arzătoare de perete și/sau podea, iar serpentinele tubulare atârnă la mijlocul cuptorului .
Mecanismul predominant de transfer de căldură în această sec țiune este prin radiație. Reacțiile
de cracare a fazei gazoase sunt reac ții endoterme, consumatoare de căldură, iar temperatura
necesară va fi între ținută de arzătoare care va fi controlată în funcție de temperatura de ie șire a
efluentului din serpentinele cuptorului.

Cuptorul de cracare termică Martin Nina
35

Figura 3.1 Diagrama schematică a unui cuptor tipic de etan [15, 11] .
Distribu ția fluxului de căldură este unul dintre cei mai importanți parametri care
afectează randamentele de produc ție și se lectivitatea în interiorul cuptorului. O parte din căldura
produsă de arzătoare este absorbită de către serpentinele din zona de radia ție (aproximativ
30%), în timp ce partea rămasă este condusă în sec ția de convecție, unde materia primă se
preîncălze ște p rin absorb ția căldurii din gazele de ardere. În această zonă mecanismul de
transfer de căldură preponderent este prin convec ție. Secțiunea de convecție are un rol important
în eficien ța cuptorului. Gazele arse părăsesc coșul la o temperatură deasupra punct ului de rouă
al gazelor arse pentru a preveni coroziunea din interiorul co șului ( 100 − 150℃ , în func ție de
tipul combustibililor ).

3.1 Sec țiunea de radiație
În sec țiunea de radiație în care are loc arderea, mecanismul dominant de transfer de
căldură este prin radia ție către tuburile poziționate pe peretele cuptorului sau care sunt atârnate
la linia centrală a focului. Arzătoarele pot fi montate pe podea, pe pe re ți sau pe acoperișul
cuptorului, în func ție de designul acestuia. Combustibilul este amestecat cu aer cu ajutorului
unei turbosuflante și folosit în arzătoare pentru a menține flăcările care încălzesc tuburile
cuptorului. Raportul dintre aer și combustib il este unul dintre cei mai importan ți parametri ai
combustiei din interiorul focarului și poate fi controlat prin analiza gazelor de ardere din coș.

Cuptorul de cracare termică Martin Nina
36
Procesul de ardere necesită un combustibil, oxigen sau aer și o sursă de aprindere pentru
a avea loc. Pr odusele de ardere sunt gazele de ardere, care con țin în principal: dioxid de carbon
( ܱܥ ଶ ), vapori de apă ( ܪ ଶ ܱ ,)azot și oxigen din excesul de aer. Dacă oxigenul sau alimentarea
cu aer este mai scăzută decât valorile stoechiometrice, reac ția nu va fi co mpletă și se produce o
anumită cantitate de monoxid de carbon (CO), care este un gaz poluant. Pentru a evita arderea
incompletă este furnizat aer în exces arzătoarelor. Dacă se adaugă prea mult aer la combustie,
se produce o flacără stricată, foarte lumina tă, care reduce căldura de ardere, în timp ce prea
pu țin aer va da o flacără lungă și o combustie incompletă. Aceste lucruri determină apariția
punctelor fierbin ți pe tuburile cuptorului și formarea cocsului în interiorul acestora.
Gazele de ardere care părăsesc cuptorul sunt e șantionate periodic și testate pentru a
asigura arderea completă. Acest lucru se face pentru a observa ce cantitate de oxigen este în
gazele de ardere pentru a permite operatorului să regleze alimentarea cu aer și turația cuptorului
pentru a ob ține o eficiența maximă a sistemului.
3.1.1 Arzătoarele
Fiecare cuptor este echipat cu arzătoare fixate pe perete, pe podea și pe acoperișul
cuptorului, în func ție de designul acestuia. Datorită neuniformității fluxului de căldură transmis
de la arzătoarele de pe pere ții laterali, care cauzează depuneri mari de cocs și puncte fierbinți
pe perete, arzătoarele de podea și de acoperiș sunt adăugate și montate pentru a egaliza fluxul
de căldură transmis serpentinelor din interiorul cuptorului. Arzătoarele produc suficient flux de
căldură pentru reac țiile de descompu nere în serpentinele tubulare.
Combustibili incluzând metanul, hidrogenul și oxidul de carbon, se amestecă cu aerul
în interiorul arzătoarelor înainte de aprindere și sunt proiectate în moduri diferite pentru a face
fa ță arderii de gaze și/sau lichide. A erul în exces asigură o ardere completă, iar pentru acest tip
de carburant cantitatea de aer necesară este de 10 – 15%. Utilizarea unei cantită ți mai mare decât
cea necesară ar duce la scăderea eficien ței în zona de radiație.
Arzătoarele pentru combustibil gazos au o construc ție destul de simplă față de
arzătoarele pentru combustibil lichid, deoarece gazul nu are nevoie de pulverizare înainte de
combustie. Arzătoarele pentru combustibili lichizi sunt ceva mai complexe și necesită părți
speciale pentru a pul veriza foarte fin combustibilul formând o cea ță fină. Combustibilul gazos
nu trebuie să con țină solide, hidrocarburi lichide și apă. Pentru a evita apariția acestora la
arzătoare, combustibilul este trecut printr – un filtru pentru a fi separat de aceste sub stan țe
nedorite.

Cuptorul de cracare termică Martin Nina
37
3.1.2 Serpentinele tubulare
Cracarea termică a hidrocarburilor se realizează în serpentinele tubulare suspendate în
mijlocul cuptorului sau pe pere ții acestuia orientate spre arzătoare. Cracarea are loc la
temperaturi de 750 − 900℃ , și la presiu ne de până la 6 bari, pentru a produce olefine cum ar
fi etilena, propilena și aromatice cum ar fi benzenul și toluenul. Temperatura pereților tuburilor
ajunge la 850 − 1100℃ . La acest nivel de temperatură, aliajele utilizate la construc ția
serpentinelor ar trebui să aibă o rezisten ță excelentă la carbonizare. Configurația serpentinelor
de piroliză este unul dintre cei mai importan ți parametri care afectează performanța cuptorului.
Proiectarea acestor serpentine necesită cinetică detaliată, bazată pe mecanism ul radical și o
descriere riguroasă a hidrodinamicii și transferului de căldură. Geometria cuptorului depinde
de alimentare. La alimentările gazoase, cum ar fi: etanul, propanul, butanul, diametrul tubului
este fix, în timp ce pentru alimentări lichide, cu m ar fi nafta, se aplica tuburi cu mai multe
diametre. Aceasta se datorează formării mai rapide a cocsului în lichidul cracat și a căderii de
presiune mai mari de – a lungul cuptorului.

3.2 Sec țiunea de convecție
Cuptoarele de cracare termică sunt formate dintr – o zonă de radia ție și o zonă de
convec ție unde căldura gazelor de ardere este recuperată pentru a maximiza eficiența
cuptorului. Temperatura gazelor de ardere la nivelul co șului a scăzut dramatic din cauza
designului, deoarece costurile cu energia au crescut treptat. Cuptoarele vechi func ționau cu
temperaturi a gazelor arse în co ș de aproximativ 400℃ , pe când cuptoarele moderne au
temperatura din co șul cuptorului chiar și sub 100℃ .
Sec țiunea de convecție este situată chiar deasupra secțiunii de radia ț ie a cuptorului, unde
gazele de evacuare provenite de la arderea combustibilului din focare sunt utilizate pentru
preîncălzirea și vaporizarea materiei prime, producând abur de diluare pentru cracare și
supraîncălzirea aburului de înaltă presiune pentru c ompresoare. Acestea sunt realizate într – o
serie de serpentine cu o curgere orizontală. Aproape 90% din transferul de căldură în camera
de foc este prin mecanisme de radia ție, în timp ce mecanismul dominat al transferului de căldură
în co șul cuptorului este transferul de căldură prin convec ție între gazele de ardere și suprafețele
tuburilor. Sunt prezentate în figura 3.2 următoarele aranjamente ale serpentinelor tubulare care
sunt suspendate în sec țiunea de convecție a unui cuptor tipic de cracare:
 Preîncălz irea alimentării – pentru a preîncălzi hidrocarburile înainte de a le amesteca cu
aburul de dilu ție;

Cuptorul de cracare termică Martin Nina
38
 Economizor – pentru a încălzi apa de alimentare pentru schimbătorul de căldură de linie
de transfer;
 Supraîncălzirea aburului de dilu ție – pentru supraîncălz irea aburului de dilu ție pentru
amestecul cu materia primă;
 Serpentina de transfer de căldură I – pentru a încălzi amestecul de materie primă și abur;
 Încălzitorul de înaltă presiune cu abur I – pentru ob ținerea de abur de înaltă presiune;
 Încălzitorul de în altă presiune II – pentru supraîncălzirea aburului;
 Serpentina de transfer de căldură II – pentru a încălzi amestecul de materie primă și abur
înainte de a intra în serpentinele de radia ție. Temperatura de ieșire din zona de convecție
trebuie controlată pent ru a ob ține o temperatură apropiată de temperatura de reacție a
materiei prime (pentru nafta 600℃ ).

Figura 3.2 Schema cuptorului de cracare termica dintr – o instala ție de piroliză

Cuptorul de cracare termică Martin Nina
39
Una dintre preocupările principale din sec țiunea de convecție care afectea ză performan ța
cuptorului este cură țarea serpentinelor. Încălzirea serpentinelor de convecție a cuptorului duce
la pierderi considerabile de căldură a gazelor de ardere eliminate în mediul înconjurător.
Temperatura în co șul cuptorului crește datorită încăr cării treptate a serpentinelor cu depuneri,
precum și datorită încărcării termice mari a instalației față de designul original. Prin urmare,
este de dorit ca gazele de ardere eliminate în atmosferă să fie men ținute la temperaturi scăzute
conform planului, de aceea este necesară cură țarea și întreținerea periodică a serpentinelor și
ocazional înlocuirea serpentinelor deteriorate cu modele noi sau îmbunătă țite.
Încărcarea serpentinelor poate apărea și pe suprafețele exterioare datorită arderii incomplete
și depunerii de funingine pe tuburi. Uneori se produce o murdărie pe suprafa ța interioară
datorită depunerilor de cocs în interiorul serpentinelor, aceasta se întâmplă atunci când
temperatura hidrocarburilor din serpentinele de convec ție crește la un nivel ma i ridicat decât
temperatura de cracare. Cură țarea serpentinelor cuptorului este foarte dificil datorită faptului că
aranjamentul serpentinelor este foarte strâns și distanța dintre serpentinele adiacente este foarte
mică. Uneori, numai un strat foarte sub ț ire de praf refractar este necesar pentru a deteriora
performan țele serpentinelor în gazele de ardere la temperaturi înalte. Prin urmare, întreținerea
și inspecția regulată a serpentinelor ar contribui la evitarea scăderii eficienței cuptorului.

3.3 Severita tea procesului de cracare
Severitatea de cracare poate avea mai multe defini ții de la un cercetător la altul și este
influen țată de natura materiei prime supuse procesul de piroliză. Astfel, pentru materia primă
formată din etan și propan severitatea de cr acare poate fi exprimată prin conversia materiei
prime, adică frac țiunea de etan și propan transformată. Iar în cazul materiei prime formate din
frac țiuni petroliere lichide, conversia materiei prime este dificil de determinat datorită
numărului mare de hi drocarburi prezente în materia primă. Pentru frac țiunile petroliere lichide
severitatea de cracare este dată de raportul dintre cantitatea de etilenă din efluent la materia
primă supusă procesului de piroliză [9] .
În unită țile comerciale pot fi utilizați c a factor de severitate randamentele și parametrii de
ie șire. Pentru a reprezenta severitatea cracării pot fi utilizați: randamentul de metan,
randamentul raportului propenă/etilenă, randamentul raportului de C ଶ la etilenă și randamentul
raportului C ଷ la pr opilenă .
Randamentul de metan ne furnizează informa ții asupra formării cocsului și conversiei
materiei prime introduse în cuptor, dar nu și a distribuției produșilor de reacție. De aceea în

Cuptorul de cracare termică Martin Nina
40
industria petrochimică se preferă exprimarea severită ții cu ajutor ul raportului de
propilenă/etilenă. Datorită faptului că se poate măsura cu u șurință distribuția gazelor cu ajutorul
cromatografiei de gaze și pentru că prezintă mai bine corelarea randamentelor cu modificările
condi țiilor de operare a procesului [19] . Valoarea raportului de propilenă/etilenă variază între
0,4 și 0,6. Cu cât acest raport este mai mic cu atât severitatea de cracare crește.
Un alt mod de exprimare a severită ții de cracare este randamentul de hidrocarburi ܥ ଷ și mai
u șoare ce rezultă prin reac țiile de descompunere a materiei prime. Dar acest mod de măsurare
a severită ții are și unele dezavantaje. Randamentul de hidrocarburi ܥ ଷ și mai ușoare poate avea
aceea și valoare la severități de operare diferite, datorită faptului că în condițiile in dustriale
randamentul atinge un maxim după care începe să scadă. Se întâmplă astfel datorită faptului că
la o anumită severitate de cracare nu se mai descompune materia primă ci produ șii de reacție,
crescând astfel randamentul de etilenă, dar și cantitatea de cocs.
În practică, severitatea de cracare se poate estima în func ție de temperatura de ieșire din
serpentinele de radia ție a cuptorului de piroliză. Astfel, operatorul poate varia severitatea de
cracare doar prin ac ționarea asupra temperaturii de ieși re din serpentinele de radia ție și asupra
raportului de abur/materie primă [9].
3.3.1 Efectul condi țiilor severe de funcționare asupra stării de degradare a
serpentinelor radiante în cuptorul de piroliză
M. Santos și colaboratorii săi au făcut aceast ă act ivitatea din necesitatea de a în țelege
fenomenele de degradare care au loc în serpentinele radiante ale cuptoarelor de piroliză pentru
a prelungi durata de via ță a acestora. Serpentinele de radiație au fost studiate prin metoda
elementelor finite, făcând a naliza tensiunii, deplasării și calculul parametrului Larson – Miller
în condi ții de funcționare severă. Cu ajutorul parametrului Larison – Miller putem prezice durata
de via ță a materialului serpentinei față de timp și temperatură. Parametrii de funcționare studia ți
au fost cre șterea temperaturii, creșterea presiunii, creșterea greutății nete a serpentinelor prin
depunerea de cocs.
În timp ce sec țiunea coșului și a convecției unui cuptor funcționează la temperaturi relativ
scăzute, sec țiunea radiantă a cupto rului func ționează la temperaturi de până la 1150℃ . Aceasta
este în practică limita superioară de temperatură pentru aliajele disponibile rezistente la
temperaturi ridicate. Cuptoarele de cracare cu abur asigură una dintre cele mai agresive stări la
care p ot fi supuse aliajele. Acestea sunt supuse unor temperaturi ridicate într – un mediu chimic
foarte agresiv, care include gaze de ardere oxidante, nitrurarea la exterior a serpentinelor,este
prezentă și o atmosferă de carburare la suprafața interioară a tubul ui și cicluri de decocsare. Ca

Cuptorul de cracare termică Martin Nina
41
urmare a oxidării și a nit rur ării, suprafa ța exterioară a materialului formează o peliculă vâscoasă
care se scurge de pe peretele tubului, diminuând grosimea peretelui tubului. Carburarea are ca
rezultat crearea unui strat de carbon în interiorul serpentinelor în sec țiuni mai fierbinți în timpul
func ționării, odată cu creșterea timpului și temperaturii crește greutatea netă a tubului și difuzia
carbonului în matricea aliajului.
Carburarea este o cauză principală a înlocuirii tuburilor din cuptoarele cu etilenă, în care în
majoritatea cazurilor există o combina ție de factori care conduc la defectarea serpentinelor, de
exemplu, carburarea și epuizarea ductilității în fluaj. Acest lucru duce la bombardarea, îndoirea
și ovalizarea tuburilor.
Serpentinele din zona de radia ție a cuptorului de piroliză sunt de obicei concepute pentru o
via ță normală de 100.000 de ore (11,4 ani) de funcționare la o temperatură de funcționare de
900℃ . Durata de via ță efectivă a acestora variază de la 30.000 la 180.000de ore, în funcție de
condi țiile de funcționare și de calitatea materialelor. După 10.000 de ore de funcționare,
lungimea fisurilor tuburilor cre ște, iar sudabilitatea acestora scade. De asemenea, rezisten ța la
fluaj și ductilitatea sunt reduse, iar materialul devine mai predispus la rupere, în special în
timpul ciclului termic. Degradarea serpentinelor de piroliză poate fi prevenită printr – o
combina ție de funcționare corectă a cuptorului, selectarea materialelor, inspec ții regulate și
proiectarea corespunzătoare.
În urma analizei serpentinelor de radia ție din cuptorul de pir o liză cercetătorii au observat
că durata de via ță a serpentinelor este mai scurtă decât cea preconizată în princip al din cauza
depunerilor de cocs. Rezultatele analizei elementelor finite arată că mărirea în greutate a
serpentinelor rezultate prin cocsificare și expansiunea termică la temperatură ridicată, limitată
de golurile și arcurile de susținere, sunt parametri i cei mai determinan ți pentru comportamentul
mecanic, ducând la o degradare microstructurală severă.
Rezultatele ob ținute sugerează că durata de viață a serpentinelor poate fi extinsă prin
reglarea profilurilor de temperatură și în special a cantității de cocs depusă, atât în timpul
func ționării cât și la decocsare. Citirea frecventă și standardizarea a temperaturii este obligatorie
pentru a asigura un profil de temperatură corespunzător, determinarea greută ții cocsului depus
la un moment dat ar permite, de asemenea, o cunoa ștere mai precisă a duratei de viață rămasă
a serpentinelor și a cuptorului [17].

Cuptorul de cracare termică Martin Nina
42

3.4 Răcirea efluentului prin generare de abur (TLE sau TLX)
Pentru a opri evolu ția reacțiilor de polimerizare a efluentului ce iese din zona de radiație a
c uptorului, se trece efluentul ascendent prin tuburile generatorului cu abur (TLE sau TLX).
Generatorul vertical de abur poate fi de tip tub în tub sau cu fascicul de tuburi cu o singură
trecere în manta, plasat deasupra zonei de radia ție. Căldura cedată de cuptor poate fi recuperată
circa 50% în schimbătorul de căldură. În acest schimbător de căldură temperatura de rouă a
efluentului trebuie să fie inferioară temperaturii pere ților tuburilor la ieșire din generatorul de
abur pentru a reduce tendin ța de form are a cocsului.
Pentru răcirea bruscă și recuperarea căldurii cedată de cuptor este necesară injecția directă
de ulei de reciclu, separat ulterior în două scrubere succesive, din cauza tendin ței ridicate de
cocsare a efluentului. Faza lichidă din generato rul de abur este filtrată de cocs, iar faza de vapori
este trimisă în coloana de frac ționare din secția caldă.
Depunerile de cocs încep să crească spre zona finală a serpentinei din cuptor și a tuburilor
din generatorul de abur ce are ca și consecință cr e șterea excesivă a temperaturii metalului
tuburilor spre limita superioară a specifica țiilor și creșterea presiunii ceea ce va duce la
reducerea selectivită ții față de etenă. Aceste operațiuni duc la necesitatea operațiunii de
decocsare.

