PROGRAMUL DE STUDII: PRELUCRAREA PETROLULUI ȘI PETROCHIMIE [620183]

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

CUPTORUL TEHNOLOGIC
UTILIZAT ÎN PROCESUL DE
DISTILARE ATMOSFERICĂ

COORDONATOR ȘTIINȚIFIC :
S.L.dr.ing. Anișoara -Arleziana NEAGU
ABSOLVENT: [anonimizat]
2017

REZUMAT

Principalul obiectiv al acestei lucrări este de a prezenta îmbunătățiri aduse cuptorului
tehnologic, unul din principalele echipamente ultilizate în instalația de distilare atmosferică din
cadrul unei rafinării de țiței. Astfel, lucrarea a fost structurată în șașe capitole principale. În
primul capitol s -au descris procesele de transfer de căldură, ce reprezintă principiul de
funcționare al cuptoarelor, adică : convecție, conducție și radiație, și importanța lor în instalația
de distilare atmosferică.
În al doilea capitol este prezentat procesul de distilare atmosferică cuprinzând descrierea
procesului tehnologic și descrierea echipamentelor tehnologice.
În al treilea capitol s -au prezentat principalele tipuri de cuptoare utilizate în rafinării, iar
acest ea sunt: cuptoarele tubulare verticale de tip cilindric folosite cel mai des în instalațiile de
reformare catalitică, de hidrofinare și de hidrocracare și cuptoarele tubulare de tip
paralelipipedic, utilizate în instalațiile de distilare atmosferică, de distilare în vid și de cocsare.
Al patrulea capitol prezință modalități de îmbunătățire a cuptoarelor tehnologice din
instalația de distilare atmosferică.
Capitolul cinci cuprinde calculul tehnologic al unui cuptor de preîncălzire a țițeiului din
instalați a de distilare atmosferică.
Lucrarea se încheie cu capitolul alocat normelor de protecție specifice în muncă,
concluzii generale și bibliografie.

CUPRINS

INTRODUCERE 5
CAPITOLUL 1. PROCESE DE TRANSFER TERMIC. IMPORTANȚA TRANSFERULUI
DE CĂLDURĂ ÎN INSTALAȚIA DE DISTILARE ATMOSFERICĂ 6
1.1. Procese de transfer termic 6
1.1.1. Conducția 7
1.1.2. Radiația termică 9
1.1.3. Convecția 11
1.2. Importanța trans ferului de căldură în inst alația de distilare atmosferică 14

CAPITOLUL 2. PROCESUL DE DISTILARE ATMOSFERICĂ 15
2.1. Scurt istoric al distil ării atmosferice 15
2.2. Descrierea procesului 16
2.3. Descrierea principalelor ech ipamente tehnologice 21
2.3.1. Coloana de distilare atmosferică 21
2.3.2. Coloana de dezbenzinare (coloana 0) 22
2.3.3. Coloana de stripare 23
2.3.4. Cuptoarele pentru încălzirea și vaporizarea țițeiului 23
2.3.5. Desalinator 24
CAPITOLUL 3. TIPURI DE CUPTOARE TEHNOLOGICE UTILIZATE ÎN INDUSTRIA
CHIMICĂ 26
3.1. Construcția de bază 28
3.1.1. Cuptor tubular vertical de tip cilindric 29
3.1.2. Cuptoarele tubulare de ti p paralelipipedic 31
3.2. Echipamentele cuptorului 34
3.3. Arzătoare 34
3.4. Evacuarea gazelor arse 35

CAPITOLUL 4. PROGRESE PRIVIND UTILAJELE DE TRANSFER TERMIC DIN
INSTALAȚIA DE DISTILARE ATMOSFERIC 36
4.1. Modelarea matematică a unui cuptor de preincalzire a țițeiului 36
4.2. Aplicarea unei tehnologii de salvare a energiei pentru cuptoarele din rafinăriile de
țiței 37
4.3. Optimizarea sistemului de control al temperaturii la cuptoarel e de preîncălzire 41
4.4. Sistem de control al echilibrării sarcinii cuptorului din instalația de distilare
atmosferică 42
4.5. Metode de reducere a emisiilor cuptoarelor tehnologice din rafinării 44
4.6. Îmbunătățiri aduse procesulu i de combustie în cuptoare industriale utilizate în
procesul de distilare atmosferică 45
CAPITOLUL 5. CALCULUL TEHNOLOGIC Al UNUI CUPTOR DE PREÎNCĂLZIRE A
ȚIȚEIULUI 46
5.1. Tema și datele de proiectare 46
5.2. Procesul de combustie 48
5.3. Bilanțul termic global al cuptorului 55
5.4. Bilanțul termic al cuptorului pe secții 59
5.5. Dimensionarea secției de radiație 61
5.6. Dimensionarea secției de convecție 66
5.7. Concluzii 84
CAPITOLUL 6. NORME DE PROTECȚIA MUNCII ÎNTR -O INSTALAȚIE DE
DISTILARE ATMOSFERICĂ 85
6.1. Introducere 85
6.2. Factori de risc 85
CONCLUZII 88
BIBLIOGRAFIE 90

5
INTRODUCERE

În instalatiile tehnologice din rafinării și combinate petrochimice cuptoarele sunt
aparate complexe cu un rol foarte important datorită faptului că majoritatea proceselor, în
special cele de prelucrare a hidrocarburilor, sunt mari consumatoare de energie. Energia
necesară este generată de procesul de combustie, ce reprezintă oxidarea rapidă a substanțelor
combustibile cu degajare de caldură.
Deoarece cuptorul are la bază un proces puternic exoterm acesta este utilizat in
special la realizarea unor reacții chimice și la încălzirea, respectiv tratarea termică a
substanțelor (țiței, produse petroliere etc.) și a anumitor materiale (sticlă, metal, ceramică
etc.) cu scopul de a le modifica proprietățile fizico – chimice sau fizico – mecanice.
Cuptoarele tehnolo gice pot fi clasificate în funcție de efectul căldurii furnizate
fluidului de proces astfel:
 cuptoare care reîncălzesc fluidul fără nici o schimbare în starea sa fizică și în
care numai căldura sensibilă este transmisă la alimentarea lichidă sau
gazoasă.
 cuptoare care reîncălzesc un fluid cu vaporizarea parțială. Acestea sunt
utilizate în principal în unități de distilare atmosferică sau în vid și
refierbătoare. În aceste cuptoare alimentarea primește căldură latentă pentru
a atinge gradul de vaporizare ne cesar.
 cuptoare care reîncălzesc un fluid prin reacție chimică, cu fascicol de tuburi
care acționează ca un reactor chimic. Acest tip de cuptor este utilizat în unități
de cracare termică a distilatelor, cracare cu abur (producția de etilenă), și, de
aseme nea, în unele procese catalitice, cum ar fi reformarea cu abur. În ultimul
caz un catalizator este depozitat în interiorul tuburilor [1].
În majoritatea rafinăriilor petroliere, fluidele de proces sunt introduse în coloane de
distilare unde sunt separate î n mai multe componente, cu diferite puncte de fierbere.

6
CAPITOLUL 1. PROCESE DE TRANSFER TERMIC. IMPORTANȚA
TRANSFERULUI DE CĂLDURĂ ÎN INSTALAȚIA DE DISTILARE
ATMOSFERICĂ

Transferul de căldură reprezintă un schimb de energie termică între două corpuri
solide, două fluide sau două părți ale aceluiași corp ca rezultat al existenței unei diferențe de
temperatură (potențial termic). Conform principiului II al termodinamicii, transferul spontan
de energie are loc de la corpul cu temperatură mai mare la cel cu temperatură mai mică [2].
Din punct de vedere cantitativ, transferul de căldură are loc conform principiului I al
termodinamicii, principiul conservării energiei, aplicat sistemelor izolate. Acest lucru este
explicat prin următoarea ecuație generală de bilanț termic:
𝑄𝑐𝑒𝑑𝑎𝑡 =𝑄𝑝𝑟𝑖𝑚𝑖𝑡 (1.1)
Ecuația (1.1) arată faptul că într -un sistem izolat, în regim staționar, cantitatea de
căldură cedată de corpul cu temperatura mai ridicată este egală cu cantitatea de căldură
primită de corpul cu temperatură mai scăzută. Această ecuație este valabilă doar în cazul
absenței din sistem a unor surse de căldură: reacții chimice, biochimice sau nucleare. Pentru
sistemele neizolate se poate scrie următoarea ecuație [2].:
𝑄𝑐𝑒𝑑𝑎𝑡 =𝑄𝑝𝑟𝑖𝑚𝑖𝑡 +𝑄𝑝𝑖𝑒𝑟𝑑𝑒𝑟𝑖 [𝑊] (1.2)
unde:
Qpierderi – cantitatea de căldură schimbată cu mediul înconjurător, (W)
Qcedat – cantitatea de căldură cedată, (W)
Qprimit – cantitatea de căldură primită, (W)

1.1. Procese de transfer termic
Transferul de căldură afectează atât eficiența cuptorului cât și calitatea produselor.
Eficiența poate fi definită ca procesul de energie termică utilă în raport cu cantitatea totală
de căldură. Acest lucru este influențat de o serie de factori, iar factor ul principal pentru
realizarea unei eficiențe ridicate a cuptorului este transferul de căldură. Cele trei moduri de
transmitere a căldurii sunt: conducția, convecția sau radiația.

7
Dacă există o diferență de temperatură între cele două părți ale unui sist em, atunci
căldura va fi transferată prin una sau mai multe metode din cele trei.

1.1.1. Conducția
Conducția este transferul de căldură dintr -o parte a unui corp cu o temperatură mai
ridicată într -o altă parte a aceluiași corp, cu o temperatură mai scăzută, sa u de la un corp cu
o temperatură mai ridicată la un alt organism în contact fizic cu el, cu o temperatură mai
scăzută. Procesul de conducție are loc la nivel molecular și implică transferul de energie din
molecule mai energice către cele cu un nivel de ene rgie mai sc ăzut. Acest lucru poate fi ușor
vizualizat în interiorul gazelor, unde remarcăm că energia cinetică medie a moleculelor din
regiunile cu temperatură mai ridicată este mai mare decât cea a celor din regiunile cu
temperatură mai scăzută.
Molecule le mai energice, fiind în continuă mișcare, se ciocnesc periodic cu
moleculele mai puțin energetice și fac schimb de energie și impuls. În acest fel există un
transport continuu de energie din regiunile cu temperaturi ridicate către cele cu temperaturi
mai scăzute.
În lichide moleculele sunt mai puțin distanțate decât în gaze, dar procesul de schimb
de energie moleculară este calitativ similar cu cel al gazelor. În solidele ce sunt
nonconductori de energie electrică (dielectrici), căldura se transmite în rețele cristaline sub
formă de unde cauzate de mișcarea atomică. În solidele ce sunt bune conductoare de
electricitate, acest mecanism de vibrație de tip rețea cristalină își aduce contribuția în raport
mai mic la procesul de transfer de energie, aportul principal fiind mișcărea electronilor liberi,
care se deplasează într -un mod similar cu moleculele dintr -un gaz.
La nivel macroscopic, fluxul termic (de exemplu, rata de transfer de căldură pe
unitatea de suprafață perpendicular pe direcția fluxului termi c) q este proporțional cu
gradientul de temperatură:
𝑞=−𝜆𝑑𝑇
𝑑𝑥 (1.3)
unde:
q – fluxul termic, (W)
λ – conductivitatea termica, (W/m·°C)

8
𝑑𝑇
𝑑𝑥 – căderea de temperatură pe direcția de propagare.
Semnul minus este o consecință a faptului că, căldura este transferată în sensul
scăderii temperaturii. Ecuația (1.3) este forma unidimensională a legii lui Fourier a
transferului de căldură prin conducție. Recunoscând că fluxul de căldură este o mărime
vectorială, putem scrie o afirmație mai generală a legii lui Fourier (adică, ecuația ratei de
conducere) sub forma:
𝑞=−𝜆(𝜕𝑇
𝜕𝑥+𝜕𝑇
𝜕𝑥+𝜕𝑇
𝜕𝑥)= −𝜆𝛻𝑇 (1.4)
unde:
q – fluxul termic, (W)
λ – conductivitat ea termica, (W/m·°C)
𝛻 – operatorul diferen țial LaPlace;
T – câmpul scalar de temperatură;
Din ecuația (1.4) se observă că vectorul fluxului de căldură q, reprezintă de fapt un
curent de căldură (energie termică), care curge în direcția cea mai abruptă gradientului de
temperatură.
După cum s -a menționat mai sus, transferul de căldură va avea loc ori de câte ori
există o diferență de temperatură într -un mediu. În mod similar, ori de câte ori există o
diferență de concentrație sau densitate a speciilor ch imice dintr -un amestec, trebuie să aibă
loc transferul de masă. Prin urmare, la fel cum un gradient de temperatură constituie
potențialul de conducere de transfer de căldură, existența unui gradient de concentrație
pentru unele specii dintr -un amestec furn izează potențialul de conducere pentru transportul
acelor specii. Prin urmare, termenul transfer de masă descrie mișcarea relativă a speciilor
dintr -un amestec datorită prezenței gradienților de concentrație.
Procesele de transfer de căldură prin conducție se pot desfășura într -o mare varietate
de condiții:
 materialul poate fi omogen sau neomogen;
 materialul poate fi izotrop sau anizotrop;
 materialul poate conține surse interne de căldură, sau nu;
 regimul termic poate fi staționar sau nestaționar;
 transfera l termic poate avea loc uni -, bi-, sau tridirecțional.

9
Având în vedere că același mecanism fizic este asociat cu transferul de căldură prin
conducție (de exemplu, difuzie de căldură) și transfer de masă prin difuzie, ecuațiile
corespunzătoare ratei sunt de aceeași formă. Ecuația ratei de difuziune de masă este
cunoscută sub numele de legea lui Fick , iar pentru un transfer de specie 1 într-un amestec
binar, aceasta poate fi exprimată ca:
𝐽𝑖=−𝐷𝑖𝜕𝐶𝑖
𝜕𝑥 (1.5)
unde:
𝐽𝑖 – fluxul de masă a speciilor, [masă / (timp x suprafața)];
𝐷𝑖 – coeficientul de difuzie binară sau difuzitate;
ci – concentrația în masă a speciei în unități de masă pe unitate de volum.
Această expresie este similară cu legea lui Fourier (ec. 1.3). Mai mult decât atât, la
fel ca și legea lui Fourier ce servește pentru a defini o proprietate importantă de transport,
conductivitatea termică, legea lui Fick definește o a doua proprietate de transport importantă,
și anume coeficientul de difuzie binară sau difuzivitate D. Cantitatea Ji [masă / (timp x
suprafaț ă)] este definit ca fluxul de masă a speciilor, adică, cantitatea de specie i, care este
transferată pe unitatea de timp și pe unitatea de suprafață perpendiculară pe direcția
transferului.
În general, coeficientul de difuzie D pentru gaze la presiune joasă este aproape
independent de compoziție, aceasta crește cu temperatura și variază invers proporțional cu
presiunea. Coeficienții de d ifuzie sunt dependenți de concentrație semnificativ și în general,
cresc odată cu temperatura [3].

1.1.2. Radiația termică
Radiația termică, este radiația electromagnetică emisă de un corp datorită
temperaturii sale. Astfel, radiația termică este de acee ași natură ca și lumina vizibilă, razele
x, și undele radio, diferența dintre ele fiind lungimea de undă și sursa de generare. Ochiul
este sensibil la radiații electromagnetice în regiunea 0,39 – 0,78 μm, acest lucru este
identificat ca regiunea vizibilă a spectrului. Undele radio au o lungime de undă de 1 x 103
până la 2 x 1010 μm, și razele X au lungimi de undă de 1 × 10-5 până la 2 x 10-2 μm, în timp

10
ce cea mai mare parte a radiației termice apare la razele de la aproximativ 0,1 până la 100
μm. Toate sol idele și lichidele încălzite, precum și unele gaze, emit radiație termică.
Transferul de energie prin conducție necesită prezența unui suport material, în timp
ce radiația nu. De fapt, transferul prin radiație apare cel mai eficient într -un vid. De la niv el
macroscopic, calculul radiației termice se bazează pe legea lui Stefan -Boltzmann, ce
stabilește, pe baza lui Planck dependența puterii totale de emisie a corpului negru:
𝐸0=𝑐0𝑇⁴ (1.6)
unde:
𝐸0 – puterea de emisie a corpului negru ;
c0 – este constanta Ștefan -Boltzmann, cu o valoare de 5.67 × 10-8 W/(m2·K4).
T – temperatura, (K)
Pentru corpurile cenușii, legea Ștefan -Boltzmann are expresia [2]:
𝐸=𝑒·𝐸0=𝑐·(𝑇
100)4
(1.7)
unde:
E – puterea total ă de emisie,
𝐸0 – puterea de emisie a corpului negru,
𝑒=𝑐/𝑐0 <1 – factorul de emisie al corpului cenu șiu
c – coeficientul de radiație al corpului cenușiu, (W·m-2·K-4 )
T – temperatura, (K)
Raportul dintre puterea totală de emisie (E) și coeficientul de absorbție (A) este
același pentru toate corpurile, egal cu puterea totală de emisie a corpului negru (E 0), și este
în funcție numai de termperatură, conform legii lui Kir chhoff:
𝐸1
𝐴1=𝐸2
𝐴2=⋯=𝐸0
𝐴0=𝐸0=𝑐0·(𝑇
100)4
=𝑓(𝑇) (1.8)
unde:
E – puterea total ă de emisie,
A – coeficientul de absorbție,
𝐸0 – puterea de emisie a corpului negru,

11
c0 – este constanta Ștefan -Boltzmann, cu o valoare de 5.67 × 10-8 W/(m2·K4).
T – temperatura, (K)
Faptul că pentru un corp în echilibru termodinamic, coeficientul de absorbție A este
egal cu factorul de emisie e este o consecință importantă a legii lui Kirchhoff [2].

1.1.3. Convecția
Convecția, uneori identificat ă ca un mod separat de transfer de căldură, se referă la
transferul de căldură de la suprafața de separare a unui fluid în mișcare, sau la transferul de
căldură pe un plan de curgere în interiorul fluidului care curge. Dacă mișcarea fluidului es te
indusă de o pompă, un ventilator, sau un dispozitiv similar, procesul se numește convecție
forțată . Dacă mișcarea fluidului se produce ca urmare a diferenței de densitate produsă de
diferența de temperatură, procesul se numește convecție liberă sau natu rală.
Analiza detaliată a procesului de transfer de căldură, în aceste cazuri arată faptul că,
deși mișcarea fluidului dă naștere transferului termic, mecanismul de bază este conducția,
adică, transferul de energie este sub formă de transfer de căldură pr in conducție în cadrul
mișcării fluidului. Mai precis, nu este căldura cea care se transferă prin convecție, ci energia
internă.
Cu toate acestea, există procese de convecție pentru care există, în plus, schimbul de
căldură latentă. Acest schimb de căldur ă latentă este în general asociat cu o schimbare de
fază între stările de lichid și vapori ale fluidului. Două cazuri speciale sunt fierberea și
condensarea.
În procesele de convecție care implică transferul de căldură de la suprafața de
delimitare expusă la un flux de fl uid relativ scăzut, este convenabil să se introducă un
coeficient de transfer de căldură α, definit de ecuția (1.9), plecând de la legea lui Newton de
răcire:
𝑞=𝛼(𝑇𝑤−𝑇𝑓) (1.9)
Unde:
q – fluxul term ic , (W)
α – coeficient de transfer de căldură, (W/m2·K)
Tw – temperatura de suprafață , (K)

12
Tf – temperatură caracteristică de fluid, (K)

Coeficientul de transfer termic definit de ec. (1.9) este sensibil la geometria
proprietăților fizice ale fluidului, precum și la viteza fluidului. Cu toate acestea, există unele
situații speciale în care α poate depinde de diferența de temperatură ΔT = T w – Tf. De
exemplu, dacă suprafața este suficient de fierbinte pentru a fierbe un lichid care o înconjoară,
α va varia în mod tipic ca ΔT2, sau în cazul convecției naturale, α variază ca o putere slabă
a ΔT, de obicei ca ΔT1/4 sau ΔT1/3.
Dacă o specie în s tare fluidă, cu concentrația C 1,∞ curge pe o suprafață la care
concentrația speciei este menținută la o valoare C 1,w ≠ C1,∞ , transferul speciilor va avea loc
prin convecție. Specia 1 este în mod normal un abur, care este transferat într -un curent de
gaz p rin evaporare sau sublimare la o suprafață lichidă sau solidă, și suntem interesați în
determinarea ratei la care are loc acest transfer. În ceea ce privește cazul transferului de
căldură, un astfel de calcul poate fi bazat pe utilizarea unui coeficient de convecție. În
special, putem raporta fluxul de masă a speciei 1 la produsul unui coeficient de transfer și o
diferență de concentrație.
𝐽1=𝛼ᴅ (𝐶1,𝑤−𝐶1,∞) (1.10)
unde:
𝐽𝑖 – fluxul de masă a speciilor, (Kg/s·m2)
α – coeficient de transfer de căldură, (W/m2·K)
Pentru procesele de convec ție care implică fluxuri de gaze de mare viteză, o definiție
mai semnificativă și utilă a coeficientului de transfer de căldură este dată d e:
𝑞=𝛼(𝑇𝑤−𝑇𝑎𝑤) [W] (1.11)
unde:
q – fluxul termic, [W]
α – coeficient de transfer de căldură,
Taw – temperatura adiabatică a peretelui sau temperatura de recuperare.
Taw este temperatura de echi libru ce suprafa ța ar atinge -o în absența oricărui transfer
de căldură sau în absența schimbului de radiație între mediul și suprafața. În general,

13
temperatura peretelui adiabatic depinde de proprietățile fluidului și de proprietățile peretelui
de separare . Temperatura adiabatică a peretelui este raportată în termeni ai unui factor de
recuperare r adimensional definit ca:
𝑇𝑎𝑤=𝑇𝑓+𝑟𝑉²
2𝑐𝑝 [K] (1.12)
unde:
Taw – temperatura adiabatică a peretelui sau t emperatura de recuperare, (K)
Tf – temperatura curgerii libere, (K)
r – factor de recuperare adimensional.
Valoarea lui “ r” pentru gaze se află în mod normal, între 0,8 și 1,0. Se poate observa
că pentru debite cu viteză mică temperatura de recuperare e ste egală cu temperatura curgerii
libere Tf [3].
Convec ția naturală este un proces spontan, datorită transferului de căldură ce apare
la curgerea unui fluid. Se numește convecție naturală fiindcă această curgere nu este impusă
din exterior prin consum de energie mecanică.
Convecția naturală apare ca urmare a distribuției neuniforme a forțelor de masă în
fluidul supus curgerii. Aceste forțe pot fi de natură electromagnetică, centrifugală sau
gravitațională. Mișcarea fluidului în convecția naturală apare su b acțiunea diferenței de
densitate generată de trasnferul de căldură. Această mișcare a fluidului dă naștere unei forțe
ascendente sau descendente, funcție de transferul termic si de geometria sistemului.
Acest tip de transfer termic apare atunci când o suprafață solidă se află în contact cu
un fluid cu temperatură diferită de cea a suprafeței de contact.
Ecuația general ă care se aplică pentru fluide în convecție natural ă este cea a lui
Nusselt, sub formă adimensională [4]:
𝑁𝑢=𝐶(𝐺𝑟·𝑃𝑟)𝑚 (1.13)
unde:
C și m – constante numerice;
Pr – criteriul Prandtl;
Gr – criteriul Grashof;

14
1.2. Importanța transferului de căldură în instalația de distilare
atmosferică.

