CHƯƠNG 2 : TÍNH TỐN CƠNG NGHỆ
2.2. Tính cân bằng vật chất
2.2.6. Tháp chưng Benzen (hiệu suất: 92.5%)
Dòng sản phẩm sau khi đi ra từ đáy thiết bị xả nhanh được đưa qua thiết bị lắng cặn, trung hòa axit bằng NH3 và được đưa vào tháp chưng tách thu Benzen với hiệu suất 92.5%.
Lưu lượng sản phẩm thu được ở đỉnh tháp chưng: mC6H6 = 240.16*0.925 = 222.15 (kg/h) mC7H8 = 38.22*0.925 = 35.35 (kg/h) mH2O = 0.44*0.925 = 0.407 (kg/h) mC2H4 = 0.36* 0.925 = 0.333 (kg/h) mC2H6 = 3*0.925 = 3.7 (kg/h) mAlCl3 = 0.97*0.925 = 0.897 (kg/h)
Lưu lượng Etylbenzen, dietylbenzen bị cuốn theo ra ở đỉnh tháp: mC6H5-C2H5 = 878.53*0.025 = 21.96 (kg/h)
mC6H4-(C2H5)2 = 1.672*0.025 = 0.0418 (kg/h)
33
Vào Ra
Cấu tử Lưu lượng (Kg/h) Cấu tử Lưu lượng (Kg/h)
Đỉnh Đáy C6H6 240.16 C6H6 222.15 18.01 C7H8 38.22 C7H8 35.35 2.87 H2O 0.44 H2O 0.407 0.033 C2H4 0.36 C2H4 0.333 0.027 C2H6 4 C2H6 3.7 0.3 AlCl3 0.97 AlCl3 0.897 0.003 C6H5-C2H5 878.53 C6H5-C2H5 21.96 856.57 C6H4-(C2H5)2 1.672 C6H4- (C2H5)2 0.0418 1.63 Tổng 1164.352 Tổng 284.82 879.443 1164.263 2.2.7. Tháp chưng Etylbenzen
Dòng sản phẩm đáy từ tháp chưng Benzen đi vào tháp chưng Etylbenzen với hiệu suất 94%, dòng sản phẩm đỉnh được lấy ra là etylbenzen.
Lưu lượng sản phẩm đỉnh:
mC6H6 = 18.01*0.94 = 16.93 (kg/h) mC7H8 = 2.87*0.94 = 2.7 (kg/h) mH2O = 0.033*0.94 = 0.03(kg/h)
34 mC2H6 = 0.3*0.94 = 0.282 (kg/h)
mAlCl3 = 0.003*0.94 = 2.82*10-3 (kg/h) Lưu lượng dietylbenzen lẫn ở đỉnh tháp: mC6H4-(C2H5)2 = 1.63*0.06 = 0.099 (kg/h)
Bảng 2. 9. Cân bằng vật liệu của tháp chưng Etylbenzen
Vào Ra
Cấu tử Lưu lượng (Kg/h) Cấu tử Lưu lượng (Kg/h)
Đỉnh Đáy C6H6 18.01 C6H6 16.93 1.08 C7H8 2.87 C7H8 2.7 0.17 H2O 0.033 H2O 0.03 0.001 C2H4 0.027 C2H4 0.254 1.6*10-3 C2H6 0.3 C2H6 0.282 0.018 AlCl3 0.003 AlCl3 2.82*10-3 1.8*10-4 C6H5-C2H5 856.57 C6H5-C2H5 805.18 51.39 C6H4-(C2H5)2 1.63 C6H4- (C2H5)2 0.099 1.531 Tổng 879.443 Tổng 825.24 54.19 879.43
35
2.2.8. Tháp chưng Polyetylbenzen (hiệu suất 93.5%)
Dòng sản phẩm đáy từ tháp chưng Etylbenzen đi sang tháp chưng polyetylbenzen với hiệu suất 93.5%, sản phẩm đỉnh được lấy ra là polyetylbenzen sẽ được tuần hồn lại thiết bị chuyển nhóm alkyl.
