Основные процессы и аппараты химической технологии

Размещено на http://www.allbest.ru/

Введение

Ректификация -- это тепломассообменный процесс, применяемый для разделения жидких смесей, компоненты которых различаются по температурам кипения. Процесс осуществляется при контактировании потоков пара и жидкости, имеющих разные составы и температуры: пар содержит больше высококипящих компонентов и имеет более высокую температуру, чем вступающая с ним в контакт жидкость.

Значительно более экономичное, полное и четкое разделение смесей на компоненты достигается в процессах ректификации, проводимых обычно в более компактных аппаратах -- ректификационных колоннах.

Процессы ректификации осуществляются периодически или непрерывно при различных давлениях: при атмосферном давлении, под вакуумом (для разделения смесей высококипящих веществ), а также под давлением выше атмосферного (для разделения смесей, являющихся газообразными при нормальных температурах).

Ректификационные установки укомплектованы теплообменными аппратами для подогрева исходной смеси и кубового остатка, конденсатором для конечного продукта (ректификата).

От правильной организации процесса зависит качество готового продукта, энерго- и трудозатраты, экономичность и рентабельность данного производства.

Глава 1. Литературный обзор

Теплообменные аппараты (теплообменники) применяются для осуществления теплообмена между двумя теплоносителями с целью нагрева или охлаждения одного из них. В зависимости от этого теплообменные аппараты называют подогревателями или холодильниками.

По способу передачи тепла различают следующие типы теплообменных аппаратов:

· поверхностные, в которых оба теплоносителя разделены стенкой, причем тепло передается через поверхность стенки;

· регенеративные, в которых процесс передачи тепла от горячего теплоносителя к холодному разделяется по времени на два периода и происходит при попеременном нагревании и охлаждении насадки теплообменника;

· смесительные, в которых теплообмен происходит при непосредственном соприкосновении теплоносителей.

В химической промышленности наибольшее распространение получили поверхностные теплообменники, отличающиеся разнообразием конструкций, основную группу которых представляют трубчатые теплообменники, такие как: кожухотрубные, оросительные, погруженные и "труба в трубе".

Одним из самым распространенным типом теплообменников являются кожухотрубные теплообменники. Они представляют из себя пучок труб, концы которых закреплены в специальных трубных решетках путем развальцовки, сварки, пайки, а иногда на сальниках. Пучок труб расположен внутри общего кожуха, причем один из теплоносителей движется по трубам, а другой - в пространстве между кожухом и трубами.

Кожухотрубные теплообменники могут быть с неподвижной трубной решеткой или с температурным компенсатором на кожухе, вертикальные или горизонтальные. В соответствии с ГОСТ 15121-79, теплообменники могут быть двух- четырех- и шестиходовыми по трубному пространству.

Достоинствами кожухотрубных теплообменников являются: компактность; небольшой расход метала; легкость очистки труб изнутри, а недостатками - трудность пропускания теплоносителей с большими скоростями; трудность очистки межтрубного пространства и трудность изготовления из материалов, не допускающих развальцовки и сварки.

Кожухотрубные теплообменники могут использоваться как для нагрев, так и для охлаждения.

В качестве греющего агента в теплообменниках часто используется насыщенный водяной пар имеющий целый ряд достоинств:

· высокий коэффициент теплоотдачи;

· большое количество тепла, выделяемое при конденсации пара;

· равномерность обогрева, так как конденсация пара происходит при постоянной температуре;

· легкое регулирование обогрева.

В процессах установках для разделения жидкостей (ректификационных колоннах), поглощения газов жидкостями (абсорбционных установках) теплообменные аппараты служат для нагрева или охлаждения газовых и жидкостных потоков с целью интенсификации процесса.

Ректификация представляет собой процесс многократного частичного испарения жидкости и конденсации паров [1 - 3]. Процесс осуществляется путем контакта потоков пара и жидкости, имеющих различную температуру, и проводится обычно в колонных аппаратах. При каждом контакте из жидкости испаряется преимущественно легколетучий или низкокипящий компонент (НК), которым обогащаются пары, а из паров конденсируется преимущественно труднолетучий или высококипящий компонент (ВК), переходящий в жидкость. Такой двухсторонний обмен компонентами, повторяемый многократно, позволяет получить в конечном счете пары, представляющие собой почти чистый НК. Эти пары после конденсации в отдельном аппарате образуют дистиллят (ректификат) и флегму - жидкость, возвращаемую для орошения колонны и взаимодействия с поднимающимися парами. Пары получают путем частичного испарения снизу колонны остатка, являющегося почти чистым ВК.