În instalațiile industriale se întâlnesc o mare varietate de procese de transfer termic,
dorite sau nedorite. În utilajele specifice transferului de căldură, cum ar fi cuptoare sau
schimbătoare de căldură, se urmărește realizarea unui transfer cât mai intens între cele două
fluide cu temperaturi di ferite.
Aducerea unui sistem la o temperatură necesară sau menținerea lui la o anumită
temperatură se face prin încălzirea, răcirea și izolarea termică.
Creșterea temperaturii până la atingerea valorilor normale de operare se realizează
prin ridicarea treptată a nivelului de transfer în cuptoare.
În instalațiile chimice se pune mare accent pe condițiile de temperatur ă pentru fiecare
etapă și fiecare opera ție a procesului tehnologic. Temperatura influențează echilibrul chimic,
valorile constantelor fizice și cinetica sistemelor materiale [5].
Transferul de căldură se regăsește în instalație încă de la alimentare, unde se asigură
o preîncălzire a materiei p rime până la aprox. 125 -135 °C cu ajutorul unui tren de
schimbătoare de căldură cu produsele laterale de la distilare. Țițeiul preîncălzit intră apoi în
secția de desalinare pentru îndepărtarea impurităților.
Temperatua necesară de intrare în coloana de de zbenzinare se realizează cu ajutorul
schimbului de căldură realizat între țițeiul desalinat și fluxurile laterale ( motorină I,
motorină II, motorină reflux recirculat, distilat de vid II).
Temperatura realizată în urma schimbului este funcție de temperat ura fluxurilor care
cedează căldură precum și de starea tehnică a schimbătoarelor.
Instalațiile sunt concepute în așa fel încât pierderea de căldură să fie cât mai mică
posibil, de aceea se folosește orice sursă de încălzire cu transfer de căldură disponib il. Se
folosește până și căldura apei cu săruri înainte de a fi trimisă la canalizare, pentru a încălzi
apa proaspătă introdusă în desalinatoare cu ajutorul unui schimbător de căldură.
După ce țițeiul a fost desalinat este tras cu o pompă în următorul tren de schimbătoare
de căldură unde face schimb din nou cu produsele laterale (motorină Diesel, motorină II,
distilat de vid II, motorină reflux recirculate).
Țițeiul fierbinte, parțial vaporizat intră în coloana de dezbenzinare unde se realizează
recuperarea unei părți din benzina ușoară ce iese sub formă de vapori pe la vârful coloanei,
iar pe la bază iese țițeiul dezbenzinat. Gazele și vaporii de benzină ușoară sunt apoi răciți cu

15
un răcitor cu aer și apoi în răcitoare cu apă, ce sunt practic tot schimbătoa re de căldură.
Condensatul se duce apoi în vasul de reflux.
Produsul din baza coloanei de dezbenzinare este trimis într -un schimbător de căldură
cu motorină reflux recirculat unde i se mărește temperatura, apoi este trimis în zona de
convecție a cuptorului de încălzire și vaporizare. După ieșirea din convecție, țițeiul intră în
zona de radiație a cuptoarelor pe sus și iese pe jos.
În interiorul utilajului s -au prevăzut termocuple pentru măsurarea temperaturii
produsului în diferite tuburi ale serpentinei, î n fiecare zonă, precum și termocuple pentru
măsurarea temperaturii gazelor arse în diferite puncte.
În zona a doua de convecție a fiecărui cuptor se supraîncălzește abur necesar stripării
produselor în coloana de stripare și a păcurii în baza coloanei de fracționare.
Țițeiul încălzit și parțial vaporizat în cuptoare intră în coloana de distilare atmosferică
rezultând următoarele fracții: benzină grea, petrol 1, petrol 2, motorină 1, motorină 2 și
păcură [6].

CAPITOLUL 2. PROCESUL DE DISTILARE ATMOSFERICĂ

2.1. Scurt istoric al distil ării atmosferice
Distilarea produselor petroliere din țiței a fost practicată de mult timp. Inițial țițeiul
a fost rafinat pentru a produce kerosen (petrol lampant), o fracție ușoară cunoscută acum ca
benzină și reziduu folos it ca smoală pentru etanșări. Uleiul de lampă sau kerosenul a fost
produs pentru a oferi un mijloc de iluminare. Mai târziu, o fracție mai ușoară cunoscută sub
numele de nafta a fost produsă în același scop, dar care era utilizată în lămpi speciale sub
presiune.
Distilarea atmosferică reprezintă procesul de separare fizică la presiune atmosferică
bazat pe diferențele dintre punctele de fierbere ale componenților dintr -un amestec. Țițeiul
este un amestec complex de hidrocarburi cu puncte de fierbere foarte apropiate ce se separă
în fracții cu limite de distilare bine precizate prezentate în tabelul 2.1.

16
Tabel 2.1 . Limite de distilare ale produselor de distilare atmosferică [6].
Denumirea produsului Limite de distilare [ °C]
Gaz petrolier lichefiat (C 3 + C 4) –
Benzină ușoară C5 – 70
Benzină grea 70 – 180
Petrol 180 – 240
Motorină ușoară 240 -340
Motorină grea 340 – 360
Păcură 360+

2.2. Descrierea procesului
Primul proces întâlnit în orice rafinărie convențională este distilarea atmosferică a
țițeiului pentru a produce distilate, care vor fi în continuare materii prime de bază pentru
următoarele instalații din rafinărie. O schemă a unei unități de distilare atmosferic ă este
prezentată în figura 2.1.

Figura 2.1 . Schema instalației de distilar e atmosferică [6].
Distilarea atmosferică este un proces de fracționare, pe baza punctelor de fierbere a
fracțiilor petroliere, a țițeiului, încălzit și parțial vaporizat inițial, într -o coloană de distilare
atmosferică cu obținerea următoarelor fracții: b enzin ă ușoară, benzina grea, petrol I, petrol
II, motorina I, motorina II și păcură.

17
Țițeiul este pompat din depozit urmând a fi încălzit prin schimb de căldură cu fracțiile
petroliere secundare ce ies lateral din coloana de fracționare. La o temperatu ră de
preîncălzire este injectată apă în țiței pentru a dizolva sarea, care este de obicei prezentă
împreună cu alte impurități, cum ar fi particule solide (nisip, argilă, noroi de forare,
rugină). Amestecul intră într -un desalinator care este dotat, cu un precipitator electrostatic
pentru desalinizare. Apa cu sare prezentă în țiței este separată prin această precipitare
electrostatică. Saramura acumulată în doma desalinatorului este trimisă la un striper pentru
a fi curățată înainte de a fi evacuată în can alizare. Trebuie înțeles, totuși, că această
desalinare nu înlătură clorurile organice care pot fi prezente în țiței. Pentru o eficiență mai
bună se pot instala două desalinatoare în serie.
Țițeiul părăsește desalinatorul și intră într -un vas de colectare. O parte din fracțiile
ușoare și apă antrenate sunt separate prin detentă în acest vas și dirijate direct către zona de
distilare (ele nu trec prin încălzitor). Țițeiul desalinat intră în aspirația unei pompe booster
ce duce produsul în al doilea tren de schimbătoare pentru a -l ridica la o anumită temperatură
înainte de a intra în cuptor.
La ieșirea din trenul de schimbătore de căldură, țițeiul este încălzit într -un cuptor la
o temperatură la care se vor vaporiza diferite distilate în coloana de fracționare. Se adaugă
căldură suplimentară la produsul brut pentru a vaporiza distilatele mai mult decât este
necesar, cu circa 5%. Aceasta se numește distilare peste măsură și este utilizată pentru a
asigura fluxuri bune de reflux în turn. Țițeiul încălz it intră în turnul de fracționare într -o
secțiune inferioară numită zonă de flash.
Cantitatea de sodă care se introduce după desalinare depinde de pH -ul și conținutul
de cloruri dizolvate în apa din vasele acumulatoare de benzină și care nu trebuie să
depă șească pH – ul de 5,5 – 6,5 respectiv 20 ppm exprimate în NaCl. Acest pH -ul nu trebuie
să treacă în zona bazică datorită faptului că în marea majoritate vârful coloanei este placat
cu monel, linia de vapori și răcitorul cu aer sunt tot din monel iar răcito rul cu apă este de
obicei din oțel inoxidabil. Soda are rolul de a neutraliza aciditatea țițeiului deja desalinat,
reducând, în felul acesta, procesul de coroziune.
Această instalație este dotată cu o coloană de dezbenzinare, pe lângă cea de
fracționare, p entru a separa țițeiul de cea mai volatilă fracție, benzina ușoară. Acest lucru
este realizat pentru a reduce consumul de combustibil prin faptul că temperaturile necesare
distilării celorlalte fracții sunt major reduse, iar de asemene, presiunea din coloa nă este mai

18
ușor de menținut la o valoare stabilă. Pe la vârful coloanei de dezbeninare ies gazele și
vaporii de benzină ușoară iar pe la bază, țițeiul dezbenzinat.
Produsul din baza coloanei de dezbenzinare cu tem peratură de aproximativ 180 -210
°C este tr imis cu ajutorul unei pompe către un alt tren de schimbătoare unde i se mai mărește
temperatura cu puțin, apoi intră în secția de convecție a cuptoarelor de încălzire și vaporizare.
După ieșirea din convecție, țițeiul intră în zona de radiație a cuptoarelo r pe sus și iese
pe jos cu temperatura de 330 -370 °C. Cele 4 ieșiri ale celor 4 pași a cuptoarelor se unesc
două câte două și intră în coloana de fracționare.
În interiorul utilajului sunt prevăzute termocuple pentru măsurarea temperaturii
produsului în di ferite tuburi ale serpentinei, în fiecare zonă, precum și termocuple pentru
măsurarea temperaturii gazelor arse în diferite puncte.
Cuptoarele din această instalație sunt prevăzute cu sistem de blocare care oprește
alimentarea cu combustibil gazos prin înc hiderea robineților către arzătoare și piloți în
următoarele situații critice:
– Presiune minimă de gaze combustibile.
– Debit sub valoarea minimă pe pașii cuptoarelor.
În zona a doua de convecție a fiecărui cuptor se supraîncălzește abur necesar stripării
produselor și a păcurii în baza coloanei de fracționare.
Pe la vârful coloanei ies vaporii de benzină, fracția 40 -180° și aburul introdus la baza
coloanei. Vaporii, cu temperatura de 125 -140 °C, sunt condensați și răciți într -un răcitor cu
aer și în răcitoare cu apă, apoi ajunge în vasul de reflux cu temperatura de 25 -45 °C.
Gazele necondensabile din vasul de reflux sunt dirijate la instalația de recuperare
gaze sau direct în faclă. În cazul în care condensarea este totală și nu se produc gaze,
presiunea din v as se menține cu gaze combustibile.
Temperatura condensatului care intră în vasul de reflux se reglează manual prin
oprirea sau pornirea unui ventilator la răcitorul cu aer. Benzina din vas se trimite la rezervor
cu o pompă sau ca reflux rece la coloană.
Lateral din coloana de fracționare de pe talerele superioare se obține petrolul I, fracția
180-250°C, ce intră mai departe în compartimentul superior al coloanei de stripare. Petrolul
stripat este tras cu o pompă și trimis către un schimbător de căldură, du pă care este răcit într –
un răcitor cu aer apoi în unul cu apă pentru a putea fi trimis la rezervor.

19
De pe un taler de la mijlocul coloanei iese motorina I, fracția 280 -360 °C. După ce
se stripează în al treilea compartiment al coloanei de stripare, motorin a I este trasă cu o
pompă împreună cu fracția de petrol II în schimbătoarele de căldură unde fac schimb cu
țițeiul, după care este răcită în răcitoare cu aer și în răcitorul cu apă situat pe fluxul de
alimentare al acestei coloane.
Tot lateral din coloană de pe talerele de la bază se preia motorina II, fracția 346 -370
°C, care se trimite în compartimentul inferior al coloanei de stripare. Motorina II stripată
este trasă cu o pompă în 2 schimbătore de căldură consecutive și în răcitorul cu aer. Răcită
până l a 80-105 °C este trimisă la depozit.
Păcura de la baza coloanei este evacuată cu ajutorul unei pompe si trimisă direct într –
un cuptor al instalației de distilare în vid în cazul în care instalația DV este cuplată cu
instalația DA.
Regimul termic al coloane i de fracționare este asigurat prin trei refluxuri de interval:
– Benzină reflux recirculat, BRR (de vârf)
– Petrol reflux recirculat, PRR (de mijloc)
– Motorină reflux recirculat, MRR (inferior)
Refluxul recirculat de vârf (benzina reflux recirculat) este tras cu o pompă de pe
primele talere și trecut prin trenul de schimbătoare de căldură iar de aici înapoi în coloana
de fracționare pe primul taler pentru menținerea temperaturii la vârful coloanei.
Temperatura pe talerul de benzină reflux recirculat este de 140 -169 °C, iar
temperatura de intrare în coloană după răcire în schimbătoarele de căldură este de 76 -95 °C.
Refluxul recirculat de petrol, este tras de pe talerele superioare și împins în coloană
cu două talere mai sus după ce a fost răcit în schimbătoarele de căldură cu țiței.
Temperatura pe talerul de prelucrare a refluxului de petrol reflux recirculat este de
190-215 °C iar temperatura de intrare în coloană după efectuarea schimbului de căldură cu
țițeiul brut este de 140 -170 °C.
Refluxul recirculat inferi or, (motorină reflux recirculat), este tras de pe un taler
inferior cu o pompă și împinsă în coloană cu două talere mai sus după ce a fost răcit în
schimbătoarele de căldură (cu țiței desalinat, respectiv, țiței dezbenzinat). Temperatura pe
talerul de prel uare de motorină reflux recirculat este de aprox. 280 -293 °C iar temperatura
de intrare în coloană după schimbul de căldură este de 222 -240 °C.

20
Pentru prevenirea și diminuarea coroziunii cauzate de HCl și H 2S s-au prevăzut
injecții de inhibitori de coroziu ne în punctele considerate cele mai vulnerabile din acest punct
de vedere [6+7].
O altă metodă de distilare atmosferică este distilarea prin coloane succesive fiecare
funcționând la temperaturi mai ridicate. În schema din figura 2.2. este prezentată schema
distilării prin coloane succesive.

Figura 2.2. Schemă a coloanelor de distilare în serie [8]
Materia primă intră în prima coloană unde este încălzită la o temperatură la care are
loc vaporizarea fracției ușoare. Reziduul din această coloană intră în a doua unde este încălzit
la o temperatură mai ridicată în care are loc vaporizarea următoarei frac ții petroliere.
Reziduul intră în a treia coloană și se încălzește pentru a îndepărta fracția de kerosen.
Reziduul din aceasta încă sub formă de combustibil lichid foarte ușor, poate fi în continuare
încălzit și parțial vaporizat pentru a forma un reziduu și un distilat ce poate fi utilizat drept
combustibil. Distilatul va deveni mai târziu Diesel sau fracție de motorină și vor fi utilizate
în motoarele diesel încă în curs de dezvoltare.
Vaporii de la fiecare vârf de coloană trec printr -o mică secție de s pălare
înainte de a fi condensați și colectați într -un vas. O porțiune din condensat este returnat la
partea de sus a secției de spălare ca lichidul de spălare, similar cu refluxul în coloanele de
distilare moderne. De obicei, aburul este injectat prin faz a lichidă a fiecărei coloane pentru
a facilita vaporizarea și striparea fracțiilor ușoare.

21
Acest tip de "distilare" a rămas în funcțiune cu mult după al doilea război
mondial, în unele rafinării. În ziua de azi este folosit turnul de fracționare continuă în
rafinarea petrolului [8].

2.3. Descrierea principalelor echipamente tehnologice
2.3.1. Coloana de distilare atmosferică
Coloana de distilare atmosferică este prevăzută cu talere cu clopoței sau cu clapeți și
straturi de umplutură Sultzer. Numărul talerelor variază în funcție de tipul produselor ce
vrem să le obținem. O coloan ă de distilare atmosferică are de obicei între 25 și 35 de talere
între vârful coloanei și zona de vaporizare. În tabelul 2.2 avem prezentat un număr de talere
recomandat în fu ncție de fracțiile de separat într -o coloană de distilare atmosferică.
Tabel 2.2. Număr de talere recomandate în coloanele de DA [9]
Zona de separare Număr de talere
Benzină ușoară – benzină grea 4 – 8
Benzină grea – petrol 4 – 8
Petrol – motorină ușoară 4 – 6
Motorină ușoară – motorină grea 4 – 5
Motorină grea – zona de vaporizare 3 – 4
Baza coloanei (talere stripare) 4
Stripere 4

Talerele, pentru BRR și pentru MRR sunt talere acumulatoare, iar cele pentru petrol
I și petrol II sunt talere de preluare. În baza coloanei în zona de stripare sunt talere de
construcție specială. Celelalte talere sunt cu clapeți cu 4 treceri. După taler ele inferioare sunt
amplasate straturi de umplutură Sultzer, din această zonă preluându -se motorina II de pe
talerul acumulator cu, coșuri. În baza coloanei în zona de stripare cu abur sunt amplasate
talere de construcție specială. Primele talere din coloa nă sunt din material special rezistent
la coroziune (monel).
În figura 2.3. este prezentată schema de fracționare și de stripare dintr -o unitate de
distilare atmosferică.

22
Figura 2.3 . Coloana de fracționare și de stripare dintr -o unitate de distilare
atmo sferică [6]

2.3.2. Coloana de dezbenzinare (coloana 0)
Este o coloană cu rol de a separa țițeiul, preîncălzit prin schimb de căldură cu produse
fierbinți, de prima fracție de benzină ușoară pentru a reduce consumul de combustibil și
pentru a avea o presiu ne mai stabilă în coloana de fracționare. Aceasta este prevăzută cu vas
de reflux pentru menținerea temperaturii la vîrful coloanei, având principiu de funcționare
asemenător cu coloana de fracționare principală [7].
În figura 2.4. este prezentată schema u nei coloane de dezbenzinare din instalația de
distilare atmosferică.

23

A
VAS REFLUX
TITEIBU
APA
BU
PARC
TITEI
DEZBENZINAT
Figura 2.4 . Schema unei coloane de dezbenzinare din instalația de distilare
atmosferică [6].

2.3.3. Coloana de stripare
Rolul coloanei de stripare este de a stripa fracțiile laterale de distilare atmosferică
separate în coloana de fracționare. Coloana este împărțită în 4 compartimente cu talere în
fiecare compartiment. La toate compartimentele coloanei racordurile de intrare abur pentru
stripare sunt amplasate în spațiile de vapori de sub ultimul taler. Această coloană este
prezentată schematic în figura 2.3 [6].

2.3.4. Cuptoarele pentru încălzirea și vaporizarea țițeiului
Cuptoarele sunt folosite pentru încălzirea și vaporizarea țițeiului dezbenzinat, prin
arderea gazului combustibil, înainte de a intra în coloana de fracționare. Cuptoarele sunt
prevăzute cu serpentină pentru supraîncălzire abur precum și preîncălzitoare de aer.
Construcția cuptorului cea mai des utilizată în unitățile de distilare atmosferic ă sunt
cele de tip paralelipipedic vertical și pot fi prevăzute cu o cameră sau două de ardere.

24
Utilizarea unor materiale rezistente la coroziune (teflon, țevi din titan, sticlă specială
de borosilicați) în construcția preîncălzitoarelor de aer a dus la cr eșterea randamentului și a
timpului de funcționare a cuptorului [1].
În figura 2.5. este reprezentată schema unui cuptor paralelipipedic vertical.

Figura 2.5 . Schema unui cuptor de tip paralelipipedic vertical [1]

2.3.5. Desalinator
Rolul desalinatoare lor este de a separa țițeiul de impurtități, cum ar fi apa, sărurile
dizolvate și particulele solide ce provin din timpul transportului pe mare sau din extracție.
Sărurile conținute în țiței sunt particule fine de nisip, argilă, noroi de forare și rugină.
Aceste desalinatoare au un rol important fiindcă, un conținut ridicat de apă conduce
la creșterea cantității de căldură necesară pentru distilare, fără procesul de desalinare

25
clorurile din țiței ar conduce la formarea acidului clorhidric care este foarte coroziv, iar
impuritățile solide duc la colmatarea echipamentelor, conductelor și a aparaturii de control.
Sistemul de desalinare electrostatic folosește campuri electrice ce se produc între trei
electrozi formați din grătare din bare de metal legate ele ctric de trei transformatoare montate
în exterior, pe desalinator. După ce țițeiul a fost amestecat cu apă și un dezemulsionant,
pentru separarea picăturilor de apă, acesta este introdus pe la baza desalinatorului pentru a
menține țițeiul la un debit unifo rm. Când amestecul intră în cele două câmpuri electrice
picăturile de apă devin din ce în ce mai mari și se separă de țiței prin forță gravitațională.
În rafinării se folosește dezemulsionarea chimică rapidă, în sistem închis pe fluxul
de prelucrare a țiț eiului. În figura 2.6 este prezentată schema de ansamblu a unui desalinator
electric orizontal [6].
Figura 2.6 . Desalinator electric orizontal [6].
1 – alimentare cu țiței; 2 – ieșirea țițeiului; 3 – electrozi; 4 – evacuarea saramurii; 5 –
alimentarea apei pentru spălarea nămolului; 6 – izolatori; 7 –linie de voltaj înalt; 8 –
transmițător pentru nivel de interfață; 9 – racord al supapei de siguranță; 10 – transformator
electric; 11 – alarmă (scurgere ulei); 12 – alarmă (vapori); 13 – bucșă voltaj înalt; 14 –
suport fix; 15 – suport mobil.

