Установка каталитического крекинга

Размещено на http://www.allbest.ru/

Содержание

Глава 1. Установка каталитического крекинга

1.1 Выбор метода производства

1.2 Физико-химические основы процесса

1.3 Описание технологической схемы

1.4 Характеристика сырья, готовой продукции и вспомогательных материалов

Глава 2

2.1 Расчёт основного аппарата

2.1.1 Расчет реактора

2.1.2 Расчет регенератора

2.1.3 Материальный баланс установки

2.1.4 Расчёт теплового баланса

2.1.5 Механический расчёт

2.1.6 Гидравлический расчёт

2.2 Расчёт вспомогательного аппарата «Кожухотрубный теплообменник»

Глава 3. Экономический расчёт

Глава 4. Автоматизация процессов

Глава 5. Охрана труда

5.1 Вредности и опасности на производстве

5.2 Охрана окружающей среды

5.3 Меры борьбы с загрязнением атмосферы

5.4 Меры борьбы с загрязнением естественных водоемов

Заключение

Список используемых источников



Глава 1. Установка каталитического крекинга

Каталитический крекинг является наиболее распростронённым процессом углублённой переработки нефти и значительной мере определения технико-экономические показатели современных и перспективных НПЗ топливного профиля.

Основной целью назначения каталитического крекинга является производство с максимально высоким выходом(до 50% и более) высокоактивного бензина и ценных сжиженных газов-сырья для последующих производств высокоактивных компонентов бензинов изомерного строения: алкилата и метилтретбутилового эфира, а также сырья для нефтехимических производств. Получившиеся в процессе лёгкий газойль с высоким содержанием полициклической ароматики - как сырьё для производства технического углерода или высококачественного электродного кокса(игольчатого).

В нефтеперерабатывающей промышленности потребности в автомобильном бензине росла быстрей, чем потребности в тяжелом жидком топливе (например, в дизельном топливе), и соответственно росло количество сырой нефти, которую нужно было превратить в бензин. Нефтепереработчику стало ясно, что если производить прямогонный бензин в количестве, достаточном для удовлетворения потребности рынка, то рынок будет одновременно затоварен тяжелым топливом. Экономическим следствием сложившейся ситуации стал постоянный рост цен на бензин при падении цен на более тяжелые фракции.

Первоочередные меры по углублению переработки нефти предусматривают строительство таких технологических установок, как установки вакуумной перегонки мазута, гидроочистки, каталитического крекинга, висбрекинга и замедленного коксования гудронов, а также комбинированные комплексы, объединяющие эти процессы. Использование этих технологий позволяет перерабатывать мазут сернистой западносибирской нефти с выходами моторных топлив преблизительно 40%, котельного топлива 43%, что позволяет довести глубину переработки нефти 73 - 75%.

В процессах переработки нефти с целью получения высококачественного топлива является каталитический крекинг, объем которого в каждой из развитых в техническом отношении стран составляет десятки миллионов тонн в год. Крекинг проводят на высокоэффективных цеолит содержащих катализаторах при температуре около 500⁰ С. Сырьем для крекинга служит главным образом газойль с конечной температурой кипения около 500⁰ С, в то время как многие виды тяжелого и остаточного нефтяного сырья, например, мазут, используются неэффективно - их сжигают в качестве низкосортного топлива.

Основные источники энергии в современном мире является нефти и газ. На топливах, полученных из них, работают двигатели сухопутного, воздушного и водного транспорта, тепловые электростанции. Нефть и газ перерабатывают в химическое сырье для производства пластических масс, синтетических каучуков, искусственных волокон. В настоящее время насчитывается около 100 различных процессов первичной и вторичной переработки нефти, реализованных в промышленности. Ведется внедрение новых, весьма перспективных разработок, направленных на улучшение качества продукции и совершенствование технологии.

1.1 Выбор метода производства

Для анализа нефти используют разнообразные методы их предварительного разделения, как по молекулярным массам, так и по химическому составу. Для разделения нефти и выделения различных групп углеводородов и гетероатомных компонентов применяют химические и физические методы. Химические методы основаны на неодинаковой реакционной способности разделяемых компонентов, а физические (или физико-химические) - на различии компонентов в сосуществующих равновесных фазах. Простыми - условно названы методы разделения, при которых изменение концентрации разделяемых компонентов в фазах достигается лишь благодаря сообщению системы энергии, а сложными - методы с применением дополнительных разделяющих агентов (селективных растворителей, абсорбентов и т.д.), увеличивающих различие составов фаз. Сочетание эффективных приёмов разделения с современными инструментальными методами анализа позволило создать информативные экспесс-методики определения качественного и количественного состава нефтей и нефтепродуктов.

1.2 Физико-химические основы процесса

Температура, давление, скорость подачи сырья и катализатор оказывает большое влияние на процесс каталитического крекинга. Результаты каталитического крекинга определяются глубиной превращения(т.е. суммарный выход продуктов, отличающихся от исходного сырья фракционным составом)-(конверсии) сырья, выходом целевых продуктов и их качества. При крекинге сырья вакуумного газойля фракции 350-500С = газ + бензин + дизельная фракция (лёгкий газойль) + кокс. При тяжёлом газойле при тех же температурных пределах, что и сырьё, принимают как за непревращённую часть сырья, хотя он и отличается по хим. составу.

Катализатор - это вещество, которое ускоряет или даже вызывает химическую реакцию, но когда реакция заканчивается, катализатор остаётся в неизменном виде - таким же, каким был сначала.

Обычно установка каталитического крекинга работает, пока не достигнет предела своих возможностей в отношении выжигания кокса. Это может произойти различным образом, когда начинает падать выход бензина, а количество газов С4 или тяжёлого газойля при этом начинает возрастать. Выходы продуктов с установки крекинга зависят от разных факторов, в том числе от качества сырья, температуры в реакторе, скорости подачи сырья и скорости циркуляции, и, что очевидно, от времени суток и температуры окружающего пространства.

Наличие катализатора не вызывает каких-то принципиально новых, термодинамически неоправданных реакций. Катализатор способен только ускорять и делать значимыми те процессы, которые протекают без него настолько медленно, что не оказывают сколько-нибудь заметного влияния на состав конечных продуктов. Таковы, например, изомеризация олефинов и нафтенов, перераспределение водорода между продуктами крекинга.

Присутствие катализатора не нарушает также состава равновесных смесей, свойственных данным температурам. Температурный режим промышленного каталитического крекинга не мягче, чем для соответствующего термического процесса, но продолжительность реакции неизмеримо меньше. Так, средняя температура в реакторе каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем катализатора равна 490 - 500^оС (а в реакторах лифтного типа - еще выше и достигает 530 - 540^оС). Однако, если продолжительность пребывания сырья в реакционной зоне печи термического крекинга измеряется минутами, то время контакта сырья с катализатором в современных реакторах каталитического крекинга равно всего 2 - 4 с. крекинг кожухотрубный теплообменник сырье

В качестве сырья в процессе каталитического крекинга используется вакуумный дистиллят (газойль) широко фракционного состава (350-500С). В сырье крекинга вовлекаются газойлевые фракции термодеструктивных процессов, гидрокрекинга, рафинаты процессов деасфальтизации мазутов и гудронов, полупродукты масляного производства и др.