В общем случае исходная жидкая смесь может состоять из нескольких компонентов. В простейшем случае из двух, например из компонентов А и В. Характер поведения жидкой смеси зависит главным образом от природы составляющих ее веществ и давления.

Для идеальных растворов характерно то, что сила взаимодействия между всеми молекулами (одноименными и разноименными) равна. При этом общая сила, с которой молекула удерживается в смеси, не зависит от состава смеси. Очевидно, что парциальное давление в этом случае должно зависеть лишь от числа молекул, достигающих в единицу времени поверхности жидкости со скоростью, необходимой для преодоления сил внутреннего притяжения молекул, т.е. при данной температуре давление соответствующего компонента возрастает пропорционально его содержанию в жидкой смеси (закон Рауля):

рА = РАхА и рВ = РВ( 1-хА ) (1.1)

По степени растворимости компонентов смеси жидкости подразделяют на взаиморастворимые в любых соотношениях, частично растворимые и практически взаимонерастворимые. В свою очередь смеси со взаиморастворимыми компонентами в любых соотношениях делятся на:

· идеальные растворы, которые подчиняются закону Рауля; так называемые нормальные растворы - жидкие смеси, частично отклоняющиеся от закона Рауля, но не образующие смесей: с постоянной температурой кипения (азеотропов);

· неидеальные растворы - жидкости со значительными отклонениями от закона Рауля, в том числе смеси с постоянной температурой кипения (азеотропы). (Отметим, что полностью взаимонерастворимых жидкостей нет, обычно все жидкости хотя бы в незначительных количествах, но растворяются друг в друге. Однако в этих случаях на практике для удобства принимают такие жидкости взаимонерастворимыми.)

Уравнение материального баланса ректификационной колоны:

Ф+F = G+W, (1.2)

где: F - расхорд исходной смеси, кмоль/с; Ф - расход флегмы, кмоль/с; G - расход паровой фазы, кмоль/с; W - расход кубового остатка, кмоль/с; Р - расход ректификата (дистиллята).

Поскольку

G=P+Ф, или F = P+W. (1.3.)

Соответственно материальный балаес по НК:

F x_F = P x_P+W x_W, (1.4.)

где: x_F, x_P и x_W - концентрации низкокипящего компонента в исходной смеси, готовом продукте (ректификате) и в кубовом остатке, соответственно, мольн. доли.



Рис. 1. Схема непрерывной ректификации:

1-- ректификационная колонна (а -- укрепляющая часть, б -- исчерпывающая часть); 2 --кипятильник; 3 -- дефлегматор; 4 -- делитель флегмы; 5 -- подогреватель исходной смеси; 6 -- холодильник дистиллята (или холодильник-конденсатор); 7 -- холодильник кубового остатка; 8, 9 сборники; 10 -- насосы.

Для колонны непрерывного действия с учетом потерь теплоты в окружающую среду тепловой баланс представлен в табл. 1.1.

Тепловой баланс ректификационной колонны

Табл. 1.1.

Приход тепла	Расход тепла
1. С теплоносителем в кипятильнике - QКИП; 2. С исходной смесью - QF=F iF	1. С парами, поступающими из колонны в дефлегматор - QG = G IG 2. С флегмой - QФ = Ф iФ 3. С остатком - QW =W iw 4. Потери в окружающую среду - QП

Кроме известных величин, в выражения для количеств тепла входят: I_G, i_F, i_ф и i_w -- энтальпии, соответственно паров, выходящих из колонны, исходной смеси, флегмы и остатка.

Таким образом, уравнение теплового баланса:

Q_КИП + Q_F + Q_Ф = Q_G + Q_W + Q_П. (1.5.)

Решая уравнение (1.5.) относительно Q_КИП, находим расход тепла в кипятильнике.

Из уравнения теплового баланса видно, что тепло, подводимое в кипятильник, затрачивается на испарение дистиллята, испарение флегмы, нагревание остатка до температуры кипения, а также на компенсацию потерь тепла в окружающую среду.

Флегма из дефлегматора поступает в колонну при температуре ее кипения. Поэтому энтальпия выходящих из колонны паров I == i_Ф + r_ф, где r_ф -- теплота испарения флегмы.

Потери тепла в окружающую среду обычно составляют для теплоизолированных аппаратов 3 - 5% от подводимой теплоты в кипятильнике.

Пары готового продукта поступают в дефлегматор, представляющий теплообменный аппарат - конденсатор, где происходит частичная или полная конденсация паров готового продукта (ректификата).