3.5 Formarea cocsul ui
Cracarea termică a hidrocarburilor este înso țită întotdeauna de depunerea de cocs. Acest
fenomen depinde de diferi ți factori, cum ar fi conținutul de sulf, aromate din materia primă,
presiunea par țială a hidrocarburilor și materiale de construcție a c uptorului.
Trebuie men ținut transferul de căldură la nivelul dorit, temperaturile tuburilor cresc treptat
în timp și trebuie respectate anumite limite. Este clar că metalurgia serpentinelor este principala
limitare pentru cre șterea temperaturii acestora. Mai mult, cr e șterea pereților tubului duce la o
rată mare de formare a cocsului și scade eficiența secțiunii de radiație. În plus, reducerea
sec țiunii transversale a serpentinelor, care este cauzată de depunerea cocsului, mărește căderea
de presiune de – a lungul tuburi lor și în situații grave înfundă țevile [15] .
Cocsul este unul dintre produsele nedorite ale cracării termice care provoacă o problemă
gravă în cuptor. Cantitatea de cocs care se depune în interiorul tuburilor cuptorului și în

Cuptorul de cracare termică Martin Nina
43
schimbătorul de linie de tr ansfer depinde de starea de func ționare a cuptorului. Există patru
consecin țe ca urmare a formării cocsului:
 O cre ștere a temperaturii tuburilor ce va duce la carbonizarea acestora și va limita
lungimea de curgere a cuptorului;
 Reducerea presiunii care in fluen țează selectivitatea procesului;
 Reducerea eficien ței termice a cuptorului care este cauzată de fluxul de căldură mai
mare a tuburilor cuptorului;
 Reducerea volumului din tuburi care afectează randamentul produc ției.
Există în principal două mecanisme de reac ție pentru formarea cocsului în interiorul
reactorului, numit de tip catalitic sau pirolitic. Cocsul catalitic este greu și este format prin
dehidrogenarea hidrocarburilor de pe pere ții interiori ai tuburilor în care nichelul și fierul sunt
utiliza ț i ca și catalizatori ai reacției, în timp ce cocsul pirolitic este moale și poate fi împărțit în
cocs gazos și condensat. Acumularea de cocs împinge pe operatori să închidă cuptorul pentru
decocsare. Necesitatea decocsării este verificată fie cu temperatu ra tuburilor, fie cu scăderea
presiunii în tuburi. Procesul de decocsare este realizat prin utilizarea unui amestec de abur și
aer pentru a arde cocsul în interiorul tuburilor cuptorului și tuburile TLE. Materialele solide vor
fi colectate la ie șire din TL E în timpul procesului de decocsare.
Procesul de decocsare este foarte nedorit, iar operatorii încearcă să reducă formarea cocsului
la nivel minim datorită faptului că:
o se pierd în timpul procesului de decocsare produse cum ar fi etilenă și propilenă;
o sunt costuri ridicate de operare și întreținere;
o scurtează durata de func ționare a serpentinelor datorită ciclului termic constant [11].

Calculul tehnologic Martin Nina
44
Capitolul 4 Calculul tehnologic
4 .1 Tema și datele de proiectare
Se v – a realiza calculul tehnologic a unui cuptor de piroliz ă folosind ca materie primă etanul.
Principalele date de proiectare sunt:
1. Capacitatea secției de reacție a cuptorului: 90 000 t/an
2. Natura materiei prime: propan
3. Compoziție: 98,2% ܥ ଷ ܪ ଼ , 0,4% ܥ ଶ ܪ ଺ , 1,4% ܥ ସ ܪ ଵ଴ .
4. Temperatura de intrare în cuptor, ݐ ௜௖ = 100℃
5. Presiunea de intrare în cuptor, ݌ ௜௖ = 5 , 5 ݉ݐܽ
6. Temperatura de intrare a reacțiilor, ݐ ௜௥ = 650℃
7. Raport apă/materie primă, =ܽ 0 , 6 ݃݇
݃݇ ൗ
8. Distribuția produșilor de reacție la ieșirea din cuptor este prezentată în tabelul 4.1.

Tabel 4.1 Distribuția produșilor de reacție la ieșirea din cuptor
Component %gr
ܪ ଶ 13,8
ܪܥ ସ 36,3
ܥ ଶ ܪ ଶ 0,3
ܥ ଶ ܪ ସ 30,0
ܥ ଶ ܪ ଺ 5,0
ܥ ଷ ܪ ଺ 7,6
ܥ ଷ ܪ ଼ 4,2
ܥ ସ ܪ ଺ 0,2
ܥ ସ ܪ ଼ 0,6
ܥ ସ ܪ ଵ଴ 0,4
ܥ ହ 1,6

9. Tensiunea termică în zona de convecție, ɸ ௧௖ = 25 000 ݉/݈ܽܿ݇ ଶ ℎ
10. Tensiunea termică în zona de radiație, ɸ ௧௥ = 75 000 ݉/݈ܽܿ݇ ଶ ℎ
11. Date constructive ale tuburilor din cuptor:
 Diametrul interior, ܦ ௜ = 0 , 1 ݉
 Diametrul exterior, ܦ ௘ = 0 . 12 ݉

Calculul tehnologic Martin Nina
45
 Lungimea tuburilor, =݈ 8 ݉
12. Conversia globală pe reactor, =ݔ 92%
13. Numărul de ore de funcționare, =ܰ 8700 ℎ ݊ܽ ൗ
14. Sarcina maximă a suspensiei (materie primă + abur ) ܵ ௠௔௫ = 2 500 ℎ/݃݇
4 .2 M odelul matematic pentru dimensionarea serpentinei cuptorului de
piroliză
Pentru stabilirea modelului matematic se fac următoarele presupuneri:
 Reac ț ia de piroliză are loc în zona de radia ț ie a cup t orului, iar zona de conversie este
zona în care se preînc ă lze ș te materia primă de la temperatura ݐ ௜௖ = 100℃ până la
temperatura =ݐ 650℃ .
 Se va împărții lungimea serpentinei în mai multe sectoare cu lungimi suficient de mici
astfel încât conversia realizată să aibă valori mai mici putându – se calcula valori medii
ale temperaturii, numărului de moli, presiunea la intrare ș i ie ș ire din sector .
 Pentru fiecare sector se fac presupuneri ale valorii temperaturii, presiunii și conversiei
urmând ca ele să fie verificate cu o marjă de eroare care să nu depă ș ească 5% .
Calculul numărului de serpentine
Numărul de serpentine trebuie să fie întreg și par și se calculează cu formula:
݊ ௦ = ீ ೘೛ ା ீ ೌ್
ௌ ೘ೌೣ ( 4 .1)
unde:
n ୱ – numărul de serpentine ;
G ୫୮ – debitul de materie primă ( kg/h );
G ୟୠ – debitul de abur ( kg/h ) ;
S ୫ୟ୶ – sarcina maximă a serpentinei ( kg/h ) ;
Debitul de materie primă se transformă din t/an în kg/h astfel:
G ୫୮ = 90 000 ∙ ଵ ଴଴଴
଼ ଻ହ଴ = 10 285 , 7 ( kg/h )
u nde : 8 750 reprezintă numărul de ore de funcționare.
Debitul de abur folosit în procesul de piroliză se calculează cu formula:
ܩ ௔௕ = ܽ ∙ ܩ ௠௣ ( kg/h ) ( 4 . 2)
unde:
G ୟୠ – debitul de abur ( kg/h );
ܽ – raporul de apă/materie primă (k g/kg ) ;

Calculul tehnologic Martin Nina
46
ܩ ௠௣ – debitul de materie primă, ( kg/h );
G ୟୠ = 0 , 6 ∙ 10 285 , 714 = 6 171 , 4 kg/h
După aflarea debitelor de materie primă și debitul de abur folosit în continuare se poate
calcula numărul de serpentine f olosite în cuptorul de piroli ză cu formula ( 4 .1 ) :
n ୱ = ଵ଴ ଶ଼ହ , ଻ ା ଺ ଵ଻ଵ , ସ
ଶ ହ଴଴ = 6 , 5
n ୱ ~ 8 (serpentine)
Se aproximează num ă rul de serpentine la 8 datorită faptului că numărul serpentinelor
trebuie să fie un număr întreg și par, iar dacă numărul serpentinelor ar rămane la numărul de 6
s – ar depăși sarcina maximă a serpentinei. Pentru siguranța utilajului se merge cu un numar de
8 serpentine.
În continuare se va calcula debitul de materie primă și debitul de abur care trece printr –
o serpentină care se vor calcula cu următoarele formule:
ܩ ௠௣ ௣௧ ௢ ௦௜௡௚௨௥ ă ௦௘௥௣௘௡௧௜௡ ă = ீ ೘೛
௡ ೞ ( 4 . 3)
ܩ ௔௕ ௣௧ ௢ ௦௜௡௚௨௥ ă ௦௘௥௣௘௡௧௜௡ ă = ீ ೌ್
௡ ೞ ( 4 . 4)
G ୫୮ ୮୲ ୭ ୱ୧୬୥୳୰ă ୱୣ୰୮ୣ୬୲୧୬ă = ଵ଴ . ଶ଼ହ , ଻
଼ = 1 285 , 7 kg/h
G ୟୠ ୮୲ ୭ ୱ୧୬୥୳୰ă ୱୣ୰୮ୣ୬୲୧୬ă = ଺ . ଵ଻ଵ , ସ
଼ = 771 , 4
Se veri fică următoarea relație pentru a fi siguri că nu se depășește sarcina maximă a
serpentinei pentru a nu solicita prea mult utilajul:
( ܩ ௠௣ + ܩ ௔௕ )serpentina ≤ ܵ ௠௔௫ ( 4 .5)
1 285,7+771,4 ≤ 2500
2 057,1 ≤ 2500
Relația se verifică și este adevărată și se merge mai departe cu calculul.

Calculul tehnologic Martin Nina
47
4.3 Dimensionarea serpentinei în zona de convecție
Lungimea s erpentin ei s e va împărții în cinci sectoare distincte astfel:
sector I sectorul II sectorul III sectorul IV sectorul V
100 ℃ 200 ℃ 300 ℃ 400 ℃ 500 ℃ 650 ℃
Se va determina lungimea de serpentină din fiecare sector și căderea de presiune pe care
o vom calcula cu ajutorul bilanțului termic.
4.3.1 Calculul sectorului I
Primul sector al serpentinei din zona de convec ție se calculează conform schemei:
t ୧ଵ = 100℃
t ୣଵ = 200℃
Se v – a calcula în continuare temperatura medie ca medie aritmetică între temperatura de
intrare și ieșire din sector cu rela ția :
ݐ ௠ = ௧ ೔ భ ା ௧ ೐ భ
ଶ ( ℃ ) ( 4 .6)
unde:
t ୫ − temperatura medie , ( ℃ ) ;
t ୧ଵ − temperatura de intrare în sector , ( ℃ ) ;
t ୣଵ − temperatura de ie șire din sector , ( ℃ ) ;
t ୫ = ଵ଴଴ ା ଶ଴଴
ଶ = 150 ℃
Presiunea de intrare în sectorul I este ܲ ௜ ଵ = 5 , 5 ݉ݐܽ .Presupunem o cădere de presiune
pe primul sector de ∆ ௣ ଵ = 0 , 0034 ݉ݐܽ cu ajutorul căreia vom calcula presiunea la ieșire din
acest sector cu rela ția:
ܲ ௘ ଵ = ܲ ௜ ଵ − ∆ ௣ ଵ ( atm ) ( 4 .7)
P ୣଵ = 5 , 5 − 0 , 0034 = 5 , 496 ( atm )
Căderea de presiune se verifică cu rela ția ( 4.8 ) , a cărei valoare nu trebuie să depă șească
5%.
=݁ ห ∆ ೛ భ ି ∆ ೛೎ೌ೗೎ ห
∆ ೛ భ ∙ 100 ( % ) ( 4 .8)

Calculul tehnologic Martin Nina
48
unde:
e – eroarea trebuie să fie mai mică decât 5% ca să poată fi luată în calcul.
C ăderea de presiune calculată ( ∆ ௣௖௔௟௖ ) se determină cu rela ția ( 4.9 ) .
∆ ௣௖௔௟௖ = ఒ ∙ ఘ ഥ ∙ ఠ భ మ ∙ ௅ ೐ భ
ଶ ∙ ஽ ೔ ( atm ) ( 4 .9)
unde:
ߣ − coeficientul de rezisten ță hidraulică, ( coeficientul lui Darcy ) se calculează cu formula:
=ߣ 0 , 16 ∙ ( )ܴ݁ ି ଴ , ଵ଺
ߩ ̅− densitatea medie , ( kg/ m ଷ );
߱ ଵ − viteza de reacție din sectorul I, ( m/s ) ;
ܮ ௘ ଵ − lungimea echivalentă pe sectorul I, ( m ) ;
ܦ ௜ − diametrul interior al tuburilor, ( m );
Se v – a calcula densitate a componen ților la temperatura de intrare și ieșire , cu ajutorul
rela ției:
=ߩ ௉ ೐ భ ∙ ெ
ோ ∙ ் ቀ ݃݇
݉ ଷ ൗ ቁ ( 4 .10)
und e:
P ୣଵ – presiunea la ieșirea din sectorul I, ( atm ) ;
M – masa molară medie, ( kmol/kg );
R – constanta gazelor ideale =0,08 2 ( L ∙ atm/ K ∙ mol );
T – temperatura, ( K );
Masa molară a amestecului de compuși are valoarea :
M = 0 , 982 ∗ 44 + 0 , 004 ∗ 30 + 0 , 014 ∗ 58 = 44 , 1 ( kmol / kg )
Se v – a calcula densitatea la temperatura de ieșire și la intrare după care se calcul ează densitatea
medie cu formula :
ߩ ̅= ఘ ೟೔ భ ା ఘ ೟೐ భ
ଶ ቀ ݃݇
݉ ଷ ൗ ቁ ( 4 .11)
Densitatea la temperatura de intrare și ieșire din sectorul I din zona de con vec ție se calculează
cu rela ția ( 4 .10 ) :
ρ ୲୧ଵ = ହ , ସଽ଺ ∗ ସସ , ଵସ
଴ , ଴଼ଶ ∗ ଷ଻ଷ , ଵହ = 7 , 928 ቀ kg
m ଷ ൗ ቁ
ρ ୲ୣଵ = ହ , ସଽ଺ ∗ ସସ , ଵସ
଴ , ଴଼ଶ ∗ ସ଻ଷ , ଵହ = 6 , 252 ቀ kg
m ଷ ൗ ቁ
Se calculează densitatea medie, aplicând rela ția (4.11).
ρ ത = ଻ , ଽଶ଼ ା ଺ , ଶହଶ
ଶ = 7 , 09 ቀ kg
m ଷ ൗ ቁ
C riteriul Reynolds se calculează cu ajuto r ul rela ției :
=ܴ݁ ஽ ೔ ∙ ఠ ∙ ఘ
ఓ ( 4 .12)

Calculul tehnologic Martin Nina
49
u nde:
D ୧ – diametrul interior al tuburilor, ( m );
ω – viteza de reacție, ( m s ⁄ ) ;
ρ ത – densitatea medie , ቀ kg
m ଷ ൗ ቁ ;
ߤ − vâscozotatea dinamică, ቀ kg m ∙ s ൗ ቁ ;
Pentru a calcula criteriul Reynolds trebuie să cunoa ștem viteza de reacție pe primul
sector din zona de convecție , determinată cu rela ția:
=߱ ீ ೘೛
ఘ ∙ గ ∙ ವ ೔ మ
ర ∙ ଷ଺଴଴ ( )⁄ݏ݉ ( 4 .13)
u nde:
G ୫୮ – debitul de materie primă pe o serpentină, ( kg/h ) ;
ρ ത – densitatea medie, ቀ kg
m ଷ ൗ ቁ ;
D ୧ – diametrul interior al tuburilor, ( m );
Viteza de reac ție din primul sector calculată cu formula 4 .13 are valoarea:
ω = ଵଶ଼ହ , ଻
଻ , ଴ଽ ∙ ଷ , ଵସ ∙ ( బ , భ ) మ
ర ∙ ଷ଺଴଴ = ଵଶ଼ହ , ଻
ଶ଴଴ , ଷ = 6 , 4 ( m s ⁄ )
Pentru a afla vâscozitatea dinamică trebuie să calculăm vâscozitatea fiecărui termen care
intra în z ona de convec ție cu ajutorul formulei :
ܤ+ܣ=ߤ ∙ ܥ+ܶ ∙ ܶ ଶ ( 4 .14)
Unde:
ߤ − vâscozitatea dinamică , ( ܲߤ 😉
A, B, C – constante ;
T – temperatura, ( K ) .
Constantele sunt citite din literatura de specialitate [21].
Se v – a calcula vâscozitatea pentru ܥ ଷ ܪ ଼ , ܥ ଶ ܪ ଺ ș ܥ ݅ ସ ܪ ଵ଴ pentru temperatura de intrare și
ieșire din sector, iar datorită faptului că avem un amestec de componenți vîscozitatea
amestecului se calculează cu formula:
ߤ ௔௠ = ∑ ( ௒ ∙ ெ ) ೔
∑ ቀ ௒ ∙ ಾ
ഋ ቁ
೔ ( μ P ) ( 4 .15 )
u nde:
Y – fracția molară , (kg/kg amestec) ;
M – masa molară , ( kg/kmol) ;
ߤ ̅− vâscozitatea medie , ( μ P ) .

