Федеральное агентство по образованию
Государственное образовательное учреждение высшего
профессионального образования
"Ярославский государственный технический университет"
Кафедра "Химических технологий органических веществ"
РАСЧЕТ СТОИМОСТИ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ УСТАНОВКИ
Курсовой проект по дисциплине
"Инженерное оформление ХТП"
вариант № 16
Работу выполнил:
студент группы ЗЭУХ–48а
__________ И.А. Монахова
_____/___________200__ г.
2008
Реферат
ректификация, колонна, многокомпонентная смесь, материальный баланс, теплообменные аппараты, насосы, стоимость
Объектом исследования является процесс разделения многокомпонентной смеси, включающей в себя: пропан, n–бутан, n–пентан, n–гексан.
Цель проекта — расчет параметров технологического оборудования ректификационной установки и ее стоимости.
В результате проекта произведен расчет составляющих ректификационной установки, выбраны стандартные аппараты, произведен расчет стоимости ректификационной установки.
СОДЕРЖАНИЕ
1 Расчет материального баланса
2 Расчет технологического оборудования
2.1 Расчет аппарата Е–1
2.2 Расчет аппарата Н–2
2.3 Расчет аппарата Т–3
2.4 Расчет аппарата К–4
2.5 Расчет аппарата Т–5
2.6 Расчет аппарата Е–6
2.7 Расчет аппарата Н–7
2.8 Расчет аппарата Т–8
2.9 Расчет аппарата Н–9
3 Расчет стоимости установки
3.1 Расчет аппарата Е–1
3.2 Расчет стоимости аппарата Н–2
3.3 Расчет стоимости аппарата Т–3
3.4 Расчет стоимости аппарата К–4
3.5 Расчет стоимости аппарата Т–5
3.6 Расчет стоимости аппарата Е–6
3.7 Расчет стоимости аппарата Н–7
3.8 Расчет стоимости аппарата Т–8
3.9 Расчет стоимости аппарата Н–9
3.10 Расчет суммарных затрат на энергию
3.11 Расчет полных капитальных затрат
3.12 Расчет амортизационных отчислений
3.13 Расчет суммарных годовых затрат
1. Расчет материального баланса
Для составления материального баланса зададимся составом питания (составом исходной смеси) и содержанием ключевых компонентов в дистилляте и кубовом остатке. В таблице 1 представлены исходные данные.
Таблица 1 — Исходные данные
| Наименование |
Ед. изм |
Значение |
А |
В |
С |
| Содержание в исходной смеси: 1. Пропан (л.к.к.) 2. n–Бутан (т.к.к.) 3. n–Пентан 4. n–Гексан |
Масс. доля |
0,2 0,3 0,1 0,4 |
15,7260 15,6782 15,8333 15,8366 |
1872,46 2154,90 2477,07 2697,55 |
–25,16 –34,42 –39,94 –48,78 |
| Расход исходной смеси |
кг/ч |
30000 |
|||
| Содержание л.к.к. в кубе |
кмоль/ч |
2 |
|||
| Содержание т.к.к. в дистилляте |
кмоль/ч |
2 |
Номер легкого ключевого компонента — 1;
Номер тяжелого ключевого компонента — 2.
По полученным данным составляем материальный баланс процесса и сводим его в таблицу 2.
Таблица 2 — Материальный баланс
| Компонент |
мол. масса |
F |
D |
W |
|||||||||
| Gi кг/час |
масс. доля |
Vi кмоль/ час |
мол. доля |
Gi кг/час |
масс. доля |
Vi кмоль/ час |
мол. доля |
Gi кг/час |
масс. доля |
Vi кмоль/ час |
мол. доля |
||
| Пропан (л.к.к.) |
44 |
6000 |
0,2 |
136,36 |
0,2885 |
5912 |
0,9808 |
134,36 |
0,9853 |
88 |
0,0037 |
2,00 |
0,0059 |
| n-Бутан (т.к.к.) |
58 |
9000 |
0,3 |
155,17 |
0,3282 |
116 |
0,0192 |
2,00 |
0,0147 |
8884 |
0,3706 |
153,17 |
0,4554 |
| n-Пентан |
72 |
3000 |
0,1 |
41,67 |
0,0881 |
0 |
0,0000 |
0,00 |
0,0000 |
3000 |
0,1251 |
41,67 |
0,1239 |
| n-Гексан |
86 |
12000 |
0,4 |
139,53 |
0,2952 |
0 |
0,0000 |
0,00 |
0,0000 |
12000 |
0,5006 |
139,53 |
0,4148 |
| ИТОГО |
30000 |
1,0 |
472,74 |
1,0000 |
6028 |
1,0000 |
136,36 |
1,0000 |
23972 |
1,0000 |
336,37 |
1,0000 |
|
На рисунке 1 представлена технологическая схема ректификационной установки.
