CAPITOLUL 1 – IMPORTANȚA PROCESULUI DE HIDROFINARE ……………….. 7 CAPITOLUL 2 – TERMODINAMICA ȘI CINETICA PROCESELOR DE HIDROFINARE… [610063]

5
CUPRINS

CAPITOLUL 1 – IMPORTANȚA PROCESULUI DE HIDROFINARE ……………….. 7
CAPITOLUL 2 – TERMODINAMICA ȘI CINETICA PROCESELOR DE
HIDROFINARE …………………………………………………………………………………………….. …… 9
2.1 Reacții chimice î n cadrul procesului de hidrofinare ………………………………. 9
2.1.1 Hidrogenarea compușilor cu sulf ………………………………………………….. 9
2.1.2 Hidrogenarea compușilor cu azot ………………………………………………… 10
2.1.3 Hidrogenarea compușilor oxigenați …………………………………………….. 11
2.1.4 Hidrogenarea compușilor olefinici ……………………………………… ………. 12
2.1.5 Hidrogenarea compușilor aromatic i ……………………………………………. 12
2.1.6 Demetalizare ………………………………………………………………………………. 13
2.1.7 Reacțiile chim ice ce se produc în s ecția de desulfurare / comprimare
gaze ……………………………………………………………………………………………………. 13
2.2 Termodinamica și cinetica proceselor de hidrofinare ………….. ………………. 14
2.2.1 Temperatura ………………………………………………………………………………. 14
2.2.2 Presiunea ……………………………………………………………………………………. 14
2.2.3 Raportul hidrogen / materie primă ………………………………………………. 15
2.2.4 Influența vitezei volumare …………………………………………………………… 15
2.3 Curbele caracteristice materiilor prime ………. ……………………………………… 16
2.3.1 Curba PRF …………………………………………………………………………………. 16
2.3.2 Curba procente medii / densitate ……………………………………………… …. 16
2.3.3 Curba procente medii / masă molecular ă …………………………………….. 17
2.3.4 Curba VE (vaporizare în echilibru) ……………………………………………… 18
2.4 Catalizatori ……………………………………….. ………………………………………………. 19

CAPITOLUL 3 – REALIZAREA INDUSTRIALĂ A PROCESULUI DE
HIDROFINARE ………………………………………………………………………………………………… 2 2
3.1 Materii pri me pentru instalațiile de hidrofinare ………………………………….. 23
3.2 Realizarea industrială a hidrofinării …………………………………………………… 23
3.2.1 Hidrofinarea benzinei ………………………………… ……………………………….. 26
3.2.2 Hidrofinarea distilatelor medii (petrol, motorin ă) …………………………. 28
3.2.3 Hidrofinarea rezidului de distilare atmosferică …………………………….. 31

6
CAPITOLUL 4 – MODELAREA REACT ORULUI DE HIDROFINARE ……………. 34
CAPITOLUL 5 – SIMULAREA FUNCȚIONĂRII UNEI INSTALAȚII DE
HIDROFINARE ………………………………………………………………………………………………… 3 7
5.1 Tema de calcul ……….. …………………………………………………………………………. 37
5.2 Date de calcul …………………………………………………………………………………….. 37
5.3. Calculul compoziției fluxurilor de materi al ………………………………………… 38
CAPITOLUL 6 – NORME DE PROTECȚIA MUNCII ȘI NORME PENTRU
PREVENIREA ȘI STINGEREA INCENDIILOR SPECIFICE INSTALAȚIILOR
DE HIDROFINARE ……………………………………………………………. …………………………….. 58
6.1 Reguli generale de protecția muncii …………………………………………………….. 58
6.2 Norme pentru prevenirea și stingerea incendiilor în instalațiile pentru
colectarea și transportul petrolu lui și produselor petroliere ………………………. 59
6.3 Categoriile pericolulu i de incendiu al construcțiilor …………………………….. 60
6.4 Prevenirea incendiilor la instalațiile de conducte …………………………………. 6 1
6.5 Stingerea incendiilor …………………………………………………………………………… 62
CONCLUZII GENERALE ………………………………………………………………………………… 63
BIBLIOGRAFIE …….. ………………………………………………………………………………………… 64

7
CAPITOLUL 1
IMPORTANȚA PROCESULUI DE HIDROFINARE

În general, rezervele de țiței cu conținut redus de sulf s -au diminuat, astfel încât
rafinăriile sunt din ce în ce mai des nevoite să rafineze țițeiuri cu conținut mai mare de sulf.
În plus, ca urmare a îngrijorării cr escute privind creșterea accentuată a gradului de poluare
a mediului, standardele de calitate pentru combustibilii petrolieri au suferit modificări
importante în ultimii ani. Una dintre cerințele actuale importante ale combustibililor
petrolieri comerciali , este conț inutul redus de sulf. Toate acestea au condus la creșterea
importanței procesului de hidrofinare în rafinărie.
Scopul hidrofinării este îndepartarea heteroatomilor, îndepărtarea compușilor cu
sulf, azot, oxigen și a metalelor, saturarea olefinel or, aromatelor și a compușilor instabili.
Hidrogenoliza compușilor cu sulf și azot conduce atât la eliminarea oxigenului mai
reactiv, dar și la hidrogenarea hidrocarburilor nesaturate.
Fracțiile petroliere care sunt supuse hidrofinării sunt: benzinele de d istilare
atmosferică , care constituie materia primă pentru instalația de reformare catalitică,
benzinele de cracare, benzinele de cocsare, petrolul, motorina, dar și distilatele și
reziduurile de vid.
În rafinării, printre instalațiile de hidro finare , din punct de vedere al capacității,
instalațiile de hidro finare a benzinelor ce constituie materia primă pentru instalația de
reformare catalitică, se situează pe primul loc.
Alături de acestea, prin modernizarea rafinăriilor au mai fost incluse pe platforma
de rafinare și instalații destinate hidrofinării petrolurilor, a motorinelor, a distilatelor grele
de vid, a uleiurilor sau a reziduurilor.
În tabelul 1.1. este prezentată evoluția capacității instalațiilor de hidrofinare pe plan
mondial, în perioada 1990 – 2015 [1].

8

Tabelul 1.1 . Capacitatea instalațiilor de hidrofinare pe plan mondial [1]

Datorită cerintelor din ce în ce mai stricte în ceea ce priveste conținutul de sulf în
produse, s -a mărit și capacitatea instalațiilor de hidrofinare pe plan mondia l.
Ca urmare a acestor tendinte in prelucrarea petrolului, a crescut si cererea de
hidrogen pe platforma de rafinare.

9
CAPITOLUL 2
TERMODINAMICA ȘI CINETICA PROCESELOR DE
HIDROFINARE

Hidrofinarea se referǎ la procesele de tratare cu hidrog en a fracțiunilor petroliere în
scopul reducerii în special a conținutului de sulf și azot. În sens mai larg, procesele de
tratare cu hidrogen au utilizǎri multiple în domeniul ingineriei chimice, dar și în alte
domenii, așa cum este, de exemplu, cel al in dustriei alimentare.

2.1 Reacții chimice în cadrul procesului de hidrofinare

Principalele reacții chimice ce au loc în cadrul procesului de hidrofinare sunt
reprezentate de: hidrogenarea compușilor cu sulf, hidrogenarea compușilor cu azot,
hidrogenarea c ompușilor cu oxigen; în condițiile de lucru necesare desfǎșurǎrii acestor
reacții chimice, se mai pot desfǎșura și hidrogenǎri ale compușilor olefinici, hidrogenǎri ale
compușilor aromatici, demetalizǎri, cocsǎri.

2.1.1 Hidrogenarea compușilor cu sulf

Mercaptanii, sulfurile și disulfurile reacționeazǎ cu ușurințǎ cu hidrogenul
conducând la obținerea de compuși aromatici sau saturați corespunzǎtori. Sulful
combinat în cicluri cu structurǎ aromaticǎ, cum ar fi tiofenul, este mai greu de elimin at.
Aceste reacții sunt exoterme. În urma desfășurării acestui tip de reacții se produce hidrogen
sulfurat și se consumã hidrogen:
 hidrogenarea mercaptanilor:

R-SH+H 2  R-H + H 2S

 hidrogenarea sulfurilor:

R-S-R+2H 2  2R-H+H 2S

10

 hidrogenarea tiofenilor:

 hidrogenarea dibenztiofenilor:

2.1.2 Hidrogenarea compușilor cu azot

Viteza reacțiilor de hidrogenare a compușilor organici cu azot este mai micã decât a
reacțiilor de desulfurizare. Hidrogenarea compusilor cu azot conduce la forma rea de
amoniac. Aceste reacții sunt de asemenea exoterme.
Câteva exemple de reacții de hidrogenare a unor compuși organici ce con țin în
moleculă azot sunt urmă toarele:
 hidrogenarea piridinei:

 hidrogenarea aminelor:
R-NH 2+H 2  RH+NH 3

11

2.1.3 Hidroge narea compușilor oxigenați

Pot fi hidrogenați compușii ce conțin legǎturi C – O așa cum sunt alcoolii, fenolii,
dar și acizii organici, sau legaturi C = O, așa cum sunt aldehidele de exemplu.

2.1.3.1 Hidrogenarea legãturii C -O
Hidrogenarea legăturii C – O poate fi exemplificată prin următoarele reacții:
 hidrogenarea alcoolilor și fenolilor:

R – OH + H 2  R – H + H 2O

 hidrogenarea acizilor:

2.1.3.2 Hidrogenarea legãturii C = O
Alături de compușii organici ce conțin gruparea C – O, pot fi hidrogenați și
compuși ce conțin atomul de oxigen legat printr -o dublă legătură de atomul de carbon. Un
astfel de exemplu este oxigenarea aldehidelor care se desfășoară conform următoarei
reacții:

12
2.1.4 Hidrogenarea compușilor olefinici

Reacțiile de hi drogenare a compușilor olefinici sunt puternic exoterme. Olefinele și
diolefinele sunt transformate în compuși saturați. Viteza de hidrogenare a olefinelor și
diolefinelor este mai mare decât viteza de hidrodesulfurare.
Reacția de hidrogenare a olefinelor decurge astfel:

R – CH = CH 2 + H 2  R – CH 2 – CH 3

2.1.5 Hidrogenarea compușilor aromatic i

Hidrogenarea hidrocarburilor aromate este limitatǎ din punct de vedere
termodinamic. Aceste reacții sunt exoterme și numǎrul de molecule scade. Ca urmare,
hidro genarea aromatelor este favorizată de temperaturi scǎzute și presiuni mari.
Pentru o presiune datǎ, când temperatura crește, viteza de hidrogenare crește
mai întâi pentru a ajunge la un maxim și apoi scade pe mǎsurǎ ce temperatura continuǎ sǎ
creascǎ.
Pentru o temperaturǎ datǎ, viteza de hidrogenare crește rapid odatǎ cu presiunea.
Reacția de hidrogenare a hidrocarburilor aromate poate fi exemplificată prin
hidrogenarea benzenului:

și hidrogenarea naftalinei:

13
2.1.6 Demetalizare
Prin hidrogenare, compușii organometalici (co nținând As, Pb, Cu, Ni, Va )
sunt cracați, iar metalele sunt reținute pe catalizator.

