Расчет ректификационных колонн для разделения многокомпонентных и бинарных смесей

Теплоёмкость смеси определяется по методу аддитивности:

С₂= С,

где С и - теплоёмкости компонентов при t = 50⁰С, Дж/кг*К. [1]рис. XI стр. 562.

х(С₆Н₆) и х(С₆Н₅-СН₃) - доли компонентов в смеси

С₂ = х(С₆Н₆)*С(С₆Н₆)+х(С₆Н₅-СН₃)*

*С(С₆Н₅-СН₃)=0,75*1781+0,25*1760= 1775,75 Дж/кг*К

Q₁ = 2,78*1775,75*(80,1-20)*1,05 = 311274,2 Вт

Определим расход пара:

G₁ = Q₁/r

где r - удельная теплота парообразования Дж/кг при данном давлении. [1]таблица LVII стр. 549

r = 2054314 Дж/кг

G₁ = 311274,2/2054314 = 0,1515 кг/с

=4,15 кг/м³ [1]таблица LVII стр. 549

V₁ = G₁/= 0,1515/4,15 = 0,0365 м³/с

Найдем объемный расход смеси:

V₂ = G₂/с₂, м/с

где с₂ - плотность смеси при t₂ = 50 ⁰С, кг/м³ [1], таблица IV, с.512.

с₂ = х(С₆Н₆)* с (С₆Н₆)+х(С₆Н₅-СН₃)* с (С₆Н₅-СН₃) =

= 0,75*846,945+0,25*837,45 = 844,57 кг/м³

V₂ = G₂/с₂ = 2,78/844,57 = 0,0033 м³/с

Примем, что водяной пар движется в межтрубном пространстве, а смесь по трубам. Такое движение теплоносителей предпочтительно по двум причинам:

1. Конденсирующийся в межтрубном пространстве водяной пар будет создавать меньшее сопротивление нежели в трубном.

2. При омывании горячим теплоносителем трубного пучка, по которому движется холодный теплоноситель, коэффициент теплопередачи выше.

Наметим возможные варианты использования теплообменных аппаратов. Для этого необходимо определить ориентировочную площадь F_ор теплообменника и площадь сечения трубного пространства S₂.

F=, м



где К_ор - ориентировочное значение коэффициента теплопередачи, Вт/м²*К

[1] таблица 4.7, с.171.

Для вынужденного движения при передаче тепла от газа к жидкости = 120-340 Вт/м²*К. Принимаем = 280 Вт/м²*К.

F= = 311274,2/(280*120,3) = 9,24 м².

Желательно, чтобы в трубном пространстве было турбулентное течение. Re

W₂ = Re₂*м₂/d₂ *с₂ ,

где м₂ - динамический коэффициент вязкости смеси при t₂ = 50 єC, Па*с

[1], рис.V, с. 556

Па*с

В теплообменнике трубы стандартные d = 25x2 мм.

d₂ - внутренний диаметр труб теплообменника, м. d₂ = 2,1*10^-2 м.

W₂ = Re₂*м₂/(d₂ *с₂ ) = 10⁴*4,65*10^-4/(2,1*10^-2*844,57) = 0,2621 м/с

Тогда поперечное сечение трубного пространства должно быть:

S₂ = V₂/W₂ = 0,0033/0,2621 = 1,25*10^-2 м²

На основании таблицы 4.12, с.215 мы должны принять теплообменник ТН (ГОСТ 15122-79) с диаметром кожуха 325 мм. Но по расчетам, ни при какой длине труб он не будет уместен, так как обладает малой площадью поверхности теплопередачи. При максимальной площади поверхности теплопередачи и максимальной длине труб, таких теплообменника потребуется 4 (по данным предварительного расчета), что не соответствует производственным требованиям (металлоемкость оборудования должна быть минимальной). При максимальном значении площади поверхности теплопередачи теплообменника с диаметром кожуха 400 мм, он также не будет соответствовать производственным требованиям, так как одного теплообменника не достаточно, а для двух теплообменников запас поверхности слишком маленький. Тогда примем к расчету теплообменник ТН (ГОСТ 15122-79) с диаметром кожуха 400 мм, d = 25x2 мм, n = 111 - число труб, F = 35 м², l= 4 м, S₂ = 3,8*10^-2 м²; S₁ = 3,1*10^-2 м².

Определим скорость в трубах:

W₂ = V₂/(0,785*d²₂*n) = 0,0033/(0,785*(2,1*10^-2)²*111) = 0,09 м/c.