Lưu lượng sản phẩm đỉnh: mC6H6 = 1.08*0.935 = 1.01 (kg/h) mC7H8 = 0.17*0.935 = 0.159 (kg/h) mH2O = 0.001*0.935 = 0.935*10-4(kg/h) mC2H4 = 1.6*10-3*0.935 = 1.496*10-3 (kg/h) mC2H6 = 0.018*0.935 = 0.017 (kg/h) mAlCl3 = 1.8*10-4 *0.935 = 1.683*10-4 (kg/h) mC6H5-C2H5 = 51.39*0.935 = 48.05 (kg/h) mC6H4-(C2H5)2 = 1.531*0.065 = 0.099 (kg/h)
Bảng 2. 10. Cân bằng vật chất của tháp chưng polyetylbenzen.
Vào Ra
Cấu tử Lưu lượng (Kg/h) Cấu tử Lưu lượng (Kg/h)
Đỉnh Đáy C6H6 1.08 C6H6 1.01 0.07 C7H8 0.17 C7H8 0.159 0.011 H2O 0.001 H2O 0.935*10-4 0 C2H4 1.6*10-3 C2H4 1.496*10-3 0 C2H6 0.018 C2H6 0.017 0.001
36 AlCl3 1.8*10-4 AlCl3 1.683*10-4 0 C6H5-C2H5 51.39 C6H5-C2H5 48.05 3.34 C6H4-(C2H5)2 1.531 C6H4-(C2H5)2 0.099 1.43 Tổng 54.19 Tổng 49.23 4.85 54.14
2.2.9. Cân bằng vật chất của tồn bộ q trình.
Lưu lượng dịng sản phẩm ở đỉnh tháp chưng thu Etylbenzen: Lưu lượng C6H6: 16.93 (kg/h)
Lưu lượng C7H8: 2.7 (kg/h) Lưu lượng H2O: 0.03 (kg/h) Lưu lượng C2H4: 0.254 (kg/h) Lưu lượng C2H6: 0.282 (kg/h) Lưu lượng AlCl3: 2.82*10-3 (kg/h) Lưu lượng C6H5-C2H5: 805.18 (kg/h)
Lưu lượng C6H4-(C2H5)2: 0.099 (kg/h)
Lưu lượng dịng ra của khí dư được xả ở thiết bị rửa khí thu hồi Benzen: Lưu lượng C6H6: 923.48*0.03 = 27.704 (kg/h)
Lưu lượng C7H8: 40.58*0.03 = 1.22 (kg/h) Lưu lượng H2O: 0.46*0.03= 0.0138 (kg/h) Lưu lượng C2H4: 14.04 (kg/h)
37 Lưu lượng AlCl3: 0.03 (kg/h)
Lưu lượng C6H5-C2H5: 27.17*0.03 = 0.815 (kg/h) Lưu lượng C6H4-(C2H5)2: 0.05*0.03= 1.5*10-3 (kg/h)
Lưu lượng dòng ra của sản phẩm nặng ở thiết bị chưng tách polyetylbenzen: Lưu lượng C6H6: 0.07 (kg/h)
Lưu lượng C7H8: 0.011 (kg/h) Lưu lượng C2H6: 0.001 (kg/h) Lưu lượng C6H5-C2H5: 3.34 (kg/h) Lưu lượng C6H4-(C2H5)2: 1.43 (kg/h)
Lưu lượng dòng ra của sản phẩm đỉnh ở thiết bị sấy khô benzen: Lưu lượng C6H6: 13.95 (kg/h)
Lưu lượng C7H8: 0.6 (kg/h) Lưu lượng H2O: 29.55 (kg/h)
Tổng lưu lượng sản phẩm ra khỏi quá trình
Lưu lượng C6H6: 16.93 + 27.704 + 0.07 +13.95 + 301.156 = 359.81 (kg/h) Lưu lượng C7H8: 2.7 + 1.22 + 0.011 +0.6 + 25.35 = 29.881 (kg/h)
Lưu lượng H2O: 0.03 + 0.0138 + 29.55= 29.594 (kg/h) Lưu lượng C2H4: 0.254 + 14.04 = 14.294 (kg/h)
Lưu lượng C2H6: 0.282 + 156 + 0.001 = 156.283(kg/h) Lưu lượng AlCl3: 2.82*10-3 + 0.03 = 0.033 (kg/h)
38
Lưu lượng C6H4-(C2H5)2: 0.099 +1.5*10-3 +1.43 = 1.5305(kg/h) Bảng 2. 11. Bảng cân bằng vật chất toàn hệ thống.
