Курсовая работа: Расчет стоимости ректификационной установки

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

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

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;

ρ_см — 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:

ρ_см = ∑ ρ_i ∙ x_i ^F ,

где ρ_i — плотность i-го компонента смеси, кг/м³ ;

x_i ^F — массовая доля i-го компонента смеси в питании.

ρ_см = 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;

ρ_см — плотность смеси, кг/м³ ;

Q = = 48,6776.

Определяем развиваемый насосом напор:

H = + H_г +Δh,

где Р₁ — давление в аппарате из которого перекачивается жидкость, Па;

Р₂ — давление в аппарате, в который перекачивается жидкость, Па;

Н_г — геометрическая высота подъема жидкости, м;

Δh — потери напора, м.

Р₁ = 312382 Па; Р₂ = 2008009 Па; Н_г = 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 = ∑ G_i ∙ c_i ∙ (t_F – 20) / 3600, кВт,

где G_i — содержание в питании i-го компонента;

c_i — теплоемкость i-го компонента (табличные данные), кДж/кг;

t_F — 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:

Δt_ср = ,

где Δt_б — большая разность температур в теплообменнике, ^О С;

Δt_м — меньшая разность температур в теплообменнике, ^О С.

Δt_б = 112,9 ^О С; Δt_м = 25,65 ^О С.

Подставив данные в формулу, получим среднюю разность температур в теплообменнике:

Δtср = = 58,8748 ^О С.

Расход пара определим по формуле:

G_пара = ,

где Q — тепловая нагрузка на аппарат, кВт;

r_пара — теплота конденсации водяного пара, кДж/кг.

G_пара = = 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;

Δt_ср — 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.

T_D — температура верха колонны. Задаемся этой температурой, T_D = 60 ^О С = 333 К.

Уравнение Антуана:

P_i ^D = , атм,

где P_i ^D — давление насыщенных паров i-го компонента, атм;

A_i , B_i , C_i — вправочные данные давления насыщенных паров i-го компонента.

Согласно закону Рауля, давление смеси определяется по формуле:

Р_см = ∑ (x_i ∙ P_i ^D ),

x_i — 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

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

Таблица 5 — Определение температуры куба колонны

Определим среднюю температуру в колонне и давления насыщенных паров компонентов при средней температуре:

T_СРкол = = = 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:

N_min = ,

где X^D л.к.к., X^D т.к.к. — содержание в дистилляте легкого и тяжелого ключевых компонентов, мол. дол.;

X^W л.к.к., X^W 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:

α_i = ,

где P^o _i — давление насыщенных паров компонента;

P^o 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

X^D л.к.к. = 0,9853X^W л.к.к. = 0,0059

X^D т.к.к. = 0,0147X^W т.к.к. = 0,4554

Тогда N_min составит,

N_min = = 8,4589 (≈ 8)

Расчет минимального флегмового числа R_min проводим по методу Андервуда с помощью уравнений:

R_min = – 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

Тогда, R_min = 0,3662 (определение R_min в таблице 7)

Таблица 7 — Определение значения R_min

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 β_опт по минимуму значения N∙(R+1).

R = β ∙ R_min

X =

Y = 1 – exp

N =

Таблица 7 — Оптимизация флегмового числа

Рисунок 3 — График зависимости N∙(R + 1) от коэффициента орошения β

β_опт = 1,7;

R_опт = 2,104871.

Определяем действительное число тарелок в колонне:

N_дейст = ,

где η — коэффициент полезного действия тарелки.

η = 0,5

N_дейст = = 30.

Рассчитаем диаметр колонны, по формуле:

Д = , м,

где V — секундный объемный расход газового потока, м/с;

ω_доп — допустимая скорость движения паров, м/с.

V_с = ,

где D — количество дистиллята (из материального баланса),

D = 6028.

ω_доп = 0,05 ∙ ,

где ρ_жид = ∑ ρ_i ^D ∙ x_i ^D ;

ρ_i ^D — плотность i-го компонента;

x_i ^D — массовая доля i-го компонента в дистилляте.

ρ_Пропан = 582

ρ_{n -Бутан} = 579

ρ_{n -Пентан} = 626 (из таблицы)

x_Пропан = 0,4653

x_{n -Бутан} = 0,5193

x_{n -Пентан} = 0,0154 (из материального баланса)

ρ_жид = 581,94

ρ_п = ,

где М_в — молекулярный вес смеси (из материального баланса);

Р — давление в колонне (общее), атм;

Т_ср — средняя температура, К.

Р = 20,08 атм;

Т_ср = 378,81 К.

М_в = ∑ М_i ∙ x_i ^D ,

где М_i — молярная масса i-го компонента;

x_i ^D — мольная доля i_го компонента в дистилляте.

Значения М_i и x_i ^D берем из материального баланса.

М_в = 44,21

ρ_п = = 28,56

ω_доп = 0,05 ∙ = 0,2201

V = = 0,1820 м/с

Д = = 1,026 м,

принимаем Д = 1,2 м.

Высоту колонны определим по формуле:

Н_кол = (N_дейст – 1) ∙ 0,5 + 2∙Д

0,5 — расстояние между тарелками.