Определим критерий Рейнольдса для трубного пространства:

Re₂ = W₂ *d₂ * с₂/ м₂ = 0,09*2,1*10^-2*844,57/4,65*10^-4 = 3265

Определим скорость в межтрубном пространстве:

W₁ = V₁/ S₁ = 0,0365 /3,1*10^-2 = 1,18 м/с

Определим критерий Рейнольдса для межтрубного пространства:

Re₁ = W₁*d₁* с₁/ м₁,

где м ₁ - динамическая вязкость водяного пара при Т₁= 170,4 ⁰С, Па/с

м₁ = 14,274*10^-6 Па*с [1], рис. VI, с.557.

Тогда

Re₁ = W₁*d₁* с₁/ м₁ = 1,18 *2,5*10^-2*4,15/1,47*10^-5 = 8886

Составим тепловую схему процесса

Рисунок 7 - Тепловая схема процесса

В трубном пространстве ламинарное движение Re₂ = 3265. Для вычисления критерия Нуссельта, согласно данным таблицы 4.1 [1], с.151 нужно воспользоваться одной из формул 4.23 - 4.28 таблица 4.4 [1], с.155. Для вычисления по этим формулам необходимо знать произведение критериев Грасгофа и Прандтля.

Вычислим критерий Грасгофа:

Gr₂ = g*d₂³*в₂*Дt₂*с²₂/м²₂ ,

где g - ускорение свободного падения, м/с²;

в₂ - коэффициент объёмного расширения смеси, таблица XXXIII [1], с.531;

Дt₂ - разница температур между стенкой и фазой, ⁰С.

Дt₂ = t_ст - t₂ = 70 - 50 = 20 ⁰С.

в₂ = х(С₆Н₆)* в (С₆Н₆)+х(С₆Н₅-СН₃)* в (С₆Н₅-СН₃) = 0,62*1,37+0,38*1,24=1,32

Gr₂ = g*d₂³*в₂*Дt₂*с²₂/м²₂ = 9,81*(2,1*10^-2)³*1,32*10^-3*20*844,57²/(4,65*10^-4)² = 7447295

Вычислим критерий Прандтля:

Pr₂ = С₂* м₂/л₂,

где л₂ - коэффициент теплопроводности смеси, Вт/м*К, рисунок Х, [1], с.561.

л₂ = 0,75*0,1396 + 0,25*0,1314 = 0,1375 Вт/м*К.

Pr₂ = С₂* м₂/л₂ = 1775,75*4,65*10^-4/0,1375 = 6,003

Тогда произведение критериев Грасгофа и Прандтля:

Gr*Pr = 7447295*6,003= 44707054

Так как полученное значение больше 8*10, а Re < 3500, то для того чтобы принять формулу для расчета критерия Нуссельта надо рассчитать Pe*(d/l)

Pe₂ = Re₂*Pr₂ = 3265*6,003 = 19599,8

Pe₂*(d/l) = 19599,8 * (0,021/4) = 102,9

Таким образом исходя из таблицы 4.4 [1], с.155 принимаем для расчета критерия Нуссельта формулу 4,25:

Nu₂ = 0,8*(Pe*(d/l)^0,4*(GrPr)^0,1*( м₂/ м_cт2)^0,14,

где м_cт2 - вязкость смеси при t_ст2 = 70⁰С, Па*с , [1], рис. V, с.556



Nu₂ = 0,8*102,9 ^0,4*44707054^0,1*( 4,65*10^-4/3,71*10^-4 )^0,14= 30,7

Тогда коэффициент теплоотдачи от стенки к смеси:

б₂ = Nu₂* л₂/d₂ = 30,7*0,1375/0,021 = 200,9 Вт/м²*К.

В межтрубном пространстве водяной пар движется ламинарно Re₁ = 8886. Для вычисления критерия Нуссельта, согласно данным таблицы 4.1 [1], с.151 нужно воспользоваться для обтекания гладких труб одной из формул 4.29 - 4.35 [1], с.156.

Примем, что пучки труб расположены в шахматном порядке, тогда расчёт можно вести по формуле 4.31:

Nu₁ = 0,4*е_ц*Re₁ ^0,6*Pr₁ ^0,36*( Pr₁/ Pr_cт1)^0,25,

где е_ц - коэффициент, учитывающий влияние угла атаки пучка труб водяным паром.

е_ц определяется по таблице 4.5 [1], с.157. Примем угол атаки ц = 30 ⁰, тогда е_ц = 0,67.