Количество теплоты Q_ДЕФ, отводимого с охлаждающей водой в дефлегматоре, зависит от количества конденсирующихся в нем паров. При полной конденсации паров, выходящих из колонны:

Q_ДЕФ = P (R+1) r_Ф = P (R+1) (I-i_Ф). (1.6)

Уравнения рабочей линии для всех массообменных процессов уравнением (1.7):

y=, (1.7)

где L и G -- расходы жидкой и паровой фаз; у, х -- соответственно концентрации паровой и жидкой фаз.

Применяя это уравнение к процессу ректификации, выразим все входящие в него величины в мольных единицах.

Укрепляющая часть колонны. Количество жидкости (флегмы), стекающей по этой части колонны:

L = Ф = PR, (1.8)

где R= -флегмовое число, представляющее собой отношение количества флегмы к количеству дистиллята.

Количество паров, поднимающихся по колонне

G = P + Ф = P + P R = P (R + 1), (1.9)

Для верхней укрепляющей части колонны уравнение рабочей линии:

y=, (1.10)

откуда

y=. (1.11)

В этом уравнении = tg а = А -- тангенс угла наклона рабочей линии к оси абсцисс, а = В -- отрезок, отсекаемый рабочей линией на оси ординат диаграммы у -- х (рис. 1.2.).

Исчерпывающая часть колонны. Количество орошающей жидкости L' в этом части колонны больше количества флегмы Ф, стекающей по укрепляющей части на количество исходной смеси, поступающей на питающую тарелку. Если обозначить количество питания, приходящегося на 1 кмоль дистиллята через f= F/P, то F = Pf и количество жидкости, стекающей по исчерпывающей части колонны, составит:

L = Ф + F = PR + Pf = P (R + I). (1.12)

Количество пара, проходящего через нижнюю часть колонны, равно количеству пара, поднимающегося по верхней (укрепляющей) ее части. Следовательно:

G'=G=P(R+1). (1.13)

Для нижней исчерпывающей части колонны состав удаляющейся жидкости (остатка) х'_к = x_w и, согласно допущению, состав поступающего сюда из кипятильника пара у'_н=y_w =x_w .Подставив значения L', G', х'_к и у'_н в общее уравнение, получим

. (1.14)

Зависимость (1.14) представляет собой уравнение рабочей линии исчерпывающей части колонны. В этом уравнении = tg a' = А' --тангенс угла наклона рабочей линии к оси ординат, а = В' -- отрезок, отсекаемый рабочей линией на оси абсцисс.

Для проведения процессов ректификации применяются аппараты разнообразных конструкций, основные типы которых не отличаются от соответствующих типов абсорберов.

В ректификационных установках используют главным образом аппараты двух типов: насадочные и тарельчатые ректификационные колонны. Кроме того, для ректификации под вакуумом применяют пленочные и роторные колонн.

Ректификационные колонны снабжены теплообменными устройствами -- кипятильником (кубом) и дефлегматором. Кроме того, для уменьшения потерь тепла в окружающую среду ректификационные аппараты покрывают тепловой изоляцией.

Кипятильник или куб предназначен для превращения в пар части жидкости, стекающей из колонны, и подвода пара в ее нижнюю часть (под насадку или нижнюю тарелку). Кипятильники имеют поверхность нагрева в виде змеевика или представляют собой кожухотрубчатый теплообменник, встроенный в нижнюю часть колонны. Более удобны для ремонта и замены выносные кипятильники, которые устанавливают ниже колонны с тем, чтобы обеспечить естественную циркуляцию жидкости.

Дефлегматор, предназначенный для конденсации паров и подачи флегмы в колонну, представляет собой кожухотрубный теплообменник, в межтрубном пространстве которого обычно конденсируются пары, а в трубах движется охлаждающий агент (вода). Однако вопрос о направлении конденсирующихся паров и охлаждающего агента внутрь или снаружи труб следует решать в каждом конкретном случае, учитывая желательность повышения коэффициента теплопередачи и удобство очистки поверхности теплообмена.

Глава 2. Технологическая часть

Технолгическая схема для разделения системы хлороформ - четыреххлористый углерод (СНС?3 - и СН?4) на Новочебоксарском ОАО «Химпроме» включает ректификационную колонну, ряд теплообменных аппаратов для нагрева и охлаждения жидкостей, емкости для хранения жидких смесей. Перекачивание жидкостей осуществляется центробежными насосами.

Исходная смесь из расходной емкости центробежным насосом подается в подогреватель, где нагревается до температуры кипения и поступает на питающую тарелку ректификационной колонны. Стекая по тарелкам, жидкость попадает в куб, из которого поступает в кипятильник. Из кипятильника пары жидкости поступают в нижнюю часть колонны и двигаются навстречу исходной смеси, барботируя через нее и обогащаясь низкокипящим компонентом.