Vào Ra
Cấu tử Lưu lượng (Kg/h) Cấu tử Lưu lượng (Kg/h)
C6H6 930 C6H6 359.81 C7H8 40 C7H8 29.881 H2O 30 H2O 29.594 C2H4 240 C2H4 14.294 C2H6 160 C2H6 156.283 AlCl3 1 AlCl3 0.033 C6H5-C2H5 809.335 C6H4-(C2H5)2 1.5305 Tổng 1401 Tổng 1400.78
Lưu lượng sản phẩm Etylbenzen thu được sau quá trình là 805.18 (kg/h)
Dây chuyền hoạt động liên tục 24/24. Trong một năm tổng thời gian làm việc là 350 ngày, còn lại là thời gian sửa chữa và bảo dưỡng thiết bị.
Năng suất của một năm là: 805.18*350*24*10-3 = 6763.5 tấn/năm
Do độ tinh khiết sản phẩm yêu cầu 97.5% nên lượng etylbenzen thực tế thu được là: 6763.5* 0975 = 6594.41 tấn/năm
Yêu cầu ban đầu năng suất 9500 tấn/năm Hệ số hiệu chỉnh:
39 ε = 9500/6594.41 = 1.4406
Vậy ta có lưu lượng Benzen cần sử dụng để đạt năng suất 9500 tấn/năm là: 1000*1.4406 = 1440.6 (kg/h)
Lượng Etylen cần sử dụng là: 400*1.4406 = 576.2 (kg/h) Lượng xúc tác AlCl3 cần sử dụng là: 1*1.4406 = 1.4406 (kg/h)
2.2.10. Cân bằng lại vật chất của quá trình
Lưu lượng dịng vào
Với lưu lượng nguyên liệu Benzen sử dụng: 1440.6 (kg/h) Lưu lượng nguyên liệu etylen: 576.2 (kg/h)
Lưu lượng xúc tác AlCl3: 1.44 (kg/h) Lưu lượng C7H8: 40*1.4406 = 57.624 (kg/h) Lưu lượng H2O: 30 *1.4406 = 43.218 (kg/h) Lưu lượng C2H4: 240 *1.4406 = 345.7 (kg/h) Lưu lượng C2H6: 160 *1.4406 = 230.5 (kg/h) Lưu lượng sản phẩm ra khỏi quá trình
Lưu lượng C6H6: 359.81 *1.4406 = 518.34 (kg/h) Lưu lượng C7H8: 29.881 *1.4406 = 43.05 (kg/h) Lưu lượng H2O: 29.594 *1.4406 = 42.63 (kg/h) Lưu lượng C2H4: 14.294 *1.4406 = 20.59 (kg/h) Lưu lượng C2H6: 156.283 *1.4406 = 225.14 (kg/h) Lưu lượng AlCl3: 0.033*1.4406 = 0.048 (kg/h)
40
Lưu lượng C6H4-(C2H5)2: 1.5305*1.4406 = 2.205(kg/h)
Bảng 2. 12. Bảng cân bằng lại vật chất toàn hệ thống.
Vào Ra
Cấu tử Lưu lượng (Kg/h) Cấu tử Lưu lượng (Kg/h)
C6H6 1440.6 C6H6 518.34 C7H8 57.624 C7H8 43.05 H2O 43.218 H2O 42.63 C2H4 345.7 C2H4 20.59 C2H6 230.5 C2H6 225.14 AlCl3 1.4406 AlCl3 0.048 C6H5-C2H5 1165.9 C6H4-(C2H5)2 2.205 Tổng 2018.3 Tổng 2018.0
2.3. Cân bằng nhiệt lượng
2.3.1. Cân bằng nhiệt ở tháp sấy Benzen.
Để tách nước ra khỏi benzen ở đây ta sử dụng tháp chưng có hồi lưu và gia nhiệt đáy thiết bị. Dung mơi sử dụng là Axeton (vì axeton hịa tan hồn tồn nước và tạo dung dịch có nhiệt độ sơi là 56oC thấp hơn của benzen là 80.1oC).