2.1.7 Reacțiile chimice ce se produc în secția de desulfurare / comprimare gaze

În secția de desulfurare / compri mare gaze, gazele separate sunt tratate cu o soluție
de dietanolaminǎ (DEA) pentru îndepǎrtarea hidrogenului sulfurat. Hidrogenul sulfurat,
H2S sau HSH este un acid slab și ionizeazã în apǎ pentru a forma ioni de hidrogen și de
sulfurǎ:

H2S + H 2O ↔ H 3O+ + HSˉ

Deoarece este un acid destul de slab, numai o fracție din H 2S conținut în gaze va
ioniza.
Dietanolamina (DEA) este o bazã slabǎ și ionizeazǎ în apǎ pentru a forma
ion de aminǎ și ion de hidroxil:

(HOCH 2CH 2)2NH + H2O ↔ (HOCH 2CH 2)2NH + OH-

Când H 2S se dizolvǎ într -o soluție ce conține ioni de aminǎ, el reacționeazǎ pentru
a forma o sare legatǎ slab a acidului și bazei:

(HOCH 2CH 2)2NH2+ + HS- ↔ (HOCH 2CH 2)2NHSH 2

Astfel, ionul de sulfurǎ este absorbit de soluția de ami nǎ.
Reacția de formare a sǎrii nu este completǎ. Așa cum indicǎ s ăgețile, în
fluxul de hidrocarburi rǎmâne un conținut de hidrogen sulfurat la echilibru. Întreaga
reacție poate fi rezumatǎ în urmǎtoarea ecuație.

(HOCH 2CH 2)2NH + H2S ↔ (HOCH 2CH 2)2NHSH 2

14
Variabilele de operare sunt alese astfel încât sǎ favorizeze sensul reacției
spre “înainte” la faza de absorbție a procesului și, invers, ca sǎ favorizeze sensul
reacției spre “inapoi” în procesul de rege nerare amine. Reversibilitatea acestei reacții
este cea care permite regenerarea soluției și eliminarea continuã a H 2S prin tratarea cu
amine.

2.2 Termodinamica și cinetica proceselor de hidrofinare

Reacțiile ce se desfǎșoarǎ în cadrul procesu lui de hidrofinare sunt afectate de mai
mulți factori, așa cum sunt: temperatura, presiunea, catalizatorii, raportul hidrogen /
materie primǎ, viteza volumarǎ.

2.2.1 Temperatura

La temperaturi moderate este termodinamic posibilă hidrogenarea hidrocarburi lor
nesaturate și hidrogenoliza compușilor oxigen, sulf, azot, organo -metalici.
Creșterea temperaturii duce la mărirea vitezei reacțiilor de hidrogenare și
hidrogenoliză, datorită creșterii constantelor de viteza de reactie.
Creșterea temperaturii cu 22 ˚C are ca efect o dublare a vitezei reacțiilor de
hidrodesulfurare în timp ce pentru dublarea vitezei reacțiilor de denitrificare este necesară
o creștere a temperaturii cu 32 ˚C [15].
Odată cu creșterea temperaturii are loc și o accentuare a reacțiilor de hidrocracare
(400 – 420˚C) care pot duce la micșorarea randamentului produsului principal și sunt
însoțite de depuneri de cocs pe catalizator.
Temperatura afectează nu numai viteza reacțiilor catalitice de suprafața ci și viteza
de difuzie. Industrial proc esul se r ealizează la temperaturi de 250 – 400˚C [2].

2.2.2 Presiunea

Presiunea influențează:
• echilibrul chimic și viteza reacțiilor, viteza de difuzie a reactanților prin porii
catalizatorului și raportul vapori / lichid la hidrotratarea fracț iunilor grele;

15
• timpul de contact cu catalizatorul, precum și reacțiile secundare care conduc la formarea
de depuneri de cocs pe catalizator, afectând activitatea și durata de funcționare a
catalizatorului.
Mărirea presiunii cu menținerea constant ă a celorlal te variabile de proces,
determină modificarea conversiei datorită creșterii presiunii parțiale a hidrogenului și a
creșterii proporției de lichid, cu alimentare mixtă.
Mărirea presiunii parțiale a hidrogenului determină îndepărtarea mai completă a
compuși lor cu oxigen, sulf, azot, o saturare a olefinelor și a aromaticelor și o hidrogenare a
componenților care generează depuneri de cocs (rășine și afaltene).
Presiunile folosite în procesele de hidrotratare variază în limite largi (30 -100 bar),
ceea ce expl ică diversitatea constituenților ce urmează a fi hidrogenați, vitezele lor diferite
de reacție și gradul de hidrogenare diferit [4].

2.2.3 Raportul hidrogen / materie primă

Raportul hidrogen / materie prim ă influențează presiunea parțială a hidrogenului,
echilibrul vapori -lichid și timpul de ședere în zona de reacție, prin efectul asupra volumului
mediu de reactanți.
Creșterea vitezei reacției de hidrogenare determină o mărire a fracției vaporizate și
o creștere a presiunii parțiale a hidrogenului, ambel e ducând la creșterea vitezei globale de
reacție determinată și de creșterea vitezei de difuzie a hidrogenului prin pelicula de lichid.
La determinarea mărimii rației de circulație a hidrogenului, intervine și puritatea
lui. Se recomandă utilizarea gazelo r cu un conținut de hidrogen mai mare de 70% și
conținut de H 2S sub 4 -5%-la purificarea gazelor de recirculare [6].
În practica industrială se lucrează cu rapoarte hidrogen / materie primă de ordinul 3
– 10 mol/mol respective, 20 – 100 Nm3/m3.

2.2.4 Influ ența vitezei volumare

Viteza volumar ă, exprimată ca raportul între debitul volumetric de materie primă și
volumul de catalizator, este un criteriu de apreciere a influenței vitezei de alimentare cu
materia primă, asupra timpului de reacție.
În zona de re acție a unui volum mare de hidrogen, materia primă nu este singurul
factor care determină timpul de contact între reactanți și catalizator.

16
Industrial se lucrează la viteze de volum de ordinul 0,5 -5h-1 [14].

2.3 Curbele caracteristice materiilor prime

2.3.1 Curba PRF

Curba PRF se trasează în funcție de % volum distilat (pe abscisă) și temperatura de
fierbere, în °C (pe ordonată). În figura 2.1 este prezentat un exemplu de curba PRF pentru
o benzină.

Fig. 2.1. Curba PRF a unei benzi ne

2.3.2 Curba pr ocente medii / densitate

Curba procente medii / densitate se trasează reprezentând grafic variația volumului
de distilat (în %), în funcție de densitate (fig. 2.2.).

17

Fig. 2.2. Curba procente medii / densitate

2.3.3 Curba procente medii / masă molecular ă

Curba procente medii / masă moleculară constă în reprezentarea grafică a variației
masei moleculare odată cu volumul de distilat (%). In figura 2.3 este reprezentată o astfel
de curbă pentru cazul unei benzine.

18

Fig. 2.3. Curba procente medii / masă moleculară

2.3.4 Curba VE (vaporizare în echilibru)

Curba VE se obține folosind metoda Edmister – Okamoto. Pentru trasarea curbei
VE, pe abscisă se reprezintă % volum distilat și pe ordonată temperatura VE, în °C. În
figura 2.4 este exemplificată o astfe l de curba.

19

Fig.2.4 Curba VE (vaporizare în echilibru)

2.4 Catalizatori

Cei mai răspândiți catalizatori utiliza ți în procesul de hidrofinare sunt constituiți din
oxizi sau sulfuri ale unor metale tranziționale, depuse pe un suport care este exclusiv
oxidul de aluminiu.
Catalizatorul utilizat diferă după natura procesului: hidrofinare sau hidrotratare,
după natura materiei prime reziduale sau distilate și după el ementul sau elementele a căror
îndepărtare este urmarită cu predilecție (sulf sau azot la hidrofinarea disilatelor, sulf sau
nichel – vanadiu în cazul reziduurilor).
Când, în cazul hidrofinării, obiectivul principal este desulfurarea, se folosesc de
cele mai multe ori catalizator de cobalt – molibden depus pe γ – alumină. Metalele se depun
pe suport sub formă de oxid, folosind în acest scop săruri solubile de cobalt și de molibden.
În cursul procesului, oxizii se transformă în sulfuri sau oxi -sulfuri (cu rapoarte
uneori nestoichiometrice între oxigen și sulf), legăturile molibden – sulf fiind cele catalitic

20
active. Pentru a grăbi acest proces și a scurta timpul necesar pantru a se ajunge după
regenerare, la o activitate performantă a catalizatorului, s -au propus și sunt utilizate metode
de sulfurare a catalizatorului.
Raportul atomic între cob alt și molibden este în jur de 0.3, cobaltul având de fapt
rolul de promotor, iar cantitatea totală de metale depuse pe suport variază între limitele 8 –
13 % [19].
Un efect favorabil al catalizatorului îl are un al doilea element de promotare, în
general nichel sau fier. Se ajunge astfel la catalizatori dublu – promotați: Co – Ni – Mo sau
Co – Fe – Mo, având rapoartele atomice de aproximativ 0,3 : 0,2 : 1,0.
Suprafețele specifice ale catalizatorilor de hidrofinare se situează în general între
limitele 200 – 300 m / g, iar densitatea de volum între 480 – 800 Kg/m3. [2]
În cazul în care obiectivul principal al hidrofinarii este denitrificarea, ceea ce are
loc mai ales când se urmărește o stabilitate la oxidare mai bună a produsului (de exemplu
uleiuri lubrif iante), se utilizează catalizatori de nichel – molibden, activitatea celor de Co –
Mo nefiind suficientă.
Conținutul de metale în cazul acestor catalizatori este de 10 – 14 % Mo și 2 – 4 %
Ni.
Catalizatorii de Ni – Mo au în plus o activitate hidrogenat ă suficientă pentru a
asigura sa turarea alchenelor conținute în produsele rezultate din procesele de cracare
termică. Alegerea acestor catalizatori poate fi deci determinată și de includerea în
alimentare a produselor de cracare.
În procesul de hidrotratare , hidrogenarea parțială a hidrocarburilor aromatice
necesită o activitate hidrogenanta mai puternică a catalizatorului, cea a catalizatorului de
Ni – Mo putându -se dovedi insuficientă. În asemenea cazuri se recurge la catalizatori de Ni
– W.
Spre deosebir e de catalizatorii de Ni – Mo, cei de Ni – W sunt sensibili la sulf,
activitatea lor hidrogenant ă diminuând sensibil la depășirea unor anumite limite, de altfel
destul de reduse, privind conținutul de sulf.
Această situație poate fi ilustrată prin activit atea catalitică relativă a celor doi
catalizatori la hidrotatarea unor materii prime cu un conținut de sulf sensibil diferit (tabelul
2.1 [2]). In tablelul 2.1 activitatea catalizatorului reprezintă constanta relativă de viteză,
considerând reacția de hidr ogenare de ordinul I.