Выходя из колонны пары, попадают в дефлегматор и конденсируются. Дистиллят поступает в разделитель, где разделяется на два потока: одна часть в качестве флегмы возвращается в колонну и стекает по тарелкам вниз, обогащаясь при этом высококипящим компонентом, а другая часть поступает в холодильник, охлаждается и попадает в приемную емкость. По мере работы часть жидкости из куба отводится в холодильник и поступает в приемную емкость в качестве кубового остатка.

Технологическая схема установки для разделения смеси органических растворителей хлороформ - четыреххлористый угслерод представлена на рис. 2.1.



Рис. 2.1. Технологическая схема разделения смеси органических растворителей:

РЕ - расходная емкость; ЦН - центробежный насос; П - подогреватель; РК - ректификационная колонна; К - кипятильник; Д - дефлегматор; Р - разделитель; Х - холодильник; ПЕ - приемная емкость.

2.1 Выбор конструкционного материала и типа аппарата

Так как хлороформ и четыреххлористый углерод являются агрессивными веществами, то в качестве конструкционного материала для основных деталей одноходового теплообменного аппарата выбираем нержавеющую сталь 12Х18Н10Т ГОСТ 5632-72, которая является стойкой в сильно агрессивных средах до температуры 600 ⁰С [4 c.59].

Рабочая температура в колонне не выше 100 ⁰С, поэтому в качестве конструкционного материала для основных деталей аппарата выбираем нержавеющую сталь 12Х18Н10Т ГОСТ 5632-72, которая является стойкой в сильно агрессивных средах до температуры 600 ⁰С [ 4c.59 ]. которая используется для изготовления деталей химической аппаратуры при работе с неагрессивными средами при температурах от 10 до 200 ⁰С.

2.2 Технологический расчет теплообменного аппарата

Греющим агентом является насыщенный водяной пар. Параметры пара и конденсата определяем по термодинамическим таблицам насыщенного водяного пара [1, c.550].

Температура конденсации насыщенного водяного пара при давлении Р=0,12 МПа составляет t_к = 104,8 ⁰С.

Теплота конденсации пара (теплота парообразования) r = 2244 кДж/кг.

Плотность конденсата - 955 кг/м³, [1, c.537].

Вязкость конденсата - 0,26810^-3 Пас.

Коэффициент теплопроводности конденсата - 0,680 Вт/(мК).

Для противоточной схемы потоков расчет средней движущей силы проводят следующим образом.

t_{н 1} t _к1

Дt_б Дt_м

t _к2 t _н2

t_б = t_к - t_2н = 104,8 - 20 = 84,8 ⁰С.

t_м = t_к - t_2к= 104,8 - 80 = 24,8 ⁰С.

так как t_б/t_м = 84,8/24,8 = 3,4 > 2 то средняя разность температур:

Дt_ср = (Дt_б - Дt_м)/ln(Дt_б/Дt_м) = (84.8-24,8)/ln(84,8/24,8) = 48,8 ⁰С

Средняя температура смеси:

t_2ср = t_2к - t_cр = 104,8 - 48,8 = 56,0 ⁰С.

2.2.1 Теплофизические свойства

Теплофизические свойства растворителей находят по справочной литературе, т.к. исходная смесь состоит из двух компонентов, то для нее производят расчет теплофизических свойств на основании приведенных данных.

Свойства чистых растворителей при 56,0 ⁰С

Табл.2.1.

Свойства	CНС?3	СС?4
Плотность, кг/м3	1419	1525
Теплопроводность, Вт/мК	0,114	0,098
Вязкость, Пас	0,40410-3	0,61410-3
Теплоемкость Дж/кгК	1070	910

Температуры кипения и молекулярные массы разделяемых компонентов

Табл. 2.2.

Растворитель	Температура кипения, tкип, 0С	Молярная масса, М, кг/кмоль
CНС?3	61,2	119
СС?4	76,7	154

Мольная доля хлороформа в исходной смеси:

= (0,85/119)/[(0,85/119) + (0,15/154)] = 0,88

Молекулярная масса исходной смеси:

M_F = 0,88119 + 0,12154 = 123,2 кг/кмоль

Плотность смеси:

= 0,88/1419+0,12/1525 = 1431 кг/м³.

_см = 1431 кг/м³.

