Расчет стоимости ректификационной установки

Курсовая работа
Содержание скрыть

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

    кг/час

    масс. доля

    кмоль/ час

    мол. доля

    кг/час

    масс. доля

    кмоль/ час

    мол. доля

    кг/час

    масс. доля

    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

    2.1 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;

    • ? — время пребывания жидкости в емкости, ч;

    ? 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:

    ? см = ? ?i

    • xiF ,

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

    x iF — массовая доля i-го компонента смеси в питании.

    ? 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;

    • ? = 1,5 ч;
    • K = 0,75.

    Требуемый объем емкости составит:

    V = = 97,3552 м 3 .

    К установке принимаем емкость по ГОСТ 9931-79, типа ГЭЭ, с характеристиками:

    • Вместимость — 100 м 3 ;
    • Диаметр — 3000 мм;
    • Длина — 13945 мм;
    • Масса — 15740 кг;
    • Количество — 1 шт.

    2.2 Расчет аппарата Н-2, Аппарат Н-2 —

    Подбор насоса производим по объемной скорости подачи смеси и напору.

    Объемную скорость подачи смеси определяем по формуле:

    Q = , м 3 /ч,

    где G — массовый расход жидкости, кг/ч;

    ? см — плотность смеси, кг/м3 ;

    • Q = = 48,6776.

    Определяем развиваемый насосом напор:

    H = + H г +?h,

    где Р 1 — давление в аппарате из которого перекачивается жидкость, Па;

    Р 2 — давление в аппарате, в который перекачивается жидкость, Па;

    Н г — геометрическая высота подъема жидкости, м;

    • ?h — потери напора, м.

    Р 1 = 312382 Па; Р2 = 2008009 Па; Нг = 8,5 м; ?h = 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 м 3 /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

    Необходимо определить тепловую нагрузку, по формуле:

    Q = ? G i

    • ci
    • (tF — 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:

    ?t ср = ,

    где ?t б — большая разность температур в теплообменнике, О С;

    ?t м — меньшая разность температур в теплообменнике, О С.

    ?t б = 112,9 О С; ?tм = 25,65 О С.

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

    ?tср = = 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 = , м 2 ,

    где Q — тепловая нагрузка, кВт;

    К — коэффициент теплопередачи (справочные данные), Вт/м 2О С, К = 250;

    ?t ср — средняя разность температур теплообменника, О С.

    F = = 44,2261 м 2 .

    В соответствии с полученным значением поверхности теплопередачи, принимаем к установке теплообменник по ГОСТ 15122-79, тип ТН, с характеристиками:

    • Поверхность теплообмена — 47 м 2 ;
    • 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, TD = 60 О С = 333 К.

    Уравнение Антуана:

    P iD = , атм,

    где P iD — давление насыщенных паров i-го компонента, атм;

    A i , Bi , Ci — вправочные данные давления насыщенных паров i-го компонента.

    Согласно закону Рауля, давление смеси определяется по формуле:

    Р см = ? (xi

    • PiD ),

    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

    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:

    T СРкол = = = 105,81 О С = 378,81 K.

    P 0 i = , атм.

    P 01(Пропан) = 44,6137 атм

    P 02(nБутан) = 16,2447 атм

    P 03(nПентан) = 6,6209 атм

    P 04(nГексан) = 2,8002 атм

    Минимальное число теоретических тарелок определми по уравнению Фенске:

    N min = ,

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

    X W л.к.к., XW т.к.к. — содержание в кубе легкого и тяжелого ключевых компонентов, мол. дол.;

    • ? — коэффициент относительной летучести легкокипящего компонента по отношению к тяжелому ключевому компоненту при средней температуре.

    Относительную летучесть i-го компонента определяется формулой:

    ? i = ,

    где P oi — давление насыщенных паров компонента;

    P o т.к.к. — давление насыщенных паров тяжелого ключевого компонента.

    ? 1(Пропан) = 2,7464

    ? 2(nБутан) = 1,0000

    ? 3(nПентан) = 0,4076

    ? 4(nГексан) = 0,1724

    Относительная летучесть ключевых компонентов при средних условиях ? = = 2,7464

    X D л.к.к. = 0,9853XW л.к.к. = 0,0059

    X D т.к.к. = 0,0147XW 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 ? — величина в пределах относительной летучестей ключевых компонентов.

    Из условия, что ? =0, используя программный пакет MS Excel с помощью функции «подбор параметра» найдена ? (таблица 6).

    Таблица 6 — Определение значения ?

    Определение ?

    0,663004

    -0,59519

    Сумма

    -0,00048

    -0,0314

    ?

    1,55149

    -0,03689

    Тогда, R min = 0,3662 (определение Rmin в таблице 7)

    Таблица 7 — Определение значения R min

    Определение Rmin

    2,264754

    1

    -0,02659

    Сумма

    2,238159

    Rmin

    1,238159

    Далее, по методу Джилленда, проводим оптимизацию флегмового числа. Задаемся коэффициентом орошения ?, 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 ?. Используя этот график определяем оптимальный коэффициент орошения ? опт по минимуму значения N•(R+1).

