Размещено на http://www.allbest.ru/

Введение

Сжиженные газы нашли широкое применение благодаря экономичности их транспортировки при отсутствии трубопроводов в труднодоступные районы, а также вследствие удобства их хранения. Кроме того, в последние годы увеличение объема производства сжиженных газов в значительной мере определяется все возрастающим использованием их в качестве моторных топлив для двигателей внутреннего сгорания. В жидком состоянии газ занимает объем примерно в 250 раз меньший, чем в газообразном. Из природного и попутного нефтяного газов сжиженные газы получают различными способами, рассмотренными выше: низкотемпературной конденсацией, абсорбцией, и ректификацией.

Низкотемпературная ректификация (НТР) осуществляется путем охлаждения газовой смеси до заданной температуры с последующим разделением её методом ректификации.

Процесс ректификации термодинамически более выгоден, чем процесс абсорбции. Схема НТР эффективнее схемы низкотемпературной абсорбции (НТА), а аппаратурное оформление проще. Принципиальное отличие схемы НТР от НТК в том, что сырье, поступающее на установку после охлаждения, без предварительной сепарации подается в ректификационную колонну. [1]

Целью курсовой работы является расчет, с помощью которого можно получить состав дистиллята и остатка, основных параметров ректификации, технологического режима работы и размеров колонны. Полученные при расчете данные достаточны для выполнения прочностных расчетов.

1. Характеристика исходного сырья, реагентов и продуктов

1.1 Требования и основные характеристики сжиженных газов

По физико-химическим показателям сжиженные газы должны соответствовать требованиям и нормам, приведенным в таблицах 1 и 2. Качество СПБТ должно соответствовать ГОСТ 20448-90.

Таблица 1 - Физико-химические показатели сжиженных газов по ГОСТ 20448-90

№ п/п	Показатели	Норма для марки
		ПТ	СПБТ	БТ
1	Доля компонентов, масс.%: метан, этан, этилен (в сумме)	не нормируется
	пропан, пропилен, не менее (сумме)	75	не нормируется
	бутаны и бутилены (в сумме), не менее	не норм	-	60
	не более		60	-
2	Объемная доля жидкого остатка, %, не более	0,7	1,6	1,8
3	Давление насыщенных паров (избыточное): при температуре 45 °С, не более	1,6	1,6	1,6
4	Доля сероводорода и меркаптановой серы, масс.%, не более	0,16	-	-
	В том числе сероводорода, не более	0,013	0,013	0,013
5	Содержание свободной воды и щелочи	0,003	0,003	0,003

Таблица 2 - Физико-химические показатели сжиженных газов по ГОСТ 27578-87

Показатели	ПТ
Массовая доля компонентов, %: Сумма метана, этана Пропан Сумма углеводородов °C и выше Сумма непредельных углеводородов, не более	Не нормируется 8510 Не нормируется 6
2. Содержание жидкого остатка при 40 °C, свободной воды и щелочи	Отсутствие
3. Давление насыщенных паров, избыточное, МПа, при температуре плюс 45 °C, не более минус 20 °C, не менее минус 35 °C, не менее 4. Массовая доля серы и сернистых соединений, %, не более В том числе сероводорода, не более	- - 0,07 0,01 0,03

2. Описание технологического процесса и технологической схемы ректификации сжиженных углеводородных газов

Сжиженные углеводородные газы поступают на установку ректификации, в межтрубное пространство теплообменника Т-01, где за счет тепла потока кубовой жидкости колонны К-01, подогревается и поступают в колонну для отделения ПГФ. Кубовый продукт этой колонны - ПГФ, выводится, охлаждается и направляется на склад. Дистиллят колонны отправляется на дальнейшее разделенее в колонну К-01.

Верхним продуктом колонны К-01 является пропановая фракция, нижним - СПБТ (смесь пропана и бутана технических). С верхней части колонны пары, конденсируясь в воздушном холодильнике ВХ-01, направляется в рефлюксную емкость Е-01, где отделяется сухой газ, а сконденсировавшиеся углеводороды насосом подаются в качестве орошения на верх колонны К-01, часть поступает в холодильник ВХ-02, после направляется на склад.