21

Tabelul 2.1. Activitatea catalizatorilor în reacții de hidrogenare
a hidrocarburilor aromatice [2]
Sulf în alimentare (% greutate) 1,7 % sulf 0,14 % sulf
Catalizator Ni – Mo 100 100
Catalizator Ni – W 90 225

Din datele pr ezentate in tabelul 2.1 rezultă că, la un conținut redus de sulf de
0,14%, catalizatorul de Ni – W este de peste două ori mai activ în reacții de hidrotratare a
hidrocarburilor aromatice, devenind mai puțin activ decât Ni – Mo la un c onținut de sulf în
materia primă mai ridicat (1,7 %). Pe ntru aceste motive, la hidrofin area motorinelor se
recurge de multe ori la sisteme cu două trepte de reacție, prima asigurând desulfurarea pe
un catalizator Ni – Mo sau Co – Mo, iar a două o hidrogenare parțială a hidrocarb urilor
aromatice pe un catalizator Ni – W sau Pt / alumină, cu eliminarea lui H 2S între trepte.
Catalizatorii de Ni – Mo și Co – Mo elimină de asemenea oxigenul, ceea ce
conduce la o ameliorare sensibilă a culorii produselor.
Hidrofinarea și mai ales hid rotratarea materiilor prime reziduale ridică probleme
majore privind difuzia componenților conținuți și mai ales a asfaltenelor spre partea
centrală a particulelor de catalizator. Pentru asemenea materii prime sunt utilizați de
preferință catalizatori de C o – Mo și Ni – Mo pe suport de alumină poroasă având o
suprafață specifică de 200 – 300 m2 / g. Ambele tipuri de catalizatori promovează atât
desulfurarea cât și demetalizarea, raportul între cele două acțiunii fiind funcție de
dimensiunea porilor, porii m ari favorizând îndepărtarea vanadiului și a nichelului, iar porii
mici desulfurarea.
Pentru a ușura difuzia componenților de masă moleculară mare cum sunt cei ce
conțin metale, se recurge (cazul catalizatorului IFP – HDM), la realizarea acestora sub o
formă aciculară, similară cojilor de castane sau de arici.
O asemenea formă asigură o mai bună utilizare a suprafeței interne pentru
demetalizare, eliminându -se în mare măsură dist ribuț iile inegale pe adâncime, specifice
granulelor sferice de catalizator.

22
CAPITOLUL 3
REALIZAREA INDUSTRIAL Ă A PROCESULUI DE HIDROFINARE

Realizarea la scară industrială a procesului de hidrofinare depinde de mai mulți
factori, dar în special de tipul materiei prime utilizate și scopul urmărit. În prezent sunt
supuse hidrofin ării diferite produse petroliere în scopul creșterii calității acestora, conform
cerințelor pieței.

Fig. 3.1 . Rolul instalațiilor de hidrofinare într -o rafinărie

Rolul instalaț iilor de hidrofinare este foarte im portant în cadrul unei rafinării.
Importa nța instalaț iilor de hidrofinare a crescut odată cu impunerile mai severe în ceea ce
priveș te ca litatea combustibililor destinați transporturilor î n vederea reducerii g radulu i de
poluare a mediului. În figura 3.1 este prezentată localizarea instalațiilor d e hidrofinare, în
corelare cu celelalte instalaț ii de pe platforma de rafinare. Se observă că fracț iile provenite
de la instalația de Distilare Atmosferica ș i Distilare î n Vid, pot reprezenta materii prime
pentru instalaț iile de hidrofinare .

23
3.1 Materii pr ime pentru instalațiile de hidrofinare

Materiile prime pentru instalațiile de hidrofinare pot fi:
 Benzine ;
 Fracțiuni medii (petrol, m otorine );
 Reziduuri;
 Uleiuri ;
 Alte produse petroliere .

În cazul benzinelor, hidrofinarea se face pentru a le scădea conți nutul de sulf și
azot, în principal și de a le pregăti drept materie primă pentru reformarea catalitică.
În cazul motorinelor, în urma hidrofinării rezultă o creștere semnificativă a cifrei
cetanice, motorinele puternic aromate (cum sunt cele pro venite di n cracarea catalitică)
devenind apte pentru a fi folosite drept combustibil diesel.
La reziduuri , hidrofinarea necesită un regim tehnologic mai sever decât cel al
fractiilor mai ușoare și folosirea unor catalizatori specifici.

3.2 Realizarea industrială a hidrofinării

Aplicarea hidrofinării în industria de prelucrare a țițeiului a fost stimulată de sursele
de hidrogen disponibile în rafinării prin dezvoltarea procesului de reformare catalitică. Se
supun hidrofinării o gamă largă de produse petroliere: be nzine de la distilarea atmosferică,
benzine de cracare, motorine de diverse proveniențe, distilate grele, uleiuri lubrifiante,
parafine, cerezine, petrol și reziduuri.
Scopul procesului de hidrofinare este pe de o parte, de a ameliora caracteristicile
produselor finite astfel încât acestea să fie în conformitate cu normele de poluare existente
și pe de altă parte, de a furniza materii prime proceselor de izomerizare, reformare, cracare
catalitică și hidrocracare.
Instalațiile de hidrofinare, indiferent de m ateria primă prelucrată, cuprind
următoarele utilaje principale:
 reactor;
 separator de faze;
 sistem de fracțtionare al produsului rezultat;

24
 cuptor;
 compresor;
 sistem de purificare al hidrogenului de recirculare.

În figura 3.2 este prezentată schema de pri ncipiu a unei instalații de hidrofinare [22]
în care se observă modul în care diferitele utilaje sunt conectate între ele.

Fig. 3. 2. Schema de principiu a unei instalații de hidrofinare [22]

Reactoarele sunt realizate cu pat fix de catalizator care po ate fi dispus în strat unic
sau în pachete. Circulația reactanților se face în echicurent, majoritatea instalațiilor având o
circulație descendentă prin reactor.
Există și reactoare cu circulație ascendentă a reactanților, funcționând în strat
pseudofluid izat. Acestea sunt folosite în cazul materiilor prime care, în condițiile zonei de
reacție, sunt în fază mixtă. Datorită vitezelor de circulație diferite ale celor două faze prin
stratul de catalizator, durata de contact între catalizator și partea lichidă a materiei prime
este mai mare decât a părții vapori, ceea ce favorizează conversia părții grele, adică tocmai
a aceleia care prezintă viteze de reacție mai mici. [11]
În figura 3.3 este prezentată schema unui reactor de hidrofinare prevăzut cu strat fix
de catalizator. Se observă că, în reactor, catalizatorul este dispus în mai multe straturi, iar

25
circulația reactanților prin reactor se realizează de la partea superioară a reactorului, la
partea inferioară.

Fig. 3.3 . Reactor cu pat fix de catalizator

Instalațiile de hidrofinare funcționează în general cu reactor unic, dar în unele
cazuri (în care se urmărește transformarea unor compuși cu reactivitate foarte diferită)
procesul este realizat în două trepte de reacție, fiecare treaptă folosind catalizato r și condiții
de lucru adecvate. [4]
Instalațiile lucrează cu sau fără recircularea hidrogenului, în funcție de raportul
hidrogen / materie primă. Deobicei, recircularea se impune atunci când se prelucrează
materii prime cu conținut ridicat de sulf. În ace st caz este necesară și o purificare a
hidrogenului din fluxul de recirculare. Purificarea hidrogenului se realizează prin absorbție
în soluții de amine, pentru îndepărtarea hidrogenului sulfurat și a amoniacului.
La hidrofinarea oricărei fracții petrolier e se formează și componenți cu temperaturi
de fierbere mai joase decât cele corespunzătoare fracției respective. Aceasta se datorează
atât unor reacții secundare de cracare, cât și din cauza reacțiilor de hidrogenoliză a
anumitor tipuri de compuși.

26
O coloa nă de fracționare realizează separarea fracției petroliere de componenții cu
temperaturi de fierbere mai coborâte decât fracția respectivă. De asemenea, se separă și
hidrocarburi gazoase care nu au fost îndepărtate în separatorul de joasă presiune, în spec ial
hidrogen sulfurat.
În figura 3.4 este prezentată schema unei coloane de fracționare.