Рисунок 1 — Технологическая схема ректификационной установки
2. Расчет технологического оборудования
2.1 Расчет аппарата Е–1
Аппарат Е–1 представляет собой емкость, которая предназначена для сбора и временного хранения исходной смеси.
Определяем требуемую вместимость емкости:
V = ,
где G — массовый расход жидкости (питания установки), кг/ч;
τ — время пребывания жидкости в емкости, ч;
ρсм
— плотность смеси (по питанию), кг/м3
;
K — коэффициент заполнения емкости.
Сырье на ректификационную установку приходит с температурой 20 О
С. При данной температуре определяем плотность жидкости по формуле:
ρсм
= ∑ ρi
∙ xi
F
,
где ρi
— плотность i-го компонента смеси, кг/м3
;
xi
F
— массовая доля i-го компонента смеси в питании.
ρсм
= 582,00∙0,20 + 579,00∙0,30 + 626,00∙0,10 + 659,00∙0,40 = 616,30 кг/м3
.
G = 30000 кг/ч;
τ = 1,5 ч;
K = 0,75.
Требуемый объем емкости составит:
V = = 97,3552 м3
.
К установке принимаем емкость по ГОСТ 9931–79, типа ГЭЭ, с характеристиками:
-Вместимость — 100 м3
;
-Диаметр — 3000 мм;
-Длина — 13945 мм;
-Масса — 15740 кг;
-Количество — 1 шт.
2.2 Расчет аппарата Н–2
Аппарат Н–2 — насос — предназначен для подачи сырья ректификационной установки в качестве питания на ректификационную колонну К–4 через теплообменник Т–3.
Подбор насоса производим по объемной скорости подачи смеси и напору.
Объемную скорость подачи смеси определяем по формуле:
Q = , м3
/ч,
где G — массовый расход жидкости, кг/ч;
ρсм
— плотность смеси, кг/м3
;
Q = = 48,6776.
Определяем развиваемый насосом напор:
H = + Hг
+Δh,
где Р1
— давление в аппарате из которого перекачивается жидкость, Па;
Р2
— давление в аппарате, в который перекачивается жидкость, Па;
Нг
— геометрическая высота подъема жидкости, м;
Δh — потери напора, м.
Р1
= 312382 Па; Р2
= 2008009 Па; Нг
= 8,5 м; Δh = 7м;
H = + 8,5 +7 = 296,2449 м.
К установке принимаем насос согласно ТУ 26–06–1258–80, тип 5Н–5×4, с характеристиками:
-Производительность — 98 м3
/ч;
-Напор — 320 м. ст. ж.;
-Частота вращения двигателя — 2950 об/м;
-Мощность — 236 кВт;
-Количество — 2 шт. (один насос в резерве).
2.3 Расчет аппарата Т–3
Теплообменник Т–3 (пароподогреватель) предназначен для подогрева исходной смеси ректификационной установки водяным паром до необходимой температуры.
Необходимо определить тепловую нагрузку, по формуле:
Q = ∑ Gi
∙ ci
∙ (tF
– 20) / 3600, кВт,
где Gi
— содержание в питании i-го компонента;
ci
— теплоемкость i-го компонента (табличные данные), кДж/кг;
tF
— температура питания колонны, О
С.
Q = (6000∙2,65∙(107,25 – 20) + 9000∙2,6∙(107,25 – 20) +
+ 3000∙2,4∙(107,25 – 20) + 12000∙2,51∙(107,25 – 20)) / 3600 =
= 1301,902 кВт.