Ta có cân bằng nhiệt lượng: Qvào +Q = Qy + Qw + Qxq + Qng Trong đó:
Qvào : nhiệt lượng do nguyên liệu mang vào.
Q: nhiệt lượng cần để cung cấp cho tháp sấy benzen. Qy : nhiệt lượng do sản phẩm mang ra ở đỉnh tháp.
41
Qw : nhiệt lượng do sản phẩm mang ra ở đáy tháp. Qxq : nhiệt lượng mất mát ra môi trường xung quanh. Qng : nhiệt lượng do nước ngưng mang ra.
Nhiệt lượng do nguyên liệu benzen và axeton mang vào: Ở 25oC, benzen vào có Cp = 0.42 ( kcal/kg.độ )
QBz= Gbz*Cbz*tbz = 1000*0.42*25 = 10500 (kcal/h) Ở 25oC, axeton vào có Cp = 0.52 (kcal/kg.độ) Qaxe= Gaxe*Caxe*taxe = 200*0.52*25 = 2600 (kcal/h)
Qvào = QBz + Qaxe = 10500 + 2600 = 13100 (kcal/h) = 54847080 (J/h)
Nhiệt lượng do hơi nước bão hòa sử dụng để cung cấp cho tháp sấy benzen là: Q = D*λ = D*( r + θ* C)
Trong đó:
D : Lượng hơi đốt sử dụng (kg/h). λ : Hàm nhiệt của hơi đốt (J/h).
θ: Nhiệt độ của hơi nước quá nhiệt: θ = 119.6oC.
C: Nhiệt dung riêng của hơi nước. Tại 119.6oC ta có C = 2156.62 (J/kg.độ). r : Ẩn nhiệt hóa hơi của hơi đốt (J/kg). Tại t = θ = 119.6oC ta có r = 2199.7*103
(J/kg).
Q = 2457631.8*D (J/h)
Nhiệt lượng do sản phẩm mang ra ở đỉnh tháp: Qy = Gđỉnh * λđ
42 Trong đó:
λđ là nhiệt lượng riêng của sản phẩm tại đỉnh tháp λđ = α1*λ1 + α2*λ2
Với axeton λ1 = r1 + C1*θ = 548470.8 + 25* 2195 = 603345.8 (J/kg) Với Benzen λ2 = r2 + C2*θ = 432077.8 + 25* 1753.75 = 475921.6 (J/kg) λđ = α1*λ1 + α2*λ2 = 0.985*603345.8+0.015*475921.6 = 601434 (J/kg) Qy = 601434*44.1 = 26523239.4 (J/h)
Nhiệt lượng do sản phẩm mang ra ở đáy tháp: QW = GW. CW. tW
Trong đó :
GW : lượng sản phẩm đáy; W = 955.9 ( kg/h ) CW : Nhiệt dung riêng của sản phẩm đáy J/kg.độ Với axeton C1 = 2292 (J/kg.độ)
Với Benzen C2 = 1909 (J/kg.độ) Nồng độ sản phẩm đáy aW = 0.015%
CW = C1. aW + ( 1 - aW ). C2 = 2292*0,015+ 1909*0.985 = 1914.7 (J/kg.độ) QW = GW. CW. tW = 955.9*1914.17*56 = 102466286 (J/h)
Nhiệt lượng mất mát ra môi trường xung quanh.