Температура в реакторе выше, когда интенсивнее протекает реакция крекинга, но в какой-то момент количество образующихся газов резко возрастает за счёт уменьшения количества бензина или легкого газойля. Оптимальная температура в реакторе определяется экономическими соображениями.

Скорость подачи сырья и циркуляции. Для регенерации отработанного катализатора через регенератор постоянно пропускают воздух. Если

температура воздуха за пределами установки понижается, воздух становиться более плотным. Так как насосы, подающие воздух, работают при постоянной скорости, то в действительности холодного воздуха в регенератор подаётся больше, чем тёплого. Чем больше кислорода, тем больше кокса выжигается с поверхности катализатора. Чем свежее катализатор, тем эффективнее реакция, Чем эффективнее реакция, тем больше получается бензина. Автоматическая запись параметров процесса позволяет зафиксировать отклонения стрелок: например, ночью, когда температура воздуха ниже, выходы продуктов оказываются выше. Днём, когда становится жарко, выходы падают. То же самое относится к результатам, полученным зимой и летом, и это уже плохо, потому что потребности в бензине выше как раз летом, когда выходы снижаются.

Химический состав продуктов каталитического крекинга имеет характерные особенности: бензин содержит много изопарафинов и ароматических углеводородов; газ получается «тяжелый», с высокой концентрацией изобутана и олефинов С₃ - С₄; газойлевые фракции богаты полициклическими ароматическими углеводородами.

Каталитический крекинг - типичный пример гетерогенного катализа. Реакции протекают на границе двух фаз: твердой (катализатор) и паровой или жидкой (сырье), поэтому решающее значение имеют структура и поверхность катализатора.

Катализаторы современных крупнотоннажных процессов каталитического крекинга, осуществляемых при высоких температурах(500-800С) в режиме интенсивного массо- и теплообмена в аппаратах с движущимися или с псевдоожиженным слоем катализатора. Обладают высокой активностью, селективностью и термостабильностью.



1.3 Описание технологической схемы каталитического крекинга установки 1-А/1-М

В схеме установки (рис.1.1) имеются следующие блоки: реакторный (реактор и регенератор, соединенные транспортными линиями), погоноразделительный (основная колонна, отпарные колонны, газоводоотделитель) и нагревательный (печь, теплообменники, холодильники). Сырье насосом 22 подается через теплообменные аппараты 21, где нагревается за счет тепла отходящих потоков примерно до 200°С, в змеевик печи 9. Нагретое в печи до 260-- 270°С сырье поступает в узел смешения с катализатором. Полученная суспензия под давлением водяного пара перемещается по наклонному лифт-реактору 6 в реактор-сепаратор 7. Одновременно в другой узел смешения подается рециркулят и по стояку 5 поступает в псевдоожиженный слой реактора 7. Продукты крекинга (газы и пары), пройдя систему двухступенчатых циклонов, где улавливается катализаторная пыль, вводятся в низ ректификационной колонны 13.

Из отпарной секции реактора 7 закоксованный катализатор транспортируется в регенератор / по линии 3; сюда же подается воздух для выжига кокса с поверхности катализатора. Регенерированный катализатор по стоякам 2 и 4 спускается в узлы смешения с сырьем и рециркулятом. Газы регенерации, пройдя систему двухступенчатых циклонов регенератора, выводятся из аппарата сверху.

В колонне 13 продукты крекинга разделяются на газ, бензин, легкий и тяжелый газойли. Газ, пары бензина и водяной пар выводятся сверху, охлаждаются в аппарате воздушного охлаждения 18 и поступают в газоводоотделитель 19.Бензин насосом 20 частично подается в качестве орошения в верхнюю часть колонны 13, остальная его часть направляется в блок стабилизации, а газ -- в секцию фракционирования.

Боковые погоны колонны 13 -- легкий и тяжелый газойли -- выводятся из колонны в соответствующие секции отпарной колонны 14. С низа секции эти фракции забираются насосами 17 и 16, прокачиваются через теплообменники 21, где за счет их тепла нагревается сырье, затем через аппараты воздушного охлаждения 18 выводятся с установки в резервуары. Часть тяжелого газойля насосом 16 подается в узел смешения с регенерированным катализатором в виде рециркуляра.

В нижнюю секцию колонны 13 в качестве орошения подается тяжелый газойль, выводимый насосом 11 и прокачиваемый через аппарат 8; ввод этого орошения предотвращает унос катализаторной пыли. С низа колонны 13 отбирается смесь катализаторной пыли с тяжелыми жидкими продуктами крекинга, которая поступает в шламоотделитель 15. Отсюда шлам насосом 12 возвращается в реактор 7, а декантат -- ароматизированный тяжелый газойль крекинга --отводится с установки.

В колонну 13 подается циркуляционное промежуточное орошение, которое отбирается из средней части колонны, насосом 10 прокачивается через теплообменник в и возвращается на расположенную выше тарелку.



1.4 Характеристика сырья, готовой продукции и вспомогательных материалов

Характеристика сырья

Исходным сырьем для получения дизельного топлива является фракция 350 - 490С нефти Девонского места рождения.

Таблица 1.1 Характеристика сырья.

Температура отбора, оС	350 - 500
Температура застывания, оС	26
Коксуемость, %	0,03
Содержание серы, %	1,66

Характеристика готовой продукции

Таблица 1.2 Состав углеводородных газов.

Углеводороды до С4 включительно	Всего на нефть, %	0,14
	С2Н6, %	5,3
	С3Н8, %	15,6
	Изо - С4Н10 %	23,1
	Н - С4Н10, %	56,0
Углеводороды С5	Всего на нефть, %	-
	Изо - С5Н12, %	-
	Н - С5Н12, %	-

Характеристика вспомогательных материалов

Таблица 1.3Основные отечественные катализаторы.

Показатели	АКМ	АНМ	АНМС
Насыпная плотность, кг / м3	640 - 740	640 - 740	640 - 740
Удельная поверхность, м2 / кг	100	100	100
Содержание, % (масс.)
Активные компоненты
CoO	4.0	-	-
MoO3	12.0	12.0	12.0
NiO	-	4.0	4.0
SiO2	-	-	5.0 - 7.0
Вредные примеси
Fe2O3	0.16	0.16	0.16
Na2O	0.08	0.08	0.08
Влага, удаляемая при 650оС	2,5	2,5	2,5
Пыль и крошка	2,5	2,5	2,5
Индекс прочности на раскалывание гранул, кгс / мм	1,1	1,0	1,2
Относительная активность по обессериванию, усл. ед.	95	95	95

Различают моноэтаноламин (2-аминоэтанол, этаноламин, коламин), диэтаноламин (иминодиэтанол) и триэтаноламин (нитрилотриэтанол). Бесцветные вязкие гигроскопичные жидкости со специфичным аминным запахом, неограниченно смешиваются с водой, хорошо растворяются. в этаноле, бензоле, хлороформе, плохо - в гептане. Обладают свойствами аминов и спиртов.