В качестве теплоносителя принимаем водяной пар с параметрами:
-Температура — 132,9 О
С;
-Давление — 0,3 МПа;
-Теплота конденсации — 2171 кДж/кг.
Температурная схема потоков в аппарате выглядит следующим образом (рисунок 2):
Рисунок 2 — Температурная схема потоков в аппарате Т–3
Средняя разность температур в теплообменнике можно определить по формуле:
Δtср
= ,
где Δtб
— большая разность температур в теплообменнике, О
С;
Δtм
— меньшая разность температур в теплообменнике, О
С.
Δtб
= 112,9 О
С; Δtм
= 25,65 О
С.
Подставив данные в формулу, получим среднюю разность температур в теплообменнике:
Δtср = = 58,8748 О
С.
Расход пара определим по формуле:
Gпара
= ,
где Q — тепловая нагрузка на аппарат, кВт;
rпара
— теплота конденсации водяного пара, кДж/кг.
Gпара
= = 0,5997 кг/с.
Необходимая поверхность теплопередачи определяется по формуле:
F = , м2
,
где Q — тепловая нагрузка, кВт;
К — коэффициент теплопередачи (справочные данные), Вт/м2
∙О
С, К = 250;
Δtср
— средняя разность температур теплообменника, О
С.
F = = 44,2261 м2
.
В соответствии с полученным значением поверхности теплопередачи, принимаем к установке теплообменник по ГОСТ 15122–79, тип ТН, с характеристиками:
-Поверхность теплообмена — 47 м2
;
-Длина трубок — 6,0 м;
-Диаметр трубок — 25×2 мм;
-Число ходов — 2;
-Количество трубок — 100;
-Диаметр кожуха — 400 мм;
-Количество — 1шт.
2.4 Расчет аппарата К–4
Для ректификационной колонны необходимо выбрать режим работы колонны. Выбор режима работы колонны сводится к определению температуры и давления в колонне.
TD
— температура верха колонны. Задаемся этой температурой, TD
= 60 О
С = 333 К.
Уравнение Антуана:
Pi
D
= , атм,
где Pi
D
— давление насыщенных паров i-го компонента, атм;
Ai
, Bi
, Ci
— вправочные данные давления насыщенных паров i-го компонента.
Согласно закону Рауля, давление смеси определяется по формуле:
Рсм
= ∑ (xi
∙ Pi
D
),
xi
— мольная доля i-го компонента в смеси.
Используя программный пакет MS Excel рассчитано давление насыщенных паров компонентов и давление дистиллята (таблица 3).
Таблица 3 — Определение давления верха ректификационной колонны
| P1 d |
15420,06 |
20,289555 |
19,99197 |
|
| P2 d |
4726,97 |
6,2196917 |
0,091222 |
|
| Pобщ d |
20,0832 |
|||
| TD |
60,00 |
Далее, зная уравнение Антуана и закон Рауля, принимая во внимание тот факт, что давление по всей колонне онинаковое, используя программный пакет MS Excel с помощью функции "подбор параметра" определим температуры питания и куба колонны (таблица 4, таблица 5).
Таблица 4 — Определение температуры питания колонны
| P1 f |
34642,98 |
45,582867 |
13,14862 |
|
| P2 f |
12672,16 |
16,673897 |
5,473076 |
|
| P3 f |
5190,09 |
6,8290688 |
0,601908 |
|
| P4 f |
2205,12 |
2,9014769 |
0,85641 |
|
| Pобщ f |
20,08001 |
|||
| TF |
107,25 |
Таблица 5 — Определение температуры куба колонны
| P1 w |
61180,932 |
80,501226 |
0,478641 |
|
| P2 w |
25215,774 |
33,178649 |
15,10834 |
|
| P3 w |
11729,288 |
15,433273 |
1,911721 |
|
| P4 w |
5606,3246 |
7,3767428 |
3,060026 |
|
| Pобщ w |
20,08009 |
|||
| TW |
150,18 |
Определим среднюю температуру в колонне и давления насыщенных паров компонентов при средней температуре:
TСРкол
= = = 105,81 О
С = 378,81 K.
P0
i = , атм.