26
CAPITOLUL 3. TIPURI DE CUPTOARE TEHNOLOGICE
UTILIZATE ÎN INDUSTRIA CHIMICĂ

Cuptoarele tubulare din rafinării și combinate petrochimice sunt utilaje în care, prin
arderea combustibilului se obțin gaze de ardere cu temp eratură ridicată ce transmit căldură
materiei prime, adică țițeiul care circulă prin serpentine.
Principalul element din construcția unui cuptor este serpentina tubulară cu rolul de a
delimita și asigura un spațiu tubular continuu, închis și etanș, prin c are se vehiculează fluidul
supus încălzirii. Serpentina tubulară reprezintă totalitatea elementelor și dispozitivelor
(tuburi, coturi) din interiorul cuptorului.
Alte elemente importante din alcătuirea unui cuptor tubular sunt secția de convecție,
secția de radiație, în care are loc arderea, și coșul de evacuare a gazelor de ardere. Tuburile
din secția de radiație pot fi dispuse orizontal sau vertical, la o distanță de 2 m pentru tuburile
cu diametrul sub 100 mm si de maxim 1,5 m pentru celelalte. Legătur a dintre tuburi se
realizează prin coturi demontabile, dispuse în exteriorul camerei, sau sudate, amplasate în
interiorul ei. În secția de convecție a cuptorului se pot afla tuburi normale sau cu suprafață
extinsă cu aripioare sau țepi.
Dimensiunile sunt apropiate sau identice cu cele ale tuburilor din secția de radiație,
iar tipul de material este ales în funcție de temperatura si presiunea fluidului din interior.
Randamentul cuptorului este cuprins între 83 – 85% depinzând de temperatura de
evacuare a gazelor de ardere la coș. Acesta are tendința de a crește între 88 – 90% prin
aplicarea soluțiilor tehnologice și constructive noi.
În funcție de natura țițeiului și de modul de operare, caracteristicile de calitate și
randamentul produselor pot fi ușor r eglate sau modificate.
Factorii nefavorabili ce limitează randamentul cuptoarelor sunt coroziunea și
depunerile ce apar în zona rece a convecției la arderea combustibililor sulfuroși. Din cauza
aceasta se introduc aditivi de combustie și se recuperează că ldura gazelor de ardere ce ies
din convecție, rezultând ridicarea randamentului cuptorului de la 90 – 92%.
Se folosește de asemenea un fluid purtator de căldură la preîncălzirea aerului. La
proiectarea preîncălzitorului se utilizează materiale rezistente la coroziune pentru un
randament bun și timp de funcționare a cuptorului prelungit.
Excesul de aer la arderea gazelor este de 10 – 15% iar în cazul arderii combustibililor
lichizi de 20 – 25%. Temperatura gazelor de ardere la prag se situează între 750 – 950 °C iar

27
la coș între 150 – 190 °C . În zona de radiație este absorbită 65 – 70% din căldura gazelor de
ardere iar în zona de convecție a cuptorului, 30 – 35%.
Pentru a mării randamentul și a economisii combustibil trebuie micșorată pierderea
de căldură prin pereții cuptorului către exterior.
Pentru a nu apărea fenomenul de cracare a fluidului la nivelul peretelui țevii și pentru
a nu cocsa produsul în zona de radiație se injectează abur în tuburile în care începe
evaporarea, mărindu -se și secțiunea tub urilor în funcție de cantitatea de abur injectată și de
procentul vaporizat.
Aparatura de măsură si control are rolul de a permite conducerea automată a
cuptorului la parametrii prestabiliți, în condiții de siguranță [10].
Un cuptor, în forma sa cea mai simplă constă dintr -o carcasă cu o sursă de căldură,
de obicei o flacără, pentru a furniza energia de proces. În cazul în care sunt folosite flăcări
încălzirea poate fi directă utilizând radiația și/sau convecția de transfer de căldură din
produsele de ard ere sau indirectă prin căldura radiantă dintr -un perete încălzit figura 3.1.

Figura 3.1 . Tip de cuptor de bază cu ardere directă (a) și ardere indirectă (b), [10]

Indiferent de metoda de încălzire aleasă, structura cuptorului este necesară pentru a
îndeplini următoarele funcții:
 Asigurarea unui mediu controlat pentru proces;
 Furnizarea de spațiu în formă optimă pentru procesul de ardere și pentru
transferul de căld ură eficient;
 Condi ții de siguranță și în unele cazuri de transport ale produsului;
 Minimizarea aerului și a scurgerilor de gaze în sau în afară;
 Minimizarea pierderilor de radiație și convecție;
 Furnizarea spațiului și formă optimă;
 Să aibă o durată lungă de viață și să fie ușor de întreținut.

28
Necesitatea cuptoarelor de a găzdui o gamă largă de temperaturi, de la temperatură
ambiantă până la, în unele cazuri 2000 °C, oferă o provocare semnificativă pentru inginerii
de proiectare și pentru cei de întreține re a cuptorului. Aspectele critice ce trebuie luate în
considerare în proiectare sunt:
 Acomodarea dilatării termice diferențiale;
 Acomodarea expansiunii ireversibile cauzate de schimbările structurale din
materialul refractar în timpul încălzirii inițiale;
 Minimalizarea coroziunii la temperaturi ridicate;
 Necesitatea de rezistență adecvată sub sarcină;
 Potențialul reacției chimice între alimentare/produs și căptușeala peretelui
[10].

3.1. Construcția de bază
Construcția de bază constă dintr -o cameră de oțel dreptunghiulară sau cilindrică,
căptușit cu material refractar. Tuburile sunt aranjate în jurul peretelui, în șiruri orizontale sau
verticale. Fluidul care urmează să fie încălzit curge prin tuburi,
Design -ul și configurația arzătorului trebuie selec tate pentru a obține profilul dorit
de transfer de căldură. Spațiul de ardere și forma pot fi determinate prin factori fizici,
mecanici sau structurali. Spațiul trebuie să fie capabil de a găzdui arderea combustibilului,
o amestecare eficientă a aerului cu , combustibilul și să genereze profilul fluxului termic dorit
pentru produs [10].
Tipul de cuptor orizontal este preferat la încălzirea țițeiului, deși cuptoarele cilindrice
verticale au fost folosite cel mai des. Unitățile de încălzire în vid ar trebui s ă aibă tuburi
orizontale pentru a elimina presiunea statică în partea inferioară a tuburilor verticale și pentru
a reduce posibilitatea înfundării ieșirii din tuburi.
Eficiența unui cuptor este raportul dintre căldura absorbită de fluidul de proces și
căldura eliberată prin arderea combustibilului, exprimată ca procent.
Majoritatea căldurii irosite se află în gazele de coș. Temperatura gazului este
determinată de temperatura fluidului de proces intrat în cuptor, cu excepția cazului în care
este utilizat u n preîncălzitor de aer. În cazul în care fluxul principal de proces este foarte cald
la intrare, se poate găsi un alt flux de proces mai rece care să treacă prin zona de convecție
pentru a mării eficiența, cu condiția ca, flexibilitatea și controlul instal ației să fie asigurate
în mod adecvat. O modalitate mai comună de a ridica eficiența este generarea de abur

29
supraîncălzit sau de apă de alimentare pentru boilere. Cea mai scăzută temperatură a gazelor
de coș care poate fi folosită este determinată cu ajuto rul punctului de rouă al gazelor [11].
Dimensiunile tuburilor și a coturilor utilizate atât în secția de radiație, cât și în secția
de convecție, sunt prezentate în tabelul 3.1 [12].

Tabel 3.1 . Tipuri de tuburi și coturi pentru cuptoare [12].
de (mm) 89 114 140 168 219 273
s (mm) 152 203 254 305 406 508
s/de 1,708 1,781 1,814 1,815 1,854 1,861

3.1.1. Cuptor tubular vertical de tip cilindric
Cel mai utilizat design este cel vertical de tip cilindric. Cuptoarele cilindrice verticale
se întâlnesc în special în instalațiile de reformare catalitică, de hidrofinare și de hidrocracare.
Acestea sunt caracterizate geometric printr -o axă și prin simetria verticală. Secțiunea
radiantă, un cilindru vertical, are arzatoarele montate pe podea cu tuburi vertical e dispuse
într-un cerc în jurul axei cuptorului. Atunci când există un singur arzător acesta este situat
în centrul cuptorului. Uneori, tuburile radiante sunt așezate într -o spirală. Gazele arse merg
în sus din secția radiantă către tuburile de convecție o rizontale. Aici sunt situate de obicei
servicile de preîncălzire de proces și/sau servicile de generare a aburului. Un coș montat în
partea superioar ă oferă operarea tirajului natural.
Modelele cu țevi verticale cu secția de convecție montată în partea su perioară
necesită, de obicei, mai puțin spațiu decât cele orizontale.
Modelele cu tiraj forțat sau cu preîncălzire de aer, pot fi adaptate pentru a necesita
mai puține arzătoare. Aceste aranjamente sunt adesea potrivite pentru arderea
combustibililor li chizi [13].
Dimensiunea secției de radiație variază în funcție de sarcina cuptorului, cu un
diametru cuprins între 1,5 și 13 m și o înălțime de 2,5 până la 25 m.
Cuptoarele cilindrice, spre deosebire de cele paralelipipedice, sunt transportabile și
nu necesită zidărie. Acestea sunt torcretate cu tencuială refractară și izolantă [12].
În figura 3.2. este prezentată schema unui cuptor tubular vertical de tip cilindric [1].

30
y
Figura.3.2 . Cuptorul tubular vertical de tip cilindric [1].
A – zona ( camera ) de ardere; R – zona ( camera ) de radia ție; C – zona ( camera ) de
convecție; 1 – mantaua ( carcasa ) metalică exterioară; 2 – stîlpii ( picioarele ) metalici de
susținere, betonate antifoc; 3 – vatra cuptorului; 4 – pereții structurali ( cu carcase metal ice
) ai cuptorului; 5 – bolta cuptorului; 6 – sistemul constructiv termoizolant și termoprotector
(sistem torcretat ); 7 – serpentina tubulară; 8 – ecranul de radiație; 9 – tubulatura convecției;
10 – conducta de intrare a mediului tehnologic; 12 – arzat oare; 13 – coșul; 14 – registrul de
coș; 15 – ferestrele, cu deschidere reglabilă, pentru reglarea tirajului și deci a debitului de
aer; 16 – conducta de gaze combustibile; 17 – conducta de abur din rețeaua înăbușirii (
dămfuirii ) zonei de radiație la int erior; 18 – conducta de abur din rețeaua înăbușirii zonei de
radiație la exterior; 19 – conducta de abur din rețeaua înăbușirii zonei de convecție la interior;
20 – conducta de abur pentru coș la interior; 21 – gura de vizitare; 22 – gura de control (
inspecție ); 23 – gurile de explozie; 24 – termocuplul plasat în zona de radiație; 25 –
termocuplul plasat în zona de convecție; 26 – termocuplul plasat în interiorul coșului; 27 –
conducta de abur din rețeaua înăbușirii arzătoarelor.

31
3.1.2. Cuptoarele tubula re de tip paralelipipedic
Cuptoarele de tip paralelipipedic se întâlnesc în special în instalațiile de distilare
atmosferică, de distilare în vid și de cocsare.
Tuburile din secțiunea de radiație sunt orizontale și aranjate într -o incintă
dreptunghiulară cu o secție de convecție în partea superioară sau între secțiile de radiație. Cel
mai popular design este cel cu o singură ardere, format din tuburi amplasate pe pereții laterali
și acoperișul secției de radiație cu un rând de arzătoare situate central pe podea. Unitățile
mai mici, de multe ori numite încălzitoare „cabină“, au un focar radiant cu un acoperiș
înclinat care seamănă cu o formă de cabină. Unitățile mai mari au două sau mai multe focare,
cu un acoperiș, în esență, plat.
În figura 3.3. este prezentată schema unui cuptor tubular de tip cabină cu arzătoare
poziționate pe pereții laterali.

Figura 3.3 . Cuptor tubular de tip cabină cu arzătoare poziționate pe pereții laterali [12]

Unele procese precum cracarea cu abur sau reformarea cu abur necesită o
aprovizionare intensă și omogenă a căldurii la temperaturi ridicate pentru fasciculul de
țevi. Acest lucru se realizează prin distribuirea furnizării de căl dură pe toată înălțimea

32
cuptorului. Arzătoarele sunt, prin urmare, aranjate astfel încât să acopere toată suprafața
peretelui lateral. Fascicolul de țevi este în acest caz amplasat în partea centrală a cuptorului,
într-unul sau două rânduri. Acesta poate f i vertical sau orizontal [12].
La deisgn -ul cu o s ingură ardere , flexibilitatea de a ajusta lungimea tubulaturii
radiante pentru a menține înălțimea corespunzătoare lățimii cuptorului pentru un randament
ridicat, face cuptorul tubular orizontal un design p ractic pentru multe servicii critice.
Tuburile din secția de radiație pot fi scoase separat și înlocuite, împreună cu
suporturile lor, dacă este necesar. Arzătoarele sunt montate pe podea situate central pentru
operarea și întreținerea adecvată [13]. În fi gura 3.4. este redată schema unor tipuri de
cuptoare de tip paralelipipedic.

Figura 3.4. Tipuri de cuptoare de tip paralelipipedic [12].

Tipul “a” este un cuptor paralelipipedic vertical clasic, cu o singură secție de
convecție și de radiație. Tipul “b ” este un cuptor paralelipipedic vertical, cu două secții de
radiație și o secție de convecție comună, plasată în partea superioară. Acest tip de cuptor se
folosește în special când cuptorul încălzește două fluxuri de materie primă. Tipul „c” este
un cupt or paralelipipedic vertical, prevăzut cu pereți laterali radianți, tuburile fiind plasate
central [12].
În figura 3.3. este redată schema unui cuptor tubular orizontal de tip
paralelipipedic.

33

Figura 3.3 . Cuptorul tubular orizontal de tip paralelipipedic [1].
A – zona ( camera ) de ardere; R – zona ( camera ) de radiație; C – zona ( camera ) de
convecție; PA – zona ( camera ) preîncălzitorului de aer; 1 – mantaua ( carcasa ) metalică
exterioară; 2 – stâlpii ( picioarele ) metalice de susțin ere, betonate antifoc; 3 – vatra ( pardoseala )
cuptorului; 4 – pereții structurați ( cu carcase metalice ) ai cuptorului; 5 – bolta cuptorului; 6 –
sistemul constructiv termoizolant și termoprotector ( sistem torcretat ); 7 – serpentina tubulară; 8 –
ecranul de radiație; 9 – tubulatura convecției; 10 – tubulatura preîncălzitorului de aer; 11 –
conducta de intrare a mediului tehnologic; 12 – cotul racordării serpentinelor de radiație și de
convecție; 13 – conducta de ieșire a mediului tehnologic; 14 – arzăt oarele; 15 – coșul; 16 –
registrul de coș; 17 – rozetele pentru reglarea debitului de aer; 18 – ventilatorul sau suflanta; 19 –
tubulatura de aer preîncălzit; 20 – conducta de gaze combustibile; 21 – robinetul pentru reglarea
debitului de gaze combustibile ; 22 – conducta de abur din rețeaua înăbușirii ( dămfuirii )
exteriorului cuptorului; 23 – conducta de abur din rețeaua înăbușirii ( dămfuirii ) pentru zona de
ardere a cuptorului; 24 – conducta de abur din rețeaua înăbușirii ( dămfuirii ) pentru coșul
cuptorului; 25 – gura de vizitare; 26 – gura de explozie; 27 – gurile de control ( inspecție ); 28 –
termocuplul montat pe tubulatura ecranului de radiație; 29 – termocuplul plasat în zona de radiație;
30 – termocuplul plasat în zona de convecție; 31 – termo cuplul plasat în zona preîncălzitorului de
aer ( la coș ).

34
3.2. Echipamentele cuptorului
Fiecare cuptor este dotat cu preîncălzitoare pentru o eficientă mai mare, de exemplu:
cu trei (față, mijloc, spate). Fiecare preîncălzitor este format din câte trei fascicole tubulare
prin care circulă aerul iar printre țevi circulă gazele arse. Pe tubulatura de aer la intarea în
fiecare preîncălzitor există câte un clapet prin manevrarea căruia este echilibrat debitul de
aer. O indicație a debitului de aer prin fieca re preîncălzitor este temperatura gazelor arse și
anume când aceasta este prea mare înseamnă că debitul de aer care trebuie să preia căldura
este prea mic. În același timp temperatura gazelor arse care trece prin fiecare preîncălzitor
este determinată și d e debitul de gaze arse care trece pe acolo și acesta poate fi corectat prin
manevrarea damperelor. Aerul intră prin fascicolul superior și iese pe cel de jos motiv pentru
care fascicolul superior este cel mai mult expus coroziunii. Coroziunea este determin ată de
atingerea punctului de rouă acesta reprezentând temperatura la care începe condensarea
vaporilor conținuți în gazele de ardere. Prin reacția dintre vaporii de apă și SO 3 se formează
acidul sulfuric care este foarte coroziv și care la temperaturi de cca. 150 -160 °C începe să
condenseze și devine coroziv. Această temperatură este considerată temperatura punctului
de rouă al combustibilului cu conținut de sulf și trebuie evitată pentru a nu favoriza
coroziunea. Pentru a evita condensarea și deci coroziu nea, temperatura peretelui tuburilor
preîncălzitoarelor trebuie menținută peste 160 °C. Pentru acest control au fost montate pe
primul rând de tuburi al fiecărui fascicol superior câte un termocuplu în contact direct cu
suprafața țevilor. Suplimentar pentr u diminuarea efectelor coroziunii primul schimbător din
fiecare fascicol a fost confecționat din inox.
Fiecare cuptor este prevăzut cu analizor de CO și O 2 în gazele arse și trei traductoare
de presiune pentru depresiune la ieșirea din focar toate amplasa te în zona pragului,
traductoare de temperatură pentru măsurarea temperaturii gazelor din zona de convecție, la
intrarea și ieșirea gazelor din preaîncălzitoare [1]

3.3. Arzătoare
Fiecare arzător este dotat cu aparatură strict necesară realizării programu lui de
pornire și funcționare conform standardelor în vigoare pentru instalații de ardere industriale
și anume:
– pe conducta de gaz a flăcării pilot se află un ventil de închidere rapidă VIRA și
ventil mecanic.

35
– pe conducta de gaz de ardere există vent il dublu de închidere rapidă VIRG și ventil
mecanic [1].

3.4. Evacuarea gazelor arse
Evacuarea gazelor arse din fiecare cuptor se realizează prin tiraj natural prin trei
canale amplasate deasupra preîncălzitoarelor de aer. La baza fiecărui canal se găseșt e
amplasat câte un damper acționat de un servomotor electric. Servomotoarele se pot acționa
manual sau electric, de la baza cuptorului de la cutiile locale instalate sau de la locul de
montaj al servomotoarelor. Manevrarea damperelor se face în funcție de depresiunea la prag
precum și de temperatura gazelor evacuate.
Cuptoarele sunt operate prin sistemul de conducere de la distanță a cuptoarelor
denumit BMS (Burner Management System).
Automatizarea aprinderii și supravegherea funcționării sistemului se real izează pe de
o parte prin dotarea fiecărui arzător existent cu elementele necesare de protecție, comandă și
supraveghere conform normativelor în vigoare, iar pe de altă parte prin utilizarea sistemului
performant de conducere de la distanță a întregului cu ptor, BMS. Supravegherea procesului
de ardere se face de la una dintre consolele operatorului de proces situate în camera de
comandă aferentă sistemului DCS (Distributed Control System).
Dinspre echipamentul BMS spre sistemul DCS există un transfer de dat e care vor fi
utilizate pentru afișarea pe ecranul operatoului de proces a datelor necesare pentru
conducerea sistemului de ardere. Cu ajutorul acestui ecran se vor realiza setările inițiale sau
ajustările unor mărimi impuse.
Sistemul BMS pune la dispoziție următoarele date referitoare la procesul de ardere:
– Funcționarea și avaria ventilatoarelor de aer
– Poziția jaluzelelor ventilatoarelor
– Starea ventilelor de închidere rapidă de pe conductele de gaz de ardere
– Starea ventile lor de închidere rapidă de pe conductele de gaz pilot
– Starea presiunilor din conductele respective
– Informația de funcționare a fiecărui arzător
– Starea ventilelor închis -deschis de pe ficare arzător
– Starea sistemului: preventilare, verificare etanșeitat e.
– Rezultatul verificării etanșeității: circuit etanș sau ne etanș

36
– Valorile mărimilor analogice: temperaturi, presiuni, debite, poziții clapete,
conținut de CO și O 2 în gazele de ardere [1].

CAPITOLUL 4. PROGRESE PRIVIND UTILAJELE DE TRANSFER
TERMIC DIN INSTALAȚIA DE DISTILARE ATMOSFERICĂ

4.1. Modelarea matematică a unui cuptor de preîncălzire a țițeiului
Un grup de cercet ători de la universitatea Guilan au propus un model matematic
semiempiric pentru un cuptor de preîncălzire a țițeiului cu ardere dir ectă, mai precis, un
model matematic ce descrie comportamentul termic al cuptorului și care prezice temperatura
de ieșire a țițeiului în condiții diferite de funcționare. Au fost modelate secția de convecție,
respectiv de radiație și sistemul de combustie bazate pe transferul de masă și de căldură,
precum și pe relațiile termodinamice.
Parametrii modelului dezvoltat pentru cuptor sunt ajusta ți în raport cu informația din
variabilele operaționale și geometrice. De asemenea, au fost luate în considerare efec tele
înălțimii flăcării și a condițiilor procesului de ardere asupra dinamicii cuptorului.
În figura 4.1 este prezentată schema unui cuptor de preîncălzire a țițeiului. Țițeiul
intră pe partea de sus a cuptorului, în secția de convecție unde are loc creșterea temperaturii
de la 230 °C la aproximativ 288 °C. Încălzirea are loc cu ajutorul gazelor de evacuare pentru
a crește eficiența termică. Atunci când țițeiul trece în secția de radiație are loc vaporizarea,
iar temperatura ajunge la 360 °C. În aceas tă zonă, materia primă este împărțit ă în patru
fluxuri, ce se duc în partea de mijloc a cuptorului.
Răspunsurile modelului dezvoltat au fost comparate cu valorile din proiectare în
condiții de alimentare completă, pentru a indica performanța acestuia. Rezu ltatele au arătat
capabilitatea modelului în estimarea temperaturilor de proces și temperaturile secțiilor
cuptorului cu mare precizie.
În concluzie, rezultatele obținute indică faptul că modelul dezvoltat pentru un cuptor
cu ardere directă poate fi utiliz at pentru analiza performanței tranzitorii în condiții diferite
de funcționare și experimente de simulare în timp real în mediul MATALB® Simulink [14].