Fig. 3.4 . Schema unei coloane de fracționare

3.2.1 Hidrofinarea benzinei

Instalați a de hidrofinare a benzinei prelucrează benzin ă de distilare atmosferică î n
amestec cu benzină de cocsare ș i condensat de hidrocarburi de la cocsare î n scopul
obținerii de benzină utilizată în principal ca materie primă pentru instalaț ia de Reformare
Catalitică .
Reacț iile specifice pro cesului de hidrogenare constau în principal î n hidrogenarea
selectivă a legăturilor C – S, C – N, C – O, C – metal și a legă turilor nesaturate C = C în
fracția prelucrată . Deoarece hidrocarburile r ezultate au o densitate mai mică decât

27
compuș ii inițiali, și deoarece cantități neglijabile de legă turi C – C sunt cracate,
randamentul lichidului este adesea mai mare de 100% volum lichid.
Reactiile tipice sunt: îndepărtarea sulfului, îndepărtarea azotului, îndepă rtarea
oxigenului, îndepărtarea olefinelor, î ndepărtarea metalelor, îndepă rtarea halogenilor.
Exper iența arată că aproape 90 % din hidrogenul folosit poate fi consumat chim ic, numai
10 % fiind recirculate. Limi tele proiectate de puritate a hidrogenului î n gazele recirculate
sunt î n mod norm al de 70 %, pentru a evita o creștere excesivă a puterii compres orului ș i a
preven i reducerea performanțelor catalizatorului, cauzată de produsele puternic inerte.
Reacț iile de hidrogenare sunt exoterm e, saturarea olefinelor fiind cea mai
importantă sursă de căldură de reacție. O anumită cantitate suplimentară de căldu ră de
reacție este eliberată prin desulfurare . Condiț iile optime ale procesului sunt determinate de
natura materiei prime, calitatea dorită a produsului și consideraț iile economice.
Catalizatorul conține aluminiu și compuși ai nichelului și molibdenului. Î n practică ,
metal ele sunt prezente ca sulfuri deși există în formă de oxizi pe catalizatorul proasp ăt sau
regenerat. Conversia oxizilor în sulfuri are loc imediat în timpul operă rii inițiale.
Catalizatorul este relativ ne afectat de majoritatea componenț ilor materiilor prime care
reprezintă otrăvuri î n procesele de rafinare catalitică. Toleranț a la arsen este de
aproximativ 0,015 %, greuta te din catalizator, iar toleranț a la plumb este de 0.05 %.
Performanța catalizatorului este dată de gradul de desulfurare și mentinerea î n stare
activă o perioada mare de timp (viața garantată), cu condiția asigură rii parametrilor de
operare necesari.
În figura 3.5 este prezentată schema unei instalații de hidrofinare a benzinei.

28

Fig. 3. 5. Schema unei instalații de hidrof inare a benzinei

3.2.2 Hidrofinarea distilatelor medii (petrol, motorin ă)

Distilatele medii conțin aromate cu 1 până la 3 inele aromatice. Fluxul de materie
primă este combinat cu hidrogen recirculat și cu hidrogen de completare, după care este
încălzit într-un cuptor. Efluentul din reactor este introdus în separatorul de înaltă presiune
și separat într -o fază lichidă și hidrogen de recirculare. Fracția lichidă este introdusă în
separatorul de joasă presiune, de unde rezultă un gaz care este trimis la ins talația de
recuperare a C 3 și C 4 și un lichid care este trimis la instalația de fracționare. Din această
coloană rezultă gaze, benzină și motorină hidrofinată. Pentru a îmbunătăți calitatea
hidrogenului recirculat se purjează gazele și se utilizează un scr uber pentru hidrogenul
sulfurat.
În fig ura 3.6 avem reprezentată schema unei instalații de hidrofinare petrol /
motorină.

29

Fig. 3.6 . Schema unei instalații de hidrofinare petrol / motorină

Hidrofinarea petrolurilor se realizează în scopul reducerii conț inutului de compuși
cu sulf, azot și a conținutului de hidrocarburi aromatice, în cazul petrolului reactor.
Hidrofinarea petrolurilor constituie un proces alternativ pentru solventarea
selectivă, față de care prezintă avantajul unor randamente mari și a un or nivele de rafinare
mai mari. Se hidrofinează, de asemenea, petrolurile care sunt supuse procesului de separare
pe site moleculare în scopul obținerii de normal parafine. Hidrofinarea se aplică în acest
caz, în două moduri. Prima dată se efectuează o hid rofinare a fracției globale până la o
puritate de sub 1 ppm compuși cu sulf și azot. Apoi, se practică o hidrogenare severă
(dezaromatizare) asupra produsului obținut, pentru a reduce conținutul hidrocarburilor
aromatice sub 10 ppm.
Catalizatorii folosiți la hidrofinarea petrolurilor sunt de tip Co – Mo, Ni – Mo, Ni –
W.
Regimul tehnologic diferă în funcție de scopul urmărit care poate fi desulfurare sau
reducerea conținutului de hidrocarburi aromatice.
În tabelul 3.1 [4] sunt prezentați parametrii uzuali cu care se operează în procesele
de hidrofinare a petrolurilor.

30
Tabelul 3.1 . Parametrii de operare în procesul de hidrofinare al petrolurilor [4]
Materie primă Petrol DA Petrol DA 70% +
Petrol CT 30% Petrol DA
Scop Petrol reactor Petrol reactor Petrol de
normalizare
Catalizator Ni – Mo / Ni – W Ni – Mo Ni – Mo
Temperatură [°C] 300 – 400 350 – 390 360 – 380
Presiune [bar] 50 – 100 60 – 80 50 – 70
Viteza de volum
[h-1] 1 – 4 1 – 2 1 – 1,5
Raport H 2/petrol
[Nm3/m3] 100 – 200 200 – 350 100 – 200

Hidrofinarea motorinelor se poate aplica în mai multe variante de proces:
 Hidrofinarea motorinelor de distilare primară în scopul reducerii
conținutului de compuși cu sulf, azot și oxigen, procesul fiind însoțit de
îmbunătățirea culorii, a stabilității la oxidare și a cifrei de cocs. În cazul
unor motorine cu cifră cetanică mică, hidrofinarea se poate realiza în
condiții mai severe, astfel încât să se obțină și hidrogenarea parțială a
hidrocarburilor aromatice, îmbunătățindu -se în acest mod comportarea în
motoarele Diesel.
 Hidrofinarea motorinelor provenite din procese de reducere de vâscozitate
și cocsare caracterizate printr -un conținut important de hidrocarburi
nesaturate și care prin hidrofinare se saturează. În cadrul procesului are loc
și o reducere a conținutului de sulf, azot și oxigen.
 Hidrofinarea motorinelor de cracare catalitică se realizează în scopul
reducerii conținutului de hidrocarburi aromatice, a conținutului de sulf, azot
și metale, ținând cont de cifra lor cetanică foarte scăzută.
Catal izatorii folosiți la hidrofinarea motorinelor sunt de tip Co – Mo, Ni – Mo, Ni –
W, catalizatorii pe bază de Nichel fiind mai activi decât catalizatorii pe bază de Cobalt atât
în reacțiile de hidrogenoliză a compușilor cu azot, cât și în reacțiile de hidro genare a
hidrocarburilor aromatice.
În tabelul 3.2 [4] sunt prezentate datele de operare ale proceselor de hidrofinare a
motorinelor.

31
Tabelul 3.2 . Parametrii de operare în procesele de hidrofinare a motorinelor [4]
Materie
primă Motorină
DA Motorină
DA Motorină
DV Motorină
DA 60% +
CT 40% Motorină CC
Scop Desulfurare Denitrificare Desulfurare Desulfurare –
saturare Saturare
Catalizator Co – Mo Ni- Mo Co – Mo Ni – Mo Ni – Mo / Ni
– W
Temperatură
[°C] 300 – 370 290 – 360 340 – 380 350 – 400 380 – 410
Presiune
[bar] 25 – 40 30 – 50 30 – 50 50 – 60 60 – 120
Viteza de
volum [h-1] 4 – 6 1,5 – 2,5 1 – 3 1 – 3 0,7 – 2
Raport
H2/petrol
[Nm3/m3] 200 – 400 200 – 350 300 – 450 300 – 500 400 – 800

3.2.3 Hidrofinarea rezidului de distilare atmosferică

Scopu l procesului este de a îndepărta aproape în totalitate metalele și de a reduce
conținutul de sulf la mai puțin de 0,5 %, în vederea obținerii unei alimentări optime pentru
instalația de cracare catalitică. Procesul este însoțit de o scădere pronunțată a a vâscozității
și de formarea unor fracții ușoare, datorită temperaturilor de fierbere mai scăzute a
hidrocarburilor provenite prin hidrogenoliza compușilor heterociclici, precum și a reacțiilor
secundare de hidrocracare a căror intensitate este importantă.
Natura specifică a materiilor prime impune folosirea unor catalizatori foarte activi.
Prezența compușilor asfaltici care dau depuneri mari de cocs și a compușilor organo –
metalici duce la o dezactivare pronunțată a catalizatorului.
În practica industrială se folosesc catalizatori de tip Co – Mo și Ni – Mo pe suport
de alumină, cu raza medie a porilo r de peste 80 – 100 Å. Catalizatorii folosiți în practica
industrială la hidrofinarea materiilor prime reziduale funcționează cu eficiență convenabilă,
chiar cu depuneri de până la 20 % cocs.
În fig ura 3.7 avem schema unei instalații de hidrofinare a reziduului de distilare
atmosferică.

32

Fig. 3.7 . Instalație de hidrofinare a reziduului de distilare atmosferică

Materia primă este introdusă în tr-un cuptor în care se injectează abur, pentru a
preveni cocsarea, la o temperatură de până la aproximativ 370 °C. Hidrogenul pentru
recirculare încălzit este amestecat cu materia primă. Amestecul este introdus într -un reactor
de gardă ce conține un catal izator de hidrogenare similar cu cel din reactorul principal, dar
mai ieftin. Catalizatorul trebuie să aibă pori largi pentru a se evita înfundarea acestora cu
metalele depuse. În reactor, compușii organo – metalici sunt hidrogenați și are loc
depunerea meta lelor.
Datorită dezactivării rapide a catalizatorului, de regulă se folosesc două reactoare.
În acest fel, în timp ce catalizatorul este schimbat într -unul dintre ele, celălalt rămâne în
lucru.
Reactorul de siguranță conține aproximativ 8% din cantitatea t otală de catalizator
folosită în proces. Reacțiile de desulfurare, de denitrificare și de hidrodemetalizare necesită
condiții severe de lucru. În acest scop sunt utilizate 3 sau 4 reactoare cu diferite combinații
de catalizatori.

