Главная Учебники - Разные Лекции (разные) - часть 31
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
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
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 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. 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). 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. 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 орошения β, относительно минимального флегмового числа с шагом 0,1. Результаты расчета сведены в таблице 8. На рисунке 3 представлен график зависимости N∙(R+1) от коэффициента орошения β. Используя этот график определяем оптимальный коэффициент орошения βопт
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. 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. 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. 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). 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. 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). 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. 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. 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. 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. 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. 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. 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. 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. 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. 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. Амортизационные отчисления рассчитываются по формуле: АО = ПКЗ / τок
, где τок
— срок окупаемости, τок
= 5 лет. АО = 1470186,27 / 5 = 294037,25 ф.с. 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.
|