P0
1(Пропан)
= 44,6137 атм
P0
2(
n
–Бутан)
= 16,2447 атм
P0
3(
n
–Пентан)
= 6,6209 атм
P0
4(
n
–Гексан)
= 2,8002 атм
Минимальное число теоретических тарелок определми по уравнению Фенске:
Nmin
= ,
где XD
л.к.к., XD
т.к.к. — содержание в дистилляте легкого и тяжелого ключевых компонентов, мол. дол.;
XW
л.к.к., XW
т.к.к. — содержание в кубе легкого и тяжелого ключевых компонентов, мол. дол.;
α — коэффициент относительной летучести легкокипящего компонента по отношению к тяжелому ключевому компоненту при средней температуре.
Относительную летучесть i-го компонента определяется формулой:
αi
= ,
где Po
i
— давление насыщенных паров компонента;
Po
т.к.к. — давление насыщенных паров тяжелого ключевого компонента.
α
1(Пропан)
= 2,7464
α
2(
n
–Бутан)
= 1,0000
α
3(
n
–Пентан)
= 0,4076
α
4(
n
–Гексан)
= 0,1724
Относительная летучесть ключевых компонентов при средних условиях α
= = 2,7464
XD
л.к.к. = 0,9853XW
л.к.к. = 0,0059
XD
т.к.к. = 0,0147XW
т.к.к. = 0,4554
Тогда Nmin
составит,
Nmin
= = 8,4589 (≈ 8)
Расчет минимального флегмового числа Rmin
проводим по методу Андервуда с помощью уравнений:
Rmin
= – 1,
где θ — величина в пределах относительной летучестей ключевых компонентов.
Из условия, что ∑ =0, используя программный пакет MS Excel с помощью функции "подбор параметра" найдена θ (таблица 6).
Таблица 6 — Определение значения θ
| Определение θ |
0,663004 |
||
| -0,59519 |
|||
| Сумма |
-0,00048 |
-0,0314 |
|
| θ |
1,55149 |
-0,03689 |
|
Тогда, Rmin
= 0,3662 (определение Rmin
в таблице 7)
Таблица 7 — Определение значения Rmin
| Определение Rmin |
2,264754 |
1 |
||
| -0,02659 |
||||
| Сумма |
2,238159 |
|||
| Rmin |
1,238159 |
|||
Далее, по методу Джилленда, проводим оптимизацию флегмового числа. Задаемся коэффициентом
по минимуму значения N∙(R+1).
R = β ∙ Rmin
X =
Y = 1 – exp
N =
Таблица 7 — Оптимизация флегмового числа
| β |
R |
X |
Y |
N |
N∙(R+1) |
| 1,1 |
1,361975 |
0,052421 |
0,603383 |
22,84895 |
53,96865 |
| 1,2 |
1,485791 |
0,099619 |
0,551824 |
20,10536 |
49,97773 |
| 1,3 |
1,609607 |
0,142339 |
0,50999 |
18,30349 |
47,76492 |
| 1,4 |
1,733423 |
0,181188 |
0,47457 |
17,00223 |
46,47428 |
| 1,5 |
1,857239 |
0,216671 |
0,44415 |
16,01702 |
45,76445 |
| 1,6 |
1,981055 |
0,249206 |
0,417708 |
15,24426 |
45,44398 |
| 1,7 |
2,104871 |
0,279146 |
0,394478 |
14,62108 |
45,39656 |
| 1,8 |
2,228687 |
0,30679 |
0,373881 |
14,1072 |
45,54773 |
| 1,9 |
2,352503 |
0,332391 |
0,35547 |
13,67568 |
45,84774 |
| 2,0 |
2,476318 |
0,35617 |
0,338899 |
13,30781 |
46,26218 |
| 2,1 |
2,600134 |
0,378312 |
0,323891 |
12,9902 |
46,76648 |
| 2,2 |
2,72395 |
0,398983 |
0,310224 |
12,71302 |
47,34265 |
| 2,3 |
2,847766 |
0,418322 |
0,29772 |
12,46885 |
47,97722 |
| 2,4 |
2,971582 |
0,436457 |
0,286229 |
12,25202 |
48,65989 |
| 2,5 |
3,095398 |
0,453494 |
0,275628 |
12,05809 |
49,38266 |
| 2,6 |
3,219214 |
0,469532 |
0,265815 |
11,88354 |
50,13922 |
| 2,7 |
3,34303 |
0,484655 |
0,256701 |
11,72557 |
50,9245 |
| 2,8 |
3,466846 |
0,49894 |
0,248211 |
11,58187 |
51,73444 |
| 2,9 |
3,590662 |
0,512454 |
0,240283 |
11,45057 |
52,56568 |
| 3,0 |
3,714478 |
0,525258 |
0,23286 |
11,33009 |
53,41547 |
Рисунок 3 — График зависимости N∙(R + 1) от коэффициента орошения β
βопт
= 1,7;
Rопт
= 2,104871.