Нижний продукт колонны К-01 поступает в трубное пространство теплообменника Т-01, где охлаждается сырьевым потоком и поступает в воздушный холодильник ВХ-03 и после охлаждения направляется на склад. Из куба колонны часть нижнего продукта выводится в рибойлер И-01, где нагревается и проходя через него, возвращается под нижнюю тарелку колонны К-01.

3. Технологический расчет

3.1 Исходные данные

1. Состав сырья в% массовых, в таблице 3.

Таблица 3 - Массовый и мольный состав исходного сырья

№	Компонент	Молекулярная масса i-компонента, Мi, кг/кмоль	Темпера-тура кипения t, °C	Массовая доля i-компонента,	Мольная доля i-компонента,
1	С2Н6	30	-88,63	0,0001	0,0002
2	С3Н8	44	-42,1	0,3213	0,4099
3	и-С4Н10	58	-11,7	0,0794	0,0768
4	С4Н10	58	-0,5	0,3037	0,2939
5	и-С5Н12	72	27,9	0,0032	0,022
6	С5Н12	72	36,1	0,0000	0,0000
7	С6Н14	86	68,7	0,0000	0,0000
				1,0000	1,0000

2. Производительность - 375 000 кг/ч.

3.2 Физико-химические свойства компонентов сырья

Произведем пересчет массовых долей в мольные доли по формуле [1]:

(1).

Где - молекулярная масса i-компонента, кг/кмоль;

- массовая доля компонента i-компонента;

- мольная доля компонента i-компонента.

Рассчитываем среднюю молекулярную массу сырья по формуле:

, (2).

Где - молекулярная масса i-компонента, кг/кмоль;

- массовая доля компонента i-компонента;

- мольная доля компонента i-компонента;

-средняя молекулярная масса сырья.

Определяем массовые (кг/ч) и мольные (кмоль/ч) количества компонентов сырья:

, (3)

где - производительность, кг/ч;

- массовое количество i - компонента газа, поступающего на установку, кг/час;

- массовая доля компонента i-компонента;

, (4)

где - мольное количество i - компонента газа, поступающего на установку, кмоль/ч;

- массовое количество i - компонента газа, поступающего на установку, кг/час;

- молекулярная масса i-компонента, кг/кмоль.

Результаты расчета занесены в таблицу 4.

Таблица 4 - Массовые и мольные количества компонентов

№	Компонент	Массовое количество i - компонента, кг/ч	Мольное количество i-компонента,, кмоль/ч
1	С2Н6	37,50	1,2500
2	С3Н8	230100,00	2738,3523
3	и-С4Н10	29775,0000	513,3621
4	С4Н10	113887,5000	1963,5776
5	и-С5Н12	34200,0000	475,0000
6	С5Н12	43237,5000	600,5208
7	С6Н14	33375,0000	388,0814
	?	375000,0000	6680,1442

Затем находим относительную долю дистиллята (мольная доля отбора):

. (5)

Где - сумма мольных концентраций компонентов, отбираемых в дистиллят, в сырье;

- содержание в дистилляте компонентов с и-бутана по изо-пентан;

- содержание в остатке компонентов с этана по пропан.

3.3 Определение температуры ввода сырья

Принимаем, что сырьё подаётся в колонну в виде кипящей жидкости, т.е. доля отгона e =0. В этом случае температура ввода сырья определяется по уравнению изотермы жидкой фазы:

(6)

где - константа фазового равновесия i-го компонента при температуре ввода сырья .

_, (7)

где - константа фазового равновесия i-го компонента при температуре ввода сырья ;

- давление насыщенных паров i-го компонента при t_в;

- давление в секции питания колонны, мм рт. ст.

Определяем полные составы паровой и жидкой равновесных фаз, образующихся при однократном испарении.

Расчёт температуры ввода сырья t_F проводится методом последовательного приближения, результаты представлены в таблице 9.

Таблица 5 - Результаты расчета температуры ввода сырья

Компонент	Температура , °C	Мольная доля i-компонента	Количество i-компонента в паровой фазе,	Количество i-компонента в жидкой фазе,
С2Н6	-88.63	0,0002	0,0004	0,0001
С3Н8	-42.09	0,4099	0,8689	0,2132
и-С4Н10	-11.7	0,0768	0,0305	0,0967
С4Н10	-0.5	0,2939	0,0839	0,3839
и-С5Н12	27.9	0,0711	0,0077	0,0983
С5Н12	36.1	0,0899	0,0072	0,1253
С6Н14	68.7	0,0581	0,0013	0,0824
		1,0000	1,0000	1,0000

Получаем =88,28 °С.