Свойства этаноламинов

Показатель	Моноэтаноламин HOCH2СH2NH2	Диэтаноламин (HOCH2CH2)2NH	Триэтаноламин (HOCH2CH2)3N
Мол. масса	61,08	105,14	149,19
Т. пл., °С	10,6	27,8	21,2
Т. кип., °С	170-171	270	360
	1,0159	1,0966	1,1242
	1,4541	1,4776	1,4852
мПа с (25°С)	19	580	601
Растворимость, г в 100 г гептана (25 ° С)	0,6	0,1	0,2
Т. вспышки., °С	93	148,9	179
Т. самовоспламенения., °С	450	--	--
ПДК, мг/м3	1	5	5



Глава 2

2.1 Расчёт основного аппарата

Схемы реакторных блоков установки каталитического крекинга

Реакторы каталитического крекинга бывают:

1.С движущимися слоем шарикового катализатора катализ, массо - и теплообмен осуществляются фильтрацией прямотоком в режиме, близком к идиальному вытеснению, т. е в реакторе интегрального типа.

2.С псевдоожиженным (кипящим) слоем микросферического катализатора катализ, тепло- и массообмен осуществляются при идиальном перемешивании реактантов с катализатором в режиме, характерном для безградиентных ректоров (т.е. дифференциального типа).

3. Более совершенным типом является прямоточный реактор с входящим потоком газокатализаторной смеси (лифт-реактор). По газодинамическим хар-кам этот реактор приближается к реакторам идиального вытеснения (т.е. интегрального типа), являющимся более эффективным для каталитического крекинга.

Сырьё с температурой 500-520°С в смеси с пылевидным катализатором движется по лифт-реактору вверх в течение 2-4 секунд и подвергается крекингу. Продукты крекинга поступают в сепаратор, расположенный сверху лифт-реактора, где завершаются химические реакции и происходит отделение катализатора, который отводится из нижней части сепаратора и самотёком поступает в регенератор, в котором при температуре 700°С осуществляется выжиг кокса. После этого восстановленный катализатор возвращается на узел ввода сырья. Давление в реакторно-регенераторном блоке близко к атмосферному. Общая высота реакторно-регенераторного блока составляет от 30 до 55 м, диаметры сепаратора и регенератора - 8 и 11 м соответственно для установки мощностью 2,0 млн тонн.

Продукты крекинга уходят с верха сепаратора, охлаждаются и поступают на ректификацию.

Задачей каталитического крекинга является превращение тяжёлого газойля в бензин и более лёгкие фракции. Типичные выходы продуктов, которые показывают, в какой мере эта цель достигается.

Сырьё	Объёмные %
Тяжёлый газойль	40,0
Лёгкая фракция вакуумной перегонки	60,0
Рециркулирующий газойль	10,0
Всего:	100,0
Продукты:	Объёмные %
кокс	8,0
газы	35,0
Крекинг-бензин	55,0
Лёгкий крекинг-газойль	12,0
Тяжёлый крекинг-газойль	8,0
Рециркулирующий газойль	10,0
Всего:	118,0

Циркулирующий продукт не учитывался при подсчёте суммарного объёма.

Увеличение объёма, отчётливо виден. Сумма объёмов продуктов, выходящих с установки, составляет 118% от объёма сырья, поступающего на установку. Это определяется только соотношением плотностей продуктов и сырья. Большинство нефтепродуктов продают по объёму, а не по весу, их количество обычно выражают в объёмных единицах. Во время крекинга происходит приключения с плотностью, выходы показывают значительную прибавку. Иногда эта прибавка становится навязчивой идеей нефтепереработчиков.

2.1.1 Расчёт реактора

Весовую (массовую) скорость подачи сырья примем равной 0,7 ч^-1. Тогда масса катализатора составит:

кг /ч

Далее определяем секундный объем паров в реакторе по формуле:

Линейную скорость паров в свободном сечении реактора принимаем равной 0,3 м / сек.

Тогда требуемый диаметр реактора составит:

м

Плотность кипящего слоя катализатора примем 420 кг / м³. тогда объем катализатора в реакторе составит:

м³

Высота кипящего слоя катализатора составит:

2.1.2 Расчёт регенератора

Количество образующегося кокса составляет: 3461,53 кг /ч.

Количество воздуха, необходимое для выжига этого количества кокса, при g_возд = 13 кг / кг составит:

кг /ч

Объем кипящего слоя катализатора в регенераторе при коксосъеме у = 14 кг / м³ * ч составит:



м³

Количество катализатора, находящегося в регенераторе:

кг

Количество дымовых газов составит:

кг / ч

Объем дымовых газов при нормальных условиях:

м³ / ч

Секундный объем дымовых газов в регенераторе:

м³ / сек

Диаметр регенератора при линейной дымовых газов в свободном сечении 0,4 м / сек составит:

м.

Высота кипящего слоя катализатора в регенераторе:

м

2.1.3 Материальный баланс установки каталитического крекинга

Мощность установки гидроочистки дизельного топлива составляет

750 000 тонн в год. Часовая производительность 7800 часов.

Время работы установки рассчитаем по следующей формуле:

Тэф. = 365 - Ткап. - Ттек.

Время работы установки в днях составит:

Тэф. = 365 - 30 - 10 = 325дней

Время работы установки в часах:

Тэф. == 325 • 24 часа = 7800 часов

Часовая производительность установки гидроочистки дизельного топлива составит (мощности) - П = 750 000 тон сырья в год

П = N П = 750 000 • 1000 = 96153,85 кг/ч

Тэф. 7800

Часовая производительность программы равна:

96153,85 составляет 100% сырья из практически данных известно Gкат. = 0,48;

Gг = 0,032; G_Стаб = 0,123; G_ЛГ = 0,129; G_ТГ = 0,195; Gкокс = 0,036; G_потери =0,5 и получаем кг/ч

Материальный баланс первого реактора.

Из практических данных известно, что

G_Кат Выход стабильного катализата = 48 • 1% = 0,48%

G_Газ Выход углеводородных газов = 3,2 • 1% = 0,032%

G_Стаб Головка стабилизации = 12,3 • 1% = 0,123%

G_ЛГЛёгкий газойль = 12,9 • 1% = 0,129%

G_ТГ Тяжёлый газойль = 19,5 • 1% = 0,195%

G_Кокс Кокс = 3,6 • 1% = 0,036%

G_потери Потери =0,5 • 1% =0,005%

Выход стабильного катализата составит:

G_Кат = 0,48 * 96153,85 = 22153,85 кг / ч = 360000 т / год

G_Газ = 0,032 * 96153,85 = 3076,92 / ч = 24000 т / год

G_Стаб = 0,123 * 96153,85 = 11826,92 / ч = 92250 т / год

G_ЛГ = 0,129 * 96153,85 = 12403,84кг / ч = 96750 т / год

G_ТГ = 0,195 * 96153,85 = 18750 кг / ч = 146250 т / год

G_Кокс = 0,036 * 96153,85 = 3461,53 кг /ч = 27000 т / год

G_потери = 0,005 * 96153,85 = 480,77 кг/ч = 3750 т/год

Данный расчёт стабильного катализатора сводится в таблицу.