Н_кол = (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:

Δt_ср = = = 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 = + H_г +Δh,

Н_г 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 = H_г +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:

G_пара = ,

r = 1995 кДж/кг.

G_пара = = 1,11 кг/ч

Температурная схема потоков в аппарате Т–8 представлена на рисунке 5.

Средняя разность температур в кипятильнике равна:

Δt_ср = t_конд – 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 m_фл.ем = 15740 кг

Для определения стоимости 1 тонны емкости С_1т.ем воспользуемся графиком, представленном на рисунке 6. Стоимость зависит от массы емкости.

Рисунок 6 — Зависимость стоимости тонны колонны от массы

С_{1 т ем} = 2100,00 ф.с.

Определяем стоимость емкости на 1987 год

С₁₉₈₇ = m_ем ∙ С_{1 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.

С_ем = С₁₉₈₇ ∙F_удор ∙F_инст

F_удор = 2,5;

F_инст = 3,45.

С_ем = 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:

З_эл.эн = N_н ∙365∙24∙0,026,

N_н — мощность электродвигателя насоса,

0,026 — стоимость 1 кВт электроэнергии, ф.с.

З_эл.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.

С_т/о = С₁₉₈₇ ∙F_удор ∙F_инст ;

С₁₉₈₇ = (6 + 0,075∙F_т/о )∙1000

С₁₉₈₇ = (6 + 0,075 · 47) · 1000 = 9525 ф.с.

F_удор = 2,5;

F_инст = 3,45.

С_т/о = 9525 · 2,5 · 3,45 = 82153,13 ф.с.

Определяем затраты на пар:

З_пар = Q_т/о ∙365∙24∙0,004, ф.с.,

где 0,004 ф.с. — стоимость 1 кВт пара.

З_пар = 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∙Н_к + 2∙ = 3,14 · 1,2 · 17 + 2 · = 66,32 м²

Объем материала:

V_мат = S∙δ = 66,32 · 0,006 = 0,3979 м³

δ = 0,006 м — толщина материала.

Масса емкости:

m_e = V_мат ∙ ρ_стали = 0,3979 · 7800 = 3103,63 кг

ρ_стали = 7800 кг/м³ .

Масса колонны:

m_к = 1,3∙m_e = 1,3 · 3103,63 = 4034,71 кг

Стоимость 1 тонны колонны (емкости)

Для определения стоимости 1 тонны колонны С_1т.кол пользуемся графиком, представленном на рисунке 6, п.3.1. Стоимость зависит от массы колонны.

С_1т.кол = 4300,00 ф.с.

Определяем стоимость колонны на 1987 год

С₁₉₈₇ = m_к ∙ С_1т.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.

С_кол = С₁₉₈₇ ∙F_удор ∙F_инст ∙3

F_удор = 2,5;

F_инст = 3,45.

С_кол = 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.

С_дефл = С₁₉₈₇ ∙F_удор ∙F_инст ;

С₁₉₈₇ = (6 + 0,075∙F_дефл )∙1000

С₁₉₈₇ = (6 + 0,075 · 510) · 1000 = 44250 ф.с.

F_удор = 2,5;

F_инст = 3,45.

С_дефл = 44250 · 2,5 · 3,45 = 381656,30 ф.с.

Определяем затраты на воду:

З_вода = Q_Т–5 ∙365∙24∙0,0036, ф.с.,

где 0,0036 ф.с. — стоимость 1 кВт воды.

З_вода = 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 m_фл.ем = 5945 кг

С_{1 т фл.ем} = 3100 ф.с.

С₁₉₈₇ = m_фл.ем С_{1 т фл.ем} = 5,945 · 3100 = 18429,50 ф.с.

С_фл.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:

З_эл.эн = N_н ∙365∙24∙0,026,

N_н — мощность электродвигателя насоса,

З_эл.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.

С_кип = С₁₉₈₇ ∙F_удор ∙F_инст ;

С₁₉₈₇ = (6 + 0,075∙F_кип )∙1000

С₁₉₈₇ = (6 + 0,075 · 52) · 1000 = 9900 ф.с.

F_удор = 2,5;

F_инст = 3,45.

С_т/о = 9900 · 2,5 · 3,45 = 85387,50 ф.с.

Определяем затраты на пар:

З_пар = Q_кип ∙365∙24∙0,004, ф.с.,

где 0,004 ф.с. — стоимость 1 кВт пара.

З_пар = 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:

З_эл.эн = N_н ∙365∙24∙0,026,

N_н — мощность электродвигателя насоса,

З_эл.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.

∑З_энер. = З_{пар.Т–3} + З_{пар.Т–8} + З_{вода.Т–5} + З_{эл.эн.Н–2} + З_{эл.эн.Н–7} + З_{эл.эн.Н–9} ,

∑З_энер. =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 = С_Е–1 + С_Н–2 + С_Т–3 + С_К–4 + С_Т–5 + С_Е–6 + С_Н–7 + С_Т–8 + С_Н–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 / τ_ок ,

где τ_ок — срок окупаемости,

τ_ок = 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. = ∑З_энер. + АО,

∑год.затр. = 254174,92 + 294037,25 = 548212,17 ф.с.