3.4 Расчет числа тарелок и составов дистиллята и остатка

Расчет проводится с использованием метода температурной границы деления.

Минимальное число теоретических тарелок определяется по уравнению Фенске:

, (8)

где ш_m - коэффициент распределения суммарной фракции, состоящей из компонентов, отбираемых в дистилляте (с этана по пропан),

;

ш_к - коэффициент распределения суммарной фракции, состоящей из компонентов, отбираемых в остатке (с пропана по изопентан),

;

б_m и б_k - относительные летучести компонентов, коэффициенты распределения которых равны соответственно ш_m и ш_к: т. к. значения б_m и б_k пока неизвестны в первом приближении принимаем б_m=б₁=K₁/K₇; б_к = б₅ = 1

K₁ и К₇ - константы фазового равновесия 1-го и 7-го компонентов при температуре ввода сырья.

,

аналогично для остальных компонентов

, (9).

1,646

Относительная летучесть компонента, лежащего на границе деления, для которого ш_е = 1, определится в первом приближении по уравнению:

4,782

Составы дистиллята и остатка в первом приближении определяются по уравнениям:

Аналогично рассчитанные концентрации остальных компонентов приведены в таблице 6.

Таблица 6 - Содержание компонентов в дистилляте и остатке

Компонент	Относительная летучесть,	Содержание компонента x'Fi	Содержание компонента в дистилляте	Содержание компонента в остатке
С2Н6	21,227	0,0002	0,0005	0,0000
С3Н8	13,614	0,4099	0,9295	0,0800
и-С4Н10	8,476	0,0768	0,0398	0,1004
С4Н10	6,580	0,2939	0,0301	0,4614
и-С5Н12	3,056	0,0711	0,0000	0,1162
С5Н12	2,502	0,0899	0,0000	0,1470
С6Н14	1,000	0,0581	0,0000	0,0950
		1,0000	1,0000	1,0000

Используя результаты расчета, представленные в таблице 3, определим коэффициенты распределения:

Относительные летучести и , значения которых будут использованы для расчета для второго приближения, определяются по уравнениям:

Минимальное число тарелок во втором приближении

Результаты последовательных приближений представлены в таблицах 7, 8 и 9.

Таблица 7 - Приближения: 2,3,4

Компонент	Приближения
	второе	третье	четвёртое
	y(2)i,D	x(2)i,W	y(3)i,D	x(3)i,W	y(4)i,D	x(4)i,W
С2Н6	0,00042	0,00004	0,00047	0,00005	0,00047	0,000002
С3Н8	0,82370	0,14718	0,92948	0,08001	0,92950	0,08001
и-С4Н10	0,12261	0,04779	0,08238	0,07333	0,05016	0,09379
С4Н10	0,39190	0,23170	0,12861	0,39892	0,04654	0,45103
и-С5Н12	0,04266	0,08916	0,00085	0,11571	0,00008	0,11620
С5Н12	0,04152	0,12061	0,00040	0,14672	0,00003	0,14695
С6Н14	0,00689	0,09060	2.83E-06	0.09498	0.00000	0.09498
	1.42971	0.7271453	1.14220	0.90970	1.02680	0.98298
	13.61635	4.909728	13.61539	6.27872	13.61516	6.61907
	N(2)min	N(3)min	N(4)min
	4.930173	6.49717	6.972873
	?2?	?3?	?4?
	8.27874	9.333664	9.577046
	?m(2)	?k(2)	?m(3)	?k(3)	?m(4)	?k(4)
	11.62097	0.25581	11.6237	0.10722	11.62467	0.08271