Таким образом, материальный баланс установки каталитического крекинга примет вид:

Таблица 2.1 Материальный баланс

Приход	%	кг/ч	т/год	расход	%	кг/ч	т/год
Вакуумный газойль Фракция (350-490С°)	100%	96153,85	750000	выход уг/в газов УВГ	3,2	3076,92	24000
				бензин	48	22153,85	360000
				Головка стабилизации С3-С4	12,3	11826,92	92250
				Лёгкий газойль Т=200-290С	12,9	12403,84	96750
				Тяжёлый газойль	19,5	18750	146250
				Кокс	3,6	3461,53	27000
				потери	0,5	480,77	3750
	100%	96153,85	750000	Итого:	100%	72153,83	750000

Таблица 2.2 Сводный материальный баланс

Приход	Расход
Наименование показаний	Q, кДж теплота	Наименование показаний	Q, кДж теплота
Подогрев колонны	24447738,26	Бензин С5 Т=205С	34447021,36
Н2О	15778846,78	Лёгкий газойль Т=200-290С	18566067,71
кокс	69230,77	Тяжёлый газойль	27538125
Qкат	346153860	выход уг/в газов УВГ	3467688,84
		Qкат	282692319
		Н2О	16346154,5
		кокс	3392299,4
Итого:386449675.81	Итого:385449675.81

2.1.4 Расчёт теплового баланса

Находим теплоёмкость G, известно С=1, t=600, Gc=96153,85, Р=0,850.



Gкат=Gc*6=96153,85*6=576923,1

Рассчитываем приход:

Qприх = Qрасх - Qпот

Qприх = Gс*У^х+Gкат*Сt+Gвода*Ct

Qвода = Gc *0,05*3282=96153,85*0,05*3282=15778846,78

Qкокс = Gкат*0,0001*2*600 = 576923,1*0,0001*2*600 = 69230,77

Qкат =Gкат*с*600 = 576923,1*1*600 = 346153860

Qприх =15778846,78+69230,77+346153860=362001937,55

Рассчитываем расход:

Qрасх=Gгпс*c*t+Gкат* c*t+Gвода* c*t+Qпот+Qреак

У^кат763 d=0.75 p=0.75

Qбенз=G*У=22153,85*1554,9=34447021,36

Qл.г=G*У=12403,84*1496,8=18566067,71

Qт.г.=G*У=18750*1468,7=27538125

Qувг = G*c*490=3076,92*2.3*490=3467688,84

Qкат = G*c*490=576923,1*1*490=282692319

Qкокс = G*c*490=3461,53*2*490=3392299,4

Qвода = Gc*3400кДж/кг = 96153,85*3400=326923090*0,05=16346154,5

Qрасх = 34447021,36+18566067,71+27538125+3467688,84+282692319

+3392299,4+16346154,5=386449675,81

ДQ = Qрасх-Qприх

ДQ = 386449675,81 - 362001937,55=24447738,26



Ус= ДQ/Gc=24447738,26/96153,85=254,2564кДж/кг

Т=288C

Qх.р=У*tк = 254*288=73152

По табл «Энтальпии» находим этому значению «У» соответствующую температуру 288С.

2.1.5 Механический расчёт

Диаметр штуцеров определяем из уравнения неразрывности потока.

где V - расход потока, который проходит через штуцер, мі/с.

W - допустимая скорость потока, м/с

Диаметр штуцера для ввода газосырьевой и вывода газопродуктовой смеси.

принимаем W = 8 м/с

согласно ГОСТа принимаем d1 = d2 = 400 мм

Диаметр штуцера для выгрузки катализатора

принимаем W = 0,7 м/с

Согласно ГОСТа принимаем d3 = 200 мм

Диаметры штуцеров

Наименование штуцеров	Количество штуцеров	Расчетный диаметр, мм	Условный диаметр, мм
d1 d2 d3	1 1 1	392 392 187	400 400 200

2.1.6 Гидравлический расчёт

Потери напора в слое катализатора

ДP = 150 ? (1-Е) • м ? и + 1,75 • (1-Е) • с ? и

где Е - порозность слоя

н - линейная скорость движения потока, фильтрующегося через слой катализитора, м/с

м - динамическая вязкость, Па • с

с- плотность газа, кг/мі

q - ускорение силы тяжести, кг/сІ

Порозность слоя вычисляем по формуле

где снас - насыпная плотность катализатора, кг/мі

снас = 670 кг/мі(исходные данные)

скаж - кажущаяся плотность катализатора, кг/мі

скаж = 1265 кг/мі

Линейная скорость потока

где V- объем реакционной смеси, включающий объем сырья и объем циркулирующего газа, мі/с

V = Vс + Vцвсг

Vс - объем сырья, мі/с

Vцвсг - объем циркулирующего ВСГ

Объем сырья определяем по формуле

Gс - расход сырья в реакторе, кг/ч

Gс = 96153,85кг/ч

Zц - коэффициент сжимаемости

tср - средняя температура в реакторе, °C

^оС

При Тпр = 0,84 и Рприв = 0,94 Zс = 0,86

м³ / ч

= 509,77 / 3600мин = 0,141 м³ / с

Объем циркулирующего газа составит:

Gцвсг = 11852,94 мі/ч

Zц = 1,0 (для газа, обогащенного водородом)

Мцвсг = 6,1392 кг/кмоль

м³ / ч

= 2702 / 3600мин = 0,750 м³ / с

V = Vс + Vц = 0,141 + 0,750 = 0,891мі/с

м/ с

Динамическую вязкость смеси определяем используя ее молекулярную массу.

кг / моль

Динамическую вязкость находим по уравнению Фроста

µ = Т(6,6 - 2,25lgМср) • 10^-3

где Т - средняя температура в реакторе

µ = (402,5+273) • (6,6-2,25lg*(45,87)) * 10^-3 =675,5 • (6,6-0,35*45,87)= 675,5-9,45 = 666,05 = 1,93 • 10³П Па • с

Средний диаметр частиц катализатора

б = 4 ? 10Пім (из характеристики катализатора)

плотность реакционной смеси в условиях процесса.

кг / м³

ДР = 10093,93 • 3,1 • 9,8 = 306653,59= 0,4 МПа

Таким образом, потери напора катализатора не превышает предельно допустимых значений 0,2-0,4МПа. Поэтому к проектированию принимаем реактор в форме цилиндра с диаметром реакционной зоны 2 м и высотой слоя катализатора 4 м.