37

Figura 4.1 . Reprezentarea schematică a secțiilor dintr -un cuptor de rafinărie [14]
1 – coș; 2 – secția de convecție; 3 – serie de tuburi de convecție 2 (4 x 10 rânduri); 4 –
serie de tuburi de convecție 1 (4 x 3 rânduri); 5 – trecere secție de radiație 1 (24 rânduri); 6
– trecere secție de radiație 2 (24 rânduri); 7 – arzător; 8 – focar; 9 – perete r efractar;

4.2. Aplicarea unei tehnologii de reducere a consumului de energie pentru
cuptoarele din rafinăriile de țiței
Nivelul consumului de energie este un sistem de economie integrat în rafinarea
țițeiului și un indicator important al nivelului tehnol ogic de proces. Modul în care se poate

38
reduce consumul de energie în instalațiile de distilare atmosferică și în vid din rafinărie a
devenit o prioritate de top ce i -a atras atenția cercetătorului Wang Ping și a colegilor săi.
Aceștia au ajuns la concluzia că reducerea pierderilor de căldură poate îmbunătăți
eficiența termică. Pierderea de gaze de ardere reprezintă o mare parte din pierderea de
căldură din cuptor. Când randamentul termic al cuptorului este mare (de exemplu, 90%),
pierderea gazelor de ardere reprezintă 70% până la 80% din pierderea totală. În cazul în care
eficiența termică a cuptorului este scăzută (de exemplu, 70%), proporția pierderii gazelor
arse în total atinge o valoare până la 90%.
a. Controlarea temperaturii gazelor de coș
Luând în considerare punctul de rouă al gazelor de ardere se poate determina
temperatura gazelor de coș. Temperatura acestora ar trebui să fie cu 20 – 30 °C mai mare
decât temperatura punctului de rouă. În plus, fiindcă temperaturile atmosferice dintre vară și
iarnă sunt foarte diferite, controlul temperaturii gazelor de coș ar trebui să fie diferit.
Temperatura trebuie să fie mai ridicată pe timp de iarnă.
b. Adăugare de pre -încălzire
Adăugarea unei pre -încălziri poate ridica temperatura aerului ce intră î n cuptor, ceea
ce ar prevenii în mod eficient coroziunea din cauza punctului de rouă.
c. Ajustarea parametrilor structurali
Prin ajustarea părții calde sau reci a parametrilor structurali, se poate îmbunățății
temperatura peretelui cel mai de jos pentru a prevenii coroziunea din cauza temperaturii
scăzute.
d. Metodă utilizând recircularea aerului cald
Aerul cald cu gaze arse este metoda primară de recuperare a căldurii reziduale și a
îmbunătățirii eficienței termice, și este, de asemenea, metoda cea mai frecvent utilizată.
În concluzie, această lucrare optimizează proiectarea prin simulare în scopul
extinderii instalațiilor și a economisirii prin mai puține investiții, în funcție de starea
tehnologică de producție a cuptorului unității de distilare atmos ferică și în vid [15].
Un alt mod de a îmbunătății rentabilitatea unui cuptor la scară largă a fost propus de
cercetătorii Chen -Li Lee, Shuhn -Shyurng Hou și alții prin reutilizarea gazelor reziduale ca

39
și combustibil înlocuitor al gazului natural, recuper ate din instalațiile de reformare catalitică,
cracare catalitică și instalația de desulfurare a reziduurilor.
Combustibilul de gaz rezidual conține în medie 60% moli de hidrogen. Rezultatele
experimentale arată că atât lungimea cât și luminozitatea flăcăr ii scad cu creșterea proporției
de combustibil cu gaze reziduale în combustibilul original. Mai mult, temperatura flăcării
adiabatice crește odată cu creșterea conținutul de gaze reziduale adăugate în combustibil
deoarece acesta are o temperatură mai ridic ată a flăcării adiabatice decât cea a gazelor
naturale. Înlocuirea completă a gazelor naturale cu gazele reziduale pentru un cuptor care
funcționează la o alimentare de 70% va economisi 5,8 x 106 m3 din consumul de gaze
naturale, și se vor reduce 3,5 x 104 tone de emisii de CO2 anual.
Rezultatele testelor experimentale pentru cuptor funcționând la o alimentare de 70%
arată că, în cazul în care înlocuim complet gazele naturale cu gaze reziduale, cantitatea de
oxizii de azot crește în emisiei cu 36,6 – 36,9 ppm, randamentul termic al cuptorului scade
cu 0,7%, concentrația reziduală de O 2 crește cu 1.7% vol, și emisiile de dioxid de carbon se
reduc cu 52,4%.
În concluzie, recuperarea și reutilizarea gazelor reziduale ca înlocuitor al gazelor
naturale va real iza economii enorme și vor scădea în mod eficient emisiile de dioxid de
carbon [16].
Cercetătorii Chien -Li Lee și Chih -Ju G.Jou au propus un alt mod de a îmbunătății
eficiența energetică a cuptoarelor prin ajustarea unghiului amortizorului. Acesta este re glat
în așa fel încât să aibă loc scăderea presiunii în cuptor pentru a reduce viteza creșterii gazelor
fierbinți în cuptor. Acest lucru oferă mai mult timp pentru ca transferul de căldură să aibă
loc, ceea ce îmbunătățește eficiența termică globală a cupt orului.
Fără a face modificări semnificative la echipamentele existente, procedurile
operaționale actuale trebuie examinate pentru a descoperi alte modalități de reducere a
consumului de combustibil și a emisiilor de gaze. De exemplu, Lee și Jou au propus să se
reutilizeze gazul rezidual recuperat din instalații, și să se ridice temperatura aerului
preîncălzit pentru îmbunătățirea eficienței termice a cuptorului și pentru a realiza economii
în consumul energetic.
Combustibilul este injectat prin duzele ar zătorului în cuptor, unde este ars pentru a
produce căldură, iar gazul fierbinte din cuptor este forțat în sus prin tiraj natural produs în
coș. În același timp, căldura este transferată unui fluid termic care curge într -un sistem de

40
conducte separat, plas at în interiorul cuptorului, astfel încât fluidul care circulă în conductă
să fie încălzit. Unghiul amortizorului va afecta viteza ascendentă a gazului fierbinte în
camera de ardere a cuptorului iar presiunea la rândul său, influențează timpul de staționar e
a energiei termice în cuptor. Un cuptor cu presiune excesivă va determina gazul fierbinte să
se ridice prea repede, iar energia termică nu este pe deplin transferată fluidului încălzit în
secția de radiație a cuptorului. Gazul fierbinte ajunge apoi în se cția de convecție a cuptorului,
și după este emis în coșul de fum, astfel încât o parte din energia termică este irosită. În plus,
atunci când unghiul de amortizare este prea mic, presiunea cuptorului va duce la apariția
fenomenului de foc înapoi, provocân d daune la structura de oțel a cuptorului.
Atunci când unghiul amortizorului este ajustat de la 45 la 39°, presiunea în cuptor se
ridică de la -14,7 la -9,3 mmH 2O, rata medie a debitului volumetric de carburant se reduce
de la 751 la 491 m3/h, iar tempera tura medie scade de la 949 la 909 °C în secția de radiație,
și de la 756 la 798 °C în secția de convecție. Prin urmare, aproximativ 1,7 x 106 m3 din
consumul de gaz combustibil poate fi salvat și 1,9 x 103 tone de emisii de CO 2 pot fi reduse
anual. Rezulta tele confirmă că prin simpla reglare a unghiului amortizorului unui cuptor se
va realiza economii semnificative de energie și reducerea emisiilor de dioxid de carbon [17].
Înlocuirea combustibilului cu gaze reziduale bogate în hidrogen s -a dovedit a fi o
metodă de reducere a consumului de energie bună, așadar, cercetătorul Ching -Kuei Hsu și
colaboratorii săi au propus în studiul lor să se înlocuiască combustibilul, adică păcura, cu
gazele reziduale recuperate care sunt formate din 60% mol (50 -70 mol%) de h idrogen gazos.
La rapoarte mai mari de gaze reziduale/păcură, conținutul de hidrogen din combustibil
crește, iar astfel volumul de gaze arse se reduce și are loc scăderea presiunii interioare a
cuptorului, care conduce la o viteză mai lentă a fluxului term ic în cuptor și prin urmare, are
loc un transferul termic mai eficient în cuptor. Gazele reziduale au următoarea compoziție:
CH 4 = 27,6%, C 2H6 = 7,2%, C 2H4 = 3,1%, C 3H8 = 2,6%, C4= 2,3%, H2 = 57,2% și H 2S =
23,4 ppm iar păcura: C = 86,0%, H = 12,6%, S = 0, 4%, N = 0,38%, O = 0,62%, și cenușă =
0,06%.
Debitul de combustibil ce intră este controlat cu aparatură TIC (Temperature indicate
control) ce ne indică temperatura de intrare în cuptor și evacuează fluidul fierbinte
controlând valva debitului de combust ibil pentru a păstra rata debitului constantă în timpul
procesului de combustie. Deoarece păcura și gazele reziduale au puteri calorice diferite,
pentru a obține aceeași cantitate de căldură generată de 1 m3 de păcură, este necesară arderea
a 1,3 m3 de gaz e reziduale.

41
Rezultatele arată că înlocuirea completă a păcurii cu gazul rezidual recuperat va
reduce aproximativ 45,8% din gazele care rezultă, temperatura secției de radiație a
cuptorului va scădea cu 45 °C și temperatura secției de convecție va crește cu 18° C. În plus,
economiile anuale de păcură pot fi de 2,3 x 104 m3 cu reducerea a 53,4 tone de emisii SOx,
21,9 tone de emisii de NOx și 4,9 x 104 tone de emisii de CO 2.
De aceea, reutilizarea gazului rezidual recuperat ca înlocuitor al păcurii, reglarea
vitezei cu care se introduce aerul și modificarea unghiului amortizorului de gaze arse, este o
tehnologie utilă la îmbunătățirea eficienței termice a cuptorului și la reducerea emisiei de
poluanți gazoși pentru atenuarea efectului de seră și probl ema încălzirii globale [18].

4.3. Optimizarea sistemului de control al temperaturii la cuptoarele de
preîncălzire
Shi Dequan împreună cu, colaboratorii săi au proiectat un regulator expert cu acțiune
proporțională -integrală -diferențială, PID (proportion al-integral -derivate) pentru a rezolva
problema de non -liniaritate și întârzierile mari ale unui cuptor. În acest regulator, parametrii
PID sunt reglați prin algoritmul rațional fuzzy , deci are capacitatea de auto -adaptare.
Logica fuzzy oferă instrumentele necesare pentru reprezentarea în sistemele inteligente a
unor concepte imprecise cum sunt „mare”, „fierbinte”, „ieftin” ș.a., concepte numite
variabile lingvistice sau variabile fuzzy . Pentru reprezentarea acestora se folosesc
setările fuzzy , care capteaz ă din punct de vedere cantitativ interpretarea calitativă a
termenilor. Regulatorul expert poate reduce șocul de temperatură aproape de valoarea
setată. Când eroarea este mai mare decât valoarea setată, regulatorul PID fuzzy este utilizat
pentru a controla temperatura. În caz contrar, este selectat regulatorul expert. Simulările și
rezultatele experimentale arată că sistemul de control al temperaturii bazat pe algoritmul PID
expert fuzzy are răspuns mai rapid, depășiri mai mici și robustețe mai mare decât c lasicul
PID.
În ultimii ani, odată cu dezvoltarea continuă a teoriei fuzzy și a teoriei rețelei
neuronale, controlul inteligent al cuptorului de preîncălzire a devenit un subiect accentuat și
un domeniu important de cercetare.
Atunci când temperatura în cuptor este măsurată cu un termocuplu, aceasta este
comparată cu temperatura setată. Ca urmare, eroarea e și rata de schimbare de eroare er vor
fi luate în considerare ca parametrii de intrare. Potrivit valorii setate a comutatorului selectiv

42
de mod, va fi ales fie regulatorul PID fuzzy, fie regulatorul expert. În cazul în care eroarea e
este mai mare decât valoarea setată va fi utilizat controlul PID fuzzy. Dimpotrivă, atunci
când eroarea e este mai mică va fi selectat regulatorul expert.
Rezultatele simulării arată că regulatorul PID fuzzy expert este superior regulatorului
PID convențional în ceea ce prive ște suprareglajul, timpul de creștere și viteza de
răspuns. Experimentele practice ale cuptorului de preîncălzire, de asemenea, arată că efectul
de control al temperaturii este mai bun, iar temperatura poate ajunge rapid la o valoare stabilă
[19].
Regulatorul tradițional PID este de obicei folosit în controlul temperaturii, dar nu
poate depăși în mod eficient impactul interferențelor, sch imbarea de sarcină, schimbarea
parametrilor de sistem și alți factori. Pe baza relației dintre regulile factorului α și eroarea E,
și ținând cont de modificarea ratei de eroare, Dou Zhenhai împreună cu, colegul său Sun
Lianyun au proiectat regulatorul de t emperatură fuzzy adaptiv cu pantă variabilă.
Pe baza unui număr larg de studii teoretice, regulatorul fuzzy auto -adaptiv bazat pe
regula pantei variabile are aplicabilitate în sistemul cuptorului de preîncălzire a țițeiului cu
algoritmul ce întoarce pant a curbei α – E [20].

4.4. Sistem de control al echilibrării sarcinii cuptorului din instalația de
distilare atmosferică
Cercetătorii Cristian Pătrășcioiu și Sandra Mihalache de la Universitatea de petrol și
gaze din Ploiești au structurat lucrarea în pat ru părți. Prima parte prezintă principalele
probleme în ceea ce privește controlul de echilibrare a sarcinii pentru mai multe treceri
paralele. A doua parte este dedicată structurii de proiectare propuse a sistemului de control
de echilibrare a sarcinii pe ntru cuptorul din instalația de distilare atmosferică. A treia parte
cuprinde elaborarea unui algoritm de control specific. A patra parte cuprinde testele efectuate
de autori pentru ajustarea regulatorului proiectat folosind modelul sistemului de control ș i
simulări.
Structura unui sistem de control al echilibrării sarcinii depinde în principal de
particularitățile cuptorului. Studiul literaturii și, de asemenea, cercetarea în rafinării din
România în ultimii 15 de ani au condus la următoarele etape în pro iectarea sistemului de
control:

43
a. Proiectarea structurii de control;
b. Generarea algoritmului de control;
c. Modelarea matematică a sistemului de control;
d. Simularea digitală și reglarea regulatoarelor;
e. Testarea industrială a sistemului de control propus.

Figura 4.3. Structura sistemului de control propus [21].

Funcția de control al trecerilor este realizată prin blocurile B 1, B2, S1, S2, S3, și S4.
Regulatorul de trecere are ca punct setat, debitul total Mi. Debitul total prelucrat în interiorul
cuptorului este calculat cu suma S 2, eroarea ΔMd se calculează cu suma S 1 iar blocul B 2
împarte în mod egal variația celor două treceri paralele. Funcția de echilibrare a sarcinii este
realizată prin modulele S 3, S4, S5, S6 și B 3. Modulul comparator S 6 calculează diferența de
temperatură dintre cele două treceri, iar blocul B3 calculează valoarea de referință pentru
prima trecere m 1i. Punctul setat al debitului pentru a doua trecere este calculat cu suma S 5.
Sumele S 3 și S 4 sunt destinate să formeze valoril e setate ale debitului pentru cele două treceri
paralele. Pentru fiecare trecere, valoarea setată a debitului este formată cu ajutorul a două
componente: una generată de sistemul de control al echilibrării sarcinii, iar celălaltă este
generată de sistemul de control al trecerilor.
Variabilele operaționale măsurate sunt: T1, T2 – temperaturile trecerilor; m1, m 2 –
volumul debitelor celor două treceri.

44
Autorii au implementat și testat sistemul de control propus într -o rafinărie de țiței din
România. Difer ența dintre temperaturile celor două treceri fără un sistem de control este de
peste 20 °C. În momentul în care sistemul de control este activat, această diferență scade sub
4 °C. Comparativ cu unele pachete existente de control multivariabil, metoda propu să
utilizează o procedură de proiectare de regulator care nu are nevoie de un nivel înalt de
expertiză. Completarea structurii de control cu o buclă de temperatur ă totală de ieșire, a dus
la rezultate ce au demonstrat eficiența metodei propuse, care poat e fi extinsă la un număr
mai mare de treceri [21].

4.5. Metode de reducere a emisiilor cuptoarelor tehnologice din rafinării
Bo Liu și alții au realizat două simulări numerice dimensionale pentru a studia
performanța unui cuptor în echicurent. A fost propusă aplicarea unui deflector în cuptor
pentru a realiza arderea completă a emisiilor poluante și a reactanților, simultan. A fost
utilizat modelul turbionar cu, conceptul de disipare, cuplat cu mecanismul de reacție detaliat
GRI-Mech. Au fost investigate efectele înălțimii deflectorului H, diametrul deflectorului D,
factorul excesului de aer λ, și conținutul de etan în gazele rez iduale de rafinărie. Rezultatele
indică faptul că există patru zone în cuptor: o zonă cu jet central (a), o zonă de aprindere (b),
o zonă de reacție de ardere (c), și o zonă de evacuare a gazelor arse (d). Deflectorul blochează
fluxul de reactant și prelun gește timpul de staționare a gazelor de ardere care este benefic la
oxidarea CO, înaintea și în spatele deflectorului. Variațiile de temperatură spațiale
normalizate sunt mai puțin de 10,5% și, prin urmare, distribuția temperaturii din cuptor este
foarte u niformă. Mai mult decât atât, emisiile sunt reduse și mai scăzute de 10 ppm, în unele
cazuri. Prin urmare, un regim blând se realizează în cuptorul cu, curgere în echicurent [22].
Ana I.Escudero împreună cu, colegii săi prezintă substituirea sistemului ca zanelor de
abur cu o centrală electrică cu oxi -combustie într -o rafinărie de țiței pentru a reduce emisiile
de CO 2. Centrala este proiectată pentru a îndeplini necesarul de abur termic și electricitate
într-o rafinărie de țiței. În plus, pentru creșterea e ficienței se adaugă o metodologie de
integrare a căldurii, pe baza analizei pinch. Rezultatele finale arată că mai mult de 380,000
de tone de CO 2 ar putea fi evitate. Ulterior, o abordare economică completă este
realizată. Deși rentabilitatea este încă scă zută, este de așteptat ca, pe termen mediu, oxi –
combustia s ă poată fi un punct de vedere economic în domeniul de rafinare. În acest sens,
analiza sensibilității arată valori accesibile pentru principalii parametri economici care pot fi

45
atinse în următorii ani. Prețul gazelor naturale de 24€/MWh reduce costurile operaționale
pentru centralele electrice cu oxi -combustie sub valoarea rafinăriei convenționale. Un preț
de energie electrică mai mare de 67€/ MWh și un cost de CO 2 în jurul valorii de 20€ / t CO 2,
de asemenea, reduc costurile operaționale sub cele ale cazurilor de referință. În concluzie,
utilizarea acestui tip de tehnologie de oxi -combustie se dovedește a fi fezabilă, atât din punct
de vedere tehnic, cât și economic [23].

4.6. Îmbunătățiri aduse pr ocesului de combustie în cuptoare industriale
utilizate în procesul de distilare atmosferică.
Cercetătorii de la Universitatea Rijeka, Croația, prezintă o analiză numerică a
combustibilului de ardere, păcura, introdusă prin pulverizare în interiorul unui cuptor
industrial. Cuptorul industrial este un cuptor cilindric 7 MW care furnizează căldură într -o
rafinărie de țiței. Softul comercial Fluent (CFD) este utilizat pentru modelarea transportului
și a proceselor de reacție în cuptor. Modelul de ardere ales este validat pe baza datelor de
măsurare disponibile în literatura de specialitate. Pulverizarea combustibilului de ardere este
îmbunătățită prin variația arzătoarelor și a parametrilor combustibilului, cum ar fi raportul
relativ aer -combustibil, diametrul picăturii de combustibil, unghiul pulverizării
combustibilului și numărul arzătoarelor de turbionare (burner swirl number). Acești
parametri afectează forma și stabilitatea flăcării, de care depinde performanța cuptorului
industrial, în special în produce rea de căldură și a speciilor de gaze de emisie. Analiza
numerică a arătat faptul că are loc arderea completă iar fracțiuni minime ale speciilor nearse
sunt obținute prin amestecuri slabe de aer -combustibil, fluxuri foarte învolburate, unghiuri
largi de pu lverizare a combustibilului și picături mici de combustibil. Pe de altă parte, cele
mai mari cantități de căldură ieșite din cuptor se realizează pentru amestecuri aer –
combustibil aproape stoichiometrice, unghiuri de pulverizare a combustibilului înguste,
numerele de turbionare între 0,6 și 1,0 și picături mici de combustibil [24].
Un alt studiu al cercetătorilor de la Universitatea de tehnologie din Tehran, Iran
prezintă beneficiile datorate înlocuirii combustibilului actual, motorina, cu gaze naturale
într-un cuptor industrial.
Prin intermediul CFD (Computational Fluid Dynamics), s -au anticipat fenomenele
de ardere, unde ecuațiile guvernante de masă, forță și energie au fost rezolvate la nivel

46
microscopic, și astfel au fost analizate fenomenele ce se pet rec fluidului într -o regiune mică
a echipamentului.
Modelarea cuptorului similar cu un reactor cu agitare cu flux continuu, duce la
rezultate ce arată că producția de NO pentru gazele naturale este mai mică decât pentru
motorină și că rata de producție de CO 2, atât pentru motorină, cât și pentru gazele naturale
sunt aproximativ apropiate. Se obțin reduceri de cost considerabile folosind gaze naturale în
loc de motorină [25].