Таблица 8 - Приближения: 5,6,7

Компонент	Приближения
	пятое	шестое	седьмое
	y(5)i,D	x(5)i,W	y(6)i,D	x(6)i,W	y(7)i,D	x(7)i,W
С2Н6	0.000478	0.000002	0.00047	0.000002	0.00047	0.000002
С3Н8	0.929517	0.080000	0.92952	0.079998	0.92952	0.079998
и-С4Н10	0.042195	0.098852	0.03985	0.100339	0.03983	0.100353
С4Н10	0.033542	0.459287	0.03017	0.461426	0.03014	0.461446
и-С5Н12	0.000040	0.116230	3.22E-05	0.116236	0.00003	0.116236
С5Н12	0.000013	0.146969	9.78E-06	0.146971	0.00001	0.146971
С6Н14	0.0000000	0.0949829	9.19E-09	0.094983	0.000000	0.094983
?	1.005788	0.9963245	1.000071	0.999955	1.000016	0.999990
??	?m5	?k5	?m6	?k6	?m7	?k7
	13,6151	6,6988	13,6151	6,7174	13,6151	6,7216
	N(5)min	N(6)min	N(7)min
	7,1184	7,1248	7,1264
	???	???	???
	9,6331	9,6461	9,6494
	11,6249	0,0776	11,6249	0,0764	11,6250	0,0767

Таблица 9 - Приближения: 8,9,10

Kомпонент	Приближения
	восьмое	девятое	десятое
	y(8)i,D	x(8)i,W	y(9)i,D	x(9)i,W	y(10)i,D	x(10)i,W
С2Н6	0,00047	0,00002	0,00048	0,00000	0,00048	0,00000
С3Н8	0,92952	0,07999	0,92952	0,07999	0,92952	0,08000
и-С4Н10	0,03982	0,10036	0,03982	0,10036	0,03983	0,10036
С4Н10	0,03013	0,46145	0,03013	0,46145	0,03013	0,46145
и-С5Н12	0,00003	0,11624	0,00003	0,11624	0,00003	0,11624
С5Н12	0,00001	0,14697	0,00001	0,14697	0,00001	0,14697
С6Н14	0,00000	0,09498	0,00000	0,09499	0,00000	0,09498
	1,00004	0,99999	1,00000	1,00000	1,00000	1,00000
	13,6151	6,7227	13,6151	6,7229
	N(8)min	N(9)min	N(10)min
	7,1264	7,1268	7,1268
	9,6499	9,6500	9,6501
	11,625	0,0766	11,625	0,0761	11,625	0,0761

Число теоретических тарелок в колонне находится как оптимальное по формуле:

Число реальных тарелок определяется с учетом эффективности выбранного типа тарелок

где з коэффициент полезного действия тарелки, в данном случае ведется расчет для клапанной тарелки з = 0,35

Для определения количества тарелок в концентрационной части колонны используем уравнение Фенске:

, (10)

В качестве i-го и (i +1) - го компонентов следует принимать распределенные компоненты, т.е. х_i,D> 0, х_i+1,D> 0, х_I,W > 0, х_i+1,W >0. Для расчёта используем концентрации н-бутана и изо-пентана.

Следовательно, концентрационная секция колонны должна иметь 16 тарелок, а отгонная - 21.

3.5 Материальный баланс колонны

Расчет производим исходя из уравнения материального баланса

(11),

где - сырье, кг/ч;

- дистиллят, кг/ч;

- остаток, кг/ч.

Производим пересчет сырья в мольные концентрации.

Средний молекулярный вес сырья:

=58,91 г./моль

Принимаем: индекс относится к остатку; индекс - к дистилляту; индекс 1,2,3,4,5,6,7 - к компонентам.

Принимаем степени извлечения пропана в дистилляте 0,9, исходя из требований на пропановую фракцию не менее 85%, степень извлечения изобутана в остатке 0,9 - содержание не более 60%.

Составим материальный баланс колонны, по дистилляту используя следующие формулы:

, (12)

где - массовое количество i - компонента, кг/час;

- степень извлечения i-компонента;

- количество i - компонента в дистилляте, кг/час.

Среднюю молекулярную массу дистиллята рассчитываем по формуле:

, (13)

где - мольная доля i - компонента;

- молекулярная масса i - компонента кг/моль;

- средняя молекулярная масса дистиллята, кг/моль.

Mассовая доля i-компонента в дистилляте определяется по формуле:

, (14)

где - количество i - компонента в дистилляте, кг/час.

Расчеты приведены в таблицу 10.