Calculul tehnologic Martin Nina
50
Vâscozitatea dinamică pentru propan se calculează cu formula ( 4 .14) , u nde constantele
propanului sunt :
A= 4,912
B= 24,251 ∙ 10 – 2
C= – 38,06 ∙ 10 – 6
Pentru temperatura de intrare în sector T = 373,15 K vâscozitatea di n amică calculată cu
formula ( 4 .14 ) devine:
=ߤ 4 , 912 + 24 , 251 ∙ 10 ି ଶ ∙ 373 , 15 + ( − 38 , 06 ∙ 10 ି ଺ ∙ ( 373 , 15 ) ଶ ) = 4 , 9 + 90 , 4 − 5 , 2 =
90 , 1 ( )ܲߤ
Pentru temperatura de ie șire din sector T = 473,15 K vâscozitatea di n amică calculată
cu formula ( 4 .14 ) devine:
=ߤ 4 , 912 + 24 , 251 ∙ 10 ି ଶ ∙ 473 , 15 + ( − 38 , 06 ∙ 10 ି ଺ ∙ ( 473 , 15 ) ଶ ) = 4 , 9 + 114 , 7 − 8 , 5 =
111 , 1 ( )ܲߤ
Vâscozitatea dinamică medie a propanului este media aritmetică a vâscozită ți la intrare
și ieșire din sector :
ߤ ̅= ଽ଴ , ଵ ା ଵଵଵ , ଵ
ଶ = 100 , 6 =ܲߤ 100 , 6 ∙ 10 ି ଻ ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ

Vâscozitatea dinamică pentru etan se calculează cu formula ( 4 .14) , u nde constantele
etanului sunt :
A= 5,576
B= 30,64 ∙ 10 – 2
C= – 53,07 ∙ 10 – 6
Pentru temperatura de intrare în sector T = 373,15 K vâscozitatea dinamică calculată cu
formula 4 .14 este:
=ߤ 5 , 576 + 30 , 64 ∙ 10 ି ଶ ∙ 373 , 15 + ( − 53 , 07 ∙ 10 ି ଺ ∙ ( 373 , 15 ) ଶ ) = 112 , 5 ( )ܲߤ
Pentru temperatura de ie șire din sector T = 473,15 K vâscozitatea dinamică calculată cu
formula 4. 14 este:
=ߤ 5 , 576 + 30 , 64 ∙ 10 ି ଶ ∙ 473 , 15 + ( − 53 , 07 ∙ 10 ି ଺ ∙ ( 473 , 15 ) ଶ ) = 138 , 6 ( )ܲߤ
Vâscozitatea dinamică pentru etan este media aritmetică a celor două vâscozități la
temperatura de intrare și ieșire din sector:
ߤ ̅= ଵଷ଼ , ଺ ା ଵଵଶ , ହ
ଶ = 125 , 5 ( =)ܲߤ 125 , 5 ∙ 10 ି ଻ ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ

Calculul tehnologic Martin Nina
51
Vâscozitatea dinamică pentru butan se calculează cu formula ( 4 .14) , u nde constantele
butanului sunt :
A= 0,4015
B= 24,251 ∙ 10 – 2
C= 18,827 ∙ 10 – 6
Pentru temperatura de intrare în sector T = 373,15 K vâscozitatea dinamică calculată cu
formula ( 4 .14 ) devine:
=ߤ 0 , 4015 + 24 , 251 ∙ 10 ି ଶ ∙ 373 , 15 + ( 18 , 828 ∙ 10 ି ଺ ∙ ( 373 , 15 ) ଶ ) = 93 , 5 ( )ܲߤ
Pentru temperatura de ie șire din sector T = 473,15 K vâscozitatea dinamică calculată cu
formula 4 .14 este:
=ߤ 0 , 4015 + 24 , 251 ∙ 10 ି ଶ ∙ 473 , 15 + ( 18 , 828 ∙ 10 ି ଺ ∙ ( 473 , 15 ) ଶ ) = 119 , 3 ( )ܲߤ
Vâscozitatea dinamică pentru propan este media aritmetică a celor două vâscozități la
temperatura de intrare și ieșire din sector:
ߤ ̅= ଽଷ , ହ ା ଵଵଽ , ଷ
ଶ = 106 , 4 ( =)ܲߤ 106 , 4 ∙ 10 ି ଻ ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ

Vâscozitatea amestecului care intră în zona de convec ție este calculată cu ajutorul
rela ției ( 4 .15 ) :
ߤ ௔௠ = ଴ , ଽ଼ଶ ∙ ସସ ା ଴ , ଴଴ସ ∙ ଷ଴ ା ଴ , ଴ଵସ ∙ ହ଼
଴ , ଽ଼ଶ ∙ రర
భబబ , ల ∙ భబ ష ళ ା ଴ , ଴଴ସ ∙ యబ
భభమ , ఱ ∙ భబ ష ళ ା ଴ , ଴ଵସ ∙ ఱఴ
భబల , ర ∙ భబ ష ళ = ସସ , ଵସ
଴ , ସଷ଼ ∙ ଵ଴ ళ = 100 , 7 ∙ 10 ି ଻ ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ
Cunoscând to ți termenii necesari calculării regimului de curgere , se aplică rela ția (4.12)
și obținem valoarea:
=ܴ݁ ଴ , ଵ ∙ ଺ , ସଵ଺ ∙ ଻ , ଴ଽ
ଵ଴଴ , ଻ ∙ ଵ଴ ష ళ = 451 . 391 , 6
=ߣ 0 , 16 ∙ ( )ܴ݁ ି ଴ , ଵ଺
=ߣ 0 , 16 ∙ ( 451 . 391 , 6 ) ି ଴ , ଵ଺ = 0 , 019

Pentru a calcula căderea de presiune trebuie să mai aflăm lungimea echivalentă care se
calculează cu rela ția :
ܮ ௘ ଵ = ( ݊ − 1 ) ∙ 50 ∙ ܦ ௜ + ܮ ௜ ଵ ( m ) ( 4 .16)
Unde:
n – numărul de pași ;
ܦ ௜ − diametru interior al serpentinei , (m) ;
ܮ ௜ ଵ − lungimea efectivă a serpentinei , (m) ;
Lungimea efectivă a serpentinei se determină pe baza rela ției:

Calculul tehnologic Martin Nina
52
ܮ ௜ ଵ = ொ ೞ೎ ೓ ೔೘್
గ ∙ ஽ ೐ ∙ ఝ ೟ ೐ ( m ) ( 4 .17)
Unde:
Q ୱୡ୦୧୫ୠ − căldura schimbată, ( kcal/h ) ;
D ୣ − diametrul exterior a serpentinei, ( m ) ;
φ ୲ ౛ − tensiunea termică în zona de convecție, ( kcal/m 2 ∙ h ) .

Căldura schimbată se calculează cu ajutorul următoarei rela ț i e :
ܳ ௦௖ ௛ ௜௠௕ = ܳ ௘ − ܳ ௜ = ܩ ௠௣ ∙ ( ܪ ௧ ೐ − ܪ ௧ ೔ ) ( kcal /h ) ( 4 .18)
u nde:
G ୫୮ – debitul de materie primă pe o serpentină, ( kg/h ) ;
H ୲ ౛ − entalpia la temperatura de ieșire din sector, ( cal/g );
H ୲ ౟ − entalpia la temperatura de intrare în sector, ( cal/g ) .
E ntalpia la temperatura de intrare și ieșire din sector se calculează cu ajutorul formulei:
ܿ=ܪ ௣ ∙ ݐ ( cal/g ) ( 4 .19)
u nde:
ܿ ௣ − căldura specifică, ( J/kg ∙ K );
t – temperatura, ( K ).
Căldura specifică se calculează cu rela ția :
ܿ ௣ = ܤ+ܣ ∙ ܥ+ܶ ∙ ܶ ଶ + ܦ ∙ ܶ ଷ ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ ( 4 .20)
Unde c onstantele componen ților A, B, C, D sunt citite din literatura de specialitate [ 21 ] .
D atorită faptului ca avem un amestec de componen ț i c ă ldura specifică a amestecului se
calculează astfel:
ܿ ௣௔௠ = ∑ ൫ ݕ ∙ ܿ ௣ ൯ ௜ ( 4 .21)

Pentru propan constantele citite din literatură sunt:
A= – 0,95951 ∙ 10 ଶ
B= 6,95921
C= – 3,60457 ∙ 10 ି ଷ
D= 7,30439 ∙ 10 ି ଻
Pentru temperatura d e intrare în sector , T = 373,15 K căldura specifică se determină cu
rela ția ( 4 .20 ) astfel :

Calculul tehnologic Martin Nina
53
ܿ ௣ ௣௥௢௣௔௡ ௧௜ ଵ = ( − 0 , 95951 ∙ 10 ଶ ) + 6 , 95921 ∙ 373 , 15 + ( − 3 , 60457 ∙ 10 ି ଷ ) ∙ 373 , 15 ଶ +
7 , 30439 ∙ 10 ି ଻ ∙ 373 , 15 ଷ = − 95 , 951 + 2596 , 829 − 501 , 903 + 37 , 951 =
2036 , 9 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Pentru temperatura de ieșire din sector, T = 473,15 K căldura specifică calculată cu
formula ( 4 .20 ) devine :
ܿ ௣ ௣௥௢௣௔௡ ௧௘ ଵ = ( − 0 , 95951 ∙ 10 ଶ ) + 6 , 95921 ∙ 473 , 15 + ( − 3 , 60457 ∙ 10 ି ଷ ) ∙ 473 , 15 ଶ +
7 , 30439 ∙ 10 ି ଻ ∙ 473 , 15 ଷ = − 95 , 951 + 3292 , 750 − 806 , 958 + 77 , 371 =
2460 , 2 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ

Pentru etan constantele citite din literatură sunt:
A= 1,80395 ∙ 10 ଶ
B= 5,93510
C= – 2,31205 ∙ 10 ି ଷ
D= 2,90436 ∙ 10 ି ଻
Pentru temperatura de intrare în sector, T = 373,15 K căldura specifică se calculează cu
formula ( 4 .20 ) :
ܿ ௣ ௘௧௔௡ ௧௜ ଵ = ( 1 , 80395 ∙ 10 ଶ ) + 5 , 93510 ∙ 373 , 15 + ( − 2 , 31205 ∙ 10 ି ଷ ) ∗ 373 , 15 ଶ + 2 , 90436 ∙
10 ି ଻ ∙ 373 , 15 ଷ = 180 , 395 + 2214 , 682 − 321 , 931 + 15 , 090 = 2088 , 2 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Pentru temperatura de ieșire din sector, T = 473,15 K căldura specifică calculată cu
formula ( 4 .20 ) are valoarea:
ܿ ௣ ௘௧௔௡ ௧௘ ଵ = ( 1 , 80395 ∙ 10 ଶ ) + 5 , 93510 ∙ 473 , 15 + ( − 2 , 31205 ∙ 10 ି ଷ ) ∙ 473 , 15 ଶ + 2 , 90436 ∙
10 ି ଻ ∙ 473 , 15 ଷ = 180 , 395 + 2806 , 252 − 517 , 600 + 30 , 764 = 2496 , 8 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ

Pentru butan constantele citite din literatură sunt:
A= – 0,42252 ∙ 10 ଶ
B= 6,75435
C= – 3,49913 ∙ 10 ି ଷ
D= 7,03188 ∙ 10 ି ଻
Pentru temperatura de intrare în sector, T = 373,15 K căldura specifică calculată cu
formula ( 4 .20 ) are valoarea:

Calculul tehnologic Martin Nina
54
ܿ ௣ ௕௨௧௔௡ ௧௜ ଵ = ( − 0 , 42252 ∙ 10 ଶ ) + 6 , 75435 ∙ 373 , 15 + ( − 3 , 49913 ∙ 10 ି ଷ ) ∙ 373 , 15 ଶ +
7 , 03188 ∙ 10 ି ଻ ∙ 373 , 15 ଷ = − 42 , 252 + 2520 , 385 − 487 , 222 + 36 , 536 =
2027 , 4 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Pentru temperatura de ieșire din sector, T = 473,15 K căldura specifică calculată cu
formula ( 4 .20 ) are valoarea:
ܿ ௣ ௕௨௧௔௡ ௧௘ ଵ = ( − 0 , 42252 ∙ 10 ଶ ) + 6 , 75435 ∙ 473 , 15 + ( − 3 , 49913 ∙ 10 ି ଷ ) ∙ 473 , 15 ଶ +
7 , 03188 ∙ 10 ି ଻ ∙ 473 , 15 ଷ = − 42 , 252 + 3195 , 820 − 783 , 353 + 74 , 484 =
2444 , 6 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Se calculeză căldura specifică a amestecului la temperatura de intrare în sector
T = 373,15 K cu ajutorul formulei ( 4. 21 ) :
ܿ ௣ ௔௠ ௧௜ ଵ = 0 , 982 ∙ 2 . 036 , 9 + 0 , 004 ∙ 2 . 088 , 2 + 0 , 014 ∙ 2 . 027 , 4 = 2000 , 3 + 8 , 3 + 28 , 3 =
2036 , 9 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Se calculeză căldura specifică a amestecului la temperatura de ieșire din sector
T = 473,15 K cu ajutorul rela ției ( 4 .21 ) :
ܿ ௣ ௔௠ ௧௘ ଵ = 0 , 982 ∙ 2 . 460 , 2 + 0 , 004 ∙ 2 . 496 , 8 + 0 , 014 ∙ 2 . 44 , 6 = 2415 , 9 + 9 , 9 + 34 , 2 =
2460 , 1 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Cu ajutorul rela ției ( 4 .19 ) s e calculează entalpia amestecului la temperatura de intrare și
ie ș ire din sector :
ܪ ௧௜ ଵ = 373 , 15 ∙ 2036 , 9 = 760 105 , 4 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 181 , 5 ቀ ݈݃ܽܿ ൗ ቁ
ܪ ௧௘ ଵ = 473 , 15 ∙ 2 . 460 , 1 = 1 075 450 , 2 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 256 , 8 ቀ ݈݃ܽܿ ൗ ቁ
Căldura schimbata de fluid calculată cu rela ția ( 4 .18 ) este:
Q ୱୡ୦୧୫ୠ = Q ୣ − Q ୧ = 1285 , 7 ∙ ( 256 , 8 − 181 , 5 ) = 96 837 , 4 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Cu ajutorul rela ției ( 4 . 17 ) calculăm l ungimea serpentinei sectorului I :
ܮ ௜ ଵ = ଽ଺ ଼ଷ଻ , ସ
ଷ , ଵସ ∙ ଴ , ଵଶ ∙ ଶହ ଴଴଴ = 10 , 2 ( )݉
Iar cu ajutorul rela ției ( 4 .16 ) calculăm l ungimea echivalentă a serpentinei sectorului I :
ܮ ௘ ଵ = ቀ ଵ଴ , ଶ
଼ − 1 ቁ ∙ 50 ∙ 0 , 1 + 10 , 2 = 11 , 7 ( )݉
Calculăm c ăderea de presiune calculată cu rela ția ( 4 .9 ) :
∆ ௣௖௔௟௖ = ଴ , ଴ଵଽଽ ∙ ଻ , ଴ଽ ∙ ଺ , ସଵ଺ మ ∙ ଵଵ , ଻
ଶ ∙ ଴ , ଵ = 0 , 0199 ∙ 145 , 9 ∙ 117 , 03 = 339 , 856 =ܽܲ 0 , 0031 ( )݉ݐܽ
Calculăm e roarea de calcul cu formula ( 4 .8 ) și obținem :

Calculul tehnologic Martin Nina
55
=݁ | ଴ , ଴଴ଷଵ ି ଴ , ଴଴ଷ |
଴ , ଴଴ଷଵ ∙ 100 = 3 . 22% ≤ 5%
Iar presiunea de ie ș ire calculată este determinată cu formula :
݌ ௘ ௖௔௟௖ = ݌ ௜ ଵ − ∆ ௣ ௖௔௟௖ ( 4 .22)
݌ ௘ ௖௔௟௖ = 5 , 5 − 0 , 0031 = 5 , 4969 ( )݉ݐܽ
La fel se vor calcula și pentru celelate sectoare din zona de convecție.
4.3.2 Calculul celorlalte sectoare
Calculul celorlalte sectoare a serpentinei din zona de convec ție se face în mod
asemănător calcului sectorului I. În tabelul 4.2 sunt tabelate principal i i termeni calcu la ți în
prealabil.
Tabelul 4.2 Principali termeni calcula ți pentru cel elalte sectoare din zona de convec ție.
Sectorul ܲ ௜
( atm ) ∆ ௣ ௣௥௘௦௨௣
( atm ) ܲ ௘ ௣௥௘௦௨௣
( atm ) ܮ ௜
( m ) ܮ ௘
( m ) ∆ ௣ ௖௔௟௖௨௟௔௧
( atm ) e
( % ) ܲ ௘ ௖௔௟௖௨௟௔௧
( atm )
II 5 ,4966 0,0085 5,4881 18,1 24,4 0,0089 4,7 5,4877
III 5,4881 0,0065 5,478 11,8 14,1 0,0063 3,07 5,4717
IV 5,478 0,021 5,466 17,6 23,6 0,0124 3,33 5,4656
V 5,466 0,024 5,442 27,8 40,3 0,0248 3,33 5,4412

Calculul tehnologic Martin Nina
56
4.4 Dimensionarea serpentinei în zona de radiație
Înainte de a calcula lungimea serpentinei din zona de radiație, căderii de presiune și a
conversiei , tabel ăm componenții care intră și ies din zona de radiație în tabelul 4.3.
Tabel ul 4.3 Componen ții ce intră și ies din zona de radiație
Compo –
nent g ୧ ౨
( % gr ) g ୧ ౦
( %gr ) M ୧ ౨
( kg/
kmol ) M ୧ ౦
( kg/
kmol ) n ୧ ౨
( moli/
100g ) n ୧ ౦
( moli/
100g ) ΔHf
( kcal/mol ) n ୧ ౨ ∙ ΔHf
( kcal/
100g ) n ୧ ೛ ∙ ΔHf
( kcal/
100g )
H ଶ 13,8 2 6,9
CH ସ 36,3 16 2,26 – 21,65 – 49,11
C ଶ H ଶ 0,3 26 0,01 53,15 0,61
C ଶ H ସ 30,0 28 1,07 9,02 9,66
C ଶ H ଺ 0,6 5,0 30 30 0,01 0,16 – 25,5 – 0,33 – 4,25
C ଷ H ଺ 7,6 42 0,18 – 0,18 – 0,03
C ଷ H ଼ 98,2 4,2 44 44 2,23 0,09 – 31,43 – 69,38 – 2,96
C ସ H ଺ 0,2 54 0,003 34,43 0,12
C ସ H ଼ 0,6 56 0,01 – 6,16 – 0,06
C ସ H ଵ଴ 1,4 0,4 58 58 0,02 0,006 – 37,43 – 0,9 – 0,25
C ହ 1,6 72 0,02 – 43,37 – 0,96
TOTAL 100 100 44,14 2,26 10,73 – 70,62 – 47,25

݅݃ ௥ , ݅݃ ௣ − facția masică a reactanților și a produșilor de reacție, ( %gr );
݅ܯ ௥ , ݅ܯ ௣ – masa moleculara a reactanților și a produșilor de reacție, ቀ ݃݇
݈݋݉݇ ൗ ቁ ;
݅݊ ௥ , ݅݊ ௣ − numărul de moli de reactanți și produși de reacție, ቀ ݈݅݋݉ 100 ݃ ൗ ቁ ;
∆ ݂ܪ − energia produsă de componenți, ቀ ݈݋݈݉ܽܿ݇ ൗ ቁ .
C a și zona de convecție, zona de radiație se v – a împarți în mai multe sectoare, iar pe
fiecare sector se calculează căderea de presiune, lungimea serpentinei și conversia .
Zona de radiație v – a fi împărțită astfel:

650℃ 700℃ 750℃ 800℃

Calculul tehnologic Martin Nina
57
4.4.1 Calculul sectorului I a zonei de radiație
Primul sector al zonei de radia ție se calculează conform schemei :
t ୧ଵ = 650℃
t ୣଵ = 700℃
Se v – a calcula în continuare cu formula ( 4 .6 ) temperatura medie ca medie aritmetică
între temperatura de intrare ș i ie ș ire din sector.
t ୫ = ଺ହ଴ ା ଻଴଴
ଶ = 675℃
Presiunea de intrare în sectorul I este ܲ ௜ ଵ = 5 , 442 ݉ݐܽ . Presupunem o cădere de
presiune de ∆ ௣ ଵ = 0 , 0054 ݉ݐܽ cu ajutorul căreia vom calcula cu formula (4 .7 ) presiunea de
ie ș ire din primul sector .
P ୣଵ = 5 , 442 − 0 , 0074 = 5 , 368 ( atm )
Presupunem o conversie pe sectorul unu de ∆ ݔ ௣ ଵ = 0 , 25 . Conversia pe sector se v – a
verifica cu formula:
=݁ ቚ ∆ ೣ ೛ భ ି ∆ ೣ భ ೎ೌ೗೎ ቚ
∆ ೣ ೛ భ ∙ 100 ( % ) ( 4 .23)
unde:
∆ ݔ ଵ ௖௔௟௖ − conversia calculată .
Pentru a calcula conversia calculată aplicăm rela ția:
∆ ݔ ଵ ௖௔௟௖ = 1 − ݁ ି ௞ ∗ ఛ ( 4 .24)
unde:
k – constanta de viteză, ( ܿ݁ݏ ି ଵ ) ;
߬ − timpul de staționare a fluidul în serpentină, ( sec );
Lungimea serpentinei în zona de radiație se calculează cu ajutorul bilanțului termic din
zona I de radiație :
ܳ ௘ = ܳ ௜
ܳ ௜ = ܳ ௔௕௨௥ + ܳ ௠௣ = ܩ ௠௣ ᇱ ∙ ܪ ௠௣ ଺ହ଴℃ + ܩ ௔௕௨௥ ᇱ ∙ ܪ ௔௕௨௥ ଺ହ଴℃ ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
ܳ ௘ = ܳ ௠௣ ௡௘௧ ଻଴଴℃ + ܳ ௔௕௨௥ ଻଴଴℃ + ܳ ௚௔௭௘ ଻଴଴℃ ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
ܮ ଵ = ொ ೐ ି ொ ೔ ା ொ ೝ
గ ∙ ஽ ೐ ∙ ϕ tc = ொ ೘೛ భ ା ொ ೒ೌ೥೐ భ ା ொ ೝ ା ொ ೌ್ భ
గ ∙ ஽ ೐ ∙ ϕ tc ( 4 .25)

Calculul tehnologic Martin Nina
58
unde:
ܳ ௘ , ܳ ௜ − debit caloric la ieșire și la intrare în sectorul I a zonei de radiație , ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௔௕௨௥ − debit caloric de abur adăugat în sistem, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௠௣ − debit caloric de materie primă la intrare în sector, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௠௣ ௡௘௧ ଻଴଴℃ − debit caloric de materie primă netransform ată la ieșire din primul sector, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௔௕௨௥ ଻଴଴℃ − debit caloric de abur la ieșire din primul sector, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௚௔௭௘ ଻଴଴℃ − debit caloric de produși rezultați din primul sector, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௥ − debit caloric al reacției, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
Debitul caloric de materie primă netransformată la ieșirea din sector se calculează cu
formula:
ܳ ௠௣ ௡௘௧ ଻଴଴℃ = ܩ ௠௣ ௡௘௧ ଻଴଴℃ ∙ ܪ ௠௣ ௡௘௧ ଻଴଴℃ = ܩ ௠௣ ᇱ ∙ ൫ 1 − ∆ ݔ ௣ ଵ ൯ ∙ ܪ ௠௣ ௡௘௧ ଻଴଴℃ ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ( 4 .26)
unde:
ܩ ௠௣ ௡௘௧ ଻଴଴℃ − debitul de materie netransformată la ieșirea din primul sector, ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ ;
ܪ ௠௣ ௡௘௧ ଻଴଴℃ − entalpia materie netransformate la ieșirea din primul sector, ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܩ ௠௣ ᇱ − debitul de materie primă pe ntru o serpentină , ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ ;
Debitul caloric de abur la ieșire din primul sector se calculează cu ajutorul formulei:
ܳ ௔௕௨௥ ଻଴଴℃ = ܩ ௠௣ ᇱ ∗ ܪ ௔௕௨௥ ଻଴଴℃ ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ( 4 .27)
u nde:
ܩ ௠௣ ᇱ − debitul de materie primă pentru o serpentină, ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ ;
ܪ ௔௕௨௥ ଻଴଴℃ − entalpia aburului la ieșire din sector, ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
Debitul caloric de produ ș i de reac ț ie rezul ta ț i din primul sector se v – a obține astfel:
ܳ ௚௔௭௘ ଻଴଴℃ = ܩ ௠௣ ᇱ ∙ ݃ ௚௔௭௘ ∙ ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ( 4 .28)
unde:
ܩ ௠௣ ᇱ − debitul de materie primă pentru o serpentină, ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ ;
݃ ௚௔௭௘ − fracția molară de gaze (produși de reacție) rezultate din primul sector,

Calculul tehnologic Martin Nina
59
ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ − entalpia gazelor la temperatura medie, ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ .
Fracția molară a gazelor se calculează cu următoarea formulă:
݃ ௚௔௭௘ = ∑ ௚ ೔ భయ
೔ స భ
௫ ೑ ∙ ∆ ݔ ଵ ௣ ( 4 .29)
Debit caloric al reacției se calculează cu ajutorul formul ei :
ܳ ௥ = ܩ ௠௣ ᇱ ∙ ∆ ௫ భ ೛
௫ ೑ ∙ ∆ ܪ ௥ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ( 4 .30)
u nde:
∆ ܪ ௥ − entalpia de reacție, ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
Entalpia de reac ție se calculează cu relația :
∆ ܪ ௥ = ೙೔ ೛ ∙ ∆ ಹ ೑ ష ೙೔ ೝ ∙ ∆ ಹ ೑
೙೔ ೝ ష ೙೔ ೛
ெ ഥ ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ ( 4 .31)
∆ ܪ ௥ = ݅݊ ௣ ∙ ∆ ܪ ௙ − ݅݊ ௥ ∙ ∆ ܪ ௙ = − 47 , 25 + 70 , 62 = 23 , 3 ቀ ݈ܽܿ݇ 100 ݃ ൗ ቁ
∆ ܪ ௥ = ௡௜ ೛ ∙ ∆ ு ೑ ି ௡௜ ೝ ∙ ∆ ு ೑
௡௜ ೝ ି ௡௜ ೛ = ଶଷ , ଷ
ଶ , ଶ଺ଽଶ ି ( ଴ , ଵ଺ ା ଴ , ଴ଽ ା ଴ , ଴଴଺ ) = ଶଷ , ଷ
ଶ , ଴ = 11 , 6 ቀ ݈݋݈݉ܽܿ݇ ൗ ቁ
∆ ܪ ௥ = ೙೔ ೛ ∙ ∆ ಹ ೑ ష ೙೔ ೝ ∙ ∆ ಹ ೑
೙೔ ೝ ష ೙೔ ೛
ெ ഥ = ଵଵ , ଺
ସସ , ଵସ ∙ 1000 = 264 , 7 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ
Debitul caloric calculat cu formula ( 4 .30 ) devine:
ܳ ௥ = ܩ ௠௣ ᇱ ∙ ∆ ௫ భ ೛
௫ ೑ ∙ ∆ ܪ ௥ = 1285 , 7 ∙ ଴ , ଶହ
଴ , ଽଶ ∙ 264 , 7 = 92 490 , 3 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Cu ajutorul formulei ( 4 .29 ) calculăm frac ț ia molară .
݃ ௚௔௭௘ = ∑ ௚ ೔ భయ
೔ స భ
௫ ೑ ∙ ∆ ݔ ଵ ௣ = ଵ
଴ , ଽଶ ∙ 0 , 25 = 0 , 27
Entalpia gazelor la temperatura media a sectorului I se calculează cu următoarea
formulă :
ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ = ݐ ௠ ∙ ܿ ௣ ೌ೘ ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ ( 4 .32)
C ăldura specifică se calculează cu formula ( 4 .2 0 ) la temperatura medie a sectorului I
din zona de ra dia ție , iar constantele fiecărui component se citesc din literatura de specialitate
[ 21 ] . Frac țiile molare a componenților la temperatura medie din sector este prezentat în tabelul
4.4.

Calculul tehnologic Martin Nina
60

Tabelul 4.4 Frac ția m asică și căldura specifică a componen ților la temperatura medie .
C omponen ț i ܿ ௣௜ ݈ܽ ܶ ௠ = 948 , 15 ܭ
ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ Frac ț ia masică
( % ݎ݃ )
ܪ ଶ 15047,6 0,138
ܪܥ ସ 4360,2 0,363
ܥ ଶ ܪ ଶ 2533,2 0,003
ܥ ଶ ܪ ସ 3294,5 0,30
ܥ ଶ ܪ ଺ 3975,8 0,05
ܥ ଷ ܪ ଺ 3347,1 0,076
ܥ ଷ ܪ ଼ 3883,6 0,042
ܥ ସ ܪ ଺ 3031,6 0,002
ܥ ସ ܪ ଼ 3415,6 0,006
ܥ ସ ܪ ଵ଴ 3814,6 0,004
ܥ ହ 3773,8 0,016

Căldura specifică a amestecului de componen ți se calculează cu formula ( 4 .21 ) :
ܿ ௣ ೌ೘ = ∑ ܿ ௣௜ ∙ ݃ ௜ = 0 , 138 ∙ 15047 , 6 + 0 , 363 ∙ 4360 , 2 + 0 , 003 ∙ 2533 , 2 + 0 , 3 ∙ 3294 , 5 + ଵଵ
௜ ୀ ଵ
0 , 05 ∙ 3975 , 8 + 0 , 076 ∙ 3347 , 1 + 0 , 042 ∙ 3883 , 6 + 0 , 002 ∙ 3031 , 6 + 0 , 006 ∙ 3415 , 6 +
0 , 004 ∙ 3814 , 6 + 0 , 016 ∙ 3773 , 8 = 5373 , 7 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Entalpia amestecului se calculează cu formula ( 3.19 ) la temperatura medie a
amestecului:
ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ = ݐ ௠ ∙ ܿ ௣ ೌ೘ = 948 , 15 ∙ 5373 , 7 = 5095081 , 5 ܬ
݃݇ ൗ = 1216 , 9 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ
Debitul caloric de produ ș i de reac ț ie rezul ta ț i este calculat cu formula ( 3.28 ) :
ܳ ௚௔௭௘ ଻଴଴℃ = ܩ ௠௣ ᇱ ∙ ݃ ௚௔௭௘ ∙ ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ = 1285 , 7 ∙ 0 , 271 ∙ 1216 , 9 = 424016 , 223 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Debitul de produ și de reacție rezultați se determină cu formula:
ܩ ௚௔௭௘ = ܩ ௠௣ ᇱ ∙ ݃ ௚௔௭௘ ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ ( 4 .33)
ܩ ௚௔௭௘ = 1285 , 7 ∙ 0 , 271 = 348 , 4 ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ
Debitul de materie primă netransformată se poate calcula cu ajutorul formulei:
ܩ ௠௣ ௡௘௧ = ܩ ௠௣ − ܩ ௚௔௭௘ ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ ( 4 .34)

Calculul tehnologic Martin Nina
61
ܩ ௠௣ ௡௘௧ = 1285 , 7 − 348 , 4 = 937 , 3 ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ
Debitul caloric a materiei prime netransformate se calculează cu formula :
ܳ ௠௣ ௡௘௧ = ܩ ௠௣ ௡௘௧ ∙ ൫ ܪ ௧௘ − ܪ ௧௜ ൯ ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ( 4 .35)
E nta lpia la intrare și ieșire din sector se calculează cu formula ( 4 .19 ) , iar căldurile
specifice se calculează cu formula ( 4 .20 ) la temper a tura de intrare și ieșire din sector, iar
constantele componen ților sunt citite din literatura de specialitate . Procentele masice a
compon ților la temperatura la intrare și ieșire din sectorul I din zona de radiație sunt prezentate
în tabelul 4.5.
Tabel ul 4.5 Căldurile specifice a componen ților la temperatura de intrare și ieșire din
sector și procentele masice .
Componenți ܥ ௣ ݈ܽ ܶ ௜ ଵ = 273 , 15 ܭ
ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ ܥ ௣ ݈ܽ ܶ ௘ ଵ = 973 , 15 ܭ
ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ Frac ția
masică
( % gr )
ܥ ଶ ܪ ଺ 3917,5 4034,2 0,004
ܥ ଷ ܪ ଼ 3831,2 3935,9 0,982
ܥ ସ ܪ ଵ଴ 3764,2 3865,0 0,014

Căldura specifică a amestecului la temperatura de intrare calculată cu formula ( 4 .21 ) are
valoarea:
݌ܥ ௔௠ ଺ହ଴ = 0 , 004 ∙ 3917 , 5 + 0 , 982 ∙ 3831 , 2 + 0 , 014 ∙ 3764 , 2 = 3974 , 6 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Iar entalpia calculată cu formula ( 4 .19 ) la temperatura de intrare are valoarea:
ܪ ଺ହ଴ = 923 , 15 ∙ 3 . 974 , 6 = 3669208 , 3 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 876 , 3 ቀ ݈݃ܽܿ ൗ ቁ
Căldura specifică a amestecului la temperatura de ie șire calculată cu formula ( 4 .21 ) este:
݌ܥ ௔௠ ଻଴଴ = 0 , 004 ∙ 4034 , 2 + 0 , 982 ∙ 3935 , 9 + 0 , 014 ∙ 3865 , 0 = 3935 , 3 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Iar entalpia calculată cu formula ( 4 .19 ) la temperatura de i e șire are valoarea:
ܪ ଻଴଴ = 973 , 15 ∙ 393 5 , 3 = 3829703 , 3 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 914 , 7 ቀ ݈݃ܽܿ ൗ ቁ
Debitul caloric a materiei prime netransformate calculată cu formula ( 4 .35 ) are valoarea:
ܳ ௠௣ ௡௘௧ = 937 , 285 ∙ ( 914 , 7 − 876 , 3 ) = 35928 , 9 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Debitul caloric de abur adăugat în sistem s e calculează cu formula ( 4 .27 ) u nde entalpi i le
aburului la temperatura de intrare și ieșire din sectorul I se citesc din tabele și au valorile:
ܪ ௔௕ ଻଴଴ = 3910 ቀ ݆݇
݃݇ ൗ ቁ = 933 , 8 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ

Calculul tehnologic Martin Nina
62
ܪ ௔௕ ଺ହ଴ = 3810 ቀ ݆݇
݃݇ ൗ ቁ = 910 , 0 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ
ܳ ௔௕ = ܩ ௔௕ ∙ ൫ ܪ ௔௕ ௧௘ ଵ − ܪ ௔௕ ௧௜ ଵ ൯ = 771 , 4 ∙ ( 933 , 8 − 910 , 0 ) = 18425 , 5 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Știind toate aceste valori putem calcula lung i mea serpentinei din acest sector cu ajutorul
rela ției:
ܮ ଵ = ொ ೐ ି ொ ೔ ା ொ ೝ
గ ∙ ஽ ೐ ∙ ϕ tc = ொ ೘೛ భ ା ொ ೒ೌ೥೐ భ ା ொ ೝ ା ொ ೌ್ భ
గ ∙ ஽ ೐ ∙ ϕ tc ( )݉ ( 4 . 36 )
ܮ ଵ = ଷହଽଶ଼ , ଽ ା ସଶସ଴ଵ଺ , ଶ ା ଽଶସଽ଴ , ଷ ା ଵ଼ସଶହ , ହ
ଷ , ଵସ ∙ ଴ , ଵଶ ∙ ଻ହ଴଴଴ = 20 , 2 ( )݉
Iar lungimea echivalentă calculată cu formula ( 4 .16 ) devine:
ܮ ௘ = ( ݊ − 1 ) ∙ 50 ∙ ܦ ௜ + ܮ ଵ = ቀ ଶ଴ , ଶ
଼ − 1 ቁ ∙ 50 ∙ 0 , 1 + 20 , 2 = 27 , 8 ( )݉
Se face bila n ț ul de materiale pentru a verifica corectitudinea calculelor :
Materia primă 1.285,7 Materia primă 937, 3
Abur 771,4 Abur 771,4
Gaze 348,4
Total 2.057,1 Total 2.057,1

Se verifică căderea de presiune cât și conversia. Cu ajutorul calculului cinetic se verifică
conversia pe sectorul I :
 Masa moleculară la intrare în sector se determină cu rela ția:
ܯ ௜ = ீ ೘೛ ା ீ ೌ್
ಸ ೘೛
ಾ ೘೛ ା ಸ ೌ್
ಾ ೌ್ ቀ ݃݇
݈݋݉݇ ൗ ቁ ( 4 .37)
ܯ ௜ = ଵ . ଶ଼ହ , ଻ ା ଻଻ଵ , ସ
భ . మఴఱ , ళ
రర , భర ା ళళభ , ర
భఴ = ଶ . ଴ହ଻ , ଵ
଻ଵ , ଽ = 28 , 57 ቀ ݃݇
݈݋݉݇ ൗ ቁ
 Masa moleculară la ieșire din sector se determină pe baza rela ției:
ܯ ௘ = ீ ೘೛ ೙೐೟ ା ீ ೌ್ ା ீ ೛ೝ
ಸ ೘೛
ಾ ೘೛ ା ಸ ೌ್
ಾ ೌ್ ା ಸ ೛ೝ
ಾ ೛ೝ ቀ ݃݇
݈݋݉݇ ൗ ቁ ( 4. 38)
Unde debitul de produ și de reacție se calculează cu formula :
ܩ ௣௥ = ܩ ௠௣ ∙ ∆ ݔ ௣ ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ ( 4 .39)
ܩ ௣௥ = 1 . 285 , 7 ∙ 0 , 25 = 321 , 4 ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ
Iar masa molara a produșilor de reacție este:
ܯ ௣௥ = ∑ ݃ ௜ ∙ ܯ ௜ = 24 , 03 ଵଵ
௜ ୀ ଵ
ܯ ௘ = ଽଷ଻ , ଷ ା ଻଻ଵ , ସ ା ଷଶଵ , ସ
వయళ , య
రర , భర ା ళళభ , ర
భఴ ା యమభ , ర
మర , బయ = ଶ଴ଷ଴ , ଵ
଻଻ , ସ = 26 , 2 ቀ ݃݇
݈݋݉݇ ൗ ቁ
 Număr de moli de materie primă la intrare în sector se determină cu rela ția: Intrare
I e șire