Определяем действительное число тарелок в колонне:
Nдейст
= ,
где η — коэффициент полезного действия тарелки.
η = 0,5
Nдейст
= = 30.
Рассчитаем диаметр колонны, по формуле:
Д = , м,
где V — секундный объемный расход газового потока, м/с;
ωдоп
— допустимая скорость движения паров, м/с.
Vс
= ,
где D — количество дистиллята (из материального баланса),
D = 6028.
ωдоп
= 0,05 ∙ ,
где ρжид
= ∑ ρi
D
∙ xi
D
;
ρi
D
— плотность i-го компонента;
xi
D
— массовая доля i-го компонента в дистилляте.
ρПропан
= 582
ρn
-Бутан
= 579
ρn
-Пентан
= 626 (из таблицы)
xПропан
= 0,4653
xn
-Бутан
= 0,5193
xn
-Пентан
= 0,0154 (из материального баланса)
ρжид
= 581,94
ρп
= ,
где Мв
— молекулярный вес смеси (из материального баланса);
Р — давление в колонне (общее), атм;
Тср
— средняя температура, К.
Р = 20,08 атм;
Тср
= 378,81 К.
Мв
= ∑ Мi
∙ xi
D
,
где Мi
— молярная масса i-го компонента;
xi
D
— мольная доля i_го компонента в дистилляте.
Значения Мi
и xi
D
берем из материального баланса.
Мв
= 44,21
ρп
= = 28,56
ωдоп
= 0,05 ∙ = 0,2201
V = = 0,1820 м/с
Д = = 1,026 м,
принимаем Д = 1,2 м.
Высоту колонны определим по формуле:
Нкол
= (Nдейст
– 1) ∙ 0,5 + 2∙Д
0,5 — расстояние между тарелками.
Нкол
= (30 – 1) · 0,5 + 2 · 1,2 = 16,9 м,
принимаем высоту колонны 17 м.
Для данного процесса разделения многокомпонентной смеси необходима колонна, имеющая следующие параметры:
-Диаметр колонны — 1,2 м;
-Высота колонны — 17 м;
-Давление насыщенных паров компонентов — 20,08 атм;
-Температура верха колонны — 60,00 О
С;
-Температура питания колонны — 107,25 О
С;
-Температура куба колонны — 150,18 О
С;
-Флегмовое число — 2,1049;
-Число действительных тарелок — 30.
2.5 Расчет аппарата Т–5
Теплообменник Т–5 (конденсатор) предназначен для конденсации паров гексановой фракции, выходящих из верха колонны.
Температурная схема потоков в аппарате представлена на рисунке 4.
Средняя разность температур:
Δtср
= = = 23,6045 О
С.
Тепловая нагрузка определяется по формуле:
Q = D ∙ (R + 1) ∙ r / 3600, кВт,
где D — количество дистиллята, кг/ч;
R — флегмовое число;
r — скрытая теплота парообразования, кДж/кг.
Рисунок 4 — Температурная схема потоков в аппарате Т–5
Q = 6028 ∙ (2,1049 + 1) ∙ 426,689 / 3600 = 2218,33 кВт.
Принимаем K = 250 Вт/м2
К, тогда площадь теплообмена составит:
F = = = 375,92 м2
.
К установке принимаем теплообменник по ГОСТ 15118–79, тип ТН, с характеристиками:
-Поверхность теплообмена — 510 м2
;
-Длина трубок — 6,0 м;
-Диаметр трубок — 25×2 мм;
-Число ходов — 1;
-Количество трубок — 1083;
-Диаметр кожуха — 1200 мм;
-Количество — 1шт.