Таблица 10 - Материальный баланс колонны по дистилляту

	Степень извлечения i-компонента,	Массовое количество i - компонента, кг/ч	Количество i - компонента	Массовая доля i - компонента,	Мольная доля i - компонента,
С2Н6	1	37,5000	37,5	0,001	0,0005
С3Н8	0,9	120487,5000	108438,8	0,98	0,98
i-С4Н10	0,1	29775,0000	2977,5	0,02	0,02
С4Н10	0	113887,5000	0	0,00	0
i-С5Н12	0	34200,0000	0	0,00	0
С5Н12	0	43237,5000	0	0,00	0
С6Н14	0	33375,0000	0	0,00	0
		375000,0000	111453,8	1,00	1

Материальный баланс колонны по остатку по формуле:

, (15)

Где - массовое количество i - компонента, кг/час;

- степень извлечения i-компонента;

- количество i-компонента в остатке, кг/час.

- молекулярная масса i - компонента кг/моль.

Массовое содержание i - компонента в остатке рассчитывается по формуле:

, (16)

где - массовая доля i - компонента;

- количество i-компонента в остатке, кг/час.

Среднюю молекулярную массу остатка рассчитываем по формуле:

, (17)

где - мольная доля i - компонента;

- молекулярная масса i - компонента кг/моль;

- средняя молекулярная масса остатка, кг/моль;

Расчеты приведены в таблице 11

Таблица 11 - Материальный баланс колонны по остатку

		Степень извлечения i-компонента	Массовое количество i - компонента, кг/ч	Количество i-компонента в остатке, кг/час.	Мольная доля i - компонента,	Массовая доля i - компонента,
С2Н6	30	0	37,5000	0	0,000	0,000
С3Н8	44	0,1	120487,5000	12048,75	0,048	0,048
i-С4Н10	58	0,9	29775,0000	26797,5	0,106	0,106
С4Н10	58	0,9	113887,5000	113887,7	0,406	0,406
i-С5Н12	72	1	34200,0000	34200	0,136	0,136
С5Н12	72	1	43237,5000	43237,5	0,171	0,171
С6Н14	86	1	33375,0000	33375	0,132	0,132
			375000,0000	263546,25	1,000	1,000

= 111453,8+263546,25=375000 кг.

3.6 Определение температуры верха и низа колонны

Для расчёта температуры верха колонны используем уравнение изотермы паровой фазы:

, (18)

где - константа фазового равновесия i-го компонента при температуре верха:

(19),

где - давление насыщенных паров i-го компонента при t_в;

- давление в верхней части колонны;

(20),

где - содержание i-компонентов в дистилляте;

- константа фазового равновесия i-го компонента при температуре верха.

Давление насыщенных паров определяется по уравнению Антуана:

, (21)

где А_i, В_i, С_i - константы, приведены в таблице 9;

t - температура, С.

Таблица 12 - Константы уравнения Антуана [6]

Компонент	A	B	C
С2Н6	6,58	756,60	267,60
С3Н8	6,67	819,70	253,10
и-С4Н10	6,75	882,80	240,00
С4Н10	6,83	945,90	240,00
и-С5Н12	6,78	1020,01	233,10
С5Н12	6,89	1075,82	233,36
С6Н14	6,88	1171,53	224,37

Давление р_в определяется с учетом перепада давления на тарелках

р_в = р_эв - = 10530 мм рт. ст.

принимаем = 5 мм рт. ст.

Подбор температуры верха по уравнению изотермы паровой фазы проводится методом последовательных приближений. Результаты расчёта приведены в таблице 13.

Таблица 13 - Результаты расчета температуры верха колонны

№ п/п	Компоненты	Константа фазового равновесия i-го компонента при температуре низа колонны .	Давление насыщенных паров i-го компонента при мм рт. ст.		Температура верха колонны, °С
1	С2Н6	3,2982	35340,4691	0,0003	61
2	С3Н8	2,2254	23511,7185	0,8686
3	и-С4Н10	1,4420	15234,9151	0,0649
4	С4Н10	1,1425	12070,8246	0,0659
5	и-С5Н12	0,5511	5822,7796	0,0002
6	С5Н12	0,4595	4854,5579	0,0001
7	С6Н14	0,1940	2049,3604	0,0000
	Сумма

В результате расчета температура верха колонны = 61 °С

Для расчёта температуры низа колонны используется уравнение изотермы жидкой фазы:

, (22)

где К_i - константа фазового равновесия i-го компонента при температуре низа колонны:

К_i = P_i / _н, (23)

где _н - давление в нижней части колонны.

р_н = р_эв + = 10565 мм рт. ст.

Расчёт температуры низа колонны проводится методом последовательных приближений, результаты представлены в таблице 14.