Calculul tehnologic Martin Nina
63
݊ ௜ = ீ ೘೛ ା ீ ೌ್
ெ ೔ ቀ ℎ݈݋݉݇ ൗ ቁ ( 4 .40)
݊ ௜ = ଵଶ଼ହ , ଻ ା ଻଻ଵ , ସ
ଶ଼ , ହ଻ = 72 , 0 ቀ ℎ݈݋݉݇ ൗ ቁ
 Număr de moli de materie primă la ieșire din sector se determină pe baza rela ției:
݊ ௘ = ீ ೘೛ ା ீ ೌ್
ெ ೐ ቀ ℎ݈݋݉݇ ൗ ቁ ( 4 .41)
݊ ௘ = ଵଶ଼ହ , ଻ ା ଻଻ଵ , ସ
ଶ଺ , ଶ = 78 , 4 ቀ ℎ݈݋݉݇ ൗ ቁ
 Volumul de materie primă la intrare în sector se determină cu rela ția:
ܸ ௜ = ௡ ೔ ∙ ோ ∙ ் ೔
௉ ೔ ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ ( 4 . 42 )
ܸ ௜ = ଻ଶ , ଴଴ଷ ∙ ଴ , ଴଼ଶ ∙ ଽଶଷ , ଵହ
ହ , ସସଶ = 1001 , 5 ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ
 Volumul de materie primă la ieșire din sector se cal culează pe baza rela ției:
ܸ ௘ = ௡ ೐ ∙ ோ ∙ ் ೐
௉ ೐ ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ ( 4 .43)
ܸ ௘ = ଻଼ , ସଽ଼ ∙ ଴ , ଴଼ଶ ∙ ଽ଻ଷ , ଵହ
ହ , ଷ଺଼ = 1166 , 9 ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ
 Volumul mediu se determină cu rela ția:
ܸ ത = ௏ ೔ ା ௏ ೐
ଶ ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ ( 4 .44)
ܸ ത = ଵ଴଴ଵ , ହ ା ଵଵ଺଺ , ଽ
ଶ = 1084 , 2 ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ
 Volumul sectorului I a zonei de radiație se determină cu ajutorul rela ției:
ܸ ௓ோ = గ ∙ ஽ ೔ మ ∙ ௅ భ
ସ ( ݉ ଷ ) ( 4 .45)
ܸ ௓ோ = ଷ , ଵସ ∙ ( ଴ , ଵ ) మ ∙ ଶ଴ , ଶ
ସ = 0 , 158 ( ݉ ଷ )
 Timpul de staționare se determină cu rela ția:
=߬ ௏ ೋೃ
௏ ഥ ( )ܿ݁ݏ ( 4 .46)
=߬ ଴ , ଵହ଼
ଵ଴଼ସ , ଶ ∙ 3600 = 0 , 524 ( sec )
 Constanta de viteză se determină pe baza rela ției:
݇ ଵ = ଵ
ఛ ∙ ݈݊ ቀ ଵ
ଵ ି ∆ ௫ భ ቁ ( ܿ݁ݏ ି ଵ ) ( 4 .47)
݇ ଵ = ଵ
଴ , ହଶସ ∙ ݈݊ ቀ ଵ
ଵ ି ଴ , ଶହ ቁ = 0 , 54 ( ܿ݁ݏ ି ଵ )
 Conversia calculată este determinată pe baza rela ției:
∆ ݔ ଵ ௖௔௟௖ = 1 − ݁ ି ௞ ∙ ఛ ( 4 .48)
∆ ݔ ଵ ௖௔௟௖ = 1 − ݁ ି ଴ , ହସ ∙ ଴ , ହଶସ = 0 , 246
 Eroarea de calcul v – a calcula cu formula ( 4 .23 ) :
=݁ | ଴ , ଶହ ି ଴ , ଶସ଺ |
଴ , ଶହ ∙ 100 = 1 , 6 < 5%

Calculul tehnologic Martin Nina
64

Cu ajutorul calculului hidraulic verificăm căderea de presiune pe sectorul I:
 Densitatea la intrare ș i ie ș irea din sector se v – a calcula cu formula ( 4 .10 ) :
ߩ ௜ = ௉ ೔ ∙ ெ ೔
ோ ∙ ் ೔ = ହ , ସସଶ ∙ ଶ଼ , ହ଻
଴ , ଴଼ଶ ∙ ଽଶଷ , ଵହ = 2 , 053 ቀ ݃݇
݉ ଷ ൗ ቁ
ߩ ௘ = ௉ ೐ ∙ ெ ೐
ோ ∙ ் ೐ = ହ , ଷ଺଼ ∗ ଶ଺ , ଶ
଴ , ଴଼ଶ ∗ ଽ଻ଷ , ଵହ = 1 , 762 ቀ ݃݇
݉ ଷ ൗ ቁ
 Densitatea medie a sectorului se v – a calcula cu rela ția ( 4 .11 ).
ߩ ̅= ఘ ೔ ା ఘ ೐
ଶ = ଶ , ଴ହଷ ା ଵ , ଻଺ଶ
ଶ = 1 , 907 ൬ ݃݇
݉ 3 ൗ ൰
 Viteza vaporilor în sectorul I se determină cu ajutorul rela ției ( 4 .13 ).
=߱ ଵଶ଼ହ , ଻ ା ଻଻ଵ , ସ
ଵ , ଽ଴଻ ∙ ଷ , ଵସ ∙ ( బ , భ ) మ
ర ∙ ଷ଺଴଴ = 38 , 1 ( )⁄ݏ݉
 Criteriul Reynolds se calculează cu ajutorul formulei ( 4 .12 ) , iar vâscozitatea se
determină cu rela ția :
ߤ=ߤ ௥ ∙ ߤ ௖௥ ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ ( 4 .49)
u nde :
ߤ ௥ − vâscozitatea redusă , ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ ;
ߤ ௖௥ − vâscozitatea critică, ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ ;
Vâscozitatea critică se determină cu formula:
ߤ ௖௥ = ଻ , ଻଴ ∙ √ ெ ∙ ( ௉ ೎ೝ ) మ / య
( ் ೎ೝ ) భ / ల ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ ( 4 .50)
Se c ite ște din literatura de scpecialitate presiunea critică și temperatura critică a
propanului:
ܲ ௖௥ = 43 , 3 ݉ݐܽ
ܶ ௖௥ = 369 , 95 ܭ
ߤ ௖௥ = ଻ , ଻଴ ∙ √ ସସ , ଵସ ∙ ( ସଷ , ଷ ) మ / య
( ଷ଺ଽ , ଽହ ) భ / ల = ଺ଷ଴ , ଼
ଶ , ଺ = 235 , 437 ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ
Pentru a determina vâscozitatea redusă trebuie să determinăm pr esiunea și temperatura
redusă cu ajutorul următoarelor rela ții :
ܲ ௥ = ௉ ೐
௉ ೎ೝ ( ݉ݐܽ ( ) 4 .51)
ܲ ௥ = ହ , ଷ଺଼
ସଷ , ଷ = 2 , 568 ( ݉ݐܽ )
ܶ ௥ = ் ೘
் ೎ೝ ( ܭ ( ) 4 .52)
ܶ ௥ = ଽସ଼ , ଵହ
ଷ଺ଽ , ଽହ = 2 , 562 ( ܭ )

Calculul tehnologic Martin Nina
65
Cu ajutorul presiunii ș i temperaturi reduse calculate se cite ș te de pe diagrama prezentată
în figura 4.1 vâscozitatea relativă.

Figura 4. 1 Influen ț a temperaturii și presiunii asupra vâsc ozității lichidelor și vaporilor [21] .

V âscozitatea citită de pe diagramă este:
ߤ ௥ = 0 , 98 =ܲߤ 0 , 98 ∙ 10 ି ଻ ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ
Astfel vâscozitatea dinamică calculată cu formula ( 4 .49 ) devine :
ߤ=ߤ ௥ ∙ ߤ ௖௥ = 235 , 437 ∙ 0 , 98 ∙ 10 ି ଻ = 230 , 728 ∙ 10 ି ଻ ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ
Calculăm criteriul Reynolds cu formula ( 3.12 ) :
=ܴ݁ ଴ , ଵ ∙ ଷ଼ , ଵ ∙ ଵ , ଽ଴଻
ଶଷ଴ , ଻ଶ଼ ∙ ଵ଴ ష ళ = 315488 , 7
=ߣ 0 , 16 ∙ ( )ܴ݁ ି ଴ , ଵ଺ = 0 , 16 ∙ ( 315488 , 7 ) ି ଴ , ଵ଺ = 0 , 021
 Căderea de presiune calculată se determină cu ajutorul rela ției ( 4 .9 ) astfel:
∆ ௣ ଵ ௖௔௟௖ = ଴ , ଴ଶଵ ∙ ଵ , ଽ଴଻ ∙ ( ଷ଼ , ଵ ) మ ∙ ଶ଻ , ଼ଶହ
ଶ ∙ ଴ , ଵ = 8117 , 872 =ܽܲ 0 , 077 ( )݉ݐܽ
 Eroarea de calcul de determină cu ajutorul rela ției ( 4 .8 ) :
=݁ ห ∆ ೛ భ ି ∆ ೛ భ ೎ೌ೗೎ ห
∆ ೛ భ ∙ 100 = | ଴ , ଴଻ସ ି ଴ , ଴଻଻ |
଴ , ଴଻ସ ∙ 100 = 4 , 05 < 5%
Astfel se calculeaza și pentru celelalte sectoare din zona de radiație.

Calculul tehnologic Martin Nina
66

4.4.2 Calculul sectorului II din zona de radia ție
Al doilea sector al zonei de radia ție se calculează conform schemei:

t ୧ଶ = 700℃
t ୣଶ = 750℃
t ୫ = ଻଴଴℃ ା ଻ହ଴℃
ଶ = 725℃
Presiunea de intrare în sectorul I I este ܲ ௜ ଶ = 5 , 368 ݉ݐܽ . Presupunem o cădere de
presiune de ∆ ௣ ଶ = 0 , 16 ݉ݐܽ cu ajutorul căreia vom calcula cu formula ( 4 .7 ) presiunea la ie ș ire
din sector ul doi.
P ୣଶ = 5 , 368 − 0 , 16 = 5 , 208 ( atm )
Presupunem o conversie pe sectorul doi de: ∆ ݔ ௣ ଶ = 0 , 4 .
Lungimea serpentinei în zona de radiație se calculează cu ajutorul bilanțului termic din
zona I I de radiație:
ܮ ଶ = ொ ೐ ି ொ ೔ ା ொ ೝ
గ ∙ ஽ ೐ ∙ ϕ tc = ொ ೘೛ మ ೙೐೟ ା ொ ೒ೌ೥೐ మ ା ொ ೝ ା ொ ೌ್ మ ା ொ ೒ೌ೥೐ భ ళఱబ ି ொ ೘ ೛ భ ೙೐೟ ି ொ ೒ೌ೥೐ భ ି ொ ೌ್ భ
గ ∙ ஽ ೐ ∙ ϕ tc ( )݉ ( 4 .53)
u nde:
ܳ ௘ , ܳ ௜ − debit caloric la ieșire și la intrare în sectorul I a zonei de radiație, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௠௣ ଶ ௡௘௧ − debit caloric de materie primă netransformată din sectorul II, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௥ − debit caloric al reacției, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௔௕ ଵ − debit caloric de abur adăugat în sistem în primul sector, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௔௕ ଶ − debit caloric de abur adăugat în sistem în al doilea sector, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௚௔௭௘ ଵ ଻ହ଴℃ − debit caloric de produși rezultați din primul sector, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
Debit caloric al reacției se calculează cu formula ( 4 .30 ) , unde entalpia de reac ție se
calculează cu formula ( 4 .31 ) și are valoarea :
∆ ܪ ௥ = ೙೔ ೛ ∙ ∆ ಹ ೑ ష ೙೔ ೝ ∙ ∆ ಹ ೑
೙೔ ೝ ష ೙೔ ೛
ெ ഥ = ଵଵ , ଺
ସସ , ଵସ ∙ 1000 = 264 , 7 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ
ܳ ௥ = ܩ ௠௣ ᇱ ∙ ∆ ௫ భ ೛
௫ ೑ ∙ ∆ ܪ ௥ = 1285 , 7 ∙ ଴ , ସ
଴ , ଽଶ ∙ 264 , 7 = 147984 , 6 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ

Calculul tehnologic Martin Nina
67

F rac ț ia molară a gazelor se calculează cu formula ( 4 .29 ) și are valoarea :
݃ ௚௔௭௘ = ∑ ௚ ೔ భయ
೔ స భ
௫ ೑ ∙ ∆ ݔ ଵ ௣ = ଵ
଴ , ଽଶ ∙ 0 , 40 = 0 , 43
Entalpia gazelor se calculează cu formula ( 4 .19 ) la temperatura medie, când căldura
specifică se calculează cu formula ( 4 .20 ) , iar constantele componen ților sunt citite din literatura
de specialitate . În tabelul 4.6 sunt prezentate căldurile specifice la temperatura medie a
sectorului doi.
Tabel ul 4.6 Căldurile specifice la temperatura medie a fiecărui component .
C omponen ț i ܥ ௣ ݈ܽ ܶ ௠ = 998 , 15 ܭ
ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ Frac ția masică
( % ݎ݃ )
ܪ ଶ 15119,9 0,138
ܪܥ ସ 4495,3 0,363
ܥ ଶ ܪ ଶ 2565,6 0,003
ܥ ଶ ܪ ସ 3373,5 0,30
ܥ ଶ ܪ ଺ 4088,9 0,05
ܥ ଷ ܪ ଺ 3432,4 0,076
ܥ ଷ ܪ ଼ 3984,6 0,042
ܥ ସ ܪ ଺ 3100,5 0,002
ܥ ସ ܪ ଼ 3499,0 0,006
ܥ ସ ܪ ଵ଴ 3911,8 0,004
ܥ ହ 3868,3 0,016

Căldura specifică a amestecului se calculează cu formula ( 4 .21 ) astfel:
ܿ ௣ ೌ೘ = ∑ ܿ ௣௜ ∙ ݃ ௜ = 0 , 138 ∙ 15119 , 9 + 0 , 363 ∙ 4495 , 3 + 0 , 003 ∙ 2565 , 6 + 0 , 3 ∙ 3373 , 5 + ଵଵ
௜ ୀ ଵ
0 , 05 ∙ 4088 , 9 + 0 , 076 ∙ 3432 , 4 + 0 , 042 ∙ 3984 , 6 + 0 , 002 ∙ 3100 , 5 + 0 , 006 ∙ 3499 , 0 +
0 , 004 ∙ 3911 , 8 + 0 , 016 ∙ 3868 , 3 = 5475 , 5 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Entalpia amestecului se calculează cu formula ( 4 .19 ) la temperatura medie:
ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ = 998 , 15 ∙ 5475 , 5 = 5465417 , 238 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 1305 , 3 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ
Debitul caloric al produ ș i lor de reac ț ie rezul ta ț i din primul sector se v – a calcula cu
formula ( 4 .28 ) :
ܳ ௚௔௭௘ ଶ = 1285 , 7 ∙ 0 , 434 ∙ 1305 , 3 = 728408 , 5 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ

Calculul tehnologic Martin Nina
68
Iar debitul de produ și de reacție se calculează cu formula ( 4 .33 ) .
ܩ ௚௔௭௘ = 1285 , 7 ∙ 0 , 434 = 557 , 9 ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ
Debitul de materie primă netransformată se poate calcula cu ajutorul formulei:
ܩ ௠௣ ଶ ௡௘௧ = ܩ ௠௣ − ܩ ௚௔௭௘ ଵ − ܩ ௚௔௭௘ ଶ ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ (3 .54 )
ܩ ௠௣ ଶ ௡௘௧ = 1285 , 7 − 348 , 4 − 557 , 9 = 379 , 4 ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ
Debitul caloric a materiei prime netransformate se calculează cu formul a ( 4 .35 ) , iar
entalpia se calculează cu formula ( 4 .19 ) , iar constantele componen ților se citesc din literatura
de specialitate . C ăldurile specifice la temperatura de intrare și ieșire din sectorul I I din zona de
radiație sunt prezentate în tabelul 4.7.
Tabelul 4.7. Căldurile specifice a componen ților la temperatura de intrare și ieșire din sector.
Componenți ܥ ௣ ݈ܽ ܶ ௜ ଶ = 973 , 15 ܭ
ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ ܥ ௣ ݈ܽ ܶ ௘ ଶ = 1023 , 15 ܭ
ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ Frac ție
masică
( % gr )
ܥ ଶ ܪ ଺ 4034,2 4143,6 0,004
ܥ ଷ ܪ ଼ 3935,9 4033,3 0,982
ܥ ସ ܪ ଵ଴ 3865,0 3958,6 0,014

Căldura specifica a amestecului la temperatura de intrare se calculează cu rela ția ( 4 .21 ).
݌ܥ ௔௠ ଻଴଴ = 0 , 004 ∙ 4034 , 2 + 0 , 982 ∙ 3935 , 9 + 0 , 014 ∙ 3865 , 0 = 3935 , 3 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Entalpia amestecului la temperatura de intrare se calculează cu formula ( 4 .19 ) :
ܪ ଻଴଴ = 973 , 15 ∙ 3935 , 3 = 3829703 , 3 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 914 , 7 ቀ ݈݃ܽܿ ൗ ቁ
Căldura specifica a amestecului la temperatura de i e șire se calculează cu formula ( 4 .21 ) :
݌ܥ ௔௠ ଻ହ଴ = 0 , 004 ∙ 4143 , 6 + 0 , 982 ∙ 4033 , 3 + 0 , 014 ∙ 3958 , 6 = 4032 , 7 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Entalpia amestecului la temperatura de i e șire se calculează cu formula ( 4 .19 ) :
ܪ ଻ହ଴ = 1023 , 15 ∙ 4032 , 7 = 4126074 , 3 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 985 , 4 ቀ ݈݃ܽܿ ൗ ቁ
Cu ajutorul formulei ( 4 . 35 ) ob ținem debitul caloric de materie primă netransformată:
ܳ ௠௣ ଶ ௡௘௧ = ܩ ௠௣ ଶ ௡௘௧ ∙ ൫ ܪ ௧௘ − ܪ ௧௜ ൯ = 379 , 2 ∙ ( 985 , 4 − 914 , 7 ) = 26848 , 6 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Debitul caloric de abur adăugat în sistem se calculează cu formula ( 4 .27 ) , iar entalpiile
aburului la temperatura de intrare și ieșire din sectorul I I se citesc d in literatura de specialitate :
ܪ ௔௕ ଻଴଴ = 3910 ቀ ݆݇
݃݇ ൗ ቁ = 933 , 8 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ

Calculul tehnologic Martin Nina
69
ܪ ௔௕ ଻ହ଴ = 4050 ቀ ݆݇
݃݇ ൗ ቁ = 967 , 3 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ
ܳ ௔௕ ଶ = ܩ ௔௕ ∙ ൫ ܪ ௔௕ ௧௘ ଶ − ܪ ௔௕ ௧௜ ଶ ൯ = 771 , 4 ∙ ( 967 , 3 − 933 , 8 ) = 2 5795 , 0 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Debitul caloric a produșilor de reacție din primul sector la temperatura de ieșire din
sectorul I I se calculează cu formula ( 4 .28 ) :
ܳ ௚௔௭௘ ଶ ଻ହ଴℃ = ܩ ௚௔௭௘ ∙ ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Unde entalpia gazelor la temperatura de ieșire din sector se calculează cu formula ( 4 .19 ) ,
iar căldura specifică se calculează cu formula ( 4 .20 ) , constantele componen ților se citesc din
literatura de specialitate. C ăldurile specifice la temperatura temperatura de ieșire din sectorul II
de radiație sunt tabelate în tabelul 4.8
Tabelul 4.8 Căldura specifică a componen ților la temperatura de intrare și ieșire din sector .
C omponenți ܥ ௣ ݈ܽ ܶ ௘ ଶ = 1 . 023 , 15 ܭ
ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ Frac ția masică
( % ݎ݃ )
ܪ ଶ 15 158,4 0,138
ܪܥ ସ 4560,3 0,363
ܥ ଶ ܪ ଶ 2581,3 0,003
ܥ ଶ ܪ ସ 3411,9 0,30
ܥ ଶ ܪ ଺ 4143,6 0,05
ܥ ଷ ܪ ଺ 3473,6 0,076
ܥ ଷ ܪ ଼ 4033,3 0,042
ܥ ସ ܪ ଺ 3133,6 0,002
ܥ ସ ܪ ଼ 3539,1 0,006
ܥ ସ ܪ ଵ଴ 3958,6 0,004
ܥ ହ 3913,7 0,016