2.6 Расчет аппарата Е–6
Аппарат Е–6 — флегмовая емкость — предназначена для сбора и кратковременного хранения гексановой фракции, направляемой обратно на блок экстракции.
Требуемая вместимость емкости составит:
V = ,
D = 6028 кг/ч; К = 0,75; τ = 0,5 ч.
V = = 21,4410 м3
.
К установке принимаем емкость по ГОСТ 9931–79, типа ГЭЭ, с характеристиками:
-Вместимость — 25 м3
;
-Диаметр — 2400 мм;
-Длина — 5845 мм;
-Масса — 5945 кг;
-Количество — 1 шт.
2.7 Расчет аппарата Н–7
Насос предназначен для подачи орошения на ректификационную колонну и вывода балансового количества фракции с блока ректификации.
Подбор насоса осуществляем по производительности и напору.
Производительность составит:
Q = = = 32,1615 м3
/ч.
Напор насоса составит:
H = + Hг
+Δh,
Нг
равен высоте колонны, 17 м; Δh = 7,5 м.
Так как, давление в аппарате, из которого перекачивается жидкость, и давление в аппарате, в который перекачивается жидкость, равны, составляющая = 0.
Тогда, H = Hг
+Δh = 17 + 7,5 = 24,5 м.
К установке принимаем насос марки Х 45/31, с характеристиками:
-Производительность — 45 м3
/ч;
-Напор — 31 м. ст. ж.;
-Частота вращения двигателя — 2900 об/м;
-Мощность — 15 кВт;
-Количество — 2 шт. (один насос в резерве).
2.8 Расчет аппарата Т–8
Кипятильник Т–8 необходим для создания парового потока в ректификационной колонне.
Теплова нагрузка на кипятильник определена ранее и составляет Q = 2135,5 кВт.
В качестве теплоносителя принимаем водяной пар давлением в 12 атм, с температурой 187,1 О
С.
Расход пара составит:
Gпара
= ,
r = 1995 кДж/кг.
Gпара
= = 1,11 кг/ч
Температурная схема потоков в аппарате Т–8 представлена на рисунке 5.
Средняя разность температур в кипятильнике равна:
Δtср
= tконд
– t2
= 187,10 – 150,18 = 37,32 О
С.
Принимаем коэффициент теплопередачи K = 1200.
Поверхность теплопередачи определим по формуле:
F = ,
F = = 49,5339 м2
.
Рисунок 5 — Температурная схема потоков в аппарате Т–8
К установке принимаем теплообменник по ГОСТ 15118–79, тип ТН, с характеристиками:
-Поверхность теплообмена — 52 м2
;
-Длина трубок — 6,0 м;
-Диаметр трубок — 25×2 мм;
-Число ходов — 1;
-Количество трубок — 111;
-Диаметр кожуха — 400 мм;
-Количество — 1шт.
2.9 Расчет аппарата Н–9
Этот насос предназначен для подачи кубового продукта ректификационной колонны в следующий цех производства.
Рассчитаем производительность (по количеству куба и его плотности) и напор насоса, и выберем стандартный насос.
Q = = = 38,36 м3
/ч.
H = 30 м.
К установке принимаем насос марки Х 45/31, с характеристиками:
-Производительность — 45 м3
/ч;
-Напор — 31 м. ст. ж.;
-Частота вращения двигателя — 2900 об/м;
-Мощность — 15 кВт;
-Количество — 2 шт. (один насос в резерве).
3 Расчет стоимости установки
3.1 Расчет аппарата Е–1
Мы знаем массу емкости mфл.ем
= 15740 кг
Для определения стоимости 1 тонны емкости С1т.ем
воспользуемся графиком, представленном на рисунке 6. Стоимость зависит от массы емкости.
Рисунок 6 — Зависимость стоимости тонны колонны от массы
С1 т ем
= 2100,00 ф.с.
Определяем стоимость емкости на 1987 год
С1987
= mем
∙ С1 т ем
= 15,740 · 2100,00 = 33054,00 ф.с.
Находим стоимость емкости на настоящее время. Для этого стоимость на 1987 год необходимо увеличить на коэффициент удорожания и коэффициент инсталляции, их находим в справочной литературе.