Lượng nhiệt mất mát ra ngồi mơi trường lấy bằng 5% lượng nhiệt tiêu tốn ở đáy tháp: Qxq2 = 0,05* D* r (J/ h)
43 r2 = r1 = 2199,7*103 ( J/ kg )
Qxq2 = 0,05*2199,7*103*D = 109985*D (J/ h) Nhiệt lượng do nước ngưng mang ra:
Qng = Gng*C* θ= D*C*θ Trong đó :
Gng : Lượng nước ngưng, bằng lượng hơi đốt (kg/ h) θ: Nhiệt độ nước ngưng (oC)
C : Nhiệt dung riêng của nước ngưng (J/ kg.độ) Qng = D*2156.62*100 = 215662*D
Vậy, lượng hơi cần sử dụng cho tháp sấy benzen là: D= 34.776 (kg/h)
2.3.2. Cân bằng nhiệt lượng tháp alkyl hóa.
Phương trình cân bằng nhiệt lượng có dạng tổng quát sau: Qngl+ Qtỏa +Q= Qsp+ Qmm
Qngl = QBz + QEtylen
Ở 25oC , nhiệt dung riêng của :
- Etylen Cp = 0.36 (kcal/kg.độ), Qetylen = 240*0.36*25 = 2160 (kcal/h) - Etan có Cp = 0.51 (kcal/kg.độ), Qetan = 160*0.51*25 = 2040 (kcal/h) Qngl = QBz + QEtylen = 25760 + 2160 + 2040 = 29960 (kcal/h)
44
C6H6+ C2H4 → C6H5 -C2H5 ΔH = -114 ( kJ/mol )
Do phản ứng tiến hành ở 170oC nên cần gia nhiệt thiết bị alkyl với nhiệt lượng Q Qtỏa = nC2H4 * ΔH = 8313*(-114) *0.24 = -227443.7 (kcal/h)
Qsp = nsp * ΔHsp = 8313*46.31*0.24 = 92394 (kcal/h) Qmm = 5% * Qvào = 0.05*( Qngl+ Qtỏa +Q )
Vậy ta có lượng nhiệt Q là:
Q = Qsp + Qmm – Qngl – Qtỏa
Q = 92394 + 0.05*( 29960 - 227443.7 +Q) – 29960 + 227443.7 Q = 294740.5 (kcal/h) = 12340119525 (J/h)
Lượng hơi nước sử dụng để gia nhiệt cho thiết bị:
D = 12340119525
2457631.8 = 502.12 (kg/h)
2.3.3. Cân bằng nhiệt lượng tháp chưng tách benzen.
Dòng sản phẩm sau khi ra khỏi tháp alkyl hóa, được chuyển sang các thiết bị như tháp chuyển hóa alkyl, thiết bị xả nhanh, rửa khí, trung hịa xúc tác, bể lắng,… sẽ trở về nhiệt độ thường và được đưa vào tháp chưng tách Benzen.
Tháp chưng tách Benzen tiến hành ở 80.1oC.
Các cấu tử như H2O, C2H4, C2H6 , AlCl3 , C6H4-(C2H5)2 có thành phần rất nhỏ nên không xét đến.
Bảng 2. 13. Nhiệt dung riêng của các cấu tử.
Cấu tử Nhiệt dung riêng ở 25oC
(kcal/kg.độ)
Nhiệt dung riêng ở 80.1oC (kcal/kg.độ)
45 C6H6 0.42 0.49 C7H8 0.41 0.47 C6H5-C2H5 0.40 0.45 Vậy ta có: Ở 25oC, QC6H6 = 240.16*0.42*25 = 2521.68 (kcal/h) QC7H8 = 38.22*0.41*25 = 391.76 (kcal/h) QC6H5-C2H5 = 878.53*0.4*25 = 8785.3 (kcal/h) Ở 80.1oC, QC6H6 = 240.16*0.49*80.1 = 9426 (kcal/h) QC7H8 = 38.22*0.47*80.1 = 1438.9 (kcal/h) QC6H5-C2H5 = 878.53*0.45*80.1 = 31666.6 (kcal/h) Bảng 2. 14. Nhiệt lượng của các cấu tử.