Вязкость смеси:

lg_см = x₁lg₁ + x₂lg₂ = 0,85lg0,404 + 0,15lg0,614 = 0,43010^-3 Пас

_см = 0,43010^-3 Пас

Теплопроводность смеси:

_см = ₁₁ + ₂₂ = 0,880,114+0,120,098 = 0,112 Вт/(мК)

Теплоемкость смеси:

С _см. = ₁с₁ + ₂с₂ = 0,851,07+0,120,91 = 1,050 Вт/(мК).

2.2.2 Тепловая нагрузка аппарата

Количество теплоты, подводимое к исходной смеси в теплообменном аппарате определяется из уравнения теплового баланса:

Q₁ = Q₂ + Q_пот, (2.1.)

где: Q_пот - потери теплоты в окружающую среду, для теплоизолированных аппаратов составляют 3 - 5% от подводимой в аппарате теплоты. т.е. 0,03 - 0,05 Q₁.

Q₂ - количество теплоты, подведенное к холодному теплоносителю, в нашем случае - исходному раствору, подаваемому на ректификационную колонну, рассчитывается по уравнению:

Q₂ = G₂c₂(t_2н - t_2к), (2.2.)

где G₂ - расход исходной смеси, кг/с; c₂ - теплоемкость исходной смеси, Дж/(кг К); t_2н и t_2к - соответственно начальная и конечная температуры исходной смеси, ⁰С.

После преобразования уравнение теплового баланса принимает вид:

Q₁ = 1,05G₂c₂(t_2н - t_2к),

где 1,05 - коэффициент, учитывающий потери в окружающую среду.

G₂ = 1413,3/3600 = 0,393 кг/с; Q₁ = 1,050,3931,05(80-20) = 26,0 кВт.

Расход греющего пара:

G₁ = Q/r = 26,0/2244 = 0,012 кг/с,

где r = 2244 кДж/кг - теплота конденсации пара при давлении 0,12 МПа.

2.2.3 Ориентировочный расчет теплообменного аппарата

Греющий пар конденсируется в межтрубном пространстве, а смесь движется по трубам. Принимаем ориентировочное значение критерия Рейнольдса Re_ор = 15000, соответствующее развитому турбулентному режиму движения жидкости, при котором обеспечиваются наилучшие условия теплообмена.

Число труб, приходящееся на один ход теплообменника:

n/z = G₂/0,785Re_орd_внм₂,

где: d_вн - внутренний диаметр труб, м.

Для труб 20Ч2 d_вн = 0,016 м

Отношение числа труб к числу ходов:

n/z = 0,393/0,785•15000•0,016•0,430•10^-3 = 5.

Принимаем также ориентировочное значение коэффициента теплопередачи К_ор = 200 Вт/м²•К [1c. 172], тогда ориентировочная поверхность теплообмена:

F_ор = Q/K_ор Дt_ср = 26,0•10³/200•48,8 = 2,5 м².

Принимаем теплообменник с близкой поверхностью теплообмена: одноходовой с диаметром кожуха 159 мм и 19 трубками 20Ч2 [2c.51].

2.2.4 Коэффициент теплоотдачи от теплопередающей стенки к раствору

Коэффициент теплоотдачи рассчитывают через тепловой критерий Нуссельта:

₂ = Nu₂₂/d_вн,

где Nu₂ - критерий Нуссельта.

Фактическое значение критерия Рейнольдса:

Re₂ = G₂/[0,785d_вн(n/z)₂ = 0,393/[0,7850,016190,43010^-3 = 3830.

Режим движения переходный, в этом случае [1 c.154] отношение:

Nu/[Pr^0,43(Pr/Pr_ст)^0,25 = 11,0

Критерий Прандтля

Pr = с/ = 1,050,430/0,112 = 4,03

Принимаем в первом приближении отношение (Pr₂/Pr_ст2)^0,25 = 1, тогда:

Nu = 11,0Pr^0,43 = 11,04,03^0,43 = 20,0.

Коэффициент теплоотдачи:

₂ = 200,112/0,016 = 140 Вт/м²К.

2.2.5 Коэффициент теплоотдачи от пара к стенке

Уравнение для расчета коэффициента теплоотдачи от пара:

,

где плотность конденсата - ₁ = 955 кг/м³, вязкость - ₁ = 0,26810^-3 Пас, теплопроводность ₁ = 0,680 Вт/(мК), [ 1c.537 ].

Теплофизические свойства конденсата взяты при температуре конденсации 104,8 ⁰С.

₁ = 3,780,680[955²0,02019/(0,26810^-30,012)]^1/3 =12232 Вт/(мК).

2.2.6 Тепловое сопротивление стенки

Тепловое сопротивление стенки рассчитывается по уравнению:

, (2.3.)

(/) = 0,002/17,5 + 1/5800 + 1/5800 = 4,610^-4 мК/Вт.