    R = ?

    • R min

    X =

    Y = 1 — exp

    N =

    Таблица 7 — Оптимизация флегмового числа

    ?

    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 ?

    ? опт = 1,7;

    R опт = 2,104871.

    Определяем действительное число тарелок в колонне:

    N дейст = ,

    где ? — коэффициент полезного действия тарелки.

    ? = 0,5

    N дейст = = 30.

    Рассчитаем диаметр колонны, по формуле:

    Д = , м,

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

    ? доп — допустимая скорость движения паров, м/с.

    V с = ,

    где D — количество дистиллята (из материального баланса),

    D = 6028.

    ? доп = 0,05

    • ,

    где ? жид = ? ?iD

    • xiD ;

    ? iD — плотность i-го компонента;

    x iD — массовая доля i-го компонента в дистилляте.

    ? Пропан = 582

    ? n-Бутан = 579

    ? n-Пентан = 626 (из таблицы)

    x Пропан = 0,4653

    x n-Бутан = 0,5193

    x n-Пентан = 0,0154 (из материального баланса)

    ? жид = 581,94

    ? 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 = ? Мi

    • xiD ,

    где М i — молярная масса i-го компонента;

    x iD — мольная доля i_го компонента в дистилляте.

    Значения М i и xiD берем из материального баланса.

    М в = 44,21

    ? п = = 28,56

    ? 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 = (Nдейст — 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:

    ?t 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/м 2 К, тогда площадь теплообмена составит:

    F = = = 375,92 м 2 .

    К установке принимаем теплообменник по ГОСТ 15118-79, тип ТН, с характеристиками:

    • Поверхность теплообмена — 510 м 2 ;
    • 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; ? = 0,5 ч.

    V = = 21,4410 м 3 .

    К установке принимаем емкость по ГОСТ 9931-79, типа ГЭЭ, с характеристиками:

    • Вместимость — 25 м 3 ;
    • 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

    Подбор насоса осуществляем по производительности и напору.

    Производительность составит:

    Q = = = 32,1615 м 3 /ч.

    Напор насоса составит:

    H = + H г +?h,

    Н г равен высоте колонны, 17 м; ?h = 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 +?h = 17 + 7,5 = 24,5 м.

    К установке принимаем насос марки Х 45/31, с характеристиками:

    • Производительность — 45 м 3 /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:

    ?t ср = tконд — t2 = 187,10 — 150,18 = 37,32 О С.

    Принимаем коэффициент теплопередачи K = 1200.

    Поверхность теплопередачи определим по формуле:

    F = ,

    F = = 49,5339 м 2 .

    Рисунок 5 — Температурная схема потоков в аппарате Т-8

    К установке принимаем теплообменник по ГОСТ 15118-79, тип ТН, с характеристиками:

    • Поверхность теплообмена — 52 м 2 ;
    • 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

    Рассчитаем производительность (по количеству куба и его плотности) и напор насоса, и выберем стандартный насос.

    Q = = = 38,36 м 3 /ч.

    H = 30 м.

    К установке принимаем насос марки Х 45/31, с характеристиками:

    • Производительность — 45 м 3 /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

    С 1987 = 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.

    С ем = С1987 •Fудор •Fинст

    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 = Nн •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 •Fудор •Fинст ;

    С 1987 = (6 + 0,075•Fт/о )•1000

    С 1987 = (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 = Qт/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 = ?•Д•Н к + 2

    • = 3,14 ? 1,2 ? 17 + 2 ? = 66,32 м2

    Объем материала:

    V мат = S•? = 66,32 ? 0,006 = 0,3979 м3

    ? = 0,006 м — толщина материала.

    Масса емкости:

    m e = Vмат

    • ?стали = 0,3979 ? 7800 = 3103,63 кг

    ? стали = 7800 кг/м3 .

    Масса колонны:

    m к = 1,3•me = 1,3 ? 3103,63 = 4034,71 кг

    Стоимость 1 тонны колонны (емкости)

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

    С .кол = 4300,00 ф.с.

    Определяем стоимость колонны на 1987 год

    С 1987 = mк

    • С.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 •Fудор •Fинст •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 •Fудор •Fинст ;

    С 1987 = (6 + 0,075•Fдефл )•1000

    С 1987 = (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 = QТ-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.

    С 1987 = mфл.ем С1 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 м 3 /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 = Nн •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 •Fудор •Fинст ;

    С 1987 = (6 + 0,075•Fкип )•1000

    С 1987 = (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 = Qкип •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

    Напор насоса составляет 31 м, производительность — 45 м 3 /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 = Nн •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

    энер. = Зпар.Т-3 + Зпар.Т-8 + Звода.Т-5 + Зэл.эн.Н-2 + Зэл.эн.Н-7 + Зэл.эн.Н-9 ,

    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 + СН-2 + СТ-3 + СК-4 + СТ-5 + СЕ-6 + СН-7 + СТ-8 + СН-9 ,

    ПКЗ = 285090,75 + 20000,00 + 82 ………..