CAPITOLUL 5. CALCULUL TEHNOLOGIC Al UNUI CUPTOR DE
PREÎNCĂLZIRE A ȚIȚEIULUI

5.1. Tema și datele de proiectare
Să se realizeze calculul tehnologic al unui cuptor din instalația de distilare
atmosferică cu rolul de a încălzii țițeiul înainte de intra în coloana de distilare atmosferică.
Tipul cuptorului este paralelipipedic vertical, c u secție de radiație, secție de convecție și
preîncălzitor de aer. Capacitatea de prelucrare a cuptorului este de 281 500 kg/h. Principalele
proprietăți fizico -chimice ale cuptorului sunt:
– d420țiței = 0, 900
– factor de caracterizare: K = 12
Temperatura ți țeiului la intrare în cuptor este:
– zona de convecție – 355 C ᵒ
– zona de radiație – 392 C ᵒ
Temperatura țițeiului la ieșire din cuptor este:
– zona de convecție – 392 C ᵒ
– zona de radiație – 427 C ᵒ
Se admite :
– temperatura combustibilului: 𝑡=80 °𝐶
– temperat ure aerului: 𝑡=80 °𝐶

47
– temperatura gazelor de ardere la coș: 𝑡𝑐=200 °𝐶
– temperatura gazelor de ardere la intrarea în preîncălzitorul de aer: 𝑡𝑖=360 °𝐶
– temperatura gazelor de ardere la trecerea din secția de radiație în secția de convecție
(la prag) 𝑡𝑝=900 °𝐶.
Se consider ă că fracția de vaporizat a țițeiului este 𝑒=0,456
Se consideră că țițeiul vaporizat la ieșirea din cuptor este de 45,6 % gr.
Combustibilul utilizat la cuptor sunt gazele combustibile rezultate din rafinărie.
Compoziția element ară a acestui combustibil este următoarea:
H2 = 24.49%
CH 4 = 30.97%
C2H6 = 17.11%
C2H4 = 4.48%
C3H8 = 7.92%
C3H6 = 1.72%
C4H10 = 5.44%
C4H8 = 1.41%
CO = 0.53 %
CO 2 = 0.58%
N2 = 2.46%
Tensiunea termică efectivă pentru cele două zone sunt următoarele:
– Zona de convecție = 4000 – 12500 kcal/m2 h
– Zona de radiație = 29200 kcal/m2 h
Este necesară cunoașter ea valorilor curbei procente medii – densitate (figura 1.
Anexă) redate în tabelul 5.1.

48
Tabel 5.1 . Valorile curbei % medii – densitate
Interval 0-5% 5-
10% 10-
15% 15-
20% 20-
25% 25-
30% 30-
35% 35-
40% 40-
45% 45-
50%
𝑑420 0,690 0,715 0,735 0,755 0,770 0,780 0.795 0.805 0.820 0.825

5.2. Procesul de combustie
Alegerea combustibilului este o decizie foarte important ă în procesul de proiectare a
cuptorului deoarece acesta are un impact major asupra performan ței cuptorului și reprezintă
factorul cel mai costisitor de funcționare al cuptorului.
Proprietățile combustibilului ce influențează utilizarea acestuia includ:
1. Disponibilitate și costuri
2. Valorea calorică
3. Limitele de inflamabilitate
4. Densitatea combustibilu lui, în special combustibilii gazoși și lichizi
5. Puterea de emisie a flăcării produse
6. Compoziția chimică și produsele rezultate din procesul de ardere
7. Conținutul de cenușă și compoziția (în principal pentru combustibili solizi)
8. Efectul produselor de ardere asupra produsului
În general, combustibilii sunt pe bază de hidrocarburi. Combustibilii fără
hidrocarburi pot fi hidrogenul, monox idul de carbon, etanolul, metanolul, și multe dintre așa –
numitele bio -derivate. Alte materiale cum ar fi minereurile de sulf, ce în mod normal nu
trebuie considerate drept combustibili, eliberează căldură când oxidează și contribuie cu o
cantitate semnific ativă de energie la proces. Combustibilii pot fi solizi, lichizi sau gaze și se
pot forma în mod natural sau pot fi fabricați. Chiar și combustibilii naturali, în general
necesită o prelucrare înainte de utilizare [10].

Chimia procesului de combustie si mplificată
Chimia acestui proces de oxidare implică reacții în lanț foarte complexe. Cu toate
acestea, în cele mai multe cazuri de proiectare putem simplifica în mod rezonabil chimia la

49
patru reacții de bază. Următoarele ecuații definesc Sistemul Chimic S implu de Reacție
(SCSR).
a. Oxidarea complete a Carbonului.
𝐶+𝑂2→𝐶𝑂 2+394 𝑘𝐽 𝑚𝑜𝑙−1
Această reacție apare rar în sistemele practice de ardere, fiind rezultatul unui lanț de reacții
care implică monoxid de carbon ca produs intermediar.
b. Oxidarea complet e a Hidrogenului
+ 572 kJ mol-1 (apă condensată)
2𝐻2+𝑂2→2𝐻2𝑂+
+ 484 kJ mol-1 (abur)

Diferența dintre stările fizice ale apei produse ca urmare a oxidării hidrogenului este
motivul pentru complexitatea valorilor calorice nete și brute pentru hidrocarburi
combustibile.

c. Oxidarea incomplete a Carbonului
În cazul arderii imperfecte, nu tot carbonul din combustibil va fi oxidat la dioxid de carbon,
o parte va fi oxidat în monoxid de carbon. Efectul principal al producerii de monoxid de
carbon în procesul de ardere este de a reduce degajările de căldură din combustibil.
2𝐶+𝑂2→2𝐶𝑂+221 𝑘𝐽 𝑚𝑜𝑙−1
Se poate observa că doar puțin peste jumătate din căldură este eliberată în producerea de
monoxid de carbon, în comparație cu arderea completă a carb onului. Astfel, orice arzător
care produce monoxid de carbon va determina o scădere semnificativă a randamentului de
ardere ca urmare a unui dezechilibru stoechiometric sau a unui amestec slab de combustibil
/ aer . Monoxidul de carbon este, de asemenea, u n gaz toxic și este un pericol pentru sănătate
dacă este eliberat în atmosferă în concentrații mari. Prin urmare, este absolut esențial
prevenirea producerii de niveluri semnificative de monoxid de carbon în orice sistem de
ardere.

50
d. Oxidarea Monoxidulul de Carbon
2𝐶𝑂+𝑂2↔2𝐶𝑂 2+173 𝑘𝐽 𝑚𝑜𝑙−1

Compoziția elementară a combustibilului
Pentru calcule de combustie, compoziția unui combustibil se exprimă prin fracții masice ale
carbonului (c), hidrogenului (h), sulfului (s), oxigenului (o), azotului (n), u midității (w) și
substanțelor minerale (z) conținute, suma acestora fiind egală cu unitatea, conform relației:
𝑐+ℎ+𝑠+𝑜+𝑛+𝑤+𝑧=1 (5.1)
Pentru a realiza o ardere completă în sistemele practice de ardere este aproape întotdeauna
necesar asigurarea unui exces de aer. Procentul de aer în exces este definit de relația:
𝑒𝑥𝑐𝑒𝑠 𝑑𝑒 𝑎𝑒𝑟 %=(𝑎𝑒𝑟 𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙 −𝑎𝑒𝑟 𝑠𝑡𝑜𝑒𝑐 ℎ𝑖𝑜𝑚𝑒𝑡𝑟𝑖𝑐 )
(𝑎𝑒𝑟 𝑠𝑡𝑜𝑒𝑐 ℎ𝑖𝑜𝑚𝑒𝑡𝑟𝑖𝑐 )𝑥 100 (5.2)
Consumul minim de O 2 necesar arderii complete a combustibililor se calculează cu relația:
Omin=𝑐
𝑀𝐶+ℎ
𝑀𝐻+𝑛
𝑀𝑁−𝑜
𝑀𝑂 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑂2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .] (5.3)
unde:
c – fracția masică de carbon din combustibil;
h – fracția masică de hidrogen din combustibil;
n – fracția masică de azot din combustibil;
𝑀𝐶;𝑀𝐻;𝑀𝑁;𝑀𝑂 – masele atomice ale elementelor chimice.
Calcularea fracțiilor masice ale hidrogenului și ale azotului se realizează aplicând relațiile:
Hm: ℎ=𝑀𝐻∙𝑚
∑(𝑀𝐻∙𝑚) (5.4)
Nm: 𝑛=𝑀𝑁∙𝑚
𝑀𝑁∙𝑚
unde:
c – fracția masică a carbonului
h – fracția masică a hidrogenului
n – fracția masică a azotului
𝑀𝐻;𝑀𝑁 – masa molară, (𝑔/𝑚𝑜𝑙 )

51
m – numărul de atomi din molecule

Calcularea fracțiilor masice ale hidrocarburilor de tipul C nHm se face cu relația:
CnHm: 𝑐=𝑀𝐶∙𝑛
∑(𝑀𝐶 ∙ 𝑛+𝑀𝐻∙𝑚) (5.5)
ℎ=1−𝑐 (5.6)
unde:
c –fracția masică a carbonului
h – fracția masică a hidrogenului
𝑀𝐶;𝑀𝐻 – masa molară, (𝑔/𝑚𝑜𝑙 )
n – numărul de atomi de C din moleculă
m – numărul de atomi de hidrogen din moleculă

Aflarea fracțiilor masice ale compușilor de tip C nOm se realizează cu relația:
CnOm: 𝑐=𝑀𝐶∙𝑛
𝑀𝑂∙𝑛+𝑚
𝑜=1−𝑐 (5.7)
unde:
c –fracția masică a carbonului
𝑀𝐶;𝑀𝑂 – masa molară (𝑔/𝑚𝑜𝑙 )
n – numărul de molecule de C din substantă
m – numărul de molecule de O din substanță
o – fracția masică a oxigenului
Compoziția elementară a amestecului de gaze se poate calcula prin relații de aditivitate:
𝑐=𝛴 𝑐𝑖∙𝑞𝑖
ℎ=𝛴 ℎ𝑖∙𝑞𝑖 (5.8)
𝑜=𝛴 𝑜𝑖∙𝑞𝑖

52
𝑛=𝛴𝑛𝑖∙𝑞𝑖
unde:
c – compoziția elementară a carbonului
ci – fracția masică a carbonului
qi – fracția masică a componenților
h – compoziția elementară a hidrogenului
hi – fracția masică a hidrogenului
o – compoziția elementară a oxigenului
oi – fracția masică a oxigenului
n – compoziția elementară a azotului
ni – fracția masică a azotului
Compoziția elementară totală se calculează cu relația:
𝑛𝑡=𝑐+ℎ+𝑜+𝑛 (5.9)
unde:
c – compoziția elementară a carbonului
h – compoziția elementară a hidrogenului
o – compoziția elementară a oxigenului
n – compoziția elementară a azotului

Cunoscând consumul minim de oxigen Omin, se poate afla consumul minim de aer
necesar arderii complete a combustibililor cu ajutorul următoarei relații:
𝐿𝑚𝑖𝑛 =1
0,21∙𝑂𝑚𝑖𝑛 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏] (5.10)
Pentru ca arderea să se facă cu o cantitate de aer mai mare sau mai mică decât Lmin
calculat anterior este necesar să luăm î n considerare un coeficient al cantității de aer (α)
caracteristic:
𝛼=𝐿
𝐿𝑚𝑖𝑛 (5.11)

53
Pentru un combustibil gazos se poate alege valoarea coeficientului cantității de aer,
𝛼=1,1.
Consumul de aer se calculează cu următoarea formulă:
𝐿=𝛼∙𝐿𝑚𝑖𝑛 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏] (5.12)
unde:
L – comsumul de aer, (𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏)
𝛼 – coeficient al cantității de aer
Lmin – consumul minim de aer necesar arderii complete, (𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏)
Cantitățile molare ale gazelor de ardere se calculează cu relațiile:
𝑛CO 2=𝑐
12 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐶𝑂2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .] (5.13)
𝑛H2O=ℎ
2+𝑤
18 [𝑘𝑚𝑜𝑙 H2O
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .] (5.14)
𝑛N2=0,79𝐿+𝑛
28 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑁2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .] (5.15)
𝑛O2=0,21(𝐿−𝐿𝑚𝑖𝑛) [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑂2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .] (5.16)
unde:
c – compoziția elementară a carbonului
h – compoziția elementară a hidrogenului
w – umiditatea
n – compoziția elementară a azotului
Cantitatea molară totală a gazelor de ardere se calculează cu relația:
𝑛𝑡=𝑛𝐶𝑂 2+𝑛𝐻 2𝑂+𝑛𝑁 2+𝑛𝑂 2 (5.17)
Cantitățile masice ale gazelor de ardere se determină pe baza relaților:
𝑚CO 2=44∙𝑛CO 2, [𝑘𝑔 𝐶𝑂2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .] (5.18)
𝑚H2O=18 ∙𝑛H2O, [𝑘𝑔 𝐻2𝑂
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .] (5.19)

54
𝑚N2=28∙𝑛N2,[𝑘𝑔 𝑁2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .] (5.20)
𝑚O2=32∙𝑛O2, [𝑘𝑔 𝑂2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .] (5.21)
Pentru calcularea can tității masice totale a gazelor de ardere se utilizează relația:
𝑚𝑡=𝑚CO 2+𝑚H2O+𝑚N2+𝑚O2 (5.22)
Masa molară medie a produselor rezultate prin ardere se determină cu relația:
𝑀=𝑚𝑡
𝑛𝑡 [𝑘𝑔
𝑘𝑚𝑜𝑙] (5.23)
Puterea calorifică inferioară ( Hi) a combustibililor gazoși se determină cu următoarea
relație:
𝐻𝑖𝑔𝑎𝑧𝑒=Σ∙(𝐻𝜈̇∙𝑞𝑖);[𝐾𝐽
𝐾𝑔] (5.24)
unde:
𝐻𝜈̇ – puterea calorică inferioară în condiții normale (𝐾𝐽/𝐾𝑔)
𝑞𝑖 – fracția masică a fiecărui component din amestecul de gaze combustibile.
Pentru a putea determina puterea calorică inferioară a combustibilului este necesară
cunnnoasterea puterii calor ice a fiecărui component din amestecul de gaze. Din literatura de
specialitate s -au citit puterile calorice inferioare în condiții normale ale fiecărui component
din combustibilul gazos, prezentate în tabelul 5.2, [11].
Tabel 5.2 . Puteri calorice inferioare în condiții normale 𝑞𝑖, [11].
Substanță 𝐻𝜈̇[𝑘𝐽/𝑘𝑔]
H2 119 620
CH 4 50 060
C2H6 47 530
C2H4 47 230
C3H8 46 410
C3H6 45 640
nC4H10 45 790
nC4H8 45 440
CO 10 170

55
5.3. Bilanțul termic global al cuptorului
Bilanțul termic al cuptorului se realizează pe un contur larg, în jurul acestui utilaj,
fluxurile termice care intră și ies din acest contur fiind reprezentate în figura 5.1 [26].

Figura 5.1 . Bilanțul termic în jurul cuptorului de preîncălzire a țiței ului [26].
unde:
Q1 – fluxul termic ce intr ă cu materia primă rece, (kW)
Q2 – fluxul termic ce iese cu materia primă încălzită, (kW)
Q3 – fluxul termic ce intră cu combustibilul, (kW)
Q4 – fluxul termic ce intră cu aburul de pulverizare a combustibilului lichid, (kW)
Q5 – fluxul termic ce intră cu aerul pentru ardere, (kW)
Q6 – fluxul termic ce iese cu gazele arse, (kW)
Qpierderi – suma pierderilor de căldură ce se produc în diferi te zone ale cuptorului

Relația cu ajutorul căreia se realizează bilanțul termic în jurul cuptorului este
următoarea:
𝑄1+𝑄3+𝑄4+𝑄5=𝑄2+𝑄6+𝑄𝑝𝑖𝑒𝑟𝑑𝑒𝑟𝑖 (5.25)

56
Pentru materia primă (țiței) care se încălzește și se vaporizează parțial, dar fără reacții
chimice bilanțul termic se determină cu relația:
𝑄𝑚𝑝=𝑚𝑚𝑝∙[𝑒∙𝑖𝑣𝑡2+(1−𝑒)∙𝑖𝑙𝑡2−𝑖𝑙𝑡1] [W] (5.26)
unde:
mmp – debitul masic de materie primă; (kg/h)
e – fracția masică a vaporizat ului;
𝑖𝑣𝑡2 – entalpia specifică a vaporizatului la ieșire din cuptor, (KJ/Kg)
𝑖𝑙𝑡1- entalpia specifică a țițeiului la intrarea în cuptor, (KJ/Kg)
𝑖𝑙𝑡2 – entalpia specifică a lichidului rezidual la ieșire din cuptor, (KJ/Kg)
Entalpiilor specifice ale fracțiilor petroliere se calculează pe baza relațiilor următoare
[26]:
– Pentru starea lichidă:
𝑖𝑙=[(2,964 −1,332 ∙𝑑1515)∙𝑡+(0,003074 −0,001154 ∙𝑑1515)∙𝑡2]∙(0,0538 ∙𝐾+
0,3544 ) (5.27)
– Pentru sta rea de vapori:
𝑖𝑣=532 ,17−210 ,61∙𝑑15𝑒15+(1,8213 −0,45638 ∙𝑑15𝑒15)∙𝑡+(0,0023447 −
0,00059037 ∙𝑑15𝑒15)∙𝑡2+(4,187 ∙𝑡+837 ,4)∙(0,07∙𝐾−0,84) (5.28)

Densitătea relativă 𝑑1515 poate fi calculată în funcție de densitatea relativă 𝑑420, atât
pentru țiței, cât și pentru vaporizat și lichid rezidual cu ajutorul relațiilor [26]:
𝑑15𝑚𝑝15=0,9952 ∙𝑑4𝑚𝑝20+0,00806 (5.29)
𝑑15 e15=0,9952 ∙𝑑4𝑒20+0,00806 (5.30)
Densitatea relativa a lichidului rezidual se calculează pe baza relației [26]:
100
𝑑15𝑚𝑝15 =𝑒
𝑑15𝑒15+𝑟
𝑑15𝑟15→𝑑15𝑟15=𝑟
100
𝑑15𝑚𝑝15−𝑒
𝑑15𝑒15 (5.31)
unde:
e – procent vaporizat, (%)

57
r – procent reziduu, ( %)
Pentru aflarea densității relativă a vaporizatului 𝑑4𝑒20 am folosit curba ɳ – ρ (anexă) a
țițeiului. Prin reprezentarea grafică și cu ajutorul regresiei liniare s -au determinat curbele de
variație a randamentului cu densitatea, obținându -se legea de variație redată în figura 1,
anexă.
Pentru realizarea curbei ɳ – ρ este necesară trasarea curbei % medii – ρ mai întâi
pentru aflarea densitățiilor în intervalul 10 – 50 %.
În tabelul 5.3 sunt redate valorile procente medii – densitate ale țițeiului.
Tabel 5.3 . Densitatea din curba % medii – densitate:
% vol. 0 10 20 30 40 50
𝑑420 0,670 0,735 0,755 0,790 0,810 0,830

Factorul de caracterizare se afl ă cu ajutorul nomogramei din figura 3, anexă, prin corelarea
masei moleculare cu densitatea.
Entalpia amestecului combustibilului cu aerul în condiții atmosferice se determină
cu ajutorul următoarei relații:
𝑖𝑎𝑐=𝑖𝑐𝑜𝑚𝑏 +𝑖𝑎𝑒𝑟 (5.32)
Calcularea entalpiei combustibilului se face cu ajutorul re lației (5.28) dar fără
factorul de caracterizare K (necunoscut).
La calcularea densității amestecurilor de combustibili gazoși se folosește relația [27]:
𝜌𝑎𝑚=𝛴𝜌𝑖∙𝑥𝑖 (5.33)
Pentru calcularea entalpiei aerului se va proceda asemănător cu determinarea
entalpiei combustibilului utilizând relația următoare:
𝑖𝑎𝑒𝑟=𝐿∙𝑐𝑝𝑎𝑒𝑟∙𝑡𝑎𝑒𝑟 [𝐾𝐽/𝐾𝑔] (5.34)
Entalpia gazelor de ardere la coș se calculează cu aju torul relației:
𝑖𝑔𝑐=𝑡𝑐∙Σ(𝑛𝑖∙𝑐𝑝𝑖) [𝐾𝐽/𝐾𝑔] (5.35)

58
unde:
cp – căldura specifică a fiecărui component din gazele de ardere rezultate, citite la
temperatura de 200 °𝐶; (𝑘𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙 ∙°𝐶)[7]
Randamentul termic al cuptorului se calculează în general ca raport între căldura utilă
și căldura dezvoltată de combustibil. Randamentul este întotdeauna subunitar, deoarece o
parte din căldura dezvoltată de combustibil se pierde cu gazele la coș iar altă parte prin pereții
cuptorului, în diferite zone ale sale. Pentru aflarea randamentului cuptorului se folosește
următoarea relație:
ɳ=1−𝑖𝑔𝑐
𝐻𝑖+𝑖𝑎𝑐−𝑞𝑝
𝐻𝑖+𝑖𝑎𝑐 [%] (5.36)
Se vor admite pierderile de căldură ale cupt orului, în secția de radiație (3%), în secția
de convecție (1%), în preîncălzitorul de aer (1%), din căldura introdusă și dezvoltată în
cuptor. În concluzie, pierderile de căldură în cuptor sunt în total de 5%, astfel că relația 5.39
se poate scrie sub urm ătoarea formă:
ɳ=1−𝑖𝑔𝑐
𝐻𝑖+𝑖𝑎𝑐−0,05 [%] (5.37)
Debitul de combustibil corespunzător randamentului cuptorului se află cu următoarea
relație:
𝐵=𝑄𝑚𝑝
ɳ∙(𝐻𝑖+𝑖𝑎𝑐) [𝐾𝑔/ℎ] (5.38)
Calcularea debitului de aer utilizat la ardere se determină cu relația:
𝐵𝑎𝑒𝑟=𝑀𝑎𝑒𝑟∙𝐵∙𝐿 [𝐾𝑔/ℎ] (5.39)
unde:
𝑀𝑎𝑒𝑟 – masa molară a aerului.
Debitul gazelor de ardere se află cu relația :
𝐵𝑔𝑎=𝐵∙𝑚𝑡 [𝐾𝑔/ℎ] (5.40)

59
5.4. Bilanțul termic al cuptorului pe secții
Calcularea bilanțul termic al cuptorului pe secții este necesar la aflarea unor
date de dimensionare cum ar fi, sarcinile termice ale secțiilor. Sarcina termică este un flux
termic preluat sau cedat fie de circuitul de materie primă, fie de circuitul de gaze arse.
În figura 5.2 este prezentat schematic un cuptor cu cele două circuite, cel al
materiei prime și cel a l gazelor de ardere [26].

Figura 5.2 . Schema cuptorului cu evidențiere a celor două circuite (materie primă și gaze
arse) [26].