Cấu tử Qngl (kcal/h) Qra (kcal/h)
C6H6 2521.68 9426
C7H8 391.76 1438.9
C6H5-C2H5 8785.3 31666.6
Tổng 11698.74 42531.5
Cân bằng nhiệt lượng tháp chưng tách benzen: Qngl + Q = Qra
Q = Qra - Qngl = 42531.5 – 11698.74 = 30832.8 (kcal/h) = 1290908767 (J/h) Lượng hơi nước sử dụng để gia nhiệt cho thiết bị:
D = 1290908767
46
2.3.4. Cân bằng nhiệt lượng tháp chưng tách Etylbenzen.
Tháp chưng tách benzen tiến hành ở 136oC.
Bảng 2. 15. Bảng nhiệt dung riêng của các cấu tử.
Cấu tử Nhiệt dung riêng ở 80.1oC
(kcal/kg.độ)
Nhiệt dung riêng ở 136oC (kcal/kg.độ) C6H6 0.49 0.53 C7H8 0.47 0.52 C6H5-C2H5 0.45 0.52 Vậy ta có: Ở 80.1oC, QC6H6 = 18.01*0.49*80.1 = 706.9 (kcal/h) QC7H8 = 2.87*0.47*80.1 = 108 (kcal/h) QC6H5-C2H5 = 856.57*0.45*80.1 = 30875.1 (kcal/h) Ở 136oC, QC6H6 = 18.01*0.53*136 = 1298.2 (kcal/h) QC7H8 = 2.87*0.52*136 = 203 (kcal/h) QC6H5-C2H5 = 856.57*0.52*136 = 60576.6 (kcal/h) Bảng 2. 16. Bảng nhiệt lượng của các cấu tử.
Cấu tử Qngl (kcal/h) Qra (kcal/h)
C6H6 706.9 1298.2
C7H8 108 203
C6H5-C2H5 30875.1 60576.6
Tổng 31690 62077.8
47
Q = Qra - Qngl = 62077.8– 31690 = 30387.8 (kcal/h) = 127227641 (J/h) Lượng hơi nước sử dụng để gia nhiệt cho thiết bị:
D = 127227641
48
CHƯƠNG 3: ĐÁNH GIÁ KINH TẾ
Q trình tính tốn và ước lượng triển vọng kinh tế cho quá trình Alkyl hố sản xuất Etylbenzene với xúc tác pha lỏng của Monsanto được thực hiện gồm các bước sau: • Bước đầu tiên. Ước tính tổng vốn đầu tư.
• Bước thứ hai. Tính tốn tổng doanh thu u cầu.
• Bước thứ ba. Tính tốn tổng chi phí vận hành cho nhà máy.
3.1. Chi phí mua thiết bị (purchase cost)
Chi phí mua thiết bị bao gồm: Thiết bị sấy, thiết bị phản ứng, bình chứa, thiết bị chuyển vị xúc tác, thiết bị bay hơi, thiết bị rửa khí thải, thiết bị tách lắng, hệ thống trung hoà.
Thiết bị sấy (năm 2007):
• Chất liệu: Nhiều chất liệu • Nguyên giá: 95.000$-130.000$
Thiết bị phản ứng (năm 2007):
• Loại lị phản ứng: thiết bị ống chùm • Khối lượng lị phản ứng: 14783 gallon • Vật liệu: thép khơng gỉ
• Áp suất bên trong: Khí quyển đến 25 psi • Ngun giá: 431.200$
Bình chứa (Tank) (năm 2007):
• Bình chứa có cánh khuấy. • Vật liệu: thép khơng gỉ • Nguyên giá: 256.000$
49
Thiết bị chuyển vị xúc tác (năm 2007):
• Vật liệu: thép khơng gỉ • Nguyên giá: 343.000$
Thiết bị bay hơi (Evaporator) (năm 2007):
• Nguyên giá: 300.000$
Thiết bị rửa khí thải (năm 2007):
• Nguyên giá: 132.000$
Thiết bị tách lắng (năm 2007):
• Loại: TB nằm ngang tách 2 pha • Nguyên giá: 532.000$
Hệ thống trung hoà (năm 2007):
• Nguyên giá: 212.000$
Bảng 3. 1. Giá mua thiết bị sử dụng cho quá trình xây dựng phân xưởng
Thiết bị Số lượng Giá ($)
Thiết bị sấy 1 130.000
Thiết bị phản ứng 1 431.200
Bình chứa 1 256.000
Thiết bị chuyển vị xúc tác 1 343.000
Thiết bị bay hơi 1 300.000
Thiết bị rửa khí thải 1 132.000
Thiết bị tách lắng 1 532.000
50
Tổng 2.336.000
Giá của thiết bị có thể xác định được từ tính tốn và từ nhà cung cấp. Tuy nhiên, giá sẽ không ổn định theo từng năm mà sẽ thay đổi bởi lạm phát. Thông thường, giá sẽ tăng qua từng năm. Do đó để tính tốn giá thiết bị tại thời điểm sau thời điểm ra giá, ta phải nhân giá từ thời điểm ra giá với tỉ lệ được gọi là tỉ lệ chỉ số giá (cost index).