Сем
= С1987
∙Fудор
∙Fинст
Fудор
= 2,5;
Fинст
= 3,45.
Сем
= 33054,00 · 2,5 · 3,45 = 285090,75 ф.с.
3.2 Расчет стоимости аппарата Н–2
Тип насоса определяем по номограмме (рисунок 7), по значениям производительности и напора, а по типу насоса определяем стоимость.
Рисунок 7 — Номограмма типов насосов
При напоре насоса более 70 м стоимость составляет 10000 ф.с. Поскольку мы проектируем два насоса, их общая стоимость составит 20000 ф.с.
Затраты на электроэнергию:
Зэл.эн
= Nн
∙365∙24∙0,026,
Nн
— мощность электродвигателя насоса,
0,026 — стоимость 1 кВт электроэнергии, ф.с.
Зэл.эн
= 236 ∙ 365 ∙ 24 ∙ 0,026 = 53751,36 ф.с.
3.3 Расчет стоимости аппарата Т–3
Стоимость теплообменника напрямую зависит от его поверхности теплообмена, найденной ранее.
Ст/о
= С1987
∙Fудор
∙Fинст
;
С1987
= (6 + 0,075∙Fт/о
)∙1000
С1987
= (6 + 0,075 · 47) · 1000 = 9525 ф.с.
Fудор
= 2,5;
Fинст
= 3,45.
Ст/о
= 9525 · 2,5 · 3,45 = 82153,13 ф.с.
Определяем затраты на пар:
Зпар
= Qт/о
∙365∙24∙0,004, ф.с.,
где 0,004 ф.с. — стоимость 1 кВт пара.
Зпар
= 1301,902 ∙ 365 ∙ 24 ∙ 0,004 = 45618,65 ф.с.
3.4 Расчет стоимости аппарата К–4
Нам необходимо определить площадь материала колонны:
S = π∙Д∙Нк
+ 2∙ = 3,14 · 1,2 · 17 + 2 · = 66,32 м2
Объем материала:
Vмат
= S∙δ = 66,32 · 0,006 = 0,3979 м3
δ = 0,006 м — толщина материала.
Масса емкости:
me
= Vмат
∙ ρстали
= 0,3979 · 7800 = 3103,63 кг
ρстали
= 7800 кг/м3
.
Масса колонны:
mк
= 1,3∙me
= 1,3 · 3103,63 = 4034,71 кг
Стоимость 1 тонны колонны (емкости)
Для определения стоимости 1 тонны колонны С1т.кол
пользуемся графиком, представленном на рисунке 6, п.3.1. Стоимость зависит от массы колонны.
С1т.кол
= 4300,00 ф.с.
Определяем стоимость колонны на 1987 год
С1987
= mк
∙ С1т.кол
= 4,035 · 4300 = 17350,50 ф.с.
Находим стоимость колонны на настоящее время. Для этого стоимость на 1987 год необходимо увеличить на коэффициент удорожания и коэффициент инсталляции, их находим в справочной литературе. Поскольку изготовить колонну в 3 раза дороже, чем изготовить просто емкость, еще домножаем на 3.
Скол
= С1987
∙Fудор
∙Fинст
∙3
Fудор
= 2,5;
Fинст
= 3,45.
Скол
= 17350,50 · 2,5 · 3,45 · 3 = 448944,19 ф.с.
3.5 Расчет стоимости аппарата Т–5
Стоимость дефлегматора напрямую зависит от его наружной оребренной поверхности, найденной ранее.
Сдефл
= С1987
∙Fудор
∙Fинст
;
С1987
= (6 + 0,075∙Fдефл
)∙1000
С1987
= (6 + 0,075 · 510) · 1000 = 44250 ф.с.
Fудор
= 2,5;
Fинст
= 3,45.
Сдефл
= 44250 · 2,5 · 3,45 = 381656,30 ф.с.
Определяем затраты на воду:
Звода
= QТ–5
∙365∙24∙0,0036, ф.с.,
где 0,0036 ф.с. — стоимость 1 кВт воды.
Звода
= 2218,326 ∙ 365 ∙ 24 ∙ 0,0036 = 69957,13 ф.с.
3.6 Расчет стоимости аппарата Е–6
Стоимость флегмовой емкости определяем по тем же формулам и графику, что и для колонны.