Calcularea entalpiei gazelor de ardere la această temperatură se face cu relația [11]:
𝑖𝑔𝑖=𝑡𝑖∙Σ(𝑛𝑖∙𝑐𝑝𝑖) [𝐾𝑔/(𝐾𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 )] (5.41)
unde:
𝑐𝑝𝑖 – căldura specifică a componenților la temperatura de 360 °𝐶 (𝑘𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙 ∙°𝐶)
Pierderile de căldură în preîncălzitorul de aer se determină cu relația:

60
𝑄𝑝𝑝=0,01∙𝐵∙(𝐻𝑖+𝑖𝑎𝑐) [𝐾𝑗/ℎ] (5.42)
Căldura preluată de aer în preîncălzitor se calculează astfel:
𝑄𝑎𝑒𝑟=𝐵∙(𝑖𝑔𝑖−𝑖𝑔𝑐)−𝑄𝑝𝑝 [𝐾𝐽/ℎ] (5.43)
𝑞𝑎𝑒𝑟=𝑄𝑎𝑒𝑟
𝐵 [𝐾𝐽
𝐾𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏] (5.44)
Entalpia aerului preîncălzit se află cu următoarea relație:
𝑖𝑎𝑝=𝑖𝑎𝑒𝑟+𝑞𝑎𝑒𝑟 [𝐾𝐽/𝐾𝑔] (5.45)
Temperatura aerului preîncălzit se determină cu relația :
𝑡𝑎𝑝=𝑖𝑎𝑝
𝐿∙𝑐𝑝𝑎𝑒𝑟 [°C] (5.46)
Aflarea entalpiei gazelor de ardere la această temperatură se face cu relația:
𝑖𝑔𝑝=𝑡𝑖∙Σ(𝑛𝑖∙𝑐𝑝𝑖) [𝐾𝐽/(𝐾𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 )] (5.47)
Pierderile de căldură pierdută în secția de convecție sunt egale cu pierderile de
căldură în preîncălzitorul de aer:
𝑄𝑝𝑐=𝑄𝑝𝑝 [𝐾𝐽/ℎ] (5.48)
Căldura luată de material primă în secția de convec ție se determină cu relația:
𝑄𝑐=𝐵∙(𝑖𝑔𝑝−𝑖𝑔𝑖)−𝑄𝑝𝑐 [𝐾𝐽/ℎ] [𝑊] (5.49)
Căldura preluată de material primă în secția de radiație se determin ă cu relația:
𝑄𝑟=𝑄𝑚𝑝−𝑄𝑐 [𝐾𝐽/ℎ] [𝑊] (5.50)
Entalpia țițeiului la intrarea în radiație se calculează cu relația:
𝑖𝑖𝑟=𝑖2−𝑄𝑟
𝑚𝑚𝑝 [𝐾𝐽/𝐾𝑔] (5.51)
Temperatura țițeiului la intrarea în radi ație 𝑡𝑖𝑟 se determină rezolv înd ecuația (5.52)
de gradul 2. Țițeiul se consideră a fi total lichid. Se cunoaste valoare factorului de
caracterizzare pentru titei, 𝐾=11,7.
𝑖𝑖𝑟=[(2,964 −1,332 ∙𝑑15ț𝑖ț𝑒𝑖15)∙𝑡𝑖𝑟+(0,003074 −0,001154 ∙𝑑15ț𝑖ț𝑒𝑖15)∙𝑡𝑖𝑟2] (5.52)
Entalpia amestecului combustibil corespunz ător aerului preîncălzit se află cu ajutorul
următoarei relații:

61
𝑖′𝑎𝑐=𝑖𝑎𝑝+𝑖𝑐𝑜𝑚𝑏 [𝐾𝐽
𝐾𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏] (5.53)
Căldura totală introdusă și dezvoltată în focarul cuptorului se determină cu
următoarea relație:
𝑄=𝐵∙(𝐻𝑖+𝑖′
𝑎𝑐) [𝑊] (5.54)

5.5. Dimensionarea secției de radiație
Pentru a obține viteza de masă sau viteza liniară în limitele recomandate se aleg tuburi cu
următoarele dimensiuni geometrice 𝑑𝑒=152 𝑚𝑚 ,𝑑𝑖=134 𝑚𝑚 și distanța dintre axele
tuburilor 𝑠=250 𝑚𝑚, iar pentru secția de radiație 𝑑𝑒=219 𝑚𝑚 ,𝑑𝑖=199 𝑚𝑚 ș𝑖 𝑠=
406 𝑚𝑚. Tuburile vor avea lungimea efectivă de 22 m și lungimea totală de 22,626 m
(incluzând și coturile).
În radiație tuburile se plasează numai pe pereții laterali.
Calcularea debitului volumic de țiței rece știind că 𝜌ț𝑖ț𝑒𝑖=903 ,7 [𝐾𝑔/𝑚3] se face
astfel:
𝑄𝑣=𝑚𝑚𝑝
3600 ∙𝜌ț𝑖ț𝑒𝑖 [𝑚3/𝑠] (5.55)
Viteza țițeiului rece în tuburi, pentru două circuite se determină astfel :
𝑤=𝑄𝑣∙4
2∙𝜋∙𝑑𝑖2 [𝑚/𝑠] (5.56)
5.5.1. Alegerea tensiunii termice
Alegerea tensiunii termice se realizează în limitele recomandate pentru un cuptor de
distilare atmosferică pe baza observațiilor practice ( 32 000 – 47 000 W/m2 ).
Pentru secția de radiație se alege o tensiune termică de: 𝑇𝑡=33 959 [𝑊/𝑚2 ]
Aria de transfer de căldură necesară în secția de radiație se determină cu relația:
𝐴𝑟=𝑄𝑟
𝑇𝑡 [𝑚2] (5.57)
Numărul de tuburi se află folosind relația următoare:
𝑛𝑡=𝐴𝑟
𝜋∙𝑑𝑒∙𝐿𝑒𝑓 (5.58)

62
Se admite lățimea secției de radiație 𝑙𝑟 = 5 m și luând în considerare numărul de
tuburi pe un șir se va afla lățimea cu următoarea relație:
𝑙𝑐=(𝑛𝑡+0,5)∙𝑠 [𝑚] (5.59)
Lungimea unui umăr, având în vedere înclinarea umerilor de 45° în secția de radiație,
se calculează astfel:
𝐿𝑢=√ℎ𝑐2+ℎ𝑐2 [𝑚] (5.60)
unde:
hc – înălțimea peretelui lateral din secția de convecție, [m]
hc – se determină prin diferența dintre l r și lc
ℎ𝑐=𝑙𝑟−𝑙𝑐
2 (5.61)

Fig. 5.4 . Schema cu dimensiunile cuptorului
Numărul de tuburi pe un umăr se calculează cu umătoarea relație:
𝑛𝑡𝑢=𝐿𝑢
𝑠 (5.62)
Numărul de tuburi pe un perete lateral se află cu relația:
𝑛𝑡𝑝=𝑛𝑡
2−𝑛𝑡𝑢 (5.63)
Înălțimea peretelui lateral se determină cu relația:

63
ℎ𝑝𝑙=𝑛𝑡𝑝∙𝑠 (5.64)
Înălțimea secției de radație se află cu relația:
ℎ𝑟=ℎ𝑝𝑙+ℎ𝑐 [𝑚] (5.65)
Volumul secției de radiație se calculează cu următoarea relație:
𝑉=(𝑙𝑟∙ℎ𝑝𝑙+𝑙𝑐+𝑙𝑟
2∙1,68)∙𝐿𝑒𝑓 [𝑚3] (5.66)
Se admite lățimea umărului radiației de 1,5 m.
Lățimea radiației se determină cu relația:
𝑙𝑟=𝑙𝑐+2∙1,5 [𝑚] (5.67)
Tensiunea volumetrică rezultă din relația:
𝑇𝑣=𝑄
𝑉 [𝑊/𝑚3 ] (5.68)
Număr ul de injectoare, cu capacitatea de 200 [(𝐾𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 )/ℎ] se calculează astfel:
𝑁𝐴=𝐵
200 (5.69)
Se calculează distanța între două injectoare alăturate, de pe aceeași linie.
𝑠=𝐿
𝑁𝐴
2+0,5 [𝑚] (5.70)
Distanța între două injectoare alăturate de pe linii diferite se calculează cu relația:
𝑠′=√(𝑠
2)2
+1,22 [ 𝑚] (5.71)
Tuburile se plaseaz ă cu axul la (1,136 ∙𝑑𝑒 ) față de perete.
Distanța de la injectoare la fața tuburilor se află cu următoarea relație:
𝑠′′=𝑙𝑟
2−1,2
2−(1,136 +0,5)∙𝑑𝑒 [𝑚] (5.72)

5.5.2. Verificarea tensiunii termice din secția de radiație.
Se va considera că temperatura medie în focar este între 20 -50 °C mai mare decât
temperatura la perete, adică 𝑡𝑚𝑓=𝑡𝑝+(20−50) [°𝐶]
Tensiunea termică în secția de radiație se calculează cu relația:

64
𝑇𝑡=𝜎∙𝐹∙𝐾𝑟∙𝑠
𝜋∙𝑑𝑒∙𝑛𝑠∙[(𝑇𝑚𝑓
100)4
−(𝑇𝑒
100)4
]+𝛼𝑐∙(𝑡𝑚𝑓−𝑡𝑒) (5.73)
unde:
𝜎 – constanta universală a radiației (5,67 ·10-8 W/m2·K)
F – coeficientul de radiație reciprocă
Tmf – temperatura medie în focar , (K)
Te – temperatura medie a ecranului, (K)
αc – coeficientul de convecție
ns – numărul șirurilor de tuburi
Kr – raportul dintre aria echivalentă a ecranului A ee și aria ocupată de ecran A p.
Relația este omogenă iar sub această formă se aplică unitățile fundamentale ale S.I.
Coeficientul de convecție din secția de radiație, confo rm lui Lobo și Evans, are
valoarea: 𝛼𝑐=5,37 [𝑊
𝑚2∙°𝐶]
Se presupune ca numărul șirurilor de tuburi este: 𝑛𝑠=1
Coeficientul relativ de radiație, pentru un singur șir de tuburi plasat la perete, se
calculează cu relația:
𝐾𝑟=2𝑥−𝑥2 (5.74)
𝑥=1−𝑑𝑒
𝑠∙√(𝑠
𝑑𝑒)2
−1−𝑎𝑟𝑐𝑡𝑔 √(𝑠
𝑑𝑒)2
−1 (5.75)
În relația (5.77) arctg se exprimă în radiani.
Coeficientul de radiație reciprocă se calculează cu relația:
𝐹=1
1,111 +1−𝑒𝑔
𝑒𝑔∙𝜓 (5.76)
𝑒𝑔=0,6344 −0,00017 ∙𝑡𝑚𝑓+0,1886 ∙𝑙𝑛[(𝜌𝐻2𝑂+𝜌𝐶𝑂2)∙𝑙] (5.77)
Presiunile parțiale ale H 2O și CO 2 se exprimă în [bar], grosimea medie a stratului de
gaze se introduce în [m].
Gradul de ecranare are expresia:

65
𝜓=𝐴𝑒𝑒
𝐴𝑡 (5.78)
Aria totală a pereților secției de radiație se caldulează cu relația:
𝐴𝑡=(2∙ℎ𝑝+2∙𝐿𝑢+𝑙𝑟)∙𝐿𝑒𝑓+2∙(𝑙𝑟∙ℎ𝑝+𝑙𝑟+𝑙𝑐
2∙ℎ𝑐) [𝑚2] (5.79)
Aria echivalentă a ecranului se determină astfel:
𝐴𝑒𝑒=𝐴𝑝∙𝐾𝑟 (5.80)
𝐴𝑝=𝑛𝑡∙𝑠∙𝐿 [𝑚2] (5.81)
unde:
Ap – aria plană ocupată de ecran, (m2)
Presiunile parțiale ale H 2O și CO 2 se calculează pentru presiunea totală egală cu
presiunea normală atmosferică astfel:
𝑝𝐻2𝑂=𝑝∙𝑛𝐻2𝑂
𝑛𝑡 [𝑏𝑎𝑟] (5.82)
𝑝𝐶𝑂2=𝑝∙𝑛𝐶𝑂2
𝑛𝑡 [ 𝑏𝑎𝑟] (5.83)
𝑝𝐻2𝑂+𝑝𝐶𝑂2 [𝑏𝑎𝑟] (5.84)
Având în vedere dimensiunile relative ale secției de radiație : 𝑙−𝐻−𝐿=5−11−
23≅1−2−4 pentru calculul grosimii medii a stratului de gaze la secția de radiație, se
utilizează relația [26]:
𝑙=2
3∙√𝑉3 (5.85)
Temperatura medie a materiei prime în zona de radiație se determină cu relația:
𝑡𝑚𝑝=𝑡𝑖𝑟+𝑡𝑒𝑐
2 [°𝐶] (5.86)
𝑡𝑒𝑐 – temperatura țițeiului la ieșire din cuptor, [°𝐶]
Temperatura medie a ecranului reprezintă temperatura medie pe suprafața exterioară
a tuburilor și se poate calcula cu relația:
𝑡𝑒=𝑡𝑚𝑝+1
20∙(𝑡𝑚𝑓−𝑡𝑚𝑝) [°𝐶] (5.87)

66
5.6. Dimensionarea secției de convecție
Dimensiunile interioare ale secției de convecție sunt: 𝐿=23 𝑚 ,𝑙=1,625 𝑚.
Tuburile util izate au 𝑑𝑒=152 𝑚𝑚 ,𝑑𝑖=134 𝑚𝑚 ș𝑖 𝑠1=250 𝑚𝑚 . Acestea sunt așezate
în triunghi echilateral, deci: 𝑠2=√3
2∙𝑠1=216 ,5 𝑚𝑚 .
Se plasează câte 6 tuburi pe șir și se utilizează 4 circuite în paralel. Tuburile au
lungimea totală =22,626 𝑚 , coturile f iind interioare.
Calculul coeficientului de transfer de căldură prin radiația gazelor de ardere se face
astfel:
𝛼𝐶𝑂2=10,35∙𝑒𝑒∙(𝑝𝐶𝑂2∙𝑙)0,4
𝑡𝑔−𝑡𝑒∙[(𝑇𝑔
100)3,2
−(𝑇𝑒
100)3,2
∙(𝑇𝑔
100)0,65
] (5.88)
𝑥=2,323 +1,37∙(𝑝𝐻2𝑂∙𝑙)0,3333 (5.89)
𝛼𝐻2𝑂=𝑒𝑒∙(46,52−84,9∙𝑝𝐻2𝑂∙𝑙)∙(𝑝𝐻2𝑂∙𝑙)0,6
𝑡𝑔−𝑡𝑒∙[(𝑇𝑔
100)𝑥
−(𝑇𝑒
100)𝑥
] (5.90)
𝛼𝑟𝑔=𝛼𝐶𝑂2+𝛼𝐻2𝑂 (5.91)

Coeficientul de emisie a ecranului 𝑒𝑒=0,9
Temperatura medie a gazelor de ardere în secția de convecție este determinată de
relația:
𝑡𝑔=𝑡𝑝+𝑡𝑖
2 [°𝐶] (5.92)
Temperatura medie a materiei prime în secția de convecție rezultă din relația:
𝑡𝑚=𝑡𝑖𝑡+𝑡𝑖𝑟
2 [°𝐶] (5.93)
tit – temperatura țițeiului la intrarea în cuptor (°C)
Temperatura medie a ecranului se calculează cu relația:
𝑡𝑒≈𝑡𝑚+1
𝑟∙(𝑡𝑔−𝑡𝑚) [°𝐶] (5.94)
r – constantă care are valoarea cuprinsă în intervalul 20 -30;
Grosimea medie a stratului de gaze se determină cu relația:

67
𝑙=𝑑𝑒∙[0,9924 ∙(𝑠1
𝑑𝑒)2
−0,9] (5.95)
Calculul coeficientului de convecție pentru gazele de ardere se face cu ajutorul
relației:
𝛼𝑐=0,292 ∙𝛽∙𝜆
𝑑𝑒0,4∙(𝜌𝑤
𝜇)0,6
(5.96)
Pentru mai mult de 10 șiruri de tuburi se consideră 𝛽=1
Secțiunea minimă de curgere se determină cu relația:
𝑆𝑚=𝐿∙(𝑙−𝑛𝑡∙𝑑𝑒); [𝑚2] (5.97)
Viteza de masă a gazelor de ardere în secțiunea minimă rezultă din următoarea
relația:
𝜌𝑤=𝐵∙𝑚𝑡
3600 ∙𝑆𝑚 [𝐾𝑔
𝑚2∙𝑠] (5.98)
Calculul coeficientului de transfer de căldură prin radiația pereților se face cu relația:
𝛼𝑟𝑝=𝐴𝑝𝑙
𝐴𝑒
1
𝛼𝑐+𝛼𝑟𝑔+1
0,227 ∙𝑒𝑝∙(𝑇𝑒
100)3 (5.99)
ep – coeficientul de emisie a pereților.
Se consideră că acest coeficient are valoarea ep = 0,95.
Aria ecranului este determinată cu relația:
𝐴𝑒=𝑛𝑠∙𝑛𝑡∙𝜋∙𝑑𝑒∙𝐿𝑒 [𝑚2] (5.100)
Înălțimea ocupată de fascicul se calculează cu relația:
ℎ=(𝑛𝑠−1)∙𝑠2+𝑑𝑒 [𝑚] (5.101)
Aria pereților laterali se determină cu relația:
𝐴𝑝𝑙=𝑙𝑐∙𝐿𝑒∙ℎ [𝑚2] (5.102)
Coeficientul global de transfer de căldură însumează transferul de căldură prin
convecție trebuie să se încadreze în domeniul 30−40 𝑊/(𝑚2∙°𝐶) și rezultă din
următoarea relație:
𝐾𝑒𝑑=𝛼𝑐+𝛼𝑟𝑔+𝛼𝑟𝑝;[𝑊/(𝑚2∙°𝐶)] (5.103)

68
Se prezintă mai jos schema fluxurilor din convecție.
𝑡𝑝 𝑡𝑖
𝑡𝑖𝑟 𝑡𝑖𝑡
∆𝑡𝑐𝑐̅̅̅̅̅ ∆𝑡𝑐𝑟̅̅̅̅̅̅
Calculul diferenței medii de temperatură se face pe baza relației:
∆𝑡=±∆𝑡𝑖𝑛𝑡
𝑁∙𝑙𝑛1
1+∆𝑡𝑖𝑛𝑡
∆𝑡𝑒𝑥𝑡∙𝑙𝑛∆𝑡𝑖𝑛𝑡−∆𝑡𝑒𝑥𝑡
∆𝑡𝑖𝑛𝑡−∆𝑡𝑒𝑥𝑡 ∙(∆𝑡𝑐𝑟
∆𝑡𝑐𝑐)1
𝑁 (5.104)
∆𝑡𝑖𝑛𝑡 – diferența de temperatură pentru fluidul din interiorul tuburilor, (°𝐶)
∆𝑡𝑒𝑥𝑡 – diferența de temperatură pentru fluidul din exteriorul tuburilor, (°𝐶)
∆𝑡𝑐𝑟 – diferența de temperatură la capătul rece al siste mului de transfer de căldură, (°𝐶)
∆𝑡𝑐𝑐 – diferența de temperatură la capătul cald al sistemului de transfer de căldură, (°𝐶)
Se presupune că numărul de încrucișări: 𝑁=𝑛𝑠=12
Se verifică aria de transfer de căldură necesară:
𝐴′𝑒=𝑄𝑐
𝐾𝑒𝑑∙∆𝑡 [𝑚2] (5.105)
Numărul de șiruri de tuburi se determină cu relația:
𝑛𝑠=𝐴′𝑒
𝑛𝑡∙𝜋∙𝑑𝑒∙𝐿𝑒 (5.106)
Tensiunea termică în secția de convecție se calculează cu următoarea relație:
𝑇𝑡=𝑄𝑐
𝐴𝑒 [𝑊/𝑚2 ] (5.107)
Pe baza relatiilor prezentate se va face calculu prpriu -zis al cuptorului din distialre
atmosferica.
În tabelul 5.3 este prezentată compoziția elementară a amestecului combustibil și masele
moleculare ale fiecărui component din amestec.

69
Tabel 5.3 . Compoziția elementară a combustibilului
Component yi Mi
[Kg/Kmol] Mi·yi 𝑞𝑖=𝑀𝑖∙𝑦𝑖
𝛴𝑀𝑖∙𝑦𝑖 ρ [Kg/m3]
H2 0,2449 2 0,4898 0,0232 0,0899
CH 4 0,3097 16 4,9552 0,2351 0,656
C2H6 0,1711 30 5,133 0,2436 1,36
C2H4 0,0448 28 1,2544 0,0595 1,18
C3H8 0,0792 44 3,4848 0,1654 2,01
C3H6 0,0172 42 0,7224 0.0343 1,81
C4H10 0,0544 58 3,1552 0,1497 2,48
C4H8 0,0141 56 0,7896 0,0375 1,18
CO 0,0053 28 0,1484 7,042·10-3 1,14
CO 2 0,0058 44 0,2552 0,0121 1,98
N2 0,0246 28 0,6888 0,0327 1,2506
TOTAL 0,9711 – 21,0732 1,109 –

unde:
yi – fracția molară a componenților
Mi – masa molară a componenților ( 𝐾𝑔/𝐾𝑚𝑜𝑙 )
qi – fracția masică a componenților
ρ – densitatea componenților (𝐾𝑔/𝑚3)
Calcularea fracțiilor masice ale hidrocarburilor C nHm se face cu ajutorul ecuațiilor (5.4) –
(5.7).
H2: 𝑐=0
ℎ=2∙1
2∙1=1
CH 4: 𝑐=12∙1
12+4=12
16=0,75
ℎ=1−0,75=0,25
C2H6: 𝑐=12∙2
12∙2+6=24
30=0,8
ℎ=1−0,8=0,2

70
C2H4: 𝑐=12∙2
12∙2+4=24
28=0,85
ℎ=1−0,85=0,15
C3H8: 𝑐=12∙3
12∙3+8=36
44=0,82
ℎ=1−0,82=0.18
C3H6: 𝑐=12∙3
12∙3+6=36
42=0,85
ℎ=1−0,85=0,15
C4H8: 𝑐=12∙4
12∙4+8=48
56=0,86
ℎ=1−0,86=0,14
CO: 𝑐=12∙1
12∙1+16=12
28=0,43
𝑜=1−𝑐=1−0,43=0,57
CO 2: 𝑐=12∙1
12∙1+2∙16=12
44=0,27
𝑜=1−𝑐=1−0,27=0,73
N2: 𝑛=14∙2
14∙2=1
Compoziția elementară a amestecului de gaze se determină cu ecuația (5.8) iar compoziția
totală, cu ajutorul ecuației (5.9).
𝑐=(0,75∙0,2351 )+(0,8∙0,2436 )+(0,85∙0,0595 )+(0,82∙0,1654 )
+(0,85∙0,0343 )+(0,83∙0,1497 )+(0,86∙0,0375 )
+(0,43∙7,042 ∙10−3)+(0,27∙0,0121 )
=0,1763 +0,1949 +0,0506 +0,1356 +0,0292 +0,1243 +0,0323
+3,028 ∙10−3+3,267 ∙10−3=0,7495
ℎ=(0,25∙0,2351 )+(0,2∙0,2436 )+(0,15∙0,0595 )+(0,18∙0,1654 )
+(0,15∙0,0343 )+(0,17∙0,1497 )+(0,14∙0,0375 )+(1∙0,0232 )
=0,0588 +0,0487 +8,925 ∙10−3+0,0298 +5,145 ∙10−3+0,0255
+5,25∙10−3+0,0232 =0,2053
𝑜=(0,43∙7,042 ∙10−3)+(0,27∙0,0121 )=3,028 ∙10−3+3,267 ∙10−3
=6,295 ∙10−3

71
𝑛=1∙0,0327 =0,0327
𝑛𝑡=0,7495 +0,2053 +6,295 ∙10−3+0,0327 =0,9938
Pentru calcularea consumului minim de oxigen se utilizeza relatia (5.3):
Omin=0,7495
12+0,2053
4+0,0327
14−6,295 ∙10−3
32=0,116 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑂2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏]
Consumul minim de aer necesar arderii complete a combustibililor se determină cu
ecuația (5.10):
𝐿𝑚𝑖𝑛 =1
0,21∙0,116 =0,5523 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏]
Pentru calcularea consumului de aer se folosește ecuația (5.12):
𝐿=1,1∙0,5523 =0,6075 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏]
Verificarea coeficientului cantității de aer cu ajutorul ecuației (5.11):
𝛼=0,6075
0,5523=1,1
Calcularea cantității molare de gaze de ardere se realizează cu ecuațiile (5.13 – 5.16)
iar totalul acestora cu ecuația (5.17)
𝑛CO 2=0,7495
12=0,0624 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐶𝑂 2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏]
𝑛H2O=0,2053
2+0+0=0,1026 [𝑘𝑚𝑜𝑙 H2O
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .]
𝑛N2=0,79∙0,6075 +0,0327
28=0,481 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑁2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .]
𝑛O2=0,21∙(0,6075 −0,5523 )=0,0116 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑂2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .]
𝑛𝑡=0,0624 +0,1026 +0,481 +0,0116 =0,6576 [𝑘𝑚𝑜𝑙
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏]
Calcularea cantității masice de gaze de ardere se face cu ecuațiile (5.18 – 5.21) iar
totalul acestora se calculează cu ecuația (5.22):
𝑚CO 2=44∙0,7495
12=2,7456 [𝑘𝑔 𝐶𝑂 2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .]