Как известно, при движении газов пристенный слой практически не влияет на теплообмен, поэтому Pr₁/ Pr_cт1 = 1.

Критерий Прандтля для водяного пара рассчитывается по формуле:

Pr₁ = С₁* м₁/ л₁ ,

где л₁ - коэффициент теплопроводности водяного пара при Т₁ = 170,4⁰С, Вт/м*К определяется по таблице XXX [1], с.530;

м₁ - динамическая вязкость водяного пара при Т₁ = 170,4 ⁰С, Па*с [1]рис. VI, с.557;

С₁ - теплоемкость водяного пара при Т₁ = 170,4 ⁰С,Дж/кг*К [2] c.774 таблица 8.

л₁ = 0,0326 Вт/м*К.

м₁ = 14,7*10^-6 Па*с.

С₁ = 2158,9 Дж/кг*К

Pr₁ = С₁* м₁/ л₁ = 2158,9 * 14,7*10^-6/0,0326 = 0,974

Тогда критерий Нуссельта для водяного пара:

Nu₁ = 0,4* е_ц *Re₁ ^0,6*Pr₁ ^0,36 = 0,4*0,67*8886^0,6*0,974^0,36 = 62,1

Тогда коэффициент теплоотдачи от водяного пара к стенке:

б₁ = Nu₁* л₁/d₁ = 62,1*0,0326/2,5*10^-2 = 80,98 Вт/м²*К.

Коэффициент теплопередачи находится по формуле:

К=,

где ? r_ст - суммарное сопротивление стенки вместе с отложениями, м²*К/Вт.

, м/Вт

где r_з1 - сопротивление загрязнений со стороны водяного пара, Вт/м²*К, таблица XXXI [1], с.531;

r_з2 - сопротивление загрязнений со стороны смеси, Вт/м²*К таблица XXXI [1], с.531;

д - толщина стенки трубы, м;

л_ст - коэффициент теплопроводности материала стенки, Вт/м*К таблица XXVIII [1], с.529.

Примем r_з1 = 5800 Вт/м²*К для водяного пара; r_з2 = 5800 Вт/м²*К для органических жидкостей; л_ст = 46,5 Вт/м*К для стали, тогда

м/Вт.

Тогда коэффициент теплопередачи:

К= = 1/(1/80,98 + + 1/200,9) = 56,4 Вт/м²*К

Тогда плотность теплового потока через стенку:

q = К* Дt_ср = 56,4 *120,4 = 6792,2 Вт/м².

Определим t стенки 2:

Дt₁ = q/ б₁ = 6792,2 /80,98 = 83,9 ⁰С.

Дt_ст = q*? r_ст = 6792,2*0,000388 = 2,6 ⁰С.

Дt₂ = q/ б₂ = 6792,2/200,9 = 33,8 ⁰С.

Проверим

Дt_ср = Дt₁ + Дt_ст + Дt₂ = 83,9 + 2,6 + 33,8 = 120,3 ⁰С.

Тогда температура стенки 2:



t'_cт2 = Дt₂ + t₂ = 33,8 + 50 = 83,8⁰С.

Так как температура стенки 2 отличается от принятой ранее более чем на 10%, примем температуру стенки 2среднюю между принятой ранее и полученной при расчетах. Пересчитаем критерий Нуссельта для смеси, коэффициент теплоотдачи от стенки к смеси и коэффициент теплопередачи.

⁰С.

м_cт2 - вязкость смеси при t_ст2 = 76,9⁰С, Па*с , [1], рис. V, с.556

Nu₂ = 0,8*(Pe*(d/l)^0,4*(GrPr)^0,1*( м₂/ м_cт2)^0,14 = 0,8*102,9 ^0,4*44707054^0,1*( 4,65*10^-4/3,32*10^-4 )^0,14= 33,96

Тогда коэффициент теплоотдачи от стенки к смеси:

б₂ = Nu₂* л₂/d₂ = 33,96*0,1375/0,021 = 222,4 Вт/м²*К.

Тогда коэффициент теплопередачи:

К= = 1/(1/80,98 + + 1/222,4) = 56,4 Вт/м²*К

Тогда плотность теплового потока через стенку:



q = К* Дt_ср = 56,4 *120,4 = 6792,2 Вт/м².

Тогда площадь поверхности теплопередачи:

F = Q₁/q = 311274,2/6792,2 = 45,8 м².