33
Fluxul care părăsește reac torul de siguranță este stins cu reciclu rece de hidrogen și
introdus în primul dintre cele 3 reactoare în strat fix. În reactor au loc reacțiile principale
de hidrodemetalizare, hidrodesulfurare, denitrificare și hidrogenare a aromatelor.
Schema de proces mai conține și separator de înaltă presiune, separator de joasă
presiune, recircularea hidrogenului după tratarea cu amine și purjarea. Fluxul lichid din
separatoare este trimis la coloana de fracționare, unde se obține benzină, motorină și un
combustibil cu conținut redus de sulf.
Temperatura de operare este mărită la sfârșitul procesului pentru a arde depunerile
de carbon, deoarece în aceste condiții are loc cracarea.

34
CAPITOLUL 4
MODELAREA REACTORULUI DE HIDROFINARE

Procesul de hidrofinare, în special de hidrofinare a benzinelor, are o mare
importanță între procesele ce se desfășoar ă pe platforma de rafinare, în scopul obținerii
unor combustibili petrolieri ce răspund cerințelor standardelor de calitate.
Reactorul chimic este ut ilajul principal din instalația de hidrofinare. Un model
dezvoltat în literatură [3] pentru reactorul de hidrofinare a benzinei ține seama de
următoarele reacții chimice:

(1)
(2)
(3)
Ecuațiile care dau dependența constantei de viteză, de tem peratură, pentru cele trei
reacții chimice sunt:
𝑘𝐻= 𝐴𝐻𝑒−𝐸𝐻
𝑅𝑇 (4)
𝑘𝑆= 𝐴𝑆𝑒−𝐸𝑆
𝑅𝑇 (5)
𝑘𝑁= 𝐴𝑁𝑒−𝐸𝑁
𝑅𝑇 (6)
în care k H reprezintă constanta vitezei de reacție;
A – factor preexponential;
E – energia de activare;
R – constanta universală a gazelor;
T – temperatura.
Reactorul de hidrofinare se presupune a fi de tip continuu tubular, operat in regim
continuu adiabatic. Modelul propus pentru acest reactor este constitui t din ecuația de bilanț
de materiale (în forma diferențială și integrală) și ecuația de bilanț termic:
−𝐺⋅𝑑𝑐=𝑟⋅𝑑𝑉 (7)
în care G reprezintă debitul alimentării
c – concentrația componentului menționat în ecuația diferențială
r – viteza reacț iei chimice
dV – volumul diferențial al zonei de reacție

35
𝑐=𝑐0 1−𝑥 (8)
𝑑𝑥
𝑑𝑉=𝑟
𝐺⋅𝑐0 (9)

în care x reprezintă viteza de curgere a masei de reacție de -a lungul reactorului;
co – concentrația reactantului de referinț ă la intrarea în reactor.

Utilizând acest model, poate fi simulată funcționarea reactorului de hidrofinare
pentru diferite condiții particulare de operare. Astfel, a putut fi obținută de exemplu,
variația conversiei, în funcție de volumul reactorului (f ig.4.1 [3]).

Fig.4.1 . Variația conversiei pentru reacțiile de hidrogenare a olefinelor, desulfurare și
îndepărtare a compușilor cu azot în funcție de volumul reactorului

Simularea s -a realizat pentru cazul unui reactor cu un volum de 68 m3 operat la o
temperatură de 350 oC și o presiune de 52 bar. Debitul de alimentare cu hidrogen a fost de
2900 kg / h, iar debitul de alimentare cu benzină de 90000 kg / h. În aceste condiții, pe
baza simulării funcționării reactorului se ajunge la concluzia că se poate obț ine o benzină

36
hidrofinată cu un conținut de sulf de 0,2 ppm, dacă materia primă a avut un conținut de
2500 ppm sulfuri.
În figura 4.2 [3] se poate observa influența temperaturii asupra concentrației de sulf
și azot din benzină.

Fig. 4.2. Influența tem peraturii de intrare asupra concentrației compușilor cu sulf si azot

37
CAPITOLUL 5
SIMULAREA FUNCȚIONĂRII UNEI INSTALAȚII DE
HIDROFINARE

5.1. Tema de calcul

Se cere să se stabilească bilanțul de materiale în jurul reactorului unei instalații de
hidrofinare a fracției C 6+. De asemenea, se cere să se stabilească compoziția fluxurilor și
valoarea variabilelor de stare, temperatură și presiune din jurul utilajelor principale de pe
fluxul tehnologic.

5.2. Date de calcul

Se dau urm ătoarele date de c alcul:
– Capacitatea de procesare a instala ției: 360000 t / an frac ție C 6+
– Compoziție materie prim ă: conform tabelului 5.1
– Num ărul de ore de func ționare a instala ției într-un an: 7937

Tabelul 5.1 . Compozi ția materiei prime
Nr. crt. Component Debit (kg/h)
1 Metan 8.40671 kg/h
2 Etan 20.4281 kg/h
3 Propan 24.4764 kg/h
4 I-Butan 10.4735 kg/h
5 N-Butan 14.6872 kg/h
6 I-Pentan 4.18423 kg/h
7 N-Pentan 4.78202 kg/h
8 C6+ 45271.7 kg/h

38
5.3. Calculul compoziției fluxurilor de material

Calculul fluxurilor de material în jurul utilajelor mai importante pentru o instalație
de hidrofinare a fracției C 6+ s-a realizat cu ajutorul simulării funcționării unei astfel de
instalații, simulare realizată în programul pentru simulări de procese chimice
"CHEMCAD". Calculele s -au realizat lu ând în considerare un flux tehnologic pentru
instalația de hidro finare, ca cel prezentat in fig ura 5.1.

Fig. 5.1 . Instalație de hidrofinare a fracției C 6+ realizată în programul pentru simulări de
procese chimice "CHEMCAD"

Materia primă (fracție C 6+) este menținută la o presiune de 1.03421 bar și la o
temperatură de 48.8889 °C. Debitul instalației este de 45359.1 kg/h. Componența materiei
prime și parametrii fizici caracteristici sunt prezentate in tabelul 5.2.

39
Tabelul 5.2 . Componența materiei prime ș i parametrii fizici caracteristici
Parametru Valoare
Temperatură 48.8889 °C
Presiune 1.03421 bar
Debit total 45359.1 kg/h
Apă 0 kg/h
Hidrogen 0 kg/h
Hidrogen sulfurat 0 kg/h
Amoniac 0 kg/h
Metan 8.40671 kg/h
Etan 20.4281 kg/h
Propan 24.4764 kg/ h
I-Butan 10.4735 kg/h
N-Butan 14.6872 kg/h
I-Pentan 4.18423 kg/h
N-Pentan 4.78202 kg/h
N-Hexan 0 kg/h
Alimentare C 6+ 45271.7 kg/h
Produs C 6+ 0 kg/h

Materia primă intră în aspirația unei pompe centrifuge (pompa 1), prevăzută cu un
motor care func ționează la 3600 rotații pe minut. După ce iese din refularea pompei,
materiei prime i se modifică temperatura și presiunea, compone nța acesteia rămânând
aceeași ( tabelul 5.3).

Tabelul 5.3 . Caracteristicile efluentului de la pompa 1
Temperatură 49.1517 ° C
Presiune 72.39498 bar
Debit total 45359.1 kg/h

40
Apă 0 kg/h
Hidrogen 0 kg/h
Hidrogen sulfurat 0 kg/h
Amoniac 0 kg/h
Metan 8.40671 kg/h
Etan 20.4281 kg/h
Propan 24.4764 kg/h
I-Butan 10.4735 kg/h
N-Butan 14.6872 kg/h
I-Pentan 4.18423 kg/h
N-Pentan 4.78202 kg/h
N-Hexan 0 kg/h
Alimentare C 6+ 45271.7 kg/h
Produs C 6+ 0 kg/h

Cu pompa 1, materia primă este trimisă la schimbătorul de căldura nr. 1 pentru
preîncălzire, însă înainte de a ajunge la acesta, ea se amestecă cu gazul recirculat bogat in
hidrogen, încălzit în prealabil în schimbătorul 2. Caracteristicile fluxului înainte de intrarea
în preîncalzitor sunt prezentate in tabelul 5.4.

Tabelul 5.4. Caracteristicile fluxului înainte de intrarea în preîncalzitor
Temperatură 71.8383 °C
Presiune 70.67129 bar
Debit total 53436.1 kg/h
Apă 41.7599 kg/h
Hidrogen 1690.02 kg/h
Hidrogen sulfurat 1798.28 kg/h
Amoniac 50.997 kg/h
Metan 3135.95 kg/h

41
Etan 512.881 kg/h
Propan 367.69 kg/h
I-Butan 45.273 kg/h
N-Butan 42.6629 kg/h
I-Pentan 214.591 kg /h
N-Pentan 215.591 kg/h
N-Hexan 48.1418kg/h
Alimentare C 6+ 45271.7 kg/h
Produs C 6+ 0.543906 kg/h

După ce primește căldură de la efluentul ieșit din reactor (care are nevoie de răcire),
amestecul iese din schimbător având o temperatură mult mai mare . Compoziția
amestecului este prezentata in tabelul 5.5.

Tabelul 5.5 . Caracteristicile fluxului la ieșirea din preîncălzitor
Temperatură 273.898 °C
Presiune 68.9476 bar
Debit total 53436.1 kg/h
Apă 41.7599 kg/h
Hidrogen 1690.02 kg/h
Hidrogen sulfura t 1798.28 kg/h
Amoniac 50.997 kg/h
Metan 3135.95 kg/h
Etan 512.881 kg/h
Propan 367.69 kg/h
I-Butan 45.273 kg/h
N-Butan 42.6629 kg/h
I-Pentan 214.591 kg/h
N-Pentan 215.591 kg/h

42
N-Hexan 48.1418kg/h
Alimentare C 6+ 45271.7 kg/h
Produs C 6+ 0.543906 k g/h

Randamentul și costurile de utilități sunt favorizate, amestecul nostru fiind încălzit
înainte de intrarea în cuptor. După ieșirea din cuptor, fluxul de materiale are cu
aproximativ 21 °C mai mult, ajungând la o temperatură ideală pentru reacție. Se cția de
alimentare și reacție a instalației este prezentată în figura 5.2. Caracteristicile fluxului ce
alimenteaza reactorul sunt prezentate in tabelul 5.6.