Giá của thiết bị được tính có lạm phát như sau:
𝐺𝑖á ℎ𝑖ệ𝑛 𝑡ạ𝑖 = 𝐺𝑖á 𝑏𝑎𝑛 đầ𝑢 × 𝐼
𝐼𝑜 (6.1)
Với I: chỉ số giá I (năm hiện tại 2022) Io: chỉ số giá Io (năm đầu 2007)
Trong đồ án này, chỉ số giá I được lấy thông tin từ the Chemical Engineering (CE) plant cost index của tạp chí Chemical Engineering. Theo đó ở năm 2007, chỉ số giá Io là 525.4 và chỉ số giá I của năm 2022 là 317.
Lần lượt tính tốn theo cơng thức trên sẽ biết được giá bán của thiết bị tại thời điểm cần mua. Bảng 3.2 cho thấy giá của thiết bị tại thời điểm năm 2022.
Bảng 3. 2. Giá thiết bị ở thời điểm xây dựng phân xưởng
Thiết bị Số lượng Giá ($)
Thiết bị sấy 1 78.500
Thiết bị phản ứng 1 260.200
Bình chứa 1 154.500
Thiết bị chuyển vị xúc tác 1 207.000
Thiết bị bay hơi 1 181.000
Thiết bị rửa khí thải 1 80.000
51
Hệ thống trung hòa 1 128.000
Tổng 1.410.200
3.2. Chi phí lắp ráp thiết bị CBM và tổng vốn đầu tư lắp ráp thiết bị CTBM
Chi phí bare-module CBM là chi phí bỏ ra để thiết bị hoạt động bao gồm: chi phí mua thiết bị, chi phí nhân cơng lắp đặt, chi phí vận chuyển thiết bị, chi phí phụ trợ để thiết bị hoạt động... Tổng tất cả các chi phí bare-module CBM của từng thiết bị được gọi là tổng vốn đầu tư bare-module (total bare-module investment) CTBM. Tổng tất cả các giá trị CBM sẽ được sử dụng để tính tổng chi phí đầu tư CTCI và tổng chi phí vận hành CTPC. Để xác định chi phí bare-module CBM, trước tiên cần phải xác định hệ số bare-module (bare-module factor) FBM. Hệ số bare-module là hệ số biểu thị tỉ số giữa chi phí cuối cùng bỏ ra để thiết bị hoạt động trong dây chuyền sản xuất và chi phí mua thiết bị (chưa kể chi phí vận chuyển).
𝐶𝐵𝑀 = 𝑃𝑢𝑟𝑐ℎ𝑎𝑠𝑒 𝑐𝑜𝑠𝑡 × 𝐹𝐵𝑀
Trong đó: Purchase cost: chi phí mua thiết bị FBM : hệ số bare-module
Với mỗi hệ số bare-module sẽ tương ứng với từng thiết bị. Lần lượt nhân FBM với giá bán thiết bị đã được điều chỉnh lạm phát ở mục 4.2 để thu được chi phí bare-module CBM của mỗi thiết bị [47].
Tra phụ lục 1, hệ số FBM cần thiết cho từng thiết bị được đề cập trong Bảng 3.3.