Площадь одного теплообменника с диаметром кожуха 400 мм и длиной труб l = 4 м:

F₁ = р*d_ср*n*l_тр = 3,14*0,023*111*4 = 32,1 м².

Тогда запас поверхности теплообменника составит:

(F₁ - F)/F = (32,1 - 45,8)/45,8 = -0,3.

Если принимаем 2 теплообменника, то:

(2F₁ - F)/F = (2*32,1 - 45,8)/45,8 = 0,399.

Принимаем к установке 3 теплообменника ТН (ГОСТ 15122-79) с диаметром кожуха D = 400мм, числом труб n=111, длинной труб l_тр = 4 м, площадью теплопередачи F = 35 м и с запасом поверхности 0,399, причём третий - резервный теплообменник.



5. Расчет гидравлического сопротивления трубопровода и выбор центробежного насоса для подачи смеси бензола и толуола

5.1 Расчет гидравлического сопротивления трубопровода

Рисунок 9 - Схема установки для нагрева смеси водяным паром:

1 - резервуар для хранения смеси;

2 - центробежный насос для подачи смеси;

3 - теплообменники;

4 - ректификационная колонна;

5 - трубопровод для подачи смеси;

6 - измерительная диафрагма;

7 - задвижки;

Трубопровод для подачи смеси имеет общую длину 14 м (l₁ = 6 м - до теплообменника; l₂ = 4 м - теплообменник; l₃ = 4 м - от теплообменника до ректификационной колонны), 5 колен, 5 задвижек и измерительную диафрагму.

Характеристики бензола:

Плотность [1], таблица IV, с.512.

879 кг/м(до теплообменника).

815 кг/м(после теплообменника).

Вязкость [1], таблица IX, с.516.

0,00065 Па*с

0,000316Па*с.

Характеристики толуола :

Плотность [1], таблица IV, с.512.

866 кг/м(до теплообменника).

808 кг/м(после теплообменника).

Вязкость [1], таблица IX, с.517.

0,000586 Па*с

0,000319Па*с.

Характеристики смеси:

Плотность

До теплообменника:

= 879*0,75+866*0,25 = 875,75 кг/м³

После теплообменника:

= 815*0,75 + 808*0,25 = 813,25 кг/м³

Вязкость

До теплообменника:



После теплообменника

Объёмный расход смеси:

- до теплообменника:

V^/₂₀ = G₂/с^/₂₀ = 2,778/ 875,75 = 0,0032 мс.

- после теплообменника:

V^//₈₀ = G₂/с^//₈₀ = 2,778/ 813,25 = 0,0034 мс.

Определим ориентировочный диаметр трубопровода. Скорость в трубопроводе примем 2 м/с.

d

d

Промышленность выпускает гостированный сортамент труб, среди которых необходимо выбрать трубы с диаметром наиболее близким к расчетному (пункт 3.4.). Обозначаются трубы d_н х д, где d_н - наружный диаметр трубы, мм; д - толщина стенки трубы, мм. При этом внутренний диаметр трубы d_вн = d_н - 2* д.

Гостированные размеры труб по ГОСТ 8732-78 составляют следующий ряд, мм: 14х2; 18х2; 25х2; 32х2,5; 38х2,5; 45х3; 57х3; 76х3,5; 89х4,5; 108х4,5; 133х4; 159х4,5; 219х6; 272х7; 325х8; 377х10; 426х11; 465х13.

Примем к установке наиболее близкий по размерам трубопровод

d_э = 57x3 мм.

d_вн = d_н - 2 * д = 57 - 2 * 3 = 51мм.

5.2 Расчет проходного диаметра штуцеров колонны и выбор фланцев

Штуцер для входа исходной смеси

d_и = (4*V_и/П*W_и)^0,5

где: V_и - объемный расход исходной смеси, м³/с ;

w_и - скорость потока, так как смесь поступает в колонну под напором, принимаем скорость равной 1,67 м/с;

d_и = ((4*0,00342)/(3,14*1,67))^0,5 = 51 мм

Примем к установке наиболее близкий по размерам диаметр штуцера d_и=51мм.

Штуцер для выхода пара в дефлегматор

d_п = ((4* V_п)/(П*W_п))^0,5

где: V_п - объемный расход пара, м³/с ;

w_п - скорость потока пара, принимаем равной 20 м/с;

dп = ((4*1,73)/(3,14*20))^0,5 = 333 мм

Примем к установке наиболее близкий по размерам диаметр штуцера d_п=350мм.