Căldura specifică a amestecului se calculează cu formula ( 4 .21 ) :
ܿ ௣ ೌ೘ = ∑ ܿ ௣௜ ∙ ݃ ௜ = 0 , 138 ∙ 15158 , 4 + 0 , 363 ∙ 4560 , 3 + 0 , 003 ∙ 2581 , 3 + 0 , 3 ∙ 3411 , 9 + ଵଵ
௜ ୀ ଵ
0 , 05 ∙ 4143 , 6 + 0 , 076 ∙ 3473 , 6 + 0 , 042 ∙ 4033 , 3 + 0 , 002 ∙ 3133 , 6 + 0 , 006 ∙ 3539 , 1 +
0 , 004 ∙ 3958 , 6 + 0 , 016 ∙ 3913 , 7 = 5478 , 7 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Iar entalpia amestecului la temperatura de ie șire se calculează cu formula ( 4 .19 ) :
ܪ ଻ହ଴ = 1023 , 15 ∙ 5478 , 7 = 5605575 , 9 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 1 . 338 , 8 ቀ ݈݃ܽܿ ൗ ቁ

Calculul tehnologic Martin Nina
70
Debitul caloric a produ ș ilor de reac ț ie din primul sector la temperatura de i e ș ire din
sectorul II se calculează cu formula ( 4 .28 ) .
ܳ ௚௔௭௘ ଶ ଻ହ଴℃ = ܩ ௚௔௭௘ ∙ ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ = 348 , 4 ∙ 1338 , 8 = 466499 , 0 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Știind toate aceste valori putem calcula lung imea serpentinei din sector ul II cu ajutorul
formulei ( 4 .53 ) .
ܮ ଶ = ܳ ௘ − ܳ ௜ + ܳ ௥
ߨ ∙ ܦ ௘ ∙ ϕ ୲ୡ = ܳ ௠௣ ଶ ௡௘௧ + ܳ ௚௔௭௘ ଶ + ܳ ௥ + ܳ ௔௕ ଶ + ܳ ௚௔௭௘ ଵ ଻ହ଴ − ܳ ௠௣ ଵ ௡௘௧ − ܳ ௚௔௭௘ ଵ − ܳ ௔௕ ଵ
ߨ ∙ ܦ ௘ ∙ ϕ ୲ୡ
= 26848 , 6 + 728408 , 5 + 147984 , 6 + 25795 , 0 + 466499 , 0 − 35928 , 9 − 424016 , 2 − 18425 , 5
3 , 14 ∙ 0 , 12 ∙ 75000 = 917165 , 2
28260
= 32 , 4 ( )݉
Iar lungimea echivalentă calculată cu formula ( 4 .16 ) devine:
ܮ ௘ = ( ݊ − 1 ) ∙ 50 ∙ ܦ ௜ + ܮ ଵ = ቀ ଷଶ , ସ
଼ − 1 ቁ ∙ 50 ∙ 0 , 1 + 32 , 4 = 47 , 7 ( )݉
Se face bilațul de materiale pentru verificarea corectitudinii calculelor:
Materie primă 937, 3 Materie primă 379, 4

Gaze 2 55 7,9
Abur 771,4 Abur 771,4
Total 2.057,1 Total 2.057,1

Se verifică căderea de presiune cât și conversia. Cu ajutorul calculului cinetic se verifică
conversia pe sectorul I I :
 Masa moleculară la intrare în sector se calculează cu formula ( 4 .37 ) .
ܯ ௜ = ଽଷ଻ , ଶ ା ଻଻ଵ , ସ ା ଷଶଵ , ସ
వయళ , మ
రర , భర ା ళళభ , ర
భఴ ା యమభ , ర
మర , బయ = ଶ଴ଷ଴ , ଵ
଻଻ , ସ଺଻ = 26 , 2 ቀ ݃݇
݈݋݉݇ ൗ ቁ
 Masa moleculară la i e ș ire din sector se calculează cu formula ( 4 .38 ) .
ܯ ௘ = ଷ଻ଽ , ଶ ା ଻଻ଵ , ସ ା ହହ଻ , ଽ
యళవ , మ
రర , భర ା ళళభ , ర
భఴ ା ఱఱళ , వ
మర , బయ = ଵ଻଴଼ , ଻
଻ସ , ଺ = 22 , 8 ቀ ݃݇
݈݋݉݇ ൗ ቁ
 Număr de moli de materie primă la intrare în sector se calculează cu formula ( 4 .40 ) .
݊ ௜ = ଵଶ଼ହ , ଻ ା ଻଻ଵ , ସ
ଶ଺ , ଶ = 78 , 4 ቀ ℎ݈݋݉݇ ൗ ቁ
 Număr de moli de materie primă la i e ș ire din sector se calculează cu formula ( 4 .41 ) .
݊ ௘ = ଵଶ଼ହ , ଻ ା ଻଻ଵ , ସ
ଶଶ , ଼ = 89 , 8 ቀ ℎ݈݋݉݇ ൗ ቁ
 Volumul de materie primă la intrare în sector se calculează cu formula ( 4 .42 ) .
ܸ ௜ = ଻଼ , ସ ∙ ଴ , ଴଼ଶ ∙ ଽ଻ଷ , ଵହ
ହ , ଷ଺଼ = 1166 , 8 ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ
 Volumul de m aterie primă la ieșire din sector se calculează cu formula ( 4 .43 ) . I e șire Intrare

Calculul tehnologic Martin Nina
71
ܸ ௘ = ଼ଽ , ଼ ∙ ଴ , ଴଼ଶ ∙ ଵ଴ଶଷ , ଵହ
ହ , ଶ଴଼ = 1447 , 6 ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ
 Volumul mediu se calculează cu ajutorul rela ției ( 4 .44 ) .
ܸ ത = ଵଵ଺଺ , ଼ ା ଵସସ଻ , ଺
ଶ = 1307 , 2 ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ
 Volumul sectorului I I a zonei de radiație se calculează cu formula ( 4 .45 ) .
ܸ ௓ோ = ଷ , ଵସ ∙ ( ଴ , ଵ ) మ ∙ ଷଶ , ସ
ସ = 0 , 254 ( ݉ ଷ )
 Timpul de staționare se calculează cu rela ția ( 4 .46 ) .
=߬ ଴ , ଶହସ
ଵଷ଴଻ , ଶ ∙ 3600 = 0 , 699 ( )ܿ݁ݏ
 Constanta de viteză se calculează cu formula ( 4. 47 ) .
݇ ଶ = ଵ
଴ , ଺ଽଽ ∙ ݈݊ ቀ ଵ
ଵ ି ଴ , ସ ቁ = 0 , 730 ( ܿ݁ݏ ି ଵ )
 Conversia calculată este calculată cu ajutorul rela ției ( 4 .48 ) .
∆ ݔ ଶ ௖௔௟௖ = 1 − ݁ ି ଴ , ଻ଷ଴ ∙ ଴ , ଺ଽଽ = 0 , 39
 Eroarea de calcul este dată de rela ția ( 4 .23 ) .
=݁ | ଴ , ସ ି ଴ , ଷଽ |
଴ , ସ ∙ 100 = 2 , 5 < 5%

Cu ajutorul calculului hidraulic verificăm căderea de presiune pe sectorul I I:
 Densitatea la intrare și ieșirea din sector se calculează cu ajutorul formulei ( 4 .10 ) .
ߩ ௜ = ହ , ଷ଺଼ ∙ ଶ଺ , ଶ
଴ , ଴଼ଶ ∙ ଽ଻ଷ , ଵହ = 1 , 762 ቀ ݃݇
݉ ଷ ൗ ቁ
ߩ ௘ = ହ , ଶ଴଼ ∙ ଶଶ , ଼
଴ , ଴଼ଶ ∙ ଵ . ଴ଶଷ , ଵହ = 1 , 420 ቀ ݃݇
݉ ଷ ൗ ቁ
 Densitatea medie a sectorului este dată de rela ția ( 4 .11 ) .
ߩ ̅= ଵ , ଻଺ଶ ା ଵ , ସଶ଴
ଶ = 1 , 591 ൬ ݃݇
݉ 3 ൗ ൰
 Viteza vaporilor în sectorul I I se calculează cu ajutorul formulei ( 4 .13 ) .
=߱ ଵଶ଼ହ , ଻ ା ଻଻ଵ , ସ
ଵ , ହଽଵ ∙ ଷ , ଵସ ∙ ( బ , భ ) మ
ర ∙ ଷ଺଴଴ = 45 , 7 ( )⁄ݏ݉

S e cite ște din literatura de scpecialitate presiunea critică și temperatura critică a propanului :
ܲ ௖௥ = 43 , 3 ( )݉ݐܽ
ܶ ௖௥ = 369 , 95 ( )ܭ
Vâscozitatea critică calculată cu formula ( 4 .50 ) este:
ߤ ௖௥ = ଻ , ଻଴ ∙ √ ସସ , ଵସ ∙ ( ସଷ , ଷ ) మ / య
( ଷ଺ଽ , ଽହ ) భ / ల = ଺ଷ଴ , ଼
ଶ , ଺ = 235 , 4 ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ
Pentru a determina vâscozitatea redusă trebuie să determinăm presiunea redusă
calculată cu formula ( 4 .51 ) ș i temperatura redusă calculată cu formula ( 4 .52 ) :

Calculul tehnologic Martin Nina
72
ܲ ௥ = ହ , ଶ଴଼
ସଷ , ଷ = 0 , 120 ( )݉ݐܽ
ܶ ௥ = ଽଽ଼ , ଵହ
ଷ଺ଽ , ଽହ = 2 , 698 ( )ܭ
Cu ajutorul presiuni și temperaturi reduse calculate se citește de pe diagrama
reprezentată în figura 4.2 vâscozitatea redusă .
Vâscozitatea citită de pe diagramă este : ߤ ௥ = 1 , 10 =ܲߤ 1 , 10 ∙ 10 ି ଻ ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ
Figura 4.2 Influen ț a temperaturii ș i presiunii asupra vâscozită ț ii lichidelor ș i vaporilor [21] .

Astfel vâscozitatea dinamică calculată cu formula ( 4.49 ) este:
=ߤ 235 , 4 ∙ 1 , 10 ∙ 10 ି ଻ = 258 , 9 ∙ 10 ି ଻ ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ
Se calculează cu ajutorul formulei ( 4 .12 ) criteriul lui Reynolds:
=ܴ݁ ଴ , ଵ ∙ ସହ , ଻ ∙ ଵ , ହଽଵ
ଶହ଼ , ଽ ∙ ଵ଴ ష ళ = 281075 , 8
=ߣ 0 , 16 ∙ ( )ܴ݁ ି ଴ , ଵ଺ = 0 , 16 ∙ ( 281075 , 8 ) ି ଴ , ଵ଺ = 0 , 021
 Căderea de presiune calculată se determină cu rela ția ( 4 .9 ) :
∆ ௣ ଶ ௖௔௟௖ = ଴ , ଴ଶଵ ∙ ଵ , ହଽଵ ∙ ( ସହ , ଻ ) మ ∙ ସ଻ , ଻
ଶ ∙ ଴ , ଵ = 16693 , 744 =ܽܲ 0 , 164 ( )݉ݐܽ
 Eroarea de calcul determinată cu formula ( 4 .8 ) are valoarea:
=݁ ห ∆ ೛ మ ି ∆ ೛ మ ೎ೌ೗೎ ห
∆ ೛ మ ∙ 100 = | ଴ , ଵ଺ ି ଴ , ଵ଺ସ |
଴ , ଵ଺ ∙ 100 = 2 , 5% < 5%

Calculul tehnologic Martin Nina
73
4.4.3 Calculul sectorului III din zona de radia ție
Al treilea sector din zona de radia ție se calculează conform schemei:

t ୧ଷ = 750 ℃
t ୣଷ = 800 ℃
t ୫ = ଻ହ଴ ା ଼଴଴
ଶ = 775 ℃
Presiunea de intrare în sectorul I I I este ܲ ௜ ଷ = 5 , 208 ݉ݐܽ . Presupunem o cădere de
presiune de ∆ ௣ ଷ = 0 , 16 ݉ݐܽ cu ajutorul căreia vom calcula cu formula ( 4 .7 ) presiunea la ieșire
din sector .
P ୣଷ = 5 , 208 − 0 , 16 = 5 , 048 ( atm )
Presupunem o conversie pe sectorul trei de:
∆ ݔ ௣ ଷ = ݔ ௙ − ∆ ݔ ଵ − ∆ ݔ ଶ = 0 , 922 − 0 , 25 − 0 , 4 = 0 , 27
Lungimea serpentinei în zona de radiație se calculează cu ajutorul bilanțului termic din
zona I I I de radiație:
ܮ ଷ = ொ ೐ ି ொ ೔ ା ொ ೝ
గ ∙ ஽ ೐ ∙ ϕ tc = ொ ೘೛ య ೙೐೟ ା ொ ೒ೌ೥೐ య ା ொ ೝ ା ொ ೌ್ య ା ொ ೒ೌ೥೐ భ ఴబబ ା ொ ೒ೌ೥೐ మ ఴబబ ି ொ ೘೛ భ ೙೐೟ ି ொ ೒ೌ೥೐ భ ି ொ ೌ್ భ ି ொ ೒ೌ೥೐ మ
గ ∙ ஽ ೐ ∙ ϕ tc ( 4 .55)
Unde:
ܳ ௠௣ ଷ ௡௘௧ − debit caloric de materie primă netransformată din sectorul I I I, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௥ − debit caloric al reacției, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௔௕ ଵ − debit caloric de abur adăugat în sistem în primul sector, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௔௕ ଶ − debit caloric de abur adăugat în sistem în al doilea sector, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௚௔௭௘ ଵ ଼଴଴℃ − debit calor ic de produși rezultați din primul sector la temperatura de ieșire din sectorul
III , ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ ;
ܳ ௚௔௭௘ ଶ ଼଴଴℃ − debit caloric de produși rezultați din al doilea sector la temperatura de ieșire din
sectorul III, ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ .

Debit caloric al reacției se cal culează cu formula ( 4 .30 ) , iar entalpia de reac ție se
calculează cu formula ( 4 .31 ) astfel d ebitul caloric de reacție devine:

Calculul tehnologic Martin Nina
74
ܳ ௥ = ܩ ௠௣ ᇱ ∙ ∆ ௫ య ೛
௫ ೑ ∙ ∆ ܪ ௥ = 1 . 285 , 7 ∙ ଴ , ଶ଻
଴ , ଽଶ ∙ 264 , 7 = 99889 , 6 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Frac ția molară a gazelor se calculează cu formula ( 4 .29 ) astfel :
݃ ௚௔௭௘ = ∑ ௚ ೔ భయ
೔ స భ
௫ ೑ ∙ ∆ ݔ ଷ ௣ = ଵ
଴ , ଽଶ ∙ 0 , 27 = 0 , 29
Iar debitul caloric al produ ș ilor de reac ț ie forma ț i în al – I II – lea sector se calculează cu
formula ( 4 .28 ) , iar entalpia amestecului de gaze se calculează cu ajutorul rela ției ( 4 .19 ) la
temperatura medie a sectorului.
Căldura specifică se calculează cu formula ( 3.20 ) , iar constantele comp o nen ților se
citesc din literatura de specialitate . În tabelul 4.9 sunt prezentate căldurile specifice a
componen ților la temperatura medie din sect orul trei a zonei de ra dia ție.
Tabelul 4.9 Călduri le specifice a componen ților la temperatura medie din sectorul trei.
C omponenți ܥ ௣ ݈ܽ ܶ ௠ = 1048 , 15 ܭ
ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ Frac ția masică
( % ݎ݃ )
ܪ ଶ 15 198,2 0,138
ܪܥ ସ 4623,6 0,363
ܥ ଶ ܪ ଶ 2596,1 0,003
ܥ ଶ ܪ ସ 3447,7 0,30
ܥ ଶ ܪ ଺ 4194,7 0,05
ܥ ଷ ܪ ଺ 3511,8 0,076
ܥ ଷ ܪ ଼ 4078,5 0,042
ܥ ସ ܪ ଺ 3164,4 0,002
ܥ ସ ܪ ଼ 3576,3 0,006
ܥ ସ ܪ ଵ଴ 4002,0 0,004
ܥ ହ 3955,9 0,016

Căldura specifică a amestecului se determină cu ajutorul formulei ( 4 .21 ) astfel:
ܿ ௣ ೌ೘ = ∑ ܿ ௣௜ ∙ ݃ ௜ = 0 , 138 ∙ 15198 , 2 + 0 , 363 ∙ 4623 , 6 + 0 , 003 ∙ 2596 , 1 + 0 , 3 ∙ 3447 , 7 + ଵଵ
௜ ୀ ଵ
0 , 05 ∙ 4194 , 7 + 0 , 076 ∙ 3511 , 8 + 0 , 042 ∙ 4078 , 5 + 0 , 002 ∙ 3164 , 4 + 0 , 006 ∙ 3576 , 3 +
0 , 004 ∙ 4002 , 0 + 0 , 016 ∙ 3955 , 9 = 5572 , 8 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Entalpia amestecului la temperatura medie se calculează cu formula ( 4 .19 ) :
ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ = ݐ ௠ ∙ ܿ ௣ ೌ೘ = 1048 , 15 ∙ 5572 , 8 = 5841209 , 9 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 1395 , 1 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ

Calculul tehnologic Martin Nina
75
Debitul caloric a produ șilor de reacție se calculează cu ajutorul formulei ( 4 .28 ) astfel:
ܳ ௚௔௭௘ ଷ = ܩ ௠௣ ᇱ ∙ ݃ ௚௔௭௘ ∙ ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ = 1285 , 7 ∙ 0 , 29 ∙ 1395 , 1 = 728408 , 5 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Debitul de produ și de reacție obținuți în sectoru lui III se calculează cu formula ( 4 .33 ) :
ܩ ௚௔௭௘ = ܩ ௠௣ ᇱ ∙ ݃ ௚௔௭௘ = 1285 , 714 ∙ 0 , 29 = 372 , 857 ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ
Debitul de materie primă netransformată se calculează cu ajutorul rela ției :
ܩ ௠௣ ଷ ௡௘௧ = ܩ ௠௣ − ܩ ௚௔௭௘ ଵ − ܩ ௚௔௭௘ ଶ − ܩ ௚௔௭௘ ଷ ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ ( 4 .56)
ܩ ௠௣ ଷ ௡௘௧ = 1285 , 7 − 348 , 4 − 557 , 7 − 372 , 8 = 6 , 6 ቀ ݃݇
ℎ ൗ ቁ
Debitul caloric a materiei prime netransformate se calculează cu formula ( 4 .35 ) , iar
entalpia la intrare și ieșire din sector se calculează cu ajutorul formulei ( 4 .19 ) . Căldura specifică
se calculează cu formula ( 4 .20 ) , iar constantele componen ților se citesc din literatura de
specialitate . În tabelul 4.10 sunt tabelate căldurile specifice la temperatura la intrare și ieșire din
sectorul I I I din zona de radiație .
Tabelul 4.10 Căldurile specifice la temperatura de intrare și ieșire din sector ul trei.
Componenți ܥ ௣ ݈ܽ ܶ ௜ ଷ = 1023 , 15 ܭ
ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ ܥ ௣ ݈ܽ ܶ ௘ ଷ = 1073 , 15 ܭ
ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ Frac ție
masică
( % gr )
ܥ ଶ ܪ ଺ 4143,6 4245,9 0,004
ܥ ଷ ܪ ଼ 4033,3 4123,8 0,982
ܥ ସ ܪ ଵ଴ 3958,6 4045,4 0,014