где _ст = 0,002 м - толщина стенки трубки; _ст = 17,5 Вт/мК - теплопроводность нержавеющей стали [1 c.529 ]; r₁ = r₂ = 1/5800 мК/Вт - тепловое сопротивление загрязнений стенок [1 c/531].

2.2.7 Расчет коэффициента теплопередачи

Коэффициент теплопередачи рассчитывается по формуле:

K = 1/(1/₁+(/)+1/₂) = 1/(1/12232+4,610^-4+1/140) = 130 Вт/м²К.

Температуры стенок со стороны пара и раствора

Температура стенки со стороны жидкости:

t_ст2 = t_ср2 + Кt_ср/₂ = 56,0 + 13048,8/140 =101,4 ⁰С.

Уточняем коэффициенты теплоотдачи.

Критерий Прандтля для смеси при

t_ст2 =101,4 Pr_ст2 = 2,1

_2ут = ₂(Pr₂/Pr_ст2)^0,25 = 140(4,03/2,1)^0,25 = 165 Вт/м²К.

Уточняем коэффициент теплопередачи:

K = 1/(1/12232+4,610^-4+1/165) = 155 Вт/м²К.

Температура стенки:

t_ст2 = 56,0 + 15548,8/165 =101,8 ⁰С.

Полученные значения близки к ранее принятым и дальнейших уточнений не требуется.

2.2.8 Поверхность теплообмена

Из уравнения массопередачи определяем поверхность теплообмена:

F = Q/Kt_ср = 26,010³/15548,8 = 3,44 м²

Выбираем теплообменник с ближайшей большей поверхность тепло

обмена: одноходовой горизонтальный теплообменник с длиной труб 3 м, у которого поверхность теплообмена составляет 3,5 м² [2 c.51].

2.3 Конструктивный расчет теплообменного аппарата

Толщина обечайки

Толщина обечайки рассчитывается по уравнению:

= DP/2 +C_к,

= 0,140,15/21380,8 + 0,001 = 0,002 м.

где D = 0,15 м - условный внутренний диаметр аппарата; P = 0,12 МПа - давление в аппарате; = 138 МН/м² - допускаемое напряжение для стали [2 c.76]; = 0,8 - коэффициент ослабления из-за сварного шва [2 c.77]; C_к = 0,001 м - поправка на коррозию.

Согласно рекомендациям [3 c.24] теплообменник изготовляется из труб диаметром 159 9, таким образом толщина обечайки = 9 мм.

Наибольшее распространение в химическом машиностроении получили эллиптические отбортованные днища по ГОСТ 6533 - 78 [3 c.25], толщина стенки днища ₁ = = 9 мм.

Днище и крышка аппарата

Эскиз днища (крышки) представлен на рис. 3.1.

Рисунок 2.2. Днище теплообменника

Выбор штуцеров

Диаметр штуцеров рассчитывается из уравнения расхода:

d = , (2.4.)

где G - массовый расход теплоносителя, кг/с; - плотность теплоносителя, кг/м³; w - скорость движения теплоносителя в штуцере.

Принимаем скорость жидкости в штуцере w = 1,0 м/с, скорость пара в штуцере 10 м/с, тогда диаметр штуцера для входа пара

d₁ = (0,012/0,785100,70)^0,5 = 0,047 м,

принимаем d₁ = 50 мм;

диаметр штуцера для выхода конденсата:

d₂ = (0,012/0,7851,0955)^0,5 = 0,004 м,

принимаем d₂ = 25 мм;

диаметр штуцера для входа и выхода раствора:

d_3,4 = (0,393/0,7851,01431)^0,5 = 0,019 м,

принимаем d_3,4 = 25 мм.

Все штуцера снабжаются плоскими приварными фланцами по ГОСТ 12820-80, конструкция и размеры которых приводятся в табл. 2.3.:

Рисунок 2.3. Фланец штуцера.

Таблица штуцеров

Табл. 2.3.

dусл	D	D2	D1	H	n	d
25	100	75	60	12	4	11
50	140	110	90	13	4	14
150	260	225	202	16	8	18

Выбор опор

Максимальная масса аппарата, заполненного водой:

G_max = G_a+G_в = 263 + 53 = 316 кг = 0,003 МН,

где G_a = 263 кг - масса аппарата [2 c.56], G_в - масса воды заполняющей аппарат.

G_в = 10000,7850,15²3 = 53 кг.

Так как аппарат установлен горизонтально принимаем, что он установлен на двух опорах, тогда нагрузка приходящаяся на одну опору:

G_оп = 0,003/2 = 0,0015 МН.