Общая высота реактора составит:

м

2.2 Расчёт вспомогательного кожухотрубного теплообменного аппарата для охлаждения сырья

1-крышка распределительной коробки. 2 - распределительная камера. 3 - кожух. 4 - теплообменные трубы. 5 - перегородка с сегментным вырезом. 6 - линзовый компенсатор. 7 - штуцер. 8- крышка. 9-фланец, 10 -перегородка.



Изобретение относится к кожухотрубный теплообменным, аппаратом, которые могут использоваться в качестве теплообменников, холодильников, конденсаторов и испарителей в химической, нефтехимической и других отраслях промышленности. Теплообменники предназначены для нагрева и охлаждения, а холодильники для охлаждения (водой или другим нетоксичным, непожаро- и невзрывоопасным хладагентом) жидких и газообразных сред. Наибольшая допускаемая разность температур кожуха и труб для этих аппаратов может составлять 20…60гр.,в зависимости от материала кожуха и труб, давление в кожухе и диаметра аппарата.

На рисунке представлен кожухотрубчатый двухходовой (по трубному пространству)теплообменник, выполняющий функцию холодильника.

Кожухотрубный теплообменник содержит распределительную камеру 2 с крышкой 1, соединённую с кожухом 3 диаметром Dн1 теплообменные трубы 4 длинной L, перегородки 5 с сегментными вырезами, штуцера 6 для межтрубного пространства, штуцера 7для трубного пространства и крышку 8 кожуха, внутри которой размещен фланец. Распределительная камера 2 разделена перегородкой 10. Диаметры условного прохода штуцеров 7 для трубного пространства равны Dy , а штуцеров 6 для межтрубного пространства равны Dy1.

Незакреплена на кожухе 3 вторая труба решётка вместе с внутренней крышкой 9, отделяющая трубное пространство от межтрубного, образует плавающую головку. Предложена конструкция исключает температурные напряжения в кожухе 3 и в трубах 4.

Соотношения параметров описываемого теплообменника выбраны исходя из следующего: отношение наружного диаметра Dн кожуха к длине L теплообменных труб находится в оптимальном интервале величин

Dн/L =0,14…0,26. Это влияет на производительность аппарата; отношение диаметра теплообменных труб d к наружному диаметру Dн кожуха находится в оптимальном интервале величин d / Dн =0,02…0,14 этим диапазоном обусловлена эффективность теплообменника; общее количество теплообменных труб находится в оптимальном интервале величин 13…1701; поверхность теплообмена при длине теплообменных труб L , лежащий в диапазоне от 1 до 9м, находится в оптимальном интервале величин 1,0…961м2. Этим диапазоном обусловлена эффективность теплообмена; площадь сечения потока в сегментных вырезах перегородок находится в оптимальном интервале величин 30…1640м2,, площадь сечения потока между перегородками находится в оптимальном интервале величин 50…1870м2 , площадь сечения одного хода по теплообменным трубам находится в оптимальном интервале величин 40…3750 м2,, этими диапазонами обусловлено минимальное гидравлическое сопротивление аппарата при сохранении высокой эффективности тепломассообмена, отношения наружного диаметра Dн кожуха к диаметру условного прохода Dу1 штуцеров для межтрубного пространства соответственно равны Dн / Dу = Dн / Dу1 и находятся в оптимальном интервале величин 1,9…4,0 этими диапазонами обусловлено минимальное гидравлическое сопротивление аппарата при высокой эффективности тепломассообмена.

Кожухотрубный теплообменник работает следующим образом: хладагент поступает и выходит через штуцера 7 для трубного пространства. Циркулируя в теплообменных трубах 4, в то время как среда (вода или газ) поступает через штуцера 6 для межтрубного пространства и циркулирует с внешней стороны теплообменных труб 4. Перегородки 5 с сегментными вырезами, установленные в кожухе 3, направляют поток среды, который несколько раз меняет своё направление.

Теплообменники предложенной конструкции могут устанавливаться горизонтально или вертикально, быть двух-, четырёх- и шестиходовыми по трубному пространству. Трубы, кожух и другие элементы конструкции могут быть изготовлены из углеродистой или нержавеющей стали, а трубы холодильников также и из латуни. Распределительные камеры и крышки холодильников выполняют из углеродистой стали.

Применение кожухотрубчатых теплообменников с температурным компенсатором на кожухе (линзовый компенсатор 6) ограничено предельно допустимым давлением в кожухе, равным 1,6МПа. При большем давлении в кожухе (1,6…8,0 МПа) следует применять теплообменники с плавающей головкой или с U-образными трубами.

Определение средней температуры теплоносителей:

Расчёт теплообменных аппаратов включает определение необходимой поверхности теплопередачи, выбор типа аппарата и нормализованного варианта конструкции, удовлетворяющих заданным технологическим условиям оптимальным образом.

Если агрегатное состояние теплоносителей не меняется, то их среднюю температуру определяем как среднеарифметическую между начальной tн и tк температурами:

Tср.б. = (tн + tк )/2.

где tн - начальная температура теплоносителя;

а tк - конечная температура теплоносителя;

Средняя температура сырья:

tср.б. =(75+25)/2=50°С

Средняя температура воды:

tср.в =(20+40)/2=30°С

Определение физико-химических свойств теплоносителей:

Используя таблицы «Приложения» и интерполяцию, получаем физико-химические свойства теплоносителей:

Таблица 2.1 физико-химических свойств теплоносителей

Для сырья при t1 =50°С	Для воды при t2= 30 °С ;
Плотность	P1 = 847 кг/мі	Плотность	P2 = 995 кг/мі
Вязкость	µ1 =436 ? 10?6Па·с	Вязкость	µ2 = 801 ? 10?6Па·с
Удельная теплоёмкость	С1 = 1878 Дж/кг·К	Удельная теплоёмкость	С2 =4180 Дж/кг·К
Теплопроводность	л1 = 0,138 Вт/м·К	Теплопроводность	л 2= 0,614 Вт/м·К

Pr1= С1?µ1 = 1878?436 ? 10?6 = 5,93; Pr2= С2?µ2 = 4180?801?10?6 = 5,45

л1 0,138 л2 0,614

Для сырья 50°С

P1= 858-11°С= 847 кг/мі (разница между температур 22 половина 11°С)

µ1= 436?10?6Па?с

С1= 0,46-0,436=0,024/2 = 0,012; 0,46-0,012= 0,448 ?4190= 1878 Дж/кг·К

л1= 0,117-0,121=0,004/2= 0,002; 0,117+0,002=0,119?1,16= 0,138 Вт/м·К

Для воды 30 °С

P2= 998-992=6/2= 3; 992+3=995 кг/мі

µ2= 801?10?6Па?с

С2=0,999-0,998=0,001/2=0,0005; 0,998-0,0005=0,9975?4190=4180 Дж/кг·К

л2=0,515-0,545=0,03/2=0,015; 0,515+0,015=0,53 ?1,16=0,614 Вт/м·К

Расчёт теплообменного аппарата:

Расчёт теплообменного аппарата проводим последовательно с общей блок схемой.