Штуцер для входа флегмы в колонну



d_ф = (4f/3,14)^0,5

w_ф - скорость принимаем равной 2 м/с

f=V_ф/w_ф=0,003/2=0,0015

d_ф= ((4*0,0015)/3,14))^0,5 = 44 мм

Примем к установке наиболее близкий по размерам диаметр штуцера d_ф=50мм.

5.3 Выбор центробежного насоса для подачи смеси бензола и толуола

Уточним скорость движения жидкости:

До теплообменника:

W

После теплообменника:

W

Определим режим движения жидкости:

- до теплообменника:

Re^/₂ = W^/₂ * d * с^/₂₀ / м^/_см = 1,55*0,051*875,75/0,000601 = 115382,7

- после теплообменника:



Re^//₂ = W^//₂ * d * с^//₈₀ / м^//_см = 1,67*0,051*813,25/0,000318 = 218035,7

Определим коэффициент гидравлического сопротивления. Примем среднее значение шероховатости в трубах = 0,5 мм, тогда

Проверим условие: Re

115382,7 40003,5; 218035,7 40003,5 - условия выполняются, значит, для обоих участков можно использовать формулу:

В соответствии со схемой установки (рисунок 2) местные сопротивления:

1. Вход в трубопровод - 1 шт.

таблица XIII [1], с. 520;

2. Задвижки - 5 шт.

о_зад = 0,5 таблица XIII [1], с. 521;

3. Колена - 5 шт.

таблица XIII [1], с. 521;

4. Выход из трубопровода - 1 шт.

таблица XIII [1], с. 520;

5. Внезапное расширение при входе в теплообменник 2 шт:

о_расш = 0,81 таблица XIII [1], с. 522;

6. Внезапное сужение при выходе из теплообменника 2 шт:

о_суж = 0,45 таблица XIII [1], с. 522;

7. Сопротивления во входной и выходной камере теплообменника 2шт:

о_{вх к} = о_{вых к} = 1,5 [1], с. 26;

8. Вход в трубную решётку и выход из неё 2шт:

о_{вх тр р} = о_{вых тр р} = 1,0 [1], с. 26.

9. Сопротивление в измерительной диафрагме (при m = (d_э/D)² = 0,3)):

о_диаф = 18,2.

Найдём местные сопротивления отдельно для каждого участка:

- до теплообменника:

? о₁ = о_в + 2* о_зад + 2*о_к + о_диаф + 2*о_расш = 0,5 + 2*0,5 + 2*1,6 + 18,2 + 2*0,81 = =24,52.

- в теплообменнике:

? о₂ = 2*о_{вх к} + 2*о_{вых к} + 2*о_{вх тр р} + 2*о_{вых тр р} = 2*1,5 + 2*1,5 + 2*1,0 + 2*1,0 = =10

- от теплообменника до реактора:

? о₃ = 2*о_суж + 3* о_к + 3*о_зад + о_вых = 2*0,45 + 3*1,6 + 3*0,5 + 1 = 8,2

Будем считать, что давление во всей сети постоянно, т.е. Р₂ = Р₁.

Потери в трубопроводе до теплообменника:

ДР₁ = (1 + л^/₂₀ * l₁ / d_э + ? о₁)* с^/₂₀ *(W^/₂ )² /2 + с^/₂₀ *g*h_геом + (Р₂ - Р₁) = (1 + 0,0376 * 6/0,051 + 24,52) * 875,75 * 1,55²/2 = 31653,7 Па,

т.к h_геом = 0.

Потери внутри теплообменника:

ДР₂ = (1 + л^/₂₀ *l₂ / d_э + ? о₂)* (с^/₂₀ + с^//₈₀ )/2*W₁² /2 = (1+

+ 0,0376 * 4/0,021 + 10) * (875,75 +813,25)/2 * 0,09²/2 = 62,11 Па.

Потери от теплообменника до реактора:

ДР₃ = (1 + л^/₂₀ *l₃ / d_э + ? о₃)* с^//₈₀ *(W^//₂ )² /2 + с^//₈₀ *g*h_геом = (1 + 0,0376*26/0,051 + 8,2)* 813,25*1,67²/2 + 813,25*9,81*22 = 207686,67Па.

Определим полные потери в трубопроводе:

ДР_сети = ДР₁ + ДР₂ + ДР₃ = 31653,7 +62,11 +207686,67= 239402,48Па.