По литературе [4 c.673] выбираем опору с допускаемой нагрузкой 0,01МН.

Рисунок 2.4. Опора аппарата.

2.4 Гидравлический расчет и выбор насоса

Потери на гидравлические сопротивления

Скорость в трубах:

w_тр = G₂z/(0,785d_вн²n₂) = 0,3931/(0,7850,016²191431) = 0,07 м/с.

Коэффициент трения:

, (2.5.)

= 0,25{lg[(0,0125/3,7)+(6,81/3830)^0,9]}^-2 = 0,053.

где е = /d_вн = 0,2/16 = 0,0125 - относительная шероховатость; = 0,2 мм - абсолютная шероховатость.

Скорость раствора в штуцерах:

w_шт = G₂/(0,785d_шт²₂) = 0,393/(0,7850,025²1431) = 0,56 м/с

Гидравлическое сопротивление трубного пространства:

= 0,0533,010,07²1431/(0,0162) + [2,5(1 - 1)+21] 0,07²1431/2 + 30,56²1431/2 =

= 708 Па

Подбор насоса:

Объемный расход воды и напор, развиваемый насосом:

Q₂ = G₂/₂ = 0,393/1431 = 0,0003 м³/с,

Н = Р_тр/g + h = 708/14319,8 + 3 = 3,05 м.

По объемному расходу и напору выбираем центробежный насос Х2/25, для которого Q = 0,00042 м³ и Н = 25,0 м [ 2 c.38 ].

2.5 Технологический расчет ректификационной колонны

2.5.1 Материальный баланс

Производительность колонны по дистилляту и кубовому остатку

Температуры кипения и молекулярные массы разделяемых компонентов

Табл.2.4.

Компоненты смеси	Температура кипения, tк, 0С	Молярная масса, М, кг/кмоль
Хлороформ	61	119
Четыреххлористый углерод	77	154

Пересчет массовых долей в мольные:

Мольные доли исходной смеси, дистиллята и кубового остатка

= (0,85/119)/[(0,85/119) + (0,15/154)] = 0,88

= (0,90/119) / [(0,90/119) + (0,10/154)] = 0,92

= (0,60/119) / [(0,60/119) + (0,40/154)] = 0,66

Молекулярные массы исходной смеси, дистиллята и кубового остатка:

M_F = 0,88119+ 0,12154=123,2 кг/кмоль

M_р = 0,92119+ 0,08154=121,8 кг/кмоль

M_W = 0,66119+ 0,34154=130,9 кг/кмоль

Уравнение материального баланса:

F = P + W;

F _F = P + W ,

где _F, , - массовые доли низкокипящих компонентов, массовые доли; F = 1413,3/3600 = 0,393 кг/с - расход исходной смеси; Р - расход дистиллята, кг/с; W - расход кубового остатка, кг/с.

Из уравнения материального баланса определяем расход кубового остатка и дистиллята:

W = F( - )/( - ) = 0,393(0,90 - 0,85)/(0,90 - 0,60) = 0,065 кг/с

Р = F - W = 0,393 - 0,065 = 0,328 кг/с

2.5.2 Построение равновесной и рабочей линий на у - х - диаграмме

Мольная доля хлороформа в жидкости:

x = (P_общ - Р_вкк)/(Р_нкк - Р_вкк)

P_общ = 1,0 атм. = 760 мм рт.ст.-общее давление в системе; Р_вкк и Р_нкк-давление насыщеного пара высококипящего и низкокипящего компонентов при различных температурах, определяемые [2с820].

Мольная доля хлороформа в паровой фазе y = Р_нккх/Р_общ

Результаты расчетов составов газовой и жидкой фаз представлены в табл. 2.5.

Диаграмма у - х для системы хлороформ - четыреххлористый углерод.

Рисунок 2.5

Расчет равновесных концентраций

Табл. 2.5.

tоC	Pнкк	Pвкк	x=(Pобщ-Pвкк)/(Pнкк-Pвкк)	y = Pнккx/Робщ
	мм рт.ст.	мольн. доли
61 63 65 67 69 71 73 75 77	760 824 880 935 991 1057 1134 1211 1288	468 502 536 571 605 644 688 733 760	(760-468)/(760-468) = 1,0 (760-502)/(824-502)=0,801 (760-536)/(880-536)=0,651 (760-571)/(935-571)=0,519 (760-605)/(991-605)=0,402 (760-644)/(1057-644)=0,281 (760-688)/(1134-688)=0,161 (760-733)/(1211-733)=0,056 (760-760)/(1288-760)=0,0	760?1,000/760 = 1,0 824?0,801/760 = 0,868 880?0,651/760 = 0,754 935?0,519/760 = 0,639 991?0,402/760 = 0,524 1057?0,281/760 = 0,391 1134?0,161/760 = 0,240 1211?0,056/760 = 0,089 1288?0,000/760 = 0,000

2.5.3 Оптимальное флегмовое число

На основе компьютерного расчета получаем значение R = 1,44. Алгоритм расчета приведен ниже.