Определение тепловой нагрузки и расхода охлаждающего теплоносителя:

Так как агрегатное состояние горячего теплоносителя не меняется, то тепловую нагрузку Q в соответствии с заданными технологическими условиями находим из уравнения теплового баланса для горячего теплоносителя - сырья:

Q = Gб · Сб · (tн + tк )

где Gб ,Gв - массовый расход теплоносителя, кг/с

Сб, Св - средняя массовая теплоёмкость, л Дж/кг · °С

tн , tк - конечная и начальная температура сырья, °С

Q = 6,7 ·1878 · (75-25)= 629130Вт

Массовый расход воды:

Gв = Q = 629130 = 7,52кг/с

Cв · (tкв - tнв ) 4180 · (40-20)

Объёмный расход сырья:

Vб = Gб = 6,7 = 7,9 ?10Їімі/с

Pб 847

Объёмный расход воды:

Vв = Gв = 7,52 = 7,5 ?10Їімі/с

Pв 995

Vв , Vб- объёмный расход воды и сырья

Pв ,Pб - тепловая эффективность

Температурная схема процесса:

75>25

20<40

?tб = 55C°

?tм = 15C°

Принимая для рассчитываемого аппарата противоточное движение теплоносителей, среднюю разность температур потоков определяем как среднелогарифмическую между большей и меньшей разностями температур на концах аппарата:

?tср.лог. = ?tб- ?tм - (t1н -t2н)- (t1к-t2н)

ln ?tб ln(t1н -t2н)

?tм (t1к-t2н)

где tiн - начальное значение температуры;

tiн - конечное значение температуры.

?tср.лог. = (75-40)- (25-20) = 15,4 °С

ln (75-40)

(25-20)

Ориентировочный выбор теплообменника.

Расчёт ориентировочной поверхности теплообменника

Можно выбрать кожухотрубчатый теплообменник. Решение вопроса о том, какой теплообменник направить в трубное пространство, обусловлено его температурой, давлением, коррозионной активностью, способностью загрязнять поверхности теплообмена, расход и др.

В этом случае в трубное пространство с меньшим проходным сечением целесообразно направить теплоноситель с меньшим расходом, т.е. холодную воду. Это позволит выровнять сроки движения теплоносителей и

соответствующие коэффициенты теплоотдачи, увеличивая, таким образом, коэффициенты теплопередачи.

Примем коэффициент теплопередачи равным Кор = 250 Вт/мІ · К. Требуемая поверхность для теплообмена равна :

При ф = 1 Fор = Q

Кор · ?tср.лог

где Fор - требуемая ориентировочная поверхность теплообменника;

?tср.лог - средняя разность температур;

Fор = 629130 = 163мІ

250 · 15,4

Более чистый теплоноситель - нитробензол направляем в межтрубное пространство, а воду - в трубы.

По таблице (2) подбираем теплообменник обеспечивающий противоток теплоносителей, с поверхностью Fор = 163мІ

По ГОСТ 15120-79 выбираем теплообменник.

Диаметр кожуха Dкож. = 800м

Диаметр трубок d = 20х2мм

Длина трубок L = 4м

Поверхность теплообмена F = 160мІ

Количество труб n = 638

Количество ходов z = 4

Сечение труб Smp = 3.0·10ЇІмІ

Сечение межтрубного пространства Smp = 6,9 ·10ЇІмІ

Расположение труб шахматное

Уточнённый расчёт теплообменника

Расчёт коэффициентов теплоотдачи холодного теплоносителя

Скорость сырья:

Wб= Vб = 7,9 · 10Їі = 0,114м/с

Sмеж. 6.9·10ЇІмІ

Скорость охлаждающей воды:

Wв = Vв = 7,5 · 10Їі = 0,25м/с

Sмеж. 3,0 ·10ЇІмІ

Критерий Рейнольдса для трубного пространства:

Re2= Wв·Dвн · Pв = 0.25 ·0,016 ·995 = 4969

µв 801 ·10?6

Dвн = 20-4=16/1000= 0,016мм (d=20х2мм)

Имеет переходный режим (2300‹ Re‹ 10000)

где Rе1, Re2 - переходный режим в трубном пространстве

Критерий Нуссельта для трубного пространства[3] :

0,8 0.4 0,8 0.4

Nu2 = 0.023·Re2 · Pr2 = 0.023· 4969 · 5,16 =0,023·906·1,97=41



Коэффициент теплоотдачи к воде:

б2 = л2 · Nu2 = 0,614 · 41 =1573 Вm/мІ · К

d вн 0,016

Расчёт коэффициентов теплоотдачи горячего теплоносителя

Re1 = Wб ·Dвн · Pб = 0,46·0,016·847 = 3543

µб 436?10?6Па?с

Имеет переходный режим (2300‹ Re ?10000).

Критерий Прандтля для межтрубного пространства.

Pr = Cб · µб = 1878 ·436 ·10?6 = 59,3

лб 0.138

Критерии Нуссельта для межтрубного пространства, приняв Pr/Prст= 1.

0.6 0.36 0.6 0.36

Nu1 = 0.24 ·Re1 ·Pr1 = 0.24 ·3543 · 5,93= 0,24·135·1,89=61,2

Коэффициент теплоотдачи для межтрубного пространства.

б1 = л1 · Nu1 = 0.138 · 61,2= 0,138/0,020·61,2=422,2 Вm/мІ · К

Dнар 0,020

Dнар = 20/1000=0,020мм

Расчёт коэффициента и поверхности теплопередачи.

Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений равна:

-4 -4 -4

?д = дcm + R1+ R2 = 0.002+ 1,5 ·10 · 4 · 10 = 6,75 · 10 мІ · К/Вm

л лcm 16

-4

где R1= 4 · 10 мІ · К/Вm термическое сопротивление загрязнений со стороны

-4

воды, R2= 1,5 ·10 К/Вm термическое сопротивление загрязнений со стороны сырья, лcm = 16 Вm/м · К 1Х18Н9Т.

Коэффициент теплопередачи.

_________1_________

К = 1 = -4 = 328 Вm/м?І · К

1 + ?д+1 1 + 6,75 ·10 + 1 .

б1 л б2 422,2 1573

Определяем температуры стенки со стороны бензола tст1 и со стороны воды tст2 , исходя из равенства удельных тепловых нагрузок:

К?tср = б1(tср1- tсm1) = б2(tсm2 - tср2)

tсm1= tср1 - К?tср = 50 - 328 · 15,4 = 35°С

б1 422,2

tсm2= tср2 + К?tср = 30 + 17,64 · 15,4 = 30°С

б2 1573

Prст1 = Ссm · µcm = 1345?0,526•10?6 = 1345?0,000000526 = 4,94

лcm 0,143 0,000143

где: µст1= 0,56-0,034=0,526?10?6Па?с (разн. темп. 056-0,492=0,068/2=0,034)

Сст1=0,436-0,413=0,023/2=0,0115;

0,436-0,0115=0,321?4190=1345 Дж/кг·К

лст1=0,121-0,126=-0,005/2=-0,0025;

0,121+(-0,0025)=0,1235 ?1,16=0,143Вт/м·К

для сырья при tст1.