Fig. 5.2 . Secția de alimentare și reacție a instalației de hidrofinare

Tabelul 5.6. Caracteri sticile fluxului ce alimenteaz ă reactorul
Temperatură 304.444 °C
Presiune 68.9476 bar
Debit total 53436.1 kg/h
Apă 41.7599 kg/h
Hidrogen 1690.02 kg/h
Hidrogen sulfurat 1798.28 kg/h
Amoniac 50.997 kg/h

43
Metan 3135.95 kg/h
Etan 512.881 kg/h
Propan 367.69 kg/h
I-Butan 45.273 kg/h
N-Butan 42.6629 kg/h
I-Pentan 214.591 kg/h
N-Pentan 215.591 kg/h
N-Hexan 48.1418kg/h
Alimentare C 6+ 45271.7 kg/h
Produs C 6+ 0.543906 kg/h

În reactor au loc reacțiile de hidrogenare a dublelor legături și de îndepărt are a
sulfului și azotului, sub formă de hidrogen sulfurat și amoniac. Compoziția efluentului la
ieșirea din reactor este prezentata in tabelul 5.7.

Tabelul 5 .7. Compoziția efluentului de la reactor
Temperatură 315.565 °C
Presiune 66.8792 bar
Debit tot al 53436.6 kg/h
Apă 41.7599 kg/h
Hidrogen 1520.36 kg/h
Hidrogen sulfurat 2224.49 kg/h
Amoniac 64.6244 kg/h
Metan 3135.95 kg/h
Etan 512.881 kg/h
Propan 387.189 kg/h
I-Butan 45.273 kg/h
N-Butan 42.6629 kg/h
I-Pentan 448.601 kg/h

44
N-Pentan 487.534 k g/h
N-Hexan 48.1418 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 44477.1 kg/h

După ieșirea din reactor, efluentul face schimb de căldură cu amestecul care
urmează să intre în cuptor, răcindu -se considerabil. Caracteristicile acestui flux sunt
prezentate in tabelul 5.8.

Tabelul 5.8 . Caracteristicile fluxului la ieșirea din schimbătorul de căldură nr.1
Temperatură 136.1 °C
Presiune 65.1555 bar
Debit total 53436.7 kg/h
Apă 41.7599 kg/h
Hidrogen 1520.34 kg/h
Hidrogen sulfurat 2224.44 kg/h
Amoniac 64.6216 kg/h
Metan 3136.12 kg/h
Etan 512.895 kg/h
Propan 387.168 kg/h
I-Butan 45.2707 kg/h
N-Butan 42.6612 kg/h
I-Pentan 448.6596 kg/h
N-Pentan 487.531 kg/h
N-Hexan 48.1419 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 44477.1 kg/h

45
După schimbătorul de căldu ră nr. 1, efluentul intră în schimbătorul nr. 2, unde
preîncălzește gazul bogat în hidrogen care urmează să fie amestecat cu materia primă. Aici
cedeaza căldură, răcindu -se cu aproximativ 7 °C (tabelul 5.9).

Tabelul 5.9 . Caracteristicile efluentului de la schimbătorul de căldură nr.2
Temperatură 129.508 °C
Presiune 64.81075 bar
Debit total 53435.3 kg/h
Apă 41.7599 kg/h
Hidrogen 1520.44 kg/h
Hidrogen sulfurat 2223.49 kg/h
Amoniac 64.5912 kg/h
Metan 3135.98 kg/h
Etan 512.715 kg/h
Propan 387.009 kg/ h
I-Butan 45.2584 kg/h
N-Butan 42.6526 kg/h
I-Pentan 448.567 kg/h
N-Pentan 487.509 kg/h
N-Hexan 48.1412 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 44477.1 kg/h

În continuare, efluentul ajunge în vasul separator de înaltă presiune nr. 1. Aici se
separ ă faza lichidă de cea gazoasă. Faza lichidă merge în continuare în secția de
fracționare. Caracteristicile fazei lichide sunt prezentate în tabelul 5.10.

46
Tabelul 5.10 . Compoziția fazei lichide
Temperatură 129.508 °C
Presiune 64.81075 bar
Debit total 45687 kg/h
Apă 4.25516 kg/h
Hidrogen 22.9441 kg/h
Hidrogen sulfurat 383.959 kg/h
Amoniac 12.3991kg/h
Metan 144.354 kg/h
Etan 61.5711 kg/h
Propan 86.6574 kg/h
I-Butan 14.8497 kg/h
N-Butan 16.1689 kg/h
I-Pentan 230.59 kg/h
N-Pentan 269.364 kg/h
N-Hexan 34.1162 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 44405.8 kg/h

Faza gazoasă iese pe la vârful vasului separator și merge la un nod de amestec,
pentru a se amesteca cu apa de spălare introdusă în instalație. Zona de separare a fazelor și
introducer e a apei de spălare este prezentată în figura 5.3. Compoziția fazei gazoase este
prezentată în tabelul 5.11.

47

Fig. 5.3 . Zona de separare a fazelor și introducere a apei de spălare

Tabelul 5.11 . Compoziția fazei gazoase
Temperatură 129.508 °C
Presiun e 64.81075 bar
Debit total kg/h
Apă kg/h
Hidrogen kg/h
Hidrogen sulfurat kg/h
Amoniac kg/h
Metan kg/h
Etan kg/h
Propan kg/h
I-Butan kg/h
N-Butan kg/h

48
I-Pentan kg/h
N-Pentan kg/h
N-Hexan kg/h
Alimentare C 6+ kg/h
Produs C 6+ kg/h

Apa de spăl are se introduce în instalație pentru a preveni depunerea sărurilor de
amoniu, înainte de aspirația pompei nr. 2. Caracteristicile ei sunt prezentate în tabelul 5.12.

Tabelul 5.12 . Caracteristicile apei de spălare
Temperatură 65.5555 °C
Presiune 3.44734 bar
Debit total 1133.97 kg/h
Apă 1133.97 kg/h
Hidrogen 0 kg/h
Hidrogen sulfurat 0 kg/h
Amoniac 0 kg/h
Metan 0 kg/h
Etan 0 kg/h
Propan 0 kg/h
I-Butan 0 kg/h
N-Butan 0 kg/h
I-Pentan 0 kg/h
N-Pentan 0 kg/h
N-Hexan 0 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 0 kg/h

După ce se amestecă cele două faze, amestecul nostru își modifică compoziția
(tabelul 5.13).

49
Tabelul 5.13 . Compoziția amestecului de fază gazoasă și apă de spălare
Temperatură 102.897 °C
Presiune 64.81075 bar
Debit total 8882.23 kg /h
Apă 1171.47 kg/h
Hidrogen 1497.5 kg/h
Hidrogen sulfurat 1839.53 kg/h
Amoniac 52.192 kg/h
Metan 2991.63 kg/h
Etan 451.144 kg/h
Propan 300.352 kg/h
I-Butan 30.4087 kg/h
N-Butan 26.4837 kg/h
I-Pentan 217.977 kg/h
N-Pentan 218.145 kg/h
N-Hexan 14.025 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 71.3705 kg/h

Amestecul intră într -un răcitor, unde se răcește cu aproximativ 54 °C,
neschimbându -și compoziția în vreun fel (tabelul 5.14).

Tabelul 5.14 . Caracteristicile amestecului după răcire
Temperatură 48.8889 °C
Presiune 64.466 bar
Debit total 8882.23 kg/h
Apă 1171.47 kg/h
Hidrogen 1497.5 kg/h
Hidrogen sulfurat 1839.53 kg/h

50
Amoniac 52.192 kg/h
Metan 2991.63 kg/h
Etan 451.144 kg/h
Propan 300.352 kg/h
I-Butan 30.4087 kg/h
N-Butan 26.4837 kg/h
I-Pentan 217.977 kg/h
N-Pentan 218.145 kg/h
N-Hexan 14.025 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 71.3705 kg/h

După răcire, amestecul intră în vasul separator nr. 2. Aici se separă trei faze. Din
baza vasului ne iese apa. Compoziția apei este preze ntată în tabelul 5.15.

Tabelul 5.15 . Compoziția apei la ieșirea din vasul separator
Temperatură 48.8889 °C
Presiune 64.466 bar
Debit total 1128.79 kg/h
Apă 1128.79 kg/h
Hidrogen 0 kg/h
Hidrogen sulfurat 0 kg/h
Amoniac 0 kg/h
Metan 0 kg/h
Etan 0 kg/h
Propan 0 kg/h
I-Butan 0 kg/h
N-Butan 0 kg/h

51
I-Pentan 0 kg/h
N-Pentan 0 kg/h
N-Hexan 0 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 0 kg/h

De la mijlocul vasului nr. 2 scoatem o fracție lichidă. Compoziția acesteia este
prezentată în tabelul 5.15.

Tabelul 5.16 . Compoziția fazei lichide la ieșirea din vasul separator
Temperatură 48.8889 °C
Presiune 64.466 bar
Debit total 82.6203 kg/h
Apă 0.0233164 kg/h
Hidrogen 0.0463818 kg/h
Hidrogen sulfurat 2.4796 kg/h
Amoniac 0.0956447 kg/h
Metan 0.513149 kg/h
Etan 0.340755 kg/h
Propan 0.65593 kg/h
I-Butan 0.137702 kg/h
N-Butan 0.167418 kg/h
I-Pentan 2.99009 kg/h
N-Pentan 3.73182 kg/h
N-Hexan 0.623576 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 70.8149 kg/h

52
La vârful vasului separator trifazic se sep ară faza gazoasă, componența ei fiind dată
în tabelul 5.17. Zona de separare și recirculare a gazului bogat în hidrogen este dată în
figura 5.4.

Tabelul 5.17 . Componența fazei gasoase la ieșirea din vasul separator
Temperatură 48.8889 °C
Presiune 64.46 6 bar
Debit total 7670.82 kg/h
Apă 42.6593 kg/h
Hidrogen 1497.45 kg/h
Hidrogen sulfurat 1837.05 kg/h
Amoniac 52.0964 kg/h
Metan 2991.11 kg/h
Etan 450.803 kg/h
Propan 299.696 kg/h
I-Butan 30.271 kg/h
N-Butan 26.3162 kg/h
I-Pentan 214.987 kg/h
N-Pentan 214.413 kg/h
N-Hexan 13.4014 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 0.555638 kg/h

53

Fig. 5.4 . Zona de separare și recirculare a gazului bogat în hidrogen

O parte din debit este purjat, pentru a menține puritatea hidrogenului. Menținerea
purităț ii hidrogenului se face prin injecția de hidrogen proaspăt în instalație. Cantitatea
purjată este prezentată în tabelul 5.18.