72
𝑚H2O18∙0,2053
2+0+0=1,8477 [𝑘𝑔 𝐻2𝑂
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏]
𝑚N2=28∙0,79∙0,6075 +0,0327 =13,4706 [𝑘𝑔 𝑁2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .]
𝑚O2=32∙0,21∙(1,1−1)∙0,5523 =0,3711 [𝑘𝑔 𝑂2
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏 .]
𝑚𝑡=2,7456 +1,8477 +13,4706 +0,3711 =18,4344 [𝑘𝑔
𝑘𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏]
Masa molară medie a produselor rezultate prin ardere se află cu ecuația (5.23):
𝑀=18,4344
0,6576=28,0328 [𝑘𝑔
𝑘𝑚𝑜𝑙]
Puterea calorifică inferioară ( Hi) a combustibililor gazoși se determină cu ecuația
(5.24):
𝐻𝑖𝑔𝑎𝑧𝑒 =(119 620 ∙0,0232 )+(50 060 ∙0,2351 )+(47 530 ∙0,2436 )+
(47 230 ∙0,0595 )+(46 410 ∙0,1654 )+(45 640 ∙0,0343 )+(45 790 ∙0,1497 )+
(45 440 ∙0,0375 )+(10 170 ∙7,042 ∙10−3)=2 775 ,184 +11 769 ,106 +
11 578 ,308 +2 810 ,185 +7 676 ,214 +1 565 ,452 +6 854 ,763 +1 704 +71,62=
46 804 ,832 [𝐾𝐽
𝐾𝑔]

5.6.1. Bilanțul termic global al cuptorului
Calculul densității 𝑑1515 pentru țiței (5.29) , vaporizat (5.30) și lichid rezidual (5.31)
se face astfel :
𝑑15𝑚𝑝 15=0,9952 ∙0,900 +0,00806 =0,9037
𝑑15𝑒15=0,9952 ∙0,7603 +0,00806 =0,7647
𝑑15𝑟15=54,4
100
0,9037−45.6
0,7647=1,0661
Cu ajutorul curbei ɳ – ρ (anexă, figura 1) am obținut densitatea relativă 𝑑4𝑒20 pentru
vaporizat.
𝑦=0,0016 ∙𝑥+0,6883 =0,0016 ∙45+0,6883 =0,7603 [𝑔/𝑐𝑚3]

73
Cu ajutorul tabelului 5.3 se realizează calculul densităților pentru curba ɳ− 𝜌 :
𝑑10% = 0,670 +0,735
2=0,7025
𝑑20%: 0,670 +0,735 +0,755
3=0,72
𝑑30%: 0,670 +0,735 +0,755 +0,790
4=0,7375
𝑑40%: 0,670 +0,735 +0,755 +0,790 +0,810
5=0,752
𝑑50%: 0,670 +0,735 +0,755 +0,790 +0,810 +0,830
6=0,765
Calcularea entalpiei țițeiului la intrarea în cuptor se efectuează cu ecuația (5.27):
𝑖𝑙𝑡1=[(2,964 −1,332 ∙0,9037 )∙228 +(0,003074 −0,001154 ∙0,9037 )∙2282]
∙(0,0538 ∙11,4+0,3544 )=490 ,5645 [𝐾𝐽
𝐾𝑔]
Calcularea entalpiei vaporizatului la ie șire din cuptor se realizează cu ecuația (5.28):
𝑖𝑣𝑡2=532 ,17−210 ,61∙0,7647 +(1,8213 −0,45638 ∙0,7647 )∙427
+(0,0023447 −0,00059037 ∙0,7647 )∙4272+(4,187 ∙427 +837 ,4)
∙(0,07∙11,7−0,84)=1289 ,8543 [𝐾𝐽
𝐾𝑔]
Calcularea entalpiei lichidului rezidua l la ieșire din cuptor se determină cu ecuația
(5.27):
𝑖𝑙𝑡2=[(2,964 −1,332 ∙1,0661 )∙427 +(0,003074 −0,001154 ∙1,0661 )∙4272]
∙(0,0538 ∙11,4+0,3544 )=963 ,2798 [𝐾𝐽
𝐾𝑔]
Căldura preluată de materia primă în cuptor se calculează cu ecuația (5.26):
𝑄𝑚𝑝=281 495 ∙(0,456 ∙1289 ,8543 +0,456 ∙963 ,2798 −490 ,5645 )
=151 124 715 [𝐾𝐽
ℎ]∶3600 =41 979 ,0875 [𝐾𝐽
𝑠]=[𝐾𝑊 ]
=41,979 ∙106 [𝑊]
În urma determinării pe nomograma din figura 3, anexă, au rezultat următoarele
valori ale factorului de caracterizare:
𝐾=11,4 (𝑖𝑛𝑡𝑟𝑎𝑟𝑒𝑎 î𝑛 𝑐𝑢𝑝𝑡𝑜𝑟 𝑎 ț𝑖ț𝑒𝑖𝑢𝑙𝑢𝑖 )

74
𝐾=11,7 (𝑖𝑒ș𝑖𝑟𝑒𝑎 𝑣𝑎𝑝𝑜𝑟𝑖𝑧𝑎𝑡𝑢𝑙𝑢𝑖 𝑑𝑖𝑛 𝑐𝑢𝑝𝑡𝑜𝑟 )
𝐾=11,4 ( 𝑙𝑖𝑐ℎ𝑖𝑑𝑢𝑙 𝑟𝑒𝑧𝑖𝑑𝑢𝑎𝑙 )
Pentru calcularea densității amestecurilor de combustibili gazoși se folosește ecuația
(5.33):
𝜌𝑎𝑚=(0,2449 ∙0,0899 )+(0,3097∙0,656)+(0,1711 ∙1,36)+(0,0448 ∙1,18)
+(0,0792 ∙2,01)+(0,0172 ∙1,81)+(0,0544 ∙2,48)+(0,0141 ∙1,18)
+(0,0053 ∙1,14)+(0,0058 ∙1,98)+(0,0246 ∙1,2506 )=1,004
Entalpia combustibilului se determină cu ecuația (5.28):
𝑖𝑐𝑜𝑚𝑏 =532 ,17−210 ,61∙1,004 +(1,8213 −0,4638 ∙1,004 )∙80
+(0,0023447 −0,0005903 7∙1,004 )∙802=440 ,9777
Având în vedere că temperatura aerului este: 𝑡=70 °𝐶, entalpia aerului se află cu
ajutorul ecuației (5.34):
𝑖𝑎𝑒𝑟=0,6075 ∙29,07∙70=1236 ,2017 [𝐾𝐽
𝐾𝑔]
Entalpia amestecului combustibilului cu aer în condiții atmosferice se află cu ecuația
(5.32):
𝑖𝑎𝑐=440 ,9777 +1236 ,2017 =1656 ,4235 [𝐾𝐽
𝐾𝑔]
Se admite temperatura gazelor de ardere la coș: 𝑡𝑐=200 °𝐶
Entalpia gazelor de ardere la această temperatură se determină cu ecuația (5.35):
𝑖𝑔𝑐=200 ∙(0,0624 ∙40,40)+(0,1026 ∙34)+(0,4730 ∙29,31)+(0,0114 ∙29,94)
=4041 ,6888 [𝐾𝐽
𝐾𝑚𝑜𝑙]=4041 ,6888𝐾𝐽
𝐾𝑚𝑜𝑙
28,0308𝐾𝑔
𝐾𝑚𝑜𝑙=144 ,1874 [𝐾𝐽
𝐾𝑔]
Randamentul cuptorului se calculează cu ecuația (5.37):
ɳ=1−144 ,1874
46 804 ,832 +1656 ,4235−0,05=1−0,0029 −0,05=0,9471 ≅95%
Debitulul de combustibil corespunzător randamentului cuptorului se află cu ecuația
(5.38):

75
𝐵=151 124 715
0,95∙(46 804 ,832 +1656 ,4235 )=3282 ,5944 [𝐾𝑔
ℎ]
Pentru determinarea debitului de aer utilizat se folosește ecuația (5.39):
𝐵𝑎𝑒𝑟=28,84∙3282 ,5944 ∙0,6075 =28,84∙1994 ,1761𝐾𝑚𝑜𝑙
ℎ
28,9644𝐾𝑔
𝐾𝑚𝑜𝑙=28,84∙68,8492
=1985 ,6109 [𝐾𝑔
ℎ]
𝑀𝑎𝑒𝑟=28,9644 [𝐾𝑔
𝐾𝑚𝑜𝑙]
Debitul gazelor de ardere se determină cu ecuația (5.40):
𝐵𝑔𝑎=3282 ,5944 ∙18,4344 =60 512 ,6582 [𝐾𝑔
ℎ]

5.6.2. Bilanțul termic al cuptorului pe secții
Calcularea gazelor de ardere la această t emperatură se face cu ecuația (5.41):
𝑖𝑔𝑖=360 ∙(0,0624 ∙41,26+0,1026 ∙34,21+0,4728 ∙29,395 +0,0114 ∙30,17)
=7316 ,676 [𝐾𝑔
𝐾𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏]
Pierderile de căldură în preîncălzitorul de aer se află cu ecuația (5.42):
𝑄𝑝𝑝=0,01∙3282 ,5944 ∙(46 804 ,832 +1656 ,4235 )=1 590 786,459 [𝑘𝐽
ℎ]
=1 590 ,7864 ∙103 [𝐾𝑗
ℎ]
Căldura preluată de aer în preîncălzitor se determină cu ecuațiile (5.43) și (5.44):
𝑄𝑎𝑒𝑟=3282 ,5944 ∙(7316 ,676 −144 ,1874 )−1590 ,7864 ∙103
=22 380 324 ,18 [𝐾𝐽
ℎ]=22 380 ,3241 ∙103 [𝐾𝐽
ℎ]
𝑞𝑎𝑒𝑟=22 380 ,3241 ∙103𝐾𝐽/ℎ
3282 ,5944 𝐾𝑔/ℎ=6817 ,8767 [𝐾𝐽
𝐾𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏]
Entalpia aerului preîncălzit se calculează cu ajutorul ecuației (5.45):

76
𝑖𝑎𝑝=1236 ,2017 +6817 ,8767 =8054 ,0784 [𝐾𝐽
𝐾𝑔]
Temperatura aerului preîncălzit se determină cu ecuația (5.46):
𝑡𝑎𝑝=8054 ,0784
0,6075 ∙29,455=450,1≅450 °𝐶
Se admite temperature gazelor de ardere la trecerea din secția de radiație în secția de
convecție (la prag) 𝑡𝑝=900 °𝐶
Entalpia gazelor de ardere la această temperatură se calculează cu ecuația (5.47):
𝑖𝑔𝑝=900 ∙(0,0624 ∙48,99+0,1026 ∙37,85+0,4728 ∙31,07+0,0114 ∙32,87)
=18 355 ,221 [𝐾𝐽
𝐾𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏]
Luând în considerație ecuația (5.48), pierderile de căldură în secția de convecție sunt
egale cu:
𝑄𝑝𝑐=1590 ,7864 ∙103[𝐾𝐽
ℎ]
Căldura luată de materia primă în secția de convecție se determină cu ecuația (5.49):
𝑄𝑐=3282 ,5944 ∙(18 355 ,221 −7316 ,676 )−1590 ,7864 ∙103
=34 644 279 ,6𝐾𝐽
ℎ:3600 =9623 ,411𝐾𝐽
𝑠=𝐾𝑊 =9623 ,411 ∙103 𝑊
Pentru aflarea căldurii preluate de materia primă în secția de radiație se folosește
ecuația (5.50):
𝑄𝑟=151 124 715 −34 644 279 ,6=116 480 435 ,4𝐾𝐽
ℎ=32355 ,6765 ∙103 𝑊
Entalpia țițeiului la intrarea în radiație se calculează cu ecuația (5.51):
𝑖𝑖𝑟=0,456 ∙1289 ,8543 +0,456 ∙963 ,2798 −116 480 435 ,4
281 495=613 ,6369 [𝐾𝐽
𝐾𝑔]
Temperatura țițeiului la intrarea în radiație, având în vedere că 𝐾=11,7 se
determină din ecuația (5.52):
613 ,6369 =[(2,964 −1,332 ∙0,9037 )∙𝑡+(0,003074 −0,001154 ∙0,9037 )∙𝑡2]
∙(0,0538 ∙11,7+0,3544 )
→0,00203 ∙𝑡2+1,7602 ∙𝑡−626 ,1601 =0

77
→𝑡𝑖𝑟=−1,7602 ±√1,76022+4∙0,00203 ∙626 ,1601
2∙0,00203=271 °𝐶
Entalpia amestecului combustibil corespunz ător aerului preîncălzit se află cu ecuația
(5.53):
𝑖′𝑎𝑐=8054 ,0784 +440 ,9777 =8486 ,0561 [𝐾𝐽
𝐾𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏]
Căldura totală introdusă și dezvoltată în focarul cuptorului se calculează cu ecuația
(5.54):
𝑄=3282 ,5944 ∙(46 804 ,832 +8486 ,0561 )=181 497 559 ,6𝐾𝐽
ℎ
=50 415,9887 ∙103 𝑊

5.6.3. Dimensionarea secției de radiație
Calcularea debitului volumic de țiței rece știind că 𝜌ț𝑖ț𝑒𝑖=903 ,7 [𝐾𝑔/𝑚3] se face
cu ecuația (5.55):
𝑄𝑣=281 495𝐾𝑔
ℎ
3600 ∙903 ,7𝐾𝑔
𝑚3=0,0865 [𝑚3
𝑠]
Viteza țițeiului rece în tuburi, pentru dou ă circuite se determină cu ecuația (5.56):
𝑤=0,0865 ∙4
2∙3,14∙0,1992=0,2768 [𝑚
𝑠]
Aria de transfer de căldură necesară în secția de radiație se află cu ajutorul ecuației
(5.57):
𝐴𝑟=39083 ,2264 ∙103
33 959 ,0165=1150 ,8939 𝑚2
Numărul de tuburi se află folosind ecuația (5.58):
𝑛𝑡=1150 ,8939
3,14∙0,219 ∙22=76,07 𝑡𝑢𝑏𝑢𝑟𝑖
Pentru siguranță se vor lua în considerare 78 de tuburi.
Recalcularea lui A r și T t:

78
𝐴𝑟=78∙𝜋∙0,219 ∙22=1180 ,0245 𝑚2
𝑇𝑡=39083 ,2264 ∙103
1180 ,0245=33 120 ,6906 [𝑊
𝑚2]
Se admite lățimea secției de radiație 𝑙𝑟=5 𝑚 și se vor așeza 6 tuburi pe șir, iar cu
ecuația (5.59) vom afla lățimea secției de convecție:
𝑙𝑐=(6+0,5)∙0,25=1,625 𝑚
Lungimea unui umăr, având în vedere înclinarea umerilor de 45° în secția de radiație,
se calculează cu ecuația (5.60) iar înălțimea secției de convecție cu ecuația (5.61):
ℎ𝑐=5−1,625
2=1,68
𝐿𝑢=√1,682+1,682=2,3758 𝑚
Numărul de tuburi pe un umăr se calculează cu ecuația (5.62):
𝑛𝑡𝑢=2,3758
0,406=5,8517 ≅6 𝑡𝑢𝑏𝑢𝑟𝑖
Numărul de tuburi pe u n perete lateral se află cu ecuația (5.63):
𝑛𝑡𝑝=78
2−6=33 𝑡𝑢𝑏𝑢𝑟𝑖
Înălțimea peretelui lateral se determină cu ecuația (5.64):
ℎ𝑝𝑙=33∙0,406 =13,398 𝑚
Înălțimea secției de radație se află cu ajutorul ecuației (5.65):
ℎ𝑟=13,398 +1,68=15,078 ≅15 𝑚
Volumul secției de radiație se calculează cu ecuația (5.66):
𝑉=(5∙13,398 +1,625 +5
2∙1,68)∙22=1596 ,21 𝑚3
Se admite lățimea umărului radiației de 1,5 m.
Lățimea radiației se determină cu ecuația (5.67):
𝑙𝑟=1,625 +2∙1,5=4,625 ≅5 𝑚
Tensiunea volumetrică se calculează cu ecuația (5.68):

79
𝑇𝑣=50 415 ,9887 ∙103
1596 ,21=31 584 ,8094 [𝑊
𝑚3]
Numărul de injectoare, cu capacitatea de 200 [𝐾𝑔 𝑐𝑜𝑚𝑏
ℎ] se află cu ajutorul ecuației
(5.69):
𝑁𝐴=3282 ,5944
200≅16 𝑖𝑛𝑗𝑒𝑐𝑡𝑜𝑎𝑟𝑒
Injectoarele se plasează intercalat, pe 2 linii distanțate cu 1,2 m.
Se calculează distanța între două injectoare alăturate, de pe aceeași linie cu ecuația
(5.70):
𝑠=22,626
8+0,5=2,66 𝑚
Distanța între două injectoare alăturate de pe linii diferite se află cu ecuația (5.71):
𝑠′=√(2,66
2)2
+1,22=1,7913 𝑚
Tuburile se plaseaz ă cu axul la (1,136 ∙𝑑𝑒 ) față de perete.
Distanța de la injectoare la fața tuburilor se află cu ecuația (5.72):
𝑠′′=5
2−1,2
2−(1,136 +0,5)∙0,239 =1,508 𝑚
Se ia temperatura medie în focar ca fiind 𝑡𝑚𝑓=900 +40=940° 𝐶
Aria tota lă a pereților secției de radiație se caldulează cu ecuația (5.79):
𝐴𝑡=(2∙13,398 +2∙2,3758 +5)∙22+2∙(5∙13,398 +5+1,625
2∙1,68)
=949 ,1572 𝑚2
Pentru aflarea ariei plane ocupate de ecran se folosește ecuația (5.81):
𝐴𝑝=78∙0,406 ∙22,626 =716 ,5201 𝑚2
Coeficientul relativ de radiație, pentru un singur șir de tuburi plasat la perete se
calculează cu ecuația (5.74) , dar pentru aceasta este nevoie de coeficientul x mai întâi, iar
acesta se află cu ajutorul ecuației (5.75):

80
𝑠
𝑑𝑒=0,406
0,219=1,854 (𝑎𝑟𝑖𝑎 𝑝𝑒𝑟𝑒 ț𝑖𝑙𝑜𝑟 𝑎𝑐𝑜𝑝𝑒𝑟𝑖 ț𝑖 𝑑𝑒 𝑡𝑢𝑏𝑢𝑟𝑖 )
𝑥=1−1
1,854∙(√1,8542−1−𝑎𝑟𝑐𝑡𝑔 √1,8542−1)=0,698
𝐾𝑟=2∙0,698 −0,6982=0,9087
Aria echivalentă a ecranului se determină cu ecuația (5.80):
𝐴𝑒𝑒=716 ,5201 ∙0,9087 =651 ,1018 𝑚2
Gradul de ecranare se află cu ecuația (5 .78):
𝜓=651 ,1018
949 ,1572=0,6859
Presiunile parțiale ale H 2O și CO 2 se calculează pentru presiunea totală egală cu
presiunea normală atmosferică cu ecuațiile (5.82) și (5.83) , iar apoi se face suma acestora
(5.84).
𝑝𝐻2𝑂=1,01325 ∙0,1026
0,6576=0,158 𝑏𝑎𝑟
𝑝𝐶𝑂2=1,01325 ∙0,0624
0,6576=0,0961 𝑏𝑎𝑟
𝑝𝐻2𝑂+𝑝𝐶𝑂2=0,158 +0,0961 =0,2574 𝑏𝑎𝑟

Pentru dimensiunile relative ale secției de radiație : 𝑙−𝐻−𝐿=5−11−23≅1−
2−4 grosimea medie a stratului de gaze se calculează cu ecuația (5.85):
𝑙=2
3∙√1596 ,21 3=7,791 𝑚
Coeficientul de emisie a gazelor din focar se află cu ecuația (5.77):
𝑒𝑔=0,6344 −0,00017 ∙940 +0,1886 ∙ln(0,2574 ∙7,791 )=0,6058
Coeficientul de radiație reciprocă se determină cu ecuația (5.76):
𝐹=1
1,111 +1−0,6058
0,6058∙0,6859=0,6421
Temper atura medie a materiei prime în zona de radiație se află cu ecuația (5.86):

81
𝑡𝑚𝑝=271 +392
2=332° 𝐶
În serpentinele din radiație are loc vaporizarea și se poate calcula temperatura
ecranului cu ecuația (5.87):
𝑡𝑒=332 +1
20∙(940 −332 )=362 ,4≅362° 𝐶
𝑇𝑒=635 °𝐾 ; 𝑇𝑚𝑓=1214 °𝐾;
Tensiunea termic ă în zona de radiație se poate determina cu ecuația (5.73):
𝑇𝑡=5,67∙0,6421 ∙0,9087 ∙1,854
3,14∙[(1241
100)4
−(635
100)4
]+5,37∙(940 −362 )
=46 257 ,3176 [𝑊
𝑚2∙°𝐶]

5.6.4. Dimensionarea secției de convecție
Temperatura medie a g azelor de ardere în secția de convecție se află cu ecuația (5.92):
𝑡𝑔=900 +360
2=630 °𝐶; 𝑇𝑔=904 °𝐾;
Temperatura medie a materiei prime în secția de convecție se determină cu ecuația
(5.93):
𝑡𝑚=228 +271
2≅250 °𝐶
Temperatura medie a ecranului se calculează cu ecuația (5.94):
𝑡𝑒≈250 +1
30∙(630 −250 )=262 ,6666 ≅263 °𝐶≅536 °𝐾
Grosimea medie a stratului de gaze se determină cu ecuația (5.95):
𝑙=0,152 ∙[0,9924 ∙(0,25
0,152)2
−0,9]=0,271 𝑚
Calculul coeficientului de transfer de căldură prin radiația gazelor de ardere se face cu
ecuațiile (5.88) și (5.89) . Pentru determinarea coeficientului de transfer de căldură pentru
H2O avem nevoie de un coeficient x ce se calculează cu ecuația (5.90).