Тогда высота подъема жидкости:

h_сети = ДР_сети/ ((с^/₂₀ + с^//₈₀ )/2*g) =239402,48/((875,75 +813,25)/2*9,81) = 28,9м.

Будем считать, что характеристика сети представляет собой правильную параболу, выходящую из точки с координатами V = 0 м³/ч; h на которой известна точка с координатами V₂ = 12,297 м³/ч и h_сети = 28,9 м. Найдем коэффициент параболы.

Общее уравнение параболы у = а*х² + b. Подставив значения, имеем 28,9 = а*12,297² + 22.

Тогда а = 0,046.

Возьмем несколько значений объемной производительности и определим напор h_сети.

Данные сведем в таблицу 11.



Таблица 11 - Зависимость напора сети и насоса от производительности насоса

Производительность, м3/ч	Напор сети, м	Напор насоса, м
10	26,6	34,5
11	27,566	34,3
12	28,624	34
12,297	28,95595	33,9
13	29,774	33,6
14	31,016	33,2
15	32,35	32,9
16	33,776	32,5
17	35,294	32
18	36,904	31,6
19	38,606	31,1
20	40,4	30,8

По полученным точкам в таблице 11 строим характеристику сети и характеристику насоса на рисунке 10.

Рисунок 9 - Характеристика насоса и характеристика сети.

Данный насос позволит подавать бинарную смесь в реактор, т.к рабочая точка А на графике рисунок 3 лежит выше, чем расчетная точка насоса В, т.е. насос может преодолевать сопротивление сети. Выберем насос типа 2КМ-6 с V = 20 м/ч, H = 30,8 м, N =4,5 кВт, D = 162мм, КПД = 64%.



Заключение

ректификация флегмовый колонна тарельчатый

Поверочный расчёт полной ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол - толуол производительностью 10000 кг/ч с начальной концентрацией 0,75 масс. доли НКК в смеси показал, что для получения дистиллята с концентрацией бензола 0,95 масс. доли и кубового остатка с концентрацией НКК 0,015 масс. доли необходимо:

1. выбрать колонну типа КСС диаметром 1,8 м;

2. установить в колонне ситчатые тарелки типа ТС-Р ОСТ 28-805-73;

3. диаметр отверстий в тарелке 4 мм с шагом между отверстиями 11 мм;

4. число действительных тарелок в колонне 51 (8 в укрепляющей части и 43 в исчерпывающей);

5. расстояние между тарелками принять 0,4 м;

6. высоту сепарационной и кубовой частей принять по 2,7 м;

7. общая высота колонны 26,1 м;

8. общее сопротивление прохождению пара в тарельчатой части колонны 16,9 кПа;

9. для нагрева смеси бензол-толуол перед подачей в колонну установить 3 теплообменника ТН (ГОСТ 15122-79) с диаметром кожуха D = 400мм, числом труб n=111, длинной труб l_тр = 4 м, площадью теплопередачи F = 35 м и с запасом поверхности 0,399, причём третий - резервный теплообменник;

10. принять к установке трубопровод d_э = 57x3 мм;

11. для подачи смеси бензол-толуол выбрать насос типа 2КМ-6 с V = 20 м/ч, H = 30,8 м, N =4,5 кВт, D = 162мм, КПД = 64%.



Библиографический список

1. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов. Л.: Химия, 1987.

2. Рид Р., Праусниц Дж., Шервуд Т. Свойства газов и жидкостей: Справочное пособие/Пер. с англ. под ред. Б.И. Соколова.- 3-е изд., перераб. и доп.- Л.: Химия, 1982.- Нью-Йорк, 1977.

3. Ривкин С.Л., Александров А.А., Теплофизические свойства воды и водяного пара. - М.: Энергия, 1980.

4. Лащинский А. А. Конструирование сварных химических аппаратов: справочник /под ред. А. Р. Толчинского .-- 2-е изд., стереотип. -- М.: Альянс, 2008.

5. ОСТ 26-805-73 Тарелки ситчатые колонных аппаратов.

6. ГОСТ 15122-79 Теплообменники кожухотрубчатые с неподвижными трубными решетками и кожухотрубчатые с температурным компенсатором на кожухе.

7. ГОСТ 8732-78 Трубы стальные бесшовные горячедеформированные.

8. ОСТ 26-1412-76 Штуцера утолщенные с соединительным выступом.

9. ОСТ 26-467-84 Опоры цилиндрические и конические вертикальных аппаратов.

10. Каталог насосов

Размещено на Allbest.ru