Таблица 14 - Результаты расчета температуры низа колонны

№ п/п	Компоненты	Константа фазового равновесия i-го компонента при температуре низа колонны	Давление насыщенных паров i-го компонента при , мм рт. ст.		Температура верха колонны tн,°С
1	С2Н6	1,7990	18943,6993	0.0000	104
2	С3Н8	1,0701	11268,5124	0.1780
3	и-С4Н10	0,6134	6459,0841	0.1447
4	С4Н10	0,4571	4813,1625	0.5272
5	и-С5Н12	0,1963	2067,2931	0.0641
6	С5Н12	0,1549	1631,5456	0.0675
7	С6Н14	0,0553	582,2464	0.0184
	Сумма			1.0000

В результате расчета температуры низа колонны =104 °С.

3.7 Расчет флегмового числа

Для определения флегмового числа используем уравнения Андервуда [4], принимая неизменным вес паров в концентрационной части колонны:

, (24)

, (25)

где _i - относительная летучесть i - го компонента,

- корень уравнения Андервуда,

R_мин - минимальное флегмовое число,

q - величина, характеризующая физическое состояние питания - доля питания, поступающего в виде жидкости

Подача сырья в колонну может осуществляться:

а) в виде кипящей жидкости (е = 0), q =1, 1 - q = 0 = е,

б) в виде насыщенных паров (е = 1), q = 0, 1 - q = 1 = е,

в) в виде жидкости, недогретой до температуры кипения q 1, 1 - q 0,

г) в виде перегретых паров q 0, 1 - q 1,

д) в виде парожидкостной смеси 0 е 1, 1 - q = е.

Корни определяются из первого уравнения, их число определяется числом компонентов смеси (для расчёта R_мин - используют значение , лежащее в интервале между значениями относительных летучестей распределённых компонентов).

Результаты решений уравнения Андервуда сведены в таблицу 15.

Таблица 15 - Результаты решений уравнения Андервуда

ai	21.2265	13.6141	8.4764	6.5803	3.0561	2.5019	1
иi	21.2231	9.7587	7.8068	3.3565	2.6652		-
Rmin	1.9591	2.2823	0.4957	-0.9385	-0.9997		-

Получаем корень уравнения Андервуда =9,7587; минимальное флегмовое число R_мин. = 2,2823

Реальное флегмовое число определяется по соотношению:

R = 1,35R_min + 0,35= 3,4310

Паровое минимальное орошение S_min рассчитывается по уравнению:

, (26)

Реальное паровое орошение в колонне целесообразно находить из теплового баланса или по уравнению:

3.8 Определение материальных потоков в колонне

Количество дистиллята:

D = Fе = 3750000,2972= 111453,75 кг/ч.

Количество остатка:

W = F - D = 375000 -111327,59= 263672,41 кг/ч.

При составлении тепловых балансов энтальпии потоков определяются по формулам Крэга:

для жидкости

, (27)

для паров

, (28)

Плотность потоков может быть определена по эмпирической формуле Крэга:

, (29)

Список источников

сжиженный газ технологический ректификация

1. Бусыгина Н.В., Бусыгин И.Г. Технология переработки природного газа и газового конденсата. О.: ИПК «Газпромпечать», 2002 г.

2. Балыбердина И.Т. Физические методы переработки и использование газа. М. «Недра», 1988 г.

3. Введенский А.А. Термодинамические расчеты нефтехимических процессов. Л.: «Гостоптехиздат», 1960 г. - 576 с.

4. Кузнецов А.А, Кагерманов С.М, Судаков Е.Н. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. М.: «Химия», 1966 г. - 336 с.

5. Мурин В.И., Кисленко Н.Н., Сурков Ю.В. Технология переработки природного газа и конденсата. Справочник. В 2 ч. М: ООО «Недра - Бизнесцентр» 2002 г. - Ч. 1 -517 с.

6. Рид Р. Свойства газов и жидкостей. Л.: «Химия», 1982 г. -592 с.

7. Сарданашвили А.Г., Львова А.Н. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. М.: Химия, 1980 г.

8. Кикоин И.К. Справочник. Таблица физических величин, М.: «Автомиздат», 1976 г. - 1008 с.

9. Рыбкин С.А. Вентиляционные установки машиностроительных заводов, М.: «Машгиз», 1960

Размещено на Allbest.ru