Tabelul 5.18 . Cantitatea de gaz purjat
Temperatură 48.8889 °C
Presiune 64.466 bar
Debit total 161.73 kg/h
Apă 0.899419 kg/h
Hidrogen 31.5719 kg/h
Hidrogen sulfurat 38.732 kg/h
Amoniac 1.09839 kg/h
Metan 63.064 kg/h

54
Etan 9.50464 kg/h
Propan 6.31871 kg/h
I-Butan 0.638226 kg/h
N-Butan 0.554846 kg/h
I-Pentan 4.53275 kg/h
N-Pentan 4.52063 kg/h
N-Hexan 0.282552 kg/h
Alimen tare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 0.0117149 kg/h

Faza gazoasă recirculată este trimisă în aspirația compresorului nr. 1. Compoziția ei
o avem în tabelul 5.19.

Tabelul 5.19 . Compoziția fazei gazoase recirculate
Temperatură 48.8889 °C
Presiune 64.466 bar
Debit total 7509.09 kg/h
Apă 41.7599 kg/h
Hidrogen 1465.88 kg/h
Hidrogen sulfurat 1798.32 kg/h
Amoniac 50.998 kg/h
Metan 2928.05 kg/h
Etan 441.299 kg/h
Propan 293.377 kg/h
I-Butan 29.6327 kg/h
N-Butan 25.7614 kg/h
I-Pentan 210.454 kg/h
N-Pentan 209.892 kg/h
N-Hexan 13.1189 kg/h

55
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 0.543923 kg/h

După comprimare, gazele bogate în hidrogen ies din compresor și sunt trimise spre
nodul de amestec, unde se va introduce hidrogen proaspăt cu compresorul nr. 2. Din
compres orul nr. 1 gazele ies cu o temperatură și o presiune mai mare. Specificațiile gazului
sunt prezentate în tabelul 5.20.

Tabelul 5.20 . Specificațiile gazului recirculat
Temperatură 62.0812 °C
Presiune 72.39498 bar
Debit total 7509.09 kg/h
Apă 41.7599 kg /h
Hidrogen 1465.88 kg/h
Hidrogen sulfurat 1798.32 kg/h
Amoniac 50.998 kg/h
Metan 2928.05 kg/h
Etan 441.299 kg/h
Propan 293.377 kg/h
I-Butan 29.6327 kg/h
N-Butan 25.7614 kg/h
I-Pentan 210.454 kg/h
N-Pentan 209.892 kg/h
N-Hexan 13.1189 kg/h
Alim entare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 0.543923 kg/h

Cu compresorul nr. 2 introducem hidrogen în instalație pentru menținerea purității
(fig. 5.5). Caracteristicile lui sunt date în tabelul 5.21.

56

Fig. 5.5 . Zona de completare cu hidrogen a instalației

Tabelul 5.21. Caracteristicile hidrogenului de completare
Temperatură 306.391 °C
Presiune 72.39498 bar
Debit total 568.122 kg/h
Apă 0 kg/h
Hidrogen 224.111 kg/h
Hidrogen sulfurat 0 kg/h
Amoniac 0 kg/h
Metan 199.674 kg/h
Etan 51.1739 kg/h
Propan 49.8424 kg/h
I-Butan 5.16721 kg/h
N-Butan 2.21452 kg/h
I-Pentan 0 kg/h

57
N-Pentan 0.916319 kg/h
N-Hexan 35.0228 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 0 kg/h

După amestecare, gazul recirculat împreună cu hidrogenul intră in schimbătorul de
căldură nr. 2 pen tru a se preîncălzi înainte de a se amesteca cu materia primă a instalației
de hidrofinare. Componența amestecului o regăsim în tabelul 5.22.

Tabelul 5.22 . Componența amestecului de gaz recirculat si hidrogen de completare
Temperatură 89.122 °C
Presiune 71.01603 bar
Debit total 8077 kg/h
Apă 41.7599 kg/h
Hidrogen 1690.02 kg/h
Hidrogen sulfurat 1798.28 kg/h
Amoniac 50.997 kg/h
Metan 3127.55 kg/h
Etan 492.453 kg/h
Propan 343.214 kg/h
I-Butan 34.7995 kg/h
N-Butan 27.9757 kg/h
I-Pentan 210.454 kg/ h
N-Pentan 210.809 kg/h
N-Hexan 48.1418 kg/h
Alimentare C 6+ 0 kg/h
Produs C 6+ 0.543906 kg/h

58
CAPITOLUL 6
NORME DE PROTECȚIA MUNCII ȘI NORME PENTRU
PREVENIREA ȘI STINGEREA INCENDIILOR SPECIFICE
INSTALA ȚIILOR DE HIDROFINARE

6.1. Reguli generale de p rotecția muncii

Muncitorii și întregul personal operativ răspund nemijlocit de funcționarea, în
condiții de siguranță, a instalațiilor din depozit și au obligația să cunoască caracteristicile
constructive și funcționale ale acestora, să aplice întocmai no rmele de funcționare și
întreținere, de protecție a muncii și prevenire a incendiilor.
Reguli generale de protecția muncii:
 Să se prezinte la serviciu în deplină capacitate de muncă, pentru a putea
executa în bune condiții sarcinile ce le revin;
 Să nu pără sească locul de muncă fără aprobarea conducătorului de formație;
 Să respecte cu strictețe dispozițiile referitoare la predarea – primirea
schimbului, la terminarea programului nu poate părăsi locul de muncă până
nu se prezintă înlocuitorul, activitatea ace stuia încetând numai după
predarea instalațiilor;
 Este interzis personalului muncitor să introducă sau să consume în depozit
băuturi alcoolice;
 Este interzis fumatul sau introducerea de țigări, chibrituri și alte surse de foc
în depozit; se va fuma numai î n locuri special amenajate;
 Este interzisă executarea de lucrări folosind scule cu defecțiuni sau
dispozitive improvizate;
 La utilajele sau instalații se va intervenii numai după oprirea acestora având
garanția că nu pot intra în funcțiune accidental;
 La înălțime se va lucra numai cu centură de siguranță, în perfectă stare, și cu
cordonul prins de un element de rezistență;
 Este interzis a se spăla în incinta depozitului, piese de schimb sau
echipament de protecție cu produse petroliere;

59
 Este interzis a se l ucra în depozit fără a purta echipamentul de protecție
adecvat;
 La intrarea în schimb și înaintea începerii diferitelor lucrări ce se vor
executa în depozit se va face instructajul de protecție a muncii.

6.2. Norme pentru prevenirea și stingerea incendii lor în instalațiile pentru
colectarea și transportul petrolului și produselor petroliere

Pompele folosite pentru transportul țițeiului, gazolinei și condensatului vor fi
acționate cu motoare cu abur sau electrice, în construcție antiexplosivă; aparatele e lectrice
de pornire vor fi montate în încăperi separate și manevrate conform normelor de protecție a
muncii. Este interzisă folosirea motoarelor termice.
Supapele de siguranță vor fi prevăzute cu țeavă de evacuare ancorată, având
diametrul mai mare sau cel puțin egal cu cel al supapei. Se inzerzice montarea oricăror
elemente de închidere pe conducta de evacuare de la supapa de siguranță.
Conducta de refulare va fi prevăzută cu un manometru cu robinet, având marcat pe
carcasă cu roșu presiunea maximă de lucr u.
Toate robinetele vor avea tăblițe indicatoare pentru natura fluidului, sensul închis –
deschis și numărul de ture necesar închiderii.
Conductele de abur aeriene din interiorul stației de pompare vor fi izolate termic și
montate la cel puțin 2 m înălțime î n zonele de circulație a personalului.
Pornirea pompelor pentru transportul țițeiului sau gazolinei se va efectua după
verificarea traseului conductelor de aspirație și refulare cu ventilul între aspirație și refulare
(sterpul) deschis.
Este interzisă pun erea în funcțiune a pompelor fără ca toate dispozitivele de
protecție și siguranță, precum și aparatele de măsurat și control să fie verificate și în bună
stare de funcționare.
Orice intervenție la elementele în mișcare ale pompelor sub presiune și remedie re a
neetanșeităților survenite în timpul exploatării se va executa după oprirea pompelor și
reducerea presiunii.
Iluminatul stației de pompare va fi asigurat corespunzător; în caz de nevoie se vor
folosi lămpi de siguranță în construcție antiexplosivă; in stalația telefonică și avertizoarele
sonore existente vor fi, de asemenea, în construcție antiexplosivă.

60
Orice reparație care necesită lucrul cu flacără deschisă în interiorul stației de pompe
va fi permisă cu oprirea instalației, evacuarea produselor petr oliere (țiței, gazolină etc.),
blindarea tuturor conductelor în prezența șefului stației, spălarea, aerisirea și verificarea
atmosferei cu explozimetrul. Lucrările se vor executa în baza permisului de lucru cu foc și
în prezența formației P.S.I.
Se interzi ce folosirea flăcării pentru detectarea neetanșeităților din sistem.
Controlul căminelor de robinete se va realiza după aerisirea lor timp de minimum
15 min. În cazul în care căminele au adâncimea mai mare de 1,5 m, controlul va fi efectuat
de o echipă for mată din trei persoane; cu echipament de protecție adecvat și centură de
siguranță cu cordon, al cărui capăt va fi ținut afară de către ceilalți doi membri ai echipei.
Se va întreține o convorbire continuă cu controlorul din cămin pentru sesizarea sănătăți i
lui; în caz de nevoie va fi scos afară.