0,11 0,11 0,11

Поправка (Pr1/ Prст1) = (5,93/ 4,94) = (1,2004048) = 1,02

Уточнённый коэффициент теплоотдачи для межтрубного пространства:

б1 = 422,2 · 1,02 = 430,6Вm/мІ·К

Prст2 = Ссm · µcm = 384,8 ? 0,65•10?6 = 384,8?0,00000065 = 0,167

лcm 0,149 0,149

где: µст2= 0,65?10?6Па?с

Сст2=0,436-0,413=1,05569/2=0,527845;

0,436-0,527845=0,091845?4190=384,8 Дж/кг·К

лст2=0,121-0,126=-0,005/2=-0,0025;

0,126+(-0,0025)=0,1285 ?1,16=0,149 Вт/м·К

0,11 0,11 0,11

Поправка (Pr2/ Prст2) = (5,16/0,167 ) = (30,89) = 1,45

Уточнённый коэффициент теплоотдачи к воде:

б2 = 1573 ·1,45 =2280 Вm/мІ·К

Уточнённый коэффициент теплоотдачи:

_________1________

К = 1 = -4 = 291 Вm/м?І · К

1 + ?д+1 1 + 6,75 ·10 + 1 .

б1 л б2 430,6 2280

Необходимая поверхность теплообмена:

F = Q = 629130 = 140мІ

K ·? tср 291 ·15,4

Вывод: в результате уточнённого расчёта, окончательно выбираем кожухотрубный теплообменник со следующими параметрами:

По ГОСТ 15120-79 выбираем теплообменник.

Диаметр кожуха Dкож. = 800м

Диаметр трубок d = 20х2мм

Длина трубок L = 4м

Поверхность теплообмена F = 160мІ

Количество ходов z = 4

Количество труб n = 638

Расположение труб шахматное

Расчёт гидравлического сопротивления.

Гидравлическое сопротивление трубного пространства

?Ртр = лmp(1mp+?омс) ·W2І ·Pв = 0,037( 3 + 2 ·1,5+2 ·1+ 0,5+1) ·0,025І ·995 =

dвн 2 0,016 2

22,3 Па,

0.25 0.25

где лгр = 0,11(е + 68/Re2) = 0.11(4.76 ·10Їі + 68/4969) = 0,037,

е = 0,1/21= 4,76 ·10-3

Гидравлическое сопротивление межтрубного пространства:

?Рмтр = лмmp D(nnp + 1) · WбІ·pб = 0.3·0.6(15+1) · 0.114І · 847 = 440 Па

dэ 2 0,036 2

dэ = 4(0,86 · tІ - рdнІ/4) = 4(0,86 · 0,032І - р ·0,02І/4) = 0,036м, лмmp = 0,3 [3]

рdн р · 0,02 омс - коэффициент местного сопротивления.

Глава 3. Экономический расчёт

Таблица 3.1 Годовая сумма амортизационных отчислений

Наименование оборудования	Срок службы в годах Тсл	Количество единиц оборудования, шт.	Стоимость за единицу, Фед, руб.	Общая стоимость, Ф, руб.	Норма амортизации Нa, %	Годовые суммарные амортизационные отчисления А, руб.
Здание Печь Реактор-сепаратор Теплообменник Т-1-Т4 Регенератор Лифт - Реактор Насосы Ректификационная колонна Опорная колонна Шламоотделитель Аппараты воздушного охлаждения Газоводоостудитель	35 10 12 25 12 13 8 30 30 15 15 25	1 1 1 4 1 2 7 1 1 1 2 1	15 000 000 950 000 615 000 800 000 630 000 615 000 200 000 540 000 550 000 350 000 550 000 700 000	15 000 000 950 000 615 000 3 200 000 630 000 1 230 000 1 400 000 540 000 550 000 350 000 1 100 000 700 000	2.8 10 8,3 4 8,3 7,6 12,5 3,3 3,3 6,6 6,6 4	420 000 95 000 51 045 128 000 52 290 93 480 175 000 11 550 17 820 36 300 72 600 28 000
Итого	21 500 000	26 265 000	77,3	1 181 085

Вычисляем согласно формуле:

На=(1/Т)*100, %

А= (На*Ф)/100, (руб.)

На - норма амортизации, (%)

Т - срок службы оборудования, ( год)

Ф - общая стоимость оборудования, (руб.)

1/35 •100% = 2.8 15000000·2,8/100=420000

1/10•100% = 10 950000·10/100=95000

1/12 •100% = 8,3 615000•8,3/100=51045

1/25 • 100% = 4 3200000·4/100=128000

1/13 •100% = 7,6 1230000·7,6/100=93480

1/12 •100% = 8,3 630000·8,3/100=52290

1/8•100% =12,5 1400000·12,5/100=175000

1/30•100% =3,3 350000·3,3/100=11550

1/30•100% =3,3 540000·3,3/100=17820

1/15•100% =6,6 550000·6,6/100=36300

1/15•100% = 6.6 1100000•6,6/100=72600

1/25•100% = 4 700000•4/100=28000

1·15000000=15000000,1·950000=950000,4·800000=3200000,1·630000=630000, 2·615000=1230000,1•615000=615000,7•200000=1400000,1•540000=540000, 1•550000=550000, 1•350000=350000, 2•550000=1100000, 1•700000=700000.

3.1 Расчет производственной программы

Производственная программа рассчитывается на основе производственной мощности установки и исходных данных об отборе основной и попутной продукции.

G_Кат Выход стабильного катализата = 48 • 1% = 0,48%

G_Газ Выход углеводородных газов = 3,2 • 1% = 0,032%

G_Стаб Головка стабилизации = 12,3 • 1% = 0,123%

G_ЛГЛёгкий газойль = 12,9 • 1% = 0,129%

G_ТГ Тяжёлый газойль = 19,5 • 1% = 0,195%

G_Кокс Кокс = 3,6 • 1% = 0,036%

G_потери Потери = 0,5 • 1% = 0,005%

Выход стабильного катализата составит:

G_Кат = 0,48 * 96153,85 = 22153,85 кг / ч = 360000т / год

G_Газ = 0,032 * 96153,85 = 3076,92 кг / ч = 24000 т / год

G_Стаб = 0,123 * 96153,85 = 11826,92кг / ч = 92250 т / год

G_ЛГ = 0,129 * 96153,85 = 12403,84 кг / ч = 96750 т / год

G_ТГ = 0,195 * 96153,85 = 18750 кг / ч = 146250 т / год

G_Кокс = 0,036 *96153,85 = 3461,53 кг /ч = 27000 т / год

G_потери = 0,005 * 96153,85 = 480,77 кг/ч = 3750 т/год

Данный расчёт стабильного катализатора сводится в Таблицу 3.2

Приход	%	кг/ч	т/год	расход	%	кг/ч	т/год
Вакуумный газойль Фракция (350-490С°)	100%	96153,85	600000	выход уг/в газов УВГ(cух газ+H2O)	3,2	3076,92	24000
				стабильный катализат бензин С5 Т=205С	48	22153,85	360000
				Головка стабилизации С3-С4	12,3	11826,92	92250
				Лёгкий газойль Т=200-290С	12,9	12403,84	96750
				Тяжёлый газойль	19,5	18750	146250
				Кокс	3,6	3461,53	27000
				потери	0,5	480,77	3750
	100%	96153,85	750000	Итого:	100%	72153,83	750000

3.2 Капитальные затраты

В капитальные затраты входят: Ф - стоимость оборудования, (руб.)А - годовая сумма амортизационных отчислений, (руб.)МР - стоимость монтажных работ составляет 20% от стоимости оборудования, (руб.)КС - капитальное строительство составляет 30% от стоимости оборудования, (руб.)

Таблица 3.3 Стоимость оборудования

Наименование оборудования	Стоимость за единицу, Фед, руб.	Количество единиц оборудования, шт.	Общая стоимость, Ф, руб.
Печь Теплообменник Т.-Т4 Регенератор Лифт - Реактор Реактор- сепаратор Насосы Ректификационная колонна Отпорная колонна Шламоотделитель Аппараты воздушного охлажд Газоводоотделитель	950 000 800 000 630 000 615 000 615 000 200 000 540 000 550 000 350 000 550 000 700 000	1 4 1 2 1 7 1 1 1 2 1	950 000 3 200 000 630 000 1 230 000 615 000 1 400 000 540 000 550 000 350 000 1 100 000 700 000
итого	8 880 000	22	11 265 000

Определяем номенклатуру оборудования согласно технологической схемы и вычисляем общую стоимость.

Из табл 3.1 (Ф-А= амортизационные отчисления)

15000000-420000=14580000

расчёт монтажным работам 20% - 0,2

11265000•0,2 = 2253000

капитальное строительство 30% - 0,3

11265000•0,3=3379500

Расчет монтажных работ Капитальное строительство

950 000*0,2= 190 000 950 000*0,3= 285 000

3 200 000*0,2= 640 000 3 200 000*0,3= 960 000

630 000*0,2= 126 000 630 000*0,3= 189 000

1 230 000*0,2=246 000 1 230 000*0,3=369 000

1 400 000*0,2= 280 000 1 400 000*0,3= 420 000

540 000*0,2= 108 000 540 000*0,3= 162 000

550 000*0,2= 110 000 550 000*0,3= 165 000

1 100 000*0,2= 220 000 1 100 000*0,3= 330 000

700 000*0,2= 140 000 700 000*0,3= 210 000



3.3 Расчет капитальных затрат

Зк = Ф + А+МР+КС

Зк = 1126500+1181085+2253000+3379500=7940085

Ф - стоимость оборудования, (руб.)

А - годовая сумма амортизационных отчислений, (руб.)

МР - стоимость монтажных работ составляет 20% от стоимости оборудования, (руб.)

КС - капитальное строительство составляет 30% от стоимости оборудования, (руб.)

В капитальные затраты входят стоимость оборудования, амортизационные отчисления, монтажные работы, затраты на капитальное строительство. Монтажные работы - это 20 % от стоимости оборудования, затраты на капитальное строительство до 30 % от стоимости оборудования

Таблица 3.4 Сводная таблица капитальных затрат

Наименование	Стоимость, руб.
стоимость оборудования	11265000
годовая сумма амортизационных отчислений	1181085
стоимость монтажных работ	2253000
капитальное строительство	3379500
итого	18078585

3.4 Эксплуатационные затраты

Эксплуатационные затраты включают в себя затраты на заработную плату работников, воду, эл.энергию и прочие расходы.



3.5 Заработная плата

Определяем график рабочего времени и составляем комплектацию бригад. Составляем 5-ти бригадный, 3-х сменный график работы по 8 часов, на 15 дней.

Смены: 1-я 6.00-14.00, 2-я 14.00-22.00,3-я 22.00-6.00

3.6 Расчет планового баланса рабочего времени

С учетом средней продолжительности отпуска, невыходов по болезни, невыходов в связи с выполнением государственных и общественных обязанностей, внутрисменных потерь времени режимов работы установки. Расчет планового баланса рабочего времени ведется по форме таблицы

Таблица 3.5Плановый баланс рабочего времени

Показатели	дни
Праздничные дни, Тпр	13
Отпуска очередные и дополнительные, Тот , дни	29
Выполнение государственных обязанностей, Тог, дни	1
Планируемый эффективный фонд рабочего времени, Тэф, дни	254
Планируемый эффективный фонд рабочего времени, Тэф ,час	1524
Коэффициент использования рабочего времени, Ки	1,14

Далее в расчетах используем данные из таблицы 3.5

Таблица 3.6 Определение состава рабочей бригады

Наименование профессии	Продолжительность смены	Тарифный разряд	Количество рабочих по сменам
			1 смена	2 смена	3 смена
1.Старший оператор 2.Оператор 3.Оператор 3.Машинист 4.Лаборант	8 часов	6 5 4 5 4	1 1 2 1 2	1 1 2 1 2	1 1 2 1 2

Составление и комплектация рабочей бригады для выполнения работ на изучаемом оборудовании выполняется самостоятельно, с учетом видов и специализацией работ.

Таблица 3.7 Определение списочного числа рабочих

Наименование профессии	Тарифный разряд	Явочное число, Чяв, чел.	Коэффициент использования рабочего времени, Ки	Списочное число, Чсп чел.	Часовая тарифная ставка,Счас руб.
1.Старший оператор 2.Оператор 3.Оператор 3.Машинист 4.Лаборант	6 5 4 5 4	5 5 10 5 5	К=1,14	5 6 11 6 5	89,26 76,79 66,82 76,79 66,82
итого		30		33

3.7 Расчёт годового фонда оплаты труда

Чяв- (количество работников, которые должны явиться для выполнения определенного задания в течении рассчитываемого периода времени).

Чсп (вычисляют с учетом явочного числа рабочих и коэффициента использования рабочего времени).

Счас (берется по рабочим специальностям на данный момент времени (данные берутся по предприятиям изучаемой отрасли).

Определяем тарифный фонд заработной платы

Ф_тар = С_час*Т_эф* Ч_{сп =} 73,84*1524*33=3713561,28

С_час - часовая тарифная ставка, руб.

Т_эф - эффективный фонд рабочего времени, час.

Ч_сп - списочная численность рабочих, чел.

Определим среднюю часовую тарифную ставку

С_час =( Ч_сп2* С_час2+ Ч_сп3* С_час3+ Ч_сп4* С_час4+ Ч_сп5* С_час5+ Ч_сп6* С_час6)/ Ч_сп