Căldura specifică de amestec la temperatura de intrare se calculează cu formula ( 4 .21 ) :
݌ܥ ௔௠ ଻ହ଴ = 0 , 004 ∙ 4143 , 6 + 0 , 982 ∙ 4033 , 3 + 0 , 014 ∙ 3958 , 6 = 4032 , 7 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Entalpia amestecu lui la temperatura de intrare se calculează cu formula ( 4 .19 ) :
ܪ ଻ହ଴ = 1023 , 15 ∙ 4032 , 7 = 4126074 , 3 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 985 , 4 ቀ ݈݃ܽܿ ൗ ቁ
Căldura specifică de amestec la temperatura de ie șire se calculează cu formula ( 4 .21 ) :
݌ܥ ௔௠ ଼଴଴ = 0 , 004 ∙ 4245 , 9 + 0 , 982 ∙ 4123 , 8 + 0 , 014 ∙ 4045 , 4 = 4123 , 2 ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ
Entalpia amestecului la temperatura de i e șire se calculează cu formula ( 4 .19 ) :
ܪ ଼଴଴ = 1073 , 15 ∙ 4123 , 2 = 4424 , 8 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 1056 , 8 ቀ ݈݃ܽܿ ൗ ቁ
Debitul de materie primă netransformată în sectorul III se calculează cu formula ( 4 .35 ) :
ܳ ௠௣ ଷ ௡௘௧ = ܩ ௠௣ ଷ ௡௘௧ ∙ ൫ ܪ ௧௘ − ܪ ௧௜ ൯ = 6 , 6 ∙ ( 1056 , 8 − 985 , 4 ) = 458 , 9 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ

Calculul tehnologic Martin Nina
76
Debitul caloric de abur adăugat în sistem se calculează cu formula ( 4 .27 ) u nde entalpii le
aburului la temperatura de intrare și ieșire din sectorul I II se citesc din literatura de specialitate:
ܪ ௔௕ ଼଴଴ = 4150 ቀ ݆݇
݃݇ ൗ ቁ = 991 , 2 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ
ܪ ௔௕ ଻ହ଴ = 4080 ቀ ݆݇
݃݇ ൗ ቁ = 974 , 4 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ൗ ቁ
ܳ ௔௕ ଷ = ܩ ௔௕ ∙ ൫ ܪ ௔௕ ௧௘ ଷ − ܪ ௔௕ ௧௜ ଷ ൯ = 771 , 4 ∙ ( 991 , 2 − 974 , 4 ) = 12897 , 5 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Debitul caloric a produșilor de reacție din primul sector la temperatura de ieșire din
sectorul I I I se calculează cu formula ( 4 .28 ) astfel :
ܳ ௚௔௭௘ ଵ ଼଴଴℃ = ܩ ௚௔௭௘ ∙ ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
ܳ ௚௔௭௘ ଶ ଼଴଴℃ = ܩ ௚௔௭௘ ∙ ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
E ntalpia gazelor la temperatura de ieșire din sector se calculează cu formula ( 4 .19 ) , iar
constantele componen ților se citesc din literatura de specialitate . În tabelul 4.11sunt prezentate
căldurile specifice la temperatura de ieșire din sectorul I I I .
Tabelul 4.11 Călduri specifice la temperatura medie din sectorul trei din zona de radia ție.
Componenți ܥ ௣ ݈ܽ ܶ ௘ ଷ = 1073 , 15 ܭ
ቀ ܬ
݃݇ ∙ ܭ ൗ ቁ Frac ția masică
( % ݎ݃ )
ܪ ଶ 15 239,5 0,138
ܪܥ ସ 4685,0 0,363
ܥ ଶ ܪ ଶ 2610,9 0,003
ܥ ଶ ܪ ସ 3483,4 0,30
ܥ ଶ ܪ ଺ 4245,9 0,05
ܥ ଷ ܪ ଺ 3550,1 0,076
ܥ ଷ ܪ ଼ 4123,8 0,042
ܥ ସ ܪ ଺ 3 1 95,1 0,002
ܥ ସ ܪ ଼ 3613,5 0,006
ܥ ସ ܪ ଵ଴ 4045,4 0,004
ܥ ହ 3998,1 0,016

Căldura specifică a amestecului se calculează cu ajutorul rela ție ( 4 .21 ) :
ܿ ௣ ೌ೘ = ∑ ܿ ௣௜ ∙ ݃ ௜ = 0 , 138 ∙ 15239 , 5 + 0 , 363 ∙ 4685 , 0 + 0 , 003 ∙ 2 ∙ 610 , 9 + 0 , 3 ∙ ଵଵ
௜ ୀ ଵ
3483 , 4 + 0 , 05 ∙ 4245 , 9 + 0 , 076 ∙ 3550 , 1 + 0 , 042 ∙ 4123 , 8 + 0 , 002 ∙ 3195 , 1 + 0 , 006 ∙
3613 , 5 + 0 , 004 ∙ 4045 , 4 + 0 , 016 ∙ 3998 , 1 = 5572 , 3 ቀ ݈݃݇ܽܿ݇ ∙ ܭ ൗ ቁ

Calculul tehnologic Martin Nina
77
Entalpia amestecului se calculează cu formula ( 4 .10 ) :
ܪ ଼଴଴ = 1073 , 15 ∙ 5572 , 3 = 5979935 , 2 ቀ ܬ
݃݇ ൗ ቁ = 1428 , 2 ቀ ݈݃ܽܿ ൗ ቁ
ܳ ௚௔௭௘ ଵ ଼଴଴℃ = ܩ ௚௔௭௘ ଵ ∙ ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ = 348 , 4 ∙ 1428 , 2 = 497653 , 4 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
ܳ ௚௔௭௘ ଶ ଼଴଴℃ = ܩ ௚௔௭௘ ଶ ∙ ܪ ௚௔௭௘ ௧ ೘ = 557 , 9 ∙ 1428 , 2 = 796978 , 4 ቀ ℎ݈ܽܿ݇ ൗ ቁ
Știind toate aceste valori putem calcula lungimea serpentinei din sectorul II I cu ajutorul
rela ției ( 4 .55 ) .
ܮ ଷ = ொ ೘೛ య ೙೐೟ ା ொ ೒ೌ೥೐ య ା ொ ೝ ା ொ ೌ್ య ା ொ ೒ೌ೥೐ భ ఴబబ ା ொ ೒ೌ೥೐ మ ఴబబ ି ொ ೘೛ మ ೙೐೟ ି ொ ೒ೌ೥೐ భ ି ொ ೌ್ మ ି ொ ೒ೌ೥೐ మ
గ ∙ ஽ ೐ ∙ ம ౪ౙ =
ସହ଼ , ଽ ା ହଶ଴ଵଽଵ , ଵ ା ଽଽ଼଼ଽ , ଺ ା ଵଶ଼ଽ଻ , ହ ା ସଽ଻଺ହଷ , ସ ା ଻ଽ଺ଽ଻଼ , ସ ି ଶ଺଼ସ଼ , ଺ ି ସଶସ଴ଵ଺ , ଶ ି ଻ଶ . ସ଴଼ , ହ ି ଶହ଻ଽହ , ଴
ଷ , ଵସ ∙ ଴ , ଵଶ ∙ ଻ହ଴଴଴ = ଻ଶଷ଴଴଴ , ଻
ଶ଼ଶ଺଴ =
25 , 5 ( )݉
Iar lungimea echivalentă determinată aplicând rela ția ( 4 .16 ) .
ܮ ௘ = ( ݊ − 1 ) ∙ 50 ∙ ܦ ௜ + ܮ ଵ = ൬ 25 , 5
8 − 1 ൰ ∙ 50 ∙ 0 , 1 + 25 , 5 = 36 , 5 ( )݉
Se face bilațul de materiale pentru verificarea corectitudinii calculelor la intrare și
ie șirea din sectorul al treilea.
Materie primă 379,2 Materia primă 6, 6
Gaze 1 348,4 Gaze 1 348,4

Gaze 3 372,8
Abur 771,4 Abur 771,4
Total 2.057,1 Total 2.057,1

Cu ajutorul calculului cinetic se verifică conversia pe sectorul I II:
 Masa moleculară la intrare în sector se calculează cu formula ( 4 .37 ) .
ܯ ௜ = ଷ଻ଽ , ଶ ା ଻଻ଵ , ସ ା ହହ଻ , ଽ
యళవ , మ
రర , భర ା ళళభ , ర
భఴ ା ఱఱళ , వ
మర , బయ = ଵ଻଴଼ , ଻
଻ସ , ଺ = 22 , 8 ቀ ݃݇
݈݋݉݇ ൗ ቁ
 Masa moleculară la ieșire din sector se calculează cu formula ( 4 .38 ) .
ܯ ௘ = ଺ , ଺ ା ଻଻ଵ , ସ ା ଷ଻ଶ , ଼
ల , ల
రర , భర ା ళళభ , ర
భఴ ା యళమ , ఴ
మర , బయ = ଵଵହ଴ , ଻
ହ଼ , ହ = 19 , 6 ቀ ݃݇
݈݋݉݇ ൗ ቁ
 Număr de moli de materie primă la intrare în sector se calculează cu formula ( 4 .40 ) .
݊ ௜ = ଵଶ଼ହ , ଻ ା ଻଻ଵ , ସ
ଶଶ , ଼ = 89 , 8 ቀ ℎ݈݋݉݇ ൗ ቁ
 Număr de moli de materie primă la ieșire din sector se calculează cu rela ția ( 4 .41 ) .
݊ ௘ = ଵଶ଼ହ , ଻ ା ଻଻ଵ , ସ
ଵଽ , ଺ = 104 , 6 ቀ ℎ݈݋݉݇ ൗ ቁ Intrare
I e șire

Calculul tehnologic Martin Nina
78
 Volumul de materie primă la intrare în sector se calculează cu formula ( 4 .42 ) .
ܸ ௜ = ଼ଽ , ଼ ∙ ଴ , ଴଼ଶ ∙ ଵ଴ଶଷ , ଵହ
ହ , ଶ଴଼ = 1447 , 6 ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ
 Volumul de materie primă la ieșire din sector se calculează cu ajutorul rela ției ( 4 .43 ) .
ܸ ௘ = ଵ଴ସ , ଺ ∙ ଴ , ଴଼ଶ ∙ ଵ଴଻ଷ , ଵହ
ହ , ଴ସ଼ = 1823 , 7 ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ
 Volumul mediu se determină cu ajutorul rela ției ( 4 .44 ) .
ܸ ത = ଵସସ଻ , ଺ ା ଵ଼ଶଷ , ଻
ଶ = 1635 , 7 ቀ ݉ ଷ
ℎ ൗ ቁ
 Volumul sectorului I I I a zonei de radiație se ca lculează cu formula ( 4 .45 ) .
ܸ ௓ோ = ଷ , ଵସ ∙ ( ଴ , ଵ ) మ ∙ ଶହ , ହ
ସ = 0 , 2 ( ݉ ଷ )
 Timpul de staționare se determină cu formula ( 4 . 46 ) .
=߬ ଴ , ଶ
ଵ଺ଷହ , ଻ ∗ 3600 = 0 , 441 ( )ܿ݁ݏ
 Constanta de viteză se calculează cu rela ția ( 4 .47 ) .
݇ ଷ = ଵ
଴ , ସସଵ ∙ ݈݊ ቀ ଵ
ଵ ି ଴ , ଶ଻ ቁ = 0 , 713 ( ܿ݁ݏ ି ଵ )
 Conversia calculată este calculată cu formula ( 4 . 48 ) .
∆ ݔ ଷ ௖௔௟௖ = 1 − ݁ ି ଴ , ଻ଵଷ ∙ ଴ , ସସଵ = 0 , 26
 Eroarea de calcul se calculează cu ajutorul rela ție ( 4 .23 ) .
=݁ | ଴ , ଶ଻ ି ଴ , ଶ଺ |
଴ , ଶ଻ ∙ 100 = 3 , 7 < 5%

Cu ajutorul calculului hidraulic verificăm căderea de presiune pe sectorul I I I:
 Densitatea la intrare și ieșirea din sector se calculează cu formula ( 4 .10 ) .
ߩ ௜ = ହ , ଶ଴଼ ∙ ଶଶ , ଼
଴ , ଴଼ଶ ∙ ଵ଴ଶଷ , ଵହ = 1 , 420 ቀ ݃݇
݉ ଷ ൗ ቁ
ߩ ௘ = ହ , ଴ସ଼ ∙ ଵଽ , ଺
଴ , ଴଼ଶ ∙ ଵ଴଻ଷ , ଵହ = 1 , 127 ቀ ݃݇
݉ ଷ ൗ ቁ
 Densitatea medie a sectorului se determină cu formula ( 4 . 11 ) :
ߩ ̅= ଵ , ସଶ଴ ା ଵ , ଵଶ଻
ଶ = 1 , 273 ൬ ݃݇
݉ 3 ൗ ൰
 Viteza vaporilor în sectorul II I se calculează cu ajutorul rela ției ( 4 .13 ) :
=߱ ଵଶ଼ହ , ଻ ା ଻଻ଵ , ସ
ଵ , ଶ଻ଷ ∙ ଷ , ଵସ ∙ ( బ , భ ) మ
ర ∙ ଷ଺଴଴ = 57 , 182 ( )⁄ݏ݉
Criteriul Reynolds se determina cu ecua ția ( 4 .12 ) , când vâscozitatea se determină cu
formula ( 4 .49 ) . Se cite ște din literatura de specialitate presiunea critică și temperatura critică a
propanului:
ܲ ௖௥ = 43 , 3 ( )݉ݐܽ
ܶ ௖௥ = 369 , 95 ( )ܭ

Calculul tehnologic Martin Nina
79
Iar vâscozitatea critică se determină cu ajutorul rela ției ( 4 .50 ) :
ߤ ௖௥ = ଻ , ଻଴ ∙ √ ସସ , ଵସ ∙ ( ସଷ , ଷ ) మ / య
( ଷ଺ଽ , ଽହ ) భ / ల = ଺ଷ଴ , ଼ଵ଴
ଶ , ଺଻ଽ = 235 , 4 ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ
Pentru a determina vâscozitatea redusă trebuie să determinăm presiunea redusă cu
rela ția ( 3.51 ) ș i temperatura redusă cu rela ția ( 4 .52 ) :
ܲ ௥ = ହ , ଴ସ଼
ସଷ , ଷ = 0 , 11 ( )݉ݐܽ
ܶ ௥ = ଵ଴ସ଼ , ଵହ
ଷ଺ଽ , ଽହ = 2 , 83 ( )ܭ
Cu ajutorul presiunii și temperaturi reduse se citește de pe diagrama prezentată în figura
4.3 vâscozitatea redusă .
Figura 4. 3 Influen ț a temperaturii ș i presiunii asupra vâsco zită ț ii lichidelor și vaporilor [21].
Vâscozitatea citită de pe diagramă este:
ߤ ௥ = 1 , 20 =ܲߤ 1 , 20 ∙ 10 ି ଻ ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ
Astfel vâscozitatea dinamică calculată cu formula ( 4 .49 ) are valoarea:
ߤ=ߤ ௥ ∙ ߤ ௖௥ = 235 , 4 ∙ 1 , 20 ∙ 10 ି ଻ = 282 , 5 ∙ 10 ି ଻ ቀ ݉݃݇ ∙ ݏ ൗ ቁ
Calculăm criteriul Reynolds cu formula ( 4 .12 ) .
=ܴ݁ ଴ , ଵ ∙ ହ଻ , ଵ ∙ ଵ , ଶ଻ଷ
ଶ଼ଶ , ହ ∙ ଵ଴ ష ళ = 257651 , 3
=ߣ 0 , 16 ∙ ( )ܴ݁ ି ଴ , ଵ଺ = 0 , 16 ∙ ( 257651 , 3 ) ି ଴ , ଵ଺ = 0 , 021

Calculul tehnologic Martin Nina
80
 Căderea de presiune calculată s e deretmină cu ajutorul rela ți ei ( 4 .9 ).
∆ ௣ ଷ ௖௔௟௖ = ଴ , ଴ଶଵ ∙ ଵ , ଶ଻ଷ ∙ ( ହ଻ , ଵ ) మ ∙ ଷ଺ , ହ
ଶ ∙ ଴ , ଵ = 15983 , 9 ( =)ܽܲ 0 , 157 ( )݉ݐܽ
 Eroarea de calcul se determină cu ajutorul rela ției ( 4 .8 ) .
=݁ ห ∆ ೛ య ି ∆ ೛ య ೎ೌ೗೎ ห
ଷ ∙ 100 = | ଴ , ଵ଺ ି ଴ , ଵହ଻ |
଴ , ଵ଺ ∙ 100 = 1 , 87 < 5%

4.5 Concluzii par țiale
Scopul calculului tehnologic este de a determina în zona de convec ție lungimea
serpentinei și căderea de presiune, iar în zona de radiație a cuptorului lungimea serpentinei,
căderea de presiun e, conversia și timpul de staționar e .
Reac ția de piroliză are loc în totalitate în serpentinele cuătorului din zona de radiație, iar
zona de convec ție servește la preîncălzirea materiei prime de la temperatura ݐ ௜௖ = 100℃ până
la temperatura =ݐ 650℃ . Materia primă este formată din 98,2% propan , 0,4% etan și 1,4%
butan.
Pentru a avea un calcul cât mai corect am împăr țit lungimea serpentinei în mai multe
sectoare suficient de mici astfel în cât conversia să poată avea valori cât mai mici pentru a putea
calcula cu u șurință valorile medii ale temperaturii pe aceste sectoare, numărul de moli din
sector, presiunea de intrare și ieșire din sector .
Pe fiecare sector am presupus valori a căderii de presiune și a conversiei, urmând ca
aceste presupuneri să fie verificate. Am urmăr it ca această eroare să nu depă șească 5%. Pentru
a nu influen ța reac țiile de piroliză, ne dorim să avem o cădere de presiune cât mai mică. Î n urma
calculu lui am ob ținut în zona de convecție o cădere de presiune de 0,0544 atm, pe o lungime
de aproximativ 86 m. În tabelul 4.12 sunt prezentate pierderile de presiune și lungimea
serpentinei pe fiecare sector , în zona de convec ție .
În urma calculului am ob ținut în zona de radia ție o cădere de presiune de 0,325 atm, pe
o lungime de aproximativ 78 m. Valorile ob ținute a conversiei în zona de radiație sunt: în primul
sector 0,25, în al doilea sector 0,4, iar în ultimul sector 0,27 . Aceste valori sunt satisfăcătoare
deoarece ne doream să ob ținem valori a conversiei mai mari in sectoarele unu și doi unde sunt
favorizate reac țiile de cracare, și o valoare mai mică în cel de – al treilea sector unde sunt
predominante reac țiile de polimerizare, care favorizează formarea cocsului. În tabelul 4.13 sunt
prezentate pierderile de presiune , lungimea serpentinei ș i c onversia pe fiecare sector , în zona
de radia ție .