6.3. Categoriile pericolului de incendiu al construcțiilor

Din punctul de vedere al pericolului de incendiu, construcțiile industriale se
încadrează în cinci categorii:
 Categoria I : construcțiile în care se man ipulează, se depozitează sau se
prelucrează lichide cu temperatură de inflamabilitate a vaporilor până la 28
˚C și gaze sau vapori cu limita inferioară de explozie sub 10%. Astfel de
materiale sunt: benzina, gazolina și alte produse ușoare ale țițeiului,
condensatul și gazele din zăcămintele de gaze care se numesc și fluide de
clasa I;
 Categoria II : construcțiile în care se manipulează, depozitează sau
prelucrează lichide cu temperatura de inflamabilitate a vaporilor cuprisă
între 28 ˚C și120˚C și gaze sau vapori cu limita inferioară de explozie mai
mare decât 10%. Astfel de materiale sunt: petrolul lampant și acidul acetic,
precum și motorina, păcura și țițeiul ușor;
 Categoria III : construcțiile în care se manipulează, se depozitează sau se
prelucrează mat eriale și combustibili solizi, precum și lichide cu
temperatura de inflamabilitate a vaporilor peste 120 ˚C . Astfel de materiale
sunt: țițeiurile de densitate medie, motorina grea, păcura, uleiurile de uns,
unsorile consistente și parafina, precum și cher esteaua;

61
 Categoria VI : construcțiile în care se manipulează sau se prelucrează
materiale incombusitbile la temperaturi înalte, topite sau incandescente, sau
în care se ard, drept combustibil, substanțe solide, lichide sau gazoase. În
această categorie intr ă: turnătoriile de metale, sălile de cazane etc.;
 Categoria V : construcțiile în care se manipulează, se depozitează sau se
prelucrează materiale incombustibile reci și materiale combustibile cu un
grad de umiditate care exclude posibilitatea aprinderii.
Utilajele și materialele cu care se dotează instalațiile se împart în două categorii:
 utilaje și materiale inițiale cu care se dotează locuril de muncă pentru ca
personalul să poată interveni imediat în caz de incendiu;
 utilaje și materiale pentru dotarea fo rmațiilor civile de prevenire și stingere
a incendiilor, care se organizează în întreprinderi.
În proiectele construcțiiilor instalațiilor se prevede și necesarul de utilaje și
materiale de combatere a incendiilor.
Cauzele incendiilor în instalațiile pentr u colectarea și transportul produselor
petroliere. În industria petrolului, mai mult ca oriunde, se manipulează și depozitează
cantități mari de produse inflamabile. Ca urmare, problemele care le ridică asigurarea
protecției împotriva incendiilor sunt mai numeroase și cu un grad de complexitate mai
ridicat.
Printre principalele cauze care pot provoca incendii în sistemele de colectare și
transport ale petrolului și ale produselor petroliere se pot aminti: apariția electricității
statice, descărcările electr ice, folosirea sculelor necorespunzătoare, lucrări de sudare la
utilaje fără a se respecta normele prevăzute, fumatul în locuri nepermise.

6.4. Prevenirea incendiilor la instalațiile de conducte

Pentru prevenirea incendiilor în instalațiile de conducte trebuie respectate
următoarele:
 conductele trebuie să fie accesibile reparațiilor și verificărilor. În locurile
unde se întretaie linii de cale ferată sau drumuri, conductele se îngroapă,
fiind apărate de burlane metalice sau de beton, prevăzute cu robinet e de
închidere;

62
 se interzice așezarea conductelor destinate pompării produselor petroliere în
apropierea surselor de căldură;
 conductele trebuie să fie legate la pământ, pentru a se evita descărcările de
electricitate statică;
 este oprită instalarea conduc telor sub clădiri sau alte instalații;
 reparațiile prin sudare ale conductelor se fac numai după ce au fost
efectuate, în prealabil, următoarele operații:
 demontarea porțiunii de conductă ce urmează a fi sudată de restul
instalației;
 blindarea orificiilor rămase deschise;
 spălarea conductei cu apă, după scurgerea căreia va fi transportată la
o distanță care să asigure imposibilitatea izbucnirii unui incendiu;
 la locul unde se efectuează sudura trebuie aduse lopeți, nisip,
stingătoare de incendiu și orice ma terial pentru combaterea unui
început de incendiu;
 pentru a se putea efectua lucrări cu foc, conform dispozitivelor în
vigoare, trebuie cerut, în prealabil, permisul de lucru cu foc.

6.5. Stingerea incendiilor

Stingerea incendiilor produselor petroliere se face cu ajutorul spumei chimice,
spumei aero -mecanice, prafului unic, apei sub formă de ploaie, ceață sau abur.
Mijloacele de stingere a incendiilor se aleg în funcție de clasa produselor petroliere.
Toate aceste mijloace pentru stingerea pot să acțion eze numai având o conductă de apă de
incendiu bine dimensionată și presiunea necesare.
În afară de aceste mijloace se pot întrebuința și diverse substanțe chimice care nu
au nevoie de apă, ca: bioxid de carbon sub formă de ceață sau zăpadă, tetraclorură d e
carbon.

63
CONCLUZII GENERALE

În lucrarea de față este abordată tematica hidrofinării, proces esențial pentru
creșterea calității combustibililor. Din lucrare se desprind următoarele concluzii:
– scopul hidrofinării este îndepă rtarea heteroatomilor, în depărtarea compușilor cu
sulf, azot, oxigen și a metalelor, saturarea olefinelor, aromatelor și a compușilor instabili ;
– fracțiile petroliere care sunt supuse hidrofinării sunt: benzinele de distilare
atmosferică care constituie materia primă pentru instala ția de reformare catalitică,
benzinele de cracare, benzinele de cocsare, petrolul, motorina, dar și di stilatele și
reziduurile de vid;
– datorită cerin țelor din ce în ce mai stricte în ceea ce priveste conținutul de sulf în
produse, s -a mărit și capacitatea instalațiilor de hidrofinare pe plan mondial ;
– principalele reacții chimice ce au loc în cadrul procesului de hidrofinare sunt
reprezentate de: hidrogenarea compușilor cu sulf, hidrogenarea compușilor cu azot,
hidrogenarea compușilor cu oxigen; în condițiil e de lucru necesare desfǎșurǎrii acestor
reacții chimice, se mai pot desfǎșura și hidrogenǎri ale compușilor olefinici, hidrogenǎri ale
compușilor aromatici, demetalizǎri, cocsǎri ;
– reacțiile ce se desfǎșoarǎ în cadrul procesului de hidrofinare sunt afectat e de mai
mulți factori, așa cum sunt: temperatura, presiunea, catalizatorii, raportul hidrogen/materie
primǎ, viteza volumarǎ ;
– importanța instalaț iilor de hidrofinare a crescut odată cu impunerile mai severe în
ceea ce priveș te ca litatea combustibililor destinați transporturilor î n vederea reducerii
gradului de poluare a mediului .

64
BIBLIOGRAFIE

1. J. Jechura Hydroprocessing: Hydrotreating and Hydrocracking , Colorado School
of Mines, 2016
2. S. Raseev Thermal and Catalytic Processes in petroleum refining , Marcel Dekker
Inc., 2003
3. C. Patrascioiu, I. Bohaltea Modelling and simulation of gasoline hydrofining
process ,
4. G.C. Suciu, Ingineria prelucrării hidrocarburilor, vol 4 , Editura Tehnică,
București, 1993.
5. I. D. G. Chaves , J. R. G. López , J. L. G. Zapata , A. L. Robayo , G. R. Niño Process
Analysis and Simulation in Chemical Engineering , Springer International
Publishing , Switzerland , 2016
6. J. Jechura Refinery Feedstocks & Products – Properties & Specifications , Colorado
School of Mines, 2016
7. A. Popescu, E. Ang elescu Procese catalitice in chimia hidrocarburilor , Editura
Didactic ă și Pedagogic ă, București, 1976
8. C. Carloganu Introducere in ingineria reactoarelor chimice , Editura Tehnică,
București, 1980
9. James G. Speight, The refinery of the future , Elsevier Inc., U.K., 2011
10. R.G.E. Franks Modelarea si simularea in ingineria chimica , Editura Tehnică,
București, 1979
11. R. Mihail Modelarea reactoarelor chimice , Editura Tehnică, București, 1976
12. I. Bohaltea , Ghe. Dumitrascu Studiul experimental al cineticii procesului de
hidrofinare a benzinei de cocsare , Revista Rom ână de Petrol, dec. 1995
13. J. Latz, R. Peters, J. Pasel , L. Datsevich, A. Jess Hydrodesulfurization of jet fuel by
pre-saturated one -liquid -flow technology for mobile fuel cell applications ,
Chemical Engineering S cience 64, 2008, paginile 288 – 293
14. N. Viswanadham, B.S. Negi, M.O. Garg, Meenakshi Sundaram, B. Sairam, A.K.
Agarwal Reformulation of FCC gasoline , Fuel 86, 2007, paginile 1290 – 1297
15. Ireneusz Morawski , Jan Mosio -Mosiewski Effects of parameters in Ni –Mo
catalysed hydrocracking of vacuum residue on composition and quality of obtained
products , Fuel Processing Technology 87, 2006, paginile 659 – 669

65
16. Nataliya Belinskaya, Emiliya Ivanchina, Elena Ivashkina , Galina Silko Effect of
feed composition changing at n aphtha catalytic reforming unit due to involvement
of gasoline fraction obtained by diesel fuels hydrodewaxing into the processing ,
Procedia Chemistry 10, 2014, paginile 267 – 270
17. Bin Liu, Yongming Chai, Yanpeng Li , Anjie Wang , Yunqi Liu , Chenguang Liu
Kinetic investigation of the effect of H2S in the hydrodesulfurization of FCC
gasoline , Fuel 123, 2014, paginile 43 – 51
18. Le Wu, Yongzhong Liu Environmental impacts of hydrotreating processes for the
production of clean fuels based on life cycle assessment , Fuel 164, 2016, paginile
352 – 360
19. M. Lewandowski, Z. Sarbak Hydrofining activity and acid -base properties of
nickel -molybdenum catalysts incorporated on sodium and magnesium ions –
modified alumina , Applied Catalysis A: General 168, 1998, paginile 179 – 185
20. Chong Penga, Xiang -chen Fang, Rong -hui Zeng, Rong Guo, Wen -yue Hao
Commercial analysis of catalytic hydroprocessing technologies inproducing diesel
and gasoline by light cycle oil , Catalysis today, 2016, paginile 1 – 8
21. E. Walendzewski, E. Grzechowlak , J. L ipman, B. Radomyski Effect of organic
sulphur compounds on the selectivity of catalysts in hydrofining of pyrolitic
gasoline , Petrol. Chem. USSR, Vol. 19, Pergamon Press Ltd., Polonia, 1980,
paginile 159 – 164
22. J.H. Gary, G.E. Handwerk Petroleum refining tec hnology and economics, vol. 2 ,
Marcel Dekker Inc., 1984
23. N. Yamaguchi Hydrodesulfurization technologies and costs Workshop , Mexico
City, 29 – 30 mai 2003
24. Cerințe minime de Securitate prevăzute în hotărârile de guvern armonizate cu
legislația europeană , Edit ura Virom, Constanța, 2008
25. Legea securității și sănătății în muncă , Nr. 319 din 14 iulie 2006