Мы знаем массу емкости mфл.ем
= 5945 кг
С1 т фл.ем
= 3100 ф.с.
С1987
= mфл.ем
С1 т фл.ем
= 5,945 · 3100 = 18429,50 ф.с.
Сфл.ем
= 18429,50 · 2,5 · 3,45 = 158954,40 ф.с.
3.7 Расчет стоимости аппарата Н–7
Тип насоса определяем по номограмме (рисунок 7, п.3.2), по значениям производительности и напора, а по типу насоса определяем стоимость.
Напор насоса составляет 31 м, производительность — 45 м3
/ч, тогда по номограмме стоимость насоса составляет 2000 ф.с. Поскольку мы проектируем два насоса, их общая стоимость составит 4000 ф.с.
Затраты на электроэнергию:
Зэл.эн
= Nн
∙365∙24∙0,026,
Nн
— мощность электродвигателя насоса,
Зэл.эн
= 15 ∙ 365 ∙ 24 ∙ 0,026 = 3558,75 ф.с.
3.8 Расчет стоимости аппарата Т–8
Стоимость кипятильника зависит от его поверхности теплопередачи, найденной ранее.
Скип
= С1987
∙Fудор
∙Fинст
;
С1987
= (6 + 0,075∙Fкип
)∙1000
С1987
= (6 + 0,075 · 52) · 1000 = 9900 ф.с.
Fудор
= 2,5;
Fинст
= 3,45.
Ст/о
= 9900 · 2,5 · 3,45 = 85387,50 ф.с.
Определяем затраты на пар:
Зпар
= Qкип
∙365∙24∙0,004, ф.с.,
где 0,004 ф.с. — стоимость 1 кВт пара.
Зпар
= 2218,33 ∙ 365 ∙ 24 ∙ 0,004 = 77730,28 ф.с.
3.9 Расчет стоимости аппарата Н–9
Тип насоса определяем по номограмме (рисунок 7, п.3.2), по значениям производительности и напора.
Напор насоса составляет 31 м, производительность — 45 м3
/ч, тогда по номограмме стоимость насоса составляет 2000 ф.с. Поскольку мы проектируем два насоса, их общая стоимость составит 4000 ф.с.
Затраты на электроэнергию:
Зэл.эн
= Nн
∙365∙24∙0,026,
Nн
— мощность электродвигателя насоса,
Зэл.эн
= 15 ∙ 365 ∙ 24 ∙ 0,026 = 3558,75 ф.с.
3.10 Расчет суммарных затрат на энергию
Суммарные затраты на энергию — это сумма затрат на воду, пар и электроэнергию.
∑Зэнер.
= Зпар.Т–3
+ Зпар.Т–8
+ Звода.Т–5
+ Зэл.эн.Н–2
+ Зэл.эн.Н–7
+ Зэл.эн.Н–9
,
∑Зэнер.
=45618,65 + 77730,28 + 69957,13 + 53751,36 +
+ 3558,75 + 3558,75 = 254174,92 ф.с.
3.11 Расчет полных капитальных затрат
Полные капитальные затраты (ПКЗ) — это сумма стоимостей всех аппаратов.
ПКЗ = СЕ–1
+ СН–2
+ СТ–3
+ СК–4
+ СТ–5
+ СЕ–6
+ СН–7
+ СТ–8
+ СН–9
,
ПКЗ = 285090,75 + 20000,00 + 82153,13 + 448944,19 +
+ 381656,30 + 158954,40 + 4000,00 + 85387,50 +
+ 4000,00 = 1470186,27 ф.с.
3.12 Расчет амортизационных отчислений
Амортизационные отчисления рассчитываются по формуле:
АО = ПКЗ / τок
,
где τок
— срок окупаемости,
τок
= 5 лет.
АО = 1470186,27 / 5 = 294037,25 ф.с.
3.13 Расчет суммарных годовых затрат
Здесь понимаются суммарные годовые затраты, т.е. затраты, связанные с эксплуатацией технологической установки. Это будет сумма затрат на энергию и амортизационных отчислений.
∑год.затр. = ∑Зэнер.
+ АО,
∑год.затр. = 254174,92 + 294037,25 = 548212,17 ф.с.