Calculul tehnologic Martin Nina
81
Tabelul 4.12 Temperatura de intrare și ieșire din fiecare sector, căderea de presiune,
lungimea serpentinei și lungimea echivalentă din zona de convec ție ;
ܶ ௜ , ( ℃ ) ܶ ௘ , ( ℃ ) ∆ ݌ , ( ݉ݐܽ ) ܮ ௜ , ( ݉ ) ܮ ௘௖ ௛ , ( ݉ )
Sectorul I 100 200 0,0034 10,279 11,703
Sectorul II 200 300 0,0085 18,134 24,467
Sectorul III 300 400 0,0065 11,8123 14,194
Sectorul IV 400 500 0,012 17,650 23,681
Sectorul V 500 650 0,024 27,899 40,335
TOTAL 0,0544 85,774 114,38

Tabel ul 4 . 13 Temperatura de intrare și ieșire din fiecare sector, căderea de presiune,
lungimea serpentinei, lungimea echivalentă și conversia pe fiecare sector din zona de radia ție;
ܶ ௜ , ( ℃ ) ܶ ௘ , ( ℃ ) ∆ ݌ , ( ݉ݐܽ ) ܮ ௜ , ( ݉ ) ܮ ௘௖ ௛ , ( ݉ ) ∆ ݔ
Sectorul I 650 700 0,0054 20,200 27,825 0,25
Sectorul II 700 750 0,16 32,454 47,737 0,4
Sectorul III 750 800 0,16 25,583 36,572 0,27
TOTAL 0,325 78,237 112,137 0,92

Timpul de sta ționare în serpentinele cuptorului ne dorim să fie cât mai mic pentru a preveni
formarea și depunerea cocsului pe pereții acestora. În urma calculelor am ob ținut un timp de
sta ționare în zona de radiație de =߬ 0 , 524 + 0 , 699 + 0 , 441 = 1 , 664 ݏ .

Securitatea și sănătatea în muncă Martin Nina
82
Capitolul 5 Securitatea și sănătatea în muncă

Riscurile prezente în instala ți a de piroliză pot fi fizice (zgomot, temperatura
ridicată/coborâtă a obiectelor sau suprafe țelor, flăcări/flame, temperatura aerului, presiunea
aerului, etc.), chimice (substan țe chimice prezente în instalații, pulberi în suspensie în aer, gaze,
vapori inflamabili sau explozivi), mecanice (organe de ma șini în mișcare, curgeri de fluide,
suprafe țe sau contururi periculoase, recipiente sub presiune), electrice (curentul el ectric,
atingere directă/indirectă, tensiune de pas), biologice (prezen ța de animale fără stăpân, insecte,
mucegai, bacterii, virusuri).
Pe lângă riscurile frecvente de intoxicare cu substan țe periculoase, accidente mecanice,
căderi, riscul exploziilor și al incendiilor, ocupă un loc impresionant din totalul accidentelor,
judecând după numărul victimelor și valoarea pagubelor financiare.
Exploatarea unei instala ții în condiții de securitate poate fi definită ca o funcționare
continuă, în limitele parametril or proiecta ți, fără întreruperi de producție, accidente umane,
poluarea mediului înconjurător sau cheltuieli pentru repara ții neprevăzute. Exploatarea
instala țiilor industriale presupune o anumită probabilitate de risc. Riscul industrial poate fi
definit c a o pierdere probabilă de produc ție într – o anumită perioadă de timp, datorită unor
evenimente anormale, care produc accidente umane, avarii în instala ții și în mediul
înconjurător.
Poluarea mediului din cauza avariilor, accidentelor care produc pagube veci nătă ților,
cre șterea numărului de victime din interiorul și din afara uzinelor, ca și accidentele de mare
amploare sunt din ce în ce mai frecvente în ultimii ani.
Toate acestea au făcut ca no țiunea de risc să fie privită și studiată cu mai multă atenție.
Riscul trebuie să fie identificat și cuantificat, spre a se putea apoi trece la determinarea limitei
sale acceptabile. Pentru determinarea acestei limite trebuie să se ia măsurile necesare, tehnice
și organizatorice pentru îndepărtarea riscului inacceptabi l. Este necesar o reducere a riscului la
un nivel social acceptabil, deoarece eliminarea completă a riscului nu este posibilă decât după
oprirea completă a instala ției.
Cea mai mare parte a măsurilor de securitate se iau încă din faza de proiectare a
inst ala țiilor. O grijă deosebită trebuie acordată măsurilor pentru creșterea securității, pentru ca
ele să reducă într – adevăr riscul și să nu fie surse noi de accidente. Măsurile pentru creșterea

Securitatea și sănătatea în muncă Martin Nina
83
securită ții instalațiilor pot fi împărțite în două categorii mar i: protec ții pasive, care reduc
probabilitatea accidentelor prin măsuri preventive și protecții active, care sunt destinate
operării, atunci când are loc accidentul, pentru a limita urmările.
Măsurile de protec ție pasivă se iau din fazele premergătoare i ntrării în func țiune a
instala ției și în special în timpul proiectării și execuției. O serie de asemenea măsuri se pot lua
și în cazul instalațiilor în funcțiune, pe măsura câștigării experienței, cu ocazia reviziilor și
repara țiilor. Măsurile de protecție activă presupun toate opera țiile necesare limitării
amplificării unui accident, salvarea unor echipamente și instalații vecine, protecția personalului
din uzină și a vecinătăților.
Dat fiind specificul proceselor tehnologice și produselor inflamabile și combustibile cu
care se operează, se poate spune că în industria chimică de rafinării și petrochimică pericolul
de incendii și explozii este mai mare decât în orice altă ramură industrială. Incendiile și
exploziile pe lângă pagubele materiale deosebit de m ari, adesea sunt înso țite de pierderi de vieți
omene ști. Efortul continuu depus pe plan mondial pentru găsirea unei soluții tot mai
perfec ționate în lupta de prevenire și combatere a cauzelor generatoare de incendii și explozii,
are un dublu scop: apărarea vie ții omului și evitarea imenselor pagube materiale [ 10 ] .
Echipamentul individual de protec ție minim obligatoriu pe platformă este format din:
cască, ochelari de protec ție, salopetă completă sau combinezon, încălțăminte cu bombeu de
protec ție și talpă a ntistatică, mască de protec ție a respirației cu cartuș filtrant adecvat.
Echipamentul de protec ție minim menționat se completează cu echipamentul specific fiecărei
lucrări (mănu și, sort, vizieră, etc.).
Datorită multitudinilor de riscuri se impun respecta rea cu stricte țe a mai multor norme
de protec ție:
– Se impune folosirea echipamentului de lucru;
– Este interzis lucrul cu foc deschis în perimetrul instala ției;
– Este obligatoriu izolarea și ermetizarea vaselor de lucru;
– Este necesară împământarea utilajelor care acumulează energie statică;
– Este interzisă folosirea aparaturii fără a controla presiunea în acesta;
– Este interzisă folosirea coturilor de întoarcere defecte, care au scăpări de produse,
precum și deschiderea acestora în timpul funcționării cuptorulu i;
– Nu sunt permise scăpări de produse la conducte și robinete;

Securitatea și sănătatea în muncă Martin Nina
84
– Este interzis fumatul pe platformă cu excep ția spațiilor aprobate prin
instruc țiuni/regulamente interne;
– Este interzis în anumite zone/instala ții funcționale telefonul mobil;
– În anumite zone/in stala ții funcționale se utilizează pentru intervenții doar scule care nu
produc scântei;
– Nu introducem, nu consumăm alcool sau droguri pe interiorul platformei și nu venim
la lucru sub influen ța acestora;
– În instala țiile tehnologice toate lucrările se efectuează în baza permiselor de lucru [ 22 ] ;
Pentru prevenirea accidentelor se iau următoarele măsuri:
– Instruirea corespunzătoare a personalului operativ
– Blindarea conductelor de gaze, aerisirea cuptorului după întreruperea gazelor
– Scurgerea completă a apei din aparat, izolarea completă a schimbătorului, scurgerea
apei din conducte înainte de punerea în func țiune
Personalul trebuie să fie instruit pentru a respecta normele de sănătate și securitate a
muncii, fiind necesară verificarea cuno ștințelor perio dic, pentru a asigura o disciplină de muncă
corespunzătoare [ 10 ] .

Concluzii Martin Nina
85
Capitolul 6 Concluzii

În instala ția de piroliză este foarte important înțelegerea fenomenului de tr a nsfer de
căldură care poate face posibil ă operarea corespunz ă toare a procesului chimic , în scopul
asigur ă rii unei desf ă șur ă ri optime din punct de vedere funcțional și economic.
Scopul procesului de piroliză este acela de ob ținere a olefinelor u șoare (etenă, propenă)
și aromate. Reac ț ia primară în procesul de piroliză este scindarea moleculelor de hidrocarburi
în alcani ș i olefine urmată de un complex de re ac ț ii paralele ș i succesive de cracare,
polimeriza r e, dehidrogenare ș i altele .
Întregul proces de piroliză se realizează în totalitate în c uptorul de cracare termică,
numit și inima procesului . Cupt orul reprezintă primul pas în procesul de produc ție, iar
perturba țiile care apar în timpul operării cuptorului afectează întreg procesul.
Tendin țele moderne prezentate în această lucrarea au ca scop ob ținerea unor
randamanete mai mari de etenă, propenă, prelun girea duratei de via ță a serpentinelor, și implicit
a cuptorului și scăderea cantităților de cocs depuse în interiorul serpentinelor cuptorului.
Scopul calculului tehnologic este de a determina în zona de convec ție lungimea
serpentinei și căderea de presiune, iar în zona de radiație a cuptorului lungimea serpentinei,
căderea de presiune, conversia și timpul de staționare.
Reac ția de piroliză are l oc în totalitate în serpentinele cuătorului din zona de radia ție,
iar zona de convec ție servește la preîncălzirea materiei prime de la temperatura ݐ ௜௖ = 100℃
până la temperatura =ݐ 650℃ . Materia primă este formată din 98,2% propan, 0,4% etan și
1,4% butan .
Pentru a avea un calcul cât mai corect am împăr țit lungimea serpentinei în mai multe
sectoare suficient de mici astfel încât conversia să poată avea valori cât mai mici pentru a putea
calcula cu u șurință valorile medii ale temperaturii pe aceste sectoare , numărul de moli din
sector, presiunea de intrare și ieșire din sector.
Pe fiecare sector am presupus valori a căderii de presiune și a conversiei, urmând ca
aceste presupuneri să fie verificate. Am urmărit ca această eroare să nu depă șească 5%. Pentru
a nu influen ța reacțiile de piroliză, ne dorim să avem o cădere de presiune cât mai mică. În
urma calculului am ob ținut în zona de convecție o cădere de presiune de 0,0544 atm, pe o

Concluzii Martin Nina
86
lungime de aproximativ 86 m. În tabelul 4.12 sunt prezentate pierderile de p resiune și lungimea
serpentinei pe fiecare sector, în zona de convec ție.
În urma calculului am ob ținut în zona de radiație o cădere de presiune de 0,325 atm, pe
o lungime de aproximativ 78 m. Valorile ob ținute a conversiei în zona de radiație sunt: în
pri mul sector 0,25, în al doilea sector 0,4, iar în ultimul sector 0,27. Aceste valori sunt
satisfăcătoare deoarece ne doream să ob ținem valori a conversiei mai mari in sectoarele unu și
doi unde sunt favorizate reac țiile de cracare, și o valoare mai mică în cel de – al treilea sector
unde sunt predominante reac țiile de polimerizare, care favorizează formarea cocsului. În
tabelul 4.13 sunt prezentate pierderile de presiune, lungimea serpentinei și conversia pe fiecare
sector, în zona de radia ție.

Tabelul 4.12 Temperatura de intrare și ieșire din fiecare sector, căderea de presiune,
lungimea serpentinei și lungimea echivalentă din zona de convec ție ;
ܶ ௜ , ( ℃ ) ܶ ௘ , ( ℃ ) ∆ ݌ , ( ݉ݐܽ ) ܮ ௜ , ( ݉ ) ܮ ௘௖ ௛ , ( ݉ )
Sectorul I 100 200 0,0034 10,279 11,703
Sectorul II 200 300 0,0085 18,134 24,467
Sectorul III 300 400 0,0065 11,8123 14,194
Sectorul IV 400 500 0,012 17,650 23,681
Sectorul V 500 650 0,024 27,899 40,335
TOTAL 0,0544 85,774 114,38

Tabelul 4.13 Temperatura de intrare și ieșire din fiecare sector, căderea de presiune,
lungimea serpentinei, lungimea echivalentă și conversia pe fiecare sector din zona de radia ție;
ܶ ௜ , ( ℃ ) ܶ ௘ , ( ℃ ) ∆ ݌ , ( ݉ݐܽ ) ܮ ௜ , ( ݉ ) ܮ ௘௖ ௛ , ( ݉ ) ∆ ݔ
Sectorul I 650 700 0,0054 20,200 27,825 0,25
Sectorul II 700 750 0,16 32,454 47,737 0,4
Sectorul III 750 800 0,16 25,583 36,572 0,27
TOTAL 0,325 78,237 112,137 0,92

Concluzii Martin Nina
87
Timpul de sta ționare în serpentinele cuptorului ne dorim să fie cât mai mic pentru a preveni
formarea și depunerea cocsului pe pereții acestora. În urma calculelor am obținut un timp de
sta ționare în zona de radiație de =߬ 0 , 524 + 0 , 699 + 0 , 441 = 1 , 664 ݏ .

Bibliografie Martin Nina
88
Bibliografie

[1] Valeria Miron, „ Transfer de căldură și masă ” , (format electronic) , Capitolul 1 Considera ții
teoretice, pag. 10 – 15.
[ 2 ] Lucian Gavrilă, “ Fenomene de transfer vol.II Transfer de căldură și masă ” , Editura Alma
Mater, Bacău, 2000 (format electronic) , Capitolul 4 Transferul de căldură, pag. 1 – 27.
[ 3 ] Radu Z. Tudose, “ Ingineria proceselor fizice din industria chimică ” , vol. I, Fenomene de
transfer, Editura Academie i Române, Bucure ști, 2000 , C apitolul 4 Transfer termic, 48 – 152.
[ 4 ] Alexandru Badea, „ Ini țiere în transfer de căldură și masă ” , Bucure ști, 2004 (format
electronic) , C apitolul 1 Considera ții generale, pag. 1 – 7.
[ 5 ] Neagu Ani șoara – Arleziana, „ Procese de transfer de căldură. Îndrumar de proiectare ” ,
Editura ”Ovidius” University Press, Constan ța, 2012 , Capitolul 1 Schimbătoare de căldură,
pag. 5 – 22.
[ 6 ] Gheorghe Soare, „ Fundamentele transferului termic ” , Editura Politehnica Press, Bucure ști,
2006 , Capitolul 1 Mecanisme de transfer termic, pag. 9 – 48 .
[7] Dumitru Dobrinescu, „ Procese de transfer termic și utilaje specifice ” , Editura Didactică și
Pedagogică, Bucure ști, 1983 , Capitolul 2 Procese de transfer de căldură, pag. 60 – 162.
[8] https://dexonline.ro/ .
[9] Suciu G.C, „ Ingineria prelucrării hidrocarburilor ” , vol IV, Editura Tehnică Bucure ști,
1993 , Capitolul 4 Piroliză, pag. 151 – 189.
[10] G. Stănescu , „ Tehnologii petrochimice ” , Editura EX PONTO Constan ța, 2001 , C apitolul
8 D eriva ții industriali ai etilenei , pag. 178 – 289.
[11] S.M. Sadrameli , “ Thermal/catalytic cracking of hydrocarbons for the production of
olefins: A state – of – the – art review I: Thermal cracking review ” , Fuel , 14 0 , 2015 , pag. 102 – 115 .
[12] S.M. Sadrameli , „ Thermal/catalytic cracking of liquid hydrocarbons for the production
of olefins: A state – of – the – art review II: Catalytic cracking review ” , Fuel , 173 , 2016 , pag. 285 –
297 .

Bibliografie Martin Nina
89
[13] Zohreh Feli, Ali Darvishi, Ali Bakhtyari, MohammadReza Rahimpour, Sona Raeissi ,
„ Investigation of propane addition to the feed stream of a commercial ethane thermal cracker
as supplementary feedstock ” , Journal of the Taiwan Institute of Chemical Engineers , 000 ,
2017 , pag. 1 – 13 .
[14] Mahulkar Amit V ,Geraldine J.Heynderick y , Guy B.Marin , „ Simulation of the coking
phenomenon in the superheater of a steam cracker ” , Chemical Engineering Science , 110 ,
2014 , pag. 31 – 43 .
[15] M.S. Shokrollahi Yancheshmeh, S. Seifzadeh Haghighi, M.R. Gholipour, O. Dehghani,
M.R. Rahimpour, S. Raeissi , „ Modeling of ethane pyrolysis process: A study on effects of steam
and carbon dioxide on ethylene and hydrogen productions ” , Chemical Engineering Journal ,
215 – 216 , 2013 , pag. 550 – 560 .
[16 ] M.Blat, „ Potential importance of hidrogen as a future solution to environmental and
transportation problems ” , Int. J . Hydrogen Energy, 33, 2008, pag. 4013 – 4029.
[17] M. Santos, M. Guedes, R. Baptista, V. Infante, R.A. Cláudio , „ Effect of severe operation
conditions on the degradation state of radiant coils in pyrolysis furnaces ” , Engineering Failure
Analysis , 56 , 2015 , pag. 194 – 203 .
[18] Benfeng Yuan, Jinlong Li, Wenli Du1, Feng Qian1, „ Study on co – cracking performance
of different hydrocarbon mixture in a steam pyrolysis furnace ” , Chinese Journal of Chemical
Engineering , 24 , 2016 , pag. 1252 – 1262 .
[19] Mohammad Ghashghaee, Ramin Karimzadeh , „ Multivariable optimization of thermal
cracking severity ” , C hemical engineering research and design , 89 , 2011 , pag. 1067 – 1077 .
[20] Mehdi Berreni , Meihong Wang , “Modelling and dynamic optimization of thermal
cracking of propane for ethylene manufacturing” , Computers and Chemical Engineering , 35,
2011, pag. 2876 – 2885.
[21] Vasile Șomoghi, M. Pătrașcu, „ Proprietă ți fizice utilizate în calcule termice și
fluidodinamice ” , Editura Ploie ști, 1997 , Capitolul 2 Densitatea, C apitolul 3 Vâscozitate ,
Capitolul 4 Căldura specifică, pag. 55 – 151.
[22] https://legestart.ro/reguli – generale – privind – sanatatea – si – securitatea – in – munca – a – salariatilor/ .