82
𝛼𝐶𝑂2=10,35∙0,9∙(0,0961 ∙0,271 )0.4
630 −261∙[(904
100)3,2
−(535
100)3,2
∙(904
535)0,65
]
=4,9085 [𝑊
𝑚2∙°𝐶]
𝑥=2,323 +1,37∙(0,158 ∙0,271 )0,3333=2,8023
𝛼𝐻2𝑂=0,9∙(46,52−84,9∙0,158 ∙0,271 )∙(0,158 ∙0,271 )0,6
630 −266
∙[(904
100)2,8023
−(535
100)2,8023
]=5,8941 [𝑊
𝑚2∙°𝐶]
Calculul coeficientului de transfer de căldură prin radiația gazelor de ardere se face cu
ecuaț ia (5.91):
𝛼𝑟𝑔=4,9085 +5,8941 =10,8026 [𝑊
𝑚2∙°𝐶]
Secțiunea minimă de curgere se determină cu ecuația (5.97):
𝑆𝑚=23∙(1.625 −6∙0,152 )=16,399 𝑚2
Viteza de masă a gazelor de ardere în secțiunea minimă rezultă din ecuația (5.98):
𝜌𝑤=60 512 ,6582
3600 ∙16,399=1,025 [𝐾𝑔
𝑚2∙𝑠]
Calculul coeficientului de convecție pentru gazele de ardere se face cu ajutorul
ecuației (5.96):
𝛼𝑐=0,292 ∙1∙0,07835
0,1520,4∙(0,9545
38,274 ∙10−6)0,6
=21,1231 [𝑊
𝑚2∙°𝐶]
Aria ecranului este determinată cu ecuația (5.100):
𝐴𝑒=12∙6∙𝜋∙0,152 ∙22,626 =777 ,5234 𝑚2
Înălțimea ocupată de fascicul se calculează cu ecuația (5.101):
ℎ=11∙0,216 +0,152 =2,528 𝑚
Aria pereților laterali se află cu ecuația (5.102):
𝐴𝑝𝑙=1,625 ∙22,626 ∙2,528 =92,9476 𝑚2
Calculul coeficientului de transfer de căldură prin radiația pereților se va face cu
ecuația (5.101):

83
𝛼𝑟𝑝=92,9476
777 ,5234
1
21,1231 +10,8026+1
0,227 ∙0,95∙(536
100)3=1,943 [𝑊
𝑚2∙°𝐶]
Coeficientul global de transfer de căldură se determină cu ecuația (5.103):
𝐾𝑒𝑑=21,1231 +10,8026 +1,943 =33,8687 [𝑊
𝑚2∙°𝐶]
Se prezi ntă mai jos schema fluxurilor din convecție

900 360
271 228
629̅̅̅̅̅ 132̅̅̅̅̅
De aici rezultă că:
∆𝑡𝑖𝑛𝑡=271 −228 =43 °𝐶
∆𝑡𝑒𝑥𝑡=900 −360 =540 °𝐶
∆𝑡𝑐𝑟=132 °𝐶
∆𝑡𝑐𝑐=629 °𝐶
Calculul diferenței medii de temperatură se face cu ecuația (5.104):
∆𝑡=±43
12∙𝑙𝑛1
1+43
540∙𝑙𝑛43−540
43−540 ∙(132
629)1
12=318 ,991 ≅319 °𝐶
Se verifică aria de transfer de căldură necesară cu ajutorul ecuației (5.105):
𝐴′𝑒=9623 ,411 ∙103
33,8687 ∙319=890 ,7171 𝑚2
Numărul de șiruri de tuburi se determină cu ecuația (5.106):
𝑛𝑠=890 ,7171
6∙𝜋∙0,152 ∙22,626=13,7469 ≅14 𝑟â𝑛𝑑𝑢𝑟𝑖
Tensiunea termică în secția de convecție se află cu ecuația (5.107):

84
𝑇𝑡=9623 ,411 ∙103
777 ,5234=12377 ,0049 ≅12377 [𝑊
𝑚2]

5.7. Concluzii
În urma calculului de dimensionare al cuptorului tehnologic din instalația de
distilare atmosferică, cu un debit de 𝑚𝑚𝑝=281 495 (𝐾𝑔/ℎ), s-au obținut:
– Puterea calorică inferioară ( Hi) a combustibililor gazoși (gaze reziduale): 𝐻𝑖𝑔𝑎𝑧𝑒 =
46 804 ,832 (𝐾𝐽/𝐾𝑔)
– Căldura preluată de materia primă în cuptor, 𝑄𝑚𝑝=41,979 ∙106 (𝑊)
– Randamentul cuptorului, ɳ=95%
– Căldura totală introdusă și devoltată în focarul cuptorului, 𝑄=50 415 ,9887 ∙
103 𝑊
În urma dimensionării secției de radiație s -au obținut:
– Debitul volumic de țiței, 𝑄𝑣=0,0865 (𝑚3/𝑠)
– Viteza țițeiului în tuburi, 𝑤=0,2768 (𝑚/𝑠)
– Aria de transfer termic, 𝐴𝑟=1150 ,8939 𝑚2
– Numărul de tuburi, 𝑛𝑡≅76 𝑡𝑢𝑏𝑢𝑟𝑖
– Înălțimea peretelui lateral, ℎ𝑝𝑙=13,398 𝑚
– Înălțimea secției de radiație, ℎ𝑟≅15 𝑚
– Volumul secției de radiație, 𝑉=1596 ,21 𝑚3
– Lățimea secției de radiație, 𝑙𝑟≅5 𝑚
– Tensiunea volumetrică, 𝑇𝑣=31 584 ,8094 (𝑊/𝑚3)
– Tensiunea termică, 𝑇𝑡=46 257 ,3176 (𝑊
𝑚2∙°𝐶)
– Coeficientul de emisie a gazelor din focar, 𝑒𝑔=0,6058
– Coeficientul de radiație reciprocă, 𝐹=0,6421
În urma dimensionării secției de convecție s -au obținut valori pentru:
– Coeficientul de transfer de căldură al gazelor de ardere, 𝛼𝐶𝑂2=4,9085 (𝑊
𝑚2∙°𝐶)
– Coeficientul de transfer de căldură pentru apă, 𝛼𝐻2𝑂=5,8941 (𝑊
𝑚2∙°𝐶)
– Coeficientul de transfer de căldură prin radiația gazelor de ardere, 𝛼𝑟𝑔=
10,8026 (𝑊
𝑚2∙°𝐶)

85
– Coeficientul de transfer de căldură prin radiația pereților, 𝛼𝑟𝑝=1,943 (𝑊
𝑚2∙°𝐶)
– Coeficientul de convecție, 𝛼𝑐=21,1231 (𝑊
𝑚2∙°𝐶)
– Înălțimea ocu pată de fascicol în secția de convecție, ℎ=2,528 𝑚
– Aria pereților laterali, 𝐴𝑝𝑙=92,9476 𝑚2
– Coeficientul global de transfer de căldură, 𝐾𝑒𝑑=33,8687 (𝑊
𝑚2∙°𝐶)
– Aria de transfer de căldură necesară, 𝐴′𝑒=890 ,7171 𝑚2
– Tensiunea termică în secția de con vecție, 𝑇𝑡=12377 (𝑊
𝑚2)

CAPITOLUL 6. NORME DE PROTECȚIA MUNCII ÎNTR -O
INSTALAȚIE DE DISTILARE ATMOSFERICĂ

6.1. Introducere
Siguranța este extrem de importantă în toate rafinăriile de țiței. Fiecare angajat este
implicat în elaborarea regulamentelor și procedurilor de securitate a muncii. În acest fel,
orice persoană care lucrează în rafinărie face parte din sistemul de siguranță și va fi
întotdeauna sigur de a lucra în condiții de siguranță și de a ajuta pe alții să lucreze în
siguranță. Toate locurile de muncă de rutină în rafinărie trebuie să respecte standarde înalte
de siguranță. Nici o lucrare nu poate fi efectuată fără permis. Acest lucru există pentru a se
asigura că personalul știe întotdeauna unde se lucrează. De fiecare dată când lucrătorii su nt
în site -ul de rafinărie, ei trebuie să poarte haine de siguranță cunoscute ca echipament
individual de protecție (EIP), compus din : combinezon, cască, bocanci, ochelari de
protecție, mască de gaze etc.

6.2. Factori de risc
Hidrogenul sulfurat, acidul clorhidric și sărurile din desalinator sunt principalele
cauze ale coroziunii în unitate. Coroziunea este sursa de scurgere a uleiului și a
hidrocarburilor evaporate. Scurgerile de hidrocarburi cu puncte de fierbere scăzute pot duce,
eventual, la incendii și explozii în unitate. Întreținerea programată este necesară pentru a
preveni coroziunea.

86
Hidrocarburile cu punct de fierbere scăzut se pot scurge din conexiuni
necorespunzătoare între cuptor, schimbătoare de căldură și coloana de distilare. În cazul în
care scurgerile de hidrocarburi găsesc orice sursă de aprindere poate avea loc un incendiu
și/sau se poate produce o explozie. Cracarea termică este sursa de formare a cocsului, ce
poate bloca liniile și conexiunile, iar acest lucru duce la supra -presurizare și, uneori, la eșec
în unitate și în consecință la închiderea sistemului. Formarea cocsul ui poate fi prevenită prin
controlul temperaturii și presiunii.
Accidentalii nori de vapori cu pericol de explozie sunt de mare interes pentru
industria chimică și cea de prelucrare de țiței. Un număr mare de accidente de explozie
catastrofale au avut co nsecințe semnificative în ceea ce privește decesul, vătămări corporale,
pagube materiale, pierderi de profit, și impactul asupra mediului. Explozivii de combustibil –
aer (ECA) dispersează un nor de combustibil, care dacă este aprins de o sursă produce o
explozie. Principala forță distructivă a ECA este supra -presiunea mare. Există un raport
minim de vapori de combustibil în aer sub care nu se va produce aprinderea. De asemenea,
există un raport maxim de vapori de combustibil în aer, la care nu se va produce
aprinderea. Acestea se numesc limite inferioare și superioare de explozie. Pentru vaporii de
benzină, intervalul exploziv este 1.3 -6.0% mol vapori de aer iar pentru metan, acest interval
este de 5 -15% mol. Limitele de inflamabilitate sunt legate de limitel e de explozie, deoarece
cele mai multe explozii sunt urmate de foc. Masa și tipul de material eliberat contribuie la
potențialele daune de la o explozie de nor de vapori.
Procesele de rafinare includ potențialele riscuri de pericol din cauza condițiilor d e
funcționare excesive, cum ar fi temperatura și presiunea, în plus față de materialul periculos
de proces. Un accident poate fi catastrofal pentru o instalație și facilitățile din apropiere și
chiar pentru locuitorii din apropierea unei rafinării. Recent, tehnici de gestionare a riscurilor
au fost aplicate în industria petrolieră și această cerere a sporit siguranța instalațiilor prin
intermediul modificărilor în proiectare și funcționarea instalației.
Suprapresiunile pot afecta condițiile normale de func ționare, de aceea, sunt instalate
supape de siguranță în liniile în care suprapresiunea este posibilă. Dispozitivul are un punct
setat la care are loc depresurizarea, care este sub presiunea de lucru maximă admisibilă.
Obiectivul unei flăcări este de a ar de gazul pentru a produce produse de ardere care
nu sunt nici toxice, nici combustibile. Atunci când condițiile de funcționare se schimbă,
flăcările pot fi utilizate ca parte a procesului pentru a se asigura că echipamentele de rafinărie
funcționează în co ndiții de siguranță. În cele mai multe cazuri, hidrocarburile sunt recuperate

87
și reutilizate în procesul de rafinare. Cu toate acestea, în unele cazuri, hidrocarburile
reziduale sunt arse. Combustia vaporilor de hidrocarburi are ca rezultat apă și dioxid d e
carbon. Aceasta este cea mai potrivită metodă de prevenire a evacuării vaporilor de
hidrocarburi în atmosferă [28].

88
CONCLUZII

În această lucrare mi -am propus să prezint metode de îmbunătățire aduse cuptorului
tubular din instalația de distilare atmosferică, pe baza articolelor de specialitate din ultimii
zece ani și să realizez un calcul tehnologic de dimensionare al secțiilor unui astfel de cuptor.
În urma cercetărilor, s -au propus metoda ca:
 Îmbunătățirea sistemelor de c ontrol al temperaturii, acesta fiind un subiect important
de cercetare, prin: modelări matematice ce descriu comportamentele termice ale
cuptorului sau prin proiectarea de regulatoare PID (proportional -integral -derivate)
mai performante pe baza teoriei fuz zy.
 Aplicarea unor tehnologii de economisire a energiei ale unui cuptor din rafinării,
precum: îmbunătățirea eficienței termice prin reducerea pierderilor de căldură,
reutilizarea gazelor reziduale ca și combustibil înlocuitor al gazului natural, sau prin
ajustarea unghiului amortizorului rezidual pentru a reduce viteza creșterii gazelor în
cuptor.
 Echilibrarea sarcinii cuptorului prin controlul său cu un regulator proiectat folosind
modelul sistemului de control și simulări.
 Reducerea emisiilor cuptoarelor tehnologice prin aplicarea unui deflector pentru a
realiza arderea completă a emisiilor poluante și a reactanțiilor, simultan.
 Îmbunătățirea procesului de combustie prin introducerea combustibilului prin
pulverizare, în acest caz combustibilul fiind păcur a.
În urma calculului de dimensionare al cuptorului tehnologic din instalația de distilare
atmosferică, având un debit de 281 495 (Kg/h) s -a obținut un randament teoretic al cuptorului
de 95%. Valorea practică este influențată de căldura pierdută cu gazel e de coș sau prin pereții
cuptorului în diferite zone.
Coeficientul global de transfer de căldură, 𝐾𝑒𝑑=33,8687 (𝑊
𝑚2∙°𝐶) s-a obținut cu
ajutorul coeficientului de transfer de căldură prin radiația gazelor de ardere 𝛼𝐶𝑂2, coeficientul
de transfer al a pei 𝛼𝐻2𝑂, coeficientul de transfer de căldură prin radiația pereților 𝛼𝑟𝑝 și
coeficientul de convecție 𝛼𝑐.

89
În urma dimensionării secției de radiație s -au obținut valori ale ariei de transfer
termic 𝐴𝑟=1150 ,8939 𝑚2, înălțimii peretelui lateral ℎ𝑝𝑙=13,398 𝑚, ale înălțimii secției
de radiație ℎ𝑟≅15 𝑚, volumul secției de radiație 𝑉=1596 ,21 𝑚3, lățimea secției de
radiație 𝑙𝑟≅5 𝑚. Înălțimea ocupată de fascicol în secția de convecție este ℎ=2,528 𝑚 iar
aria de transfer de căldură necesară este 𝐴′𝑒=890 ,7171 𝑚2.
Tensiunea termică în secția de radiație are valorea 46 257,3176 (𝑊
𝑚2∙°𝐶), iar în secția
de convecție 𝑇𝑡=12377 (𝑊
𝑚2).

90
BIBLIOGRAFIE

1. Alexandru Pavel, Alexandru Nicoară, “Cuptoare tubulare petrochimice ”
Editura Tehnic ă, București 1995, Cap. 1, pg. 17 – 33.
2. Lucian Gavrilă, “Fenomene de transfer .Transfer de c ăldură și de masă ”, vol.2,
Editura Alma Mater, Bacău 2000, Cap. 4, pg. 1. pg. 23 – 28.
3. Waren M. Rohsenow, James P. Har tnett, Young I. Cho, „ Handbook of heat
transfer ”, Third Edition, Editura MCGRAW -HILL, 1998, Cap 1, pg 1 -, pg. 1.4
– 1.6.
4. Neagu Anișoara A ., “Procese de transfer de căldură – note de curs ” 2017,
format electronic, C1 -3, pg. 1 – 30
5. Emilian Bratu, “ Opera ții unitare în ingineria chimică ” vol.2, Editura Tehnică,
București 1984, Cap. 18, pg.185 – 186.
6. Suciu Gheorghe C. „ Ingineria prelucrării hidrocarburilor ”, vol.4, Editura
Tehnic ă, București, 1993, Cap.2, pg.34 – 104.
7. Sterpu Anca „ Tehnologia distilării petrolulu i- note de curs ” 2016, , format
electronic, Curs 5, pg. 1 – 25
8. David S. Jones, Peter R. Pujado „ Handbook of Petroleum Processing ” Editura
Springer, USA 2006, Cap.3, pg.111 – 137.
9. V. Teșcan, D. Apostol, D. Bresnea, I. Onuțu “Tehnologia distilării petrolului .
Coloane de fracționare. Îndrumător pentru proiecte de an și de diplomă ”
Ploiești, 1996.
10. Peter Mullinger, Barrie Jenkins “ Industrial and Process Furnaces. Principles,
Design and Operation ” Second Edition, Editura ELSEVIER, Amsterdam
2014,Cap.1 pg.1 – 11 , Cap. 11 pg.417 – 418.
11. R. K. Sinott “Chemical Engineering Design” vol.6 Editura ELSEVIER, 2005,
Cap.12 pg. 769 – 774
12. Dumitru Dobrinescu „ Echipamente de transfer termic și utilaje specifice ”
Editura Cap.4 pg. 246 – 254, Cap.1 pg. 40
13. http://www.amecfw.com/documents/brochures -publications/brochures/fired –
heaters.pdf
14. Ali Chaibakhsh, Nasim Ensansefat, Ali Jamali, Ramin Kouhikamali, Hamidreza
Najafi, “ Crude oil direct fired furnace model ” Applied Thermal Engineering 83
(2015) 57 – 70
15. Wang Ping, Xie Changfang, Xu Shiming, Ge Yulin, “ Application of Energy –
saving Technology on Furnaces of Oil Refining Units ” Procedia Environmental
Sciences 12 (201 2) 387 – 393
16. Chien -Li Lee, Shuhn -Shyurng Hou, Wen -Jhy Lee, Chih -Ju G. Jou, “ Improving
cost-effectiveness for the furnace in a full -scale refinery plant with reuse of
waste tail gas fuel ” International journal of hydrogen energy 35 (2010) 1797 –
1802
17. Chien -Li Lee, Chih -Ju G. Jou “ Improving furnace energy efficiency through
adjustment of damper angle ” International journal of hydrogen energy 38
(2013) 2504 – 2509

91
18. Ching -Kuei Hsu, Chien -Li Lee, Chen -Hua Wang, Chih -Ju G. Jou, “ Reduction
of energy consumption a nd pollution emissions for industrial furnace using
hydrogenrich tail gas ” International journal of hydrogen energy xxx (2014) 1 –
6
19. SHI Dequan, GAO Guili, GAO Zhiwei, XIAO Peng “ Application of Expert
Fuzzy PID Method for Temperature Control of Heating Furnace ” Procedia
Engineering 29 (2012) 257 – 261
20. Dou Zhenhai, Sun Lianyun,” Design of Temperature Controller for Heating
Furnace in Oil Field ” Physics Procedia 24 (2012) 2083 – 2088
21. Cristian Pătrășcioiu, Sanda Mihalache “ Load balancing control system of a
furnace from atmospheric distillation unit ” 18th European Symposium on
Computer Aided Process Engineering – ESCAPE 18 (2008) 447 – 452
22. Bo Liu, Yuan -Hua Wang, Hong Xu “ Mild combustion in forward flow furnace
of refinery -off gas for low -emissions by deflect or” Applied Thermal
Engineering 91 (2015) 1048 – 1058
23. Ana I. Escudero, Sergio Espatolero, Luis M. Romeo “ Oxy-combustion power
plant integration in an oil refinery to reduce CO 2 emissions ” International
Journal of Greenhouse Gas Control 45 (2016) 118 –129
24. Igor Bonefačić, Igor Wolf, Paolo Blecich “ Improvement of fuel oil spray
combustion inside a 7 MW industrial furnace: A numerical study ” Applied
Thermal Engineering 110 (2017) 795 –804
25. Seyyed Shahabeddin Azimi, Mohammad Hosain Namazi “ Modeling of
combustion of gas oil and natural gas in a furnace: Comparison of combustion
characteristics ” Energy 93 (2015) 458 – 465
26. Neagu Ani șoara Arleziana „ Procese de transfer de căldură. Îndrumar de
proiect ” Editura Ovidius University Press 2011 Cap. 3 pg.67 – 90
27. Koncsag C. I. “Fizico -chimia petrolului ” Ovidius University Press, Constanța,
2003, Cap.2 pg.41
28. Mohamed A. Fahim, Taher A. Al -Sahhaf, Amal Elkilani “ Fundamentals of
Petroleum Refining ” Editura ELSEVIER 2010 Cap.14 pg.357 – 376

92

ANEXĂ

93

Figura 1 . Curba ɳ – ρ a țițeiului

Figura 2 . Curba % medii – densitate

y = 0.0016x + 0.6883
0.690.70.710.720.730.740.750.760.770.78
0 10 20 30 40 50 60Densitate g/cm3
RandamentCurba ɳ -ρ

94

Figura 3 . Nomograma pentru determinarea rapidă a masei moleculare a
produselor petroliere [29].