Уравнения рабочих линий:

верхняя часть

y = [R/(R+1)]x + x_p / (R+1) = 0,590x + 0,377

нижняя часть

y = [(R+f)/(R+1)]x - [(f - 1)/(R + 1)]x_W = 1,08x - 0,054

f = F/P = 0,393/0,328 = 1,20

В ходе работы использовалась программа Flegma 1на базе BASIC

Расчет псевдооптимального флегмового числа

Используется метод золотого сечения

Введите XW, XF, XP

0.66 0.88 0.92

Число точек равновесной линии 9

Введите координаты равновесной линии

0.000 0.000

0.056 0.089

0.161 0.240

0.281 0.391

0.402 0.524

0.519 0.639

0.651 0.754

0.801 0.868

1.000 1.000

Введем минимальное и максимальное значения флегмового числа и точность вычисления: 1.44 %14.39999961853027 0.00

F= 6.390279293060303 Z= 32.65048980712891

F= 4.499440670013428 Z= 24.67179489135742

F= 3.330838441848755 Z= 19.76235961914062

F= 2.608602285385132 Z= 16.74904441833496

F= 2.162235975265503 Z= 14.90422630310059

F= 1.886366367340088 Z= 13.77665996551514

F= 1.715869665145874 Z= 13.0783224105835

F= 1.610496759414673 Z= 12.64809799194336

F= 1.545372843742371 Z= 12.38333415985107

F= 1.505123972892761 Z= 12.2201976776123

F= 1.480248928070068 Z= 12.11957550048828

F= 1.464875221252441 Z= 12.05747985839844

F= 1.455373764038086 Z= 12.01912975311279

F= 1.449501514434814 Z= 11.99544334411621

F= 1.44587230682373 Z= 11.98080730438232

F= 1.443629264831543 Z= 11.97176456451416

F= 1.442243099212646 Z= 11.96617698669434

Оптимальное флегмовое число составляет F= 1.441814661026001

Z= 11.96444892883301

2.5.4 Массовый расход пара в верхней и нижней частях колонны

Средние концентрации паров и их температуры (по t-x, y диаграмме)

y_F = 0,90; y_p = 0,92; y_W = 0,66 (из y*- x диаграммы)

у_ср.в = 0,5(y_F + y_p) = 0,5(0,90 + 0,92) = 0,91 t_ср.в = 62 С

у_ср.н = 0,5(0,90 + 0,66) = 0,78 t_ср.н = 64 С

Средние молярные массы паров

М_ср.в = 0,91119+ 0,09154=122,2 кг/моль

М_ср.н = 0,78119+ 0,22154=126,7 кг/моль

Расход пара:

G_в = Р(R + 1)М_ср.в /М_р = 0,328(1,44+1)122,2/121,8 = 0,80 кг/с

G_н = Р(R + 1)М_ср.н /М_р = 0,328(1,44+1)126,7/121,8 = 0,83 кг/с

2.5.5 Массовые расходы жидкости в верхней и нижней частях колонны

Средние концентрации жидкости:

х_ср.в = (х_F + x_р) / 2 = (0,88 + 0,92)/2 = 0,90ед

х_ср.н = (0,88 + 0,66)/2 = 0,77

Средние молярные массы жидкости:

М_ср.в = 0,90119+ 0,10154=122,5 кг/кмоль

М_ср.н = 0,77119+ 0,23154=127,1 кг/кмоль

Расход жидкости:

L_в = PRM_cр.в / М_р = 0,3281,44122,5/121,8 = 0,48 кг/с

L_H =PRM_cр.н/М_р+FM_cр.н /М_F=0,3281,44127,1/121,8+0,393127,1/123,2 =0,90кг/с

t - х - у - диаграмма для системы хлороформ - четыреххлористый углерод.

Рисунок 2.6

По диаграмме t - x - y, находим температуры исходной смеси, дистиллята и кубового остатка: t_F = 68 ⁰C; t_p = 57 ⁰C: t_W = 76 ⁰C.

Плотности компонентов при этих температурах, кг/м³

Табл. 2.6.

Растворитель	62 0С	63 0С	67 0С
СНС?3	1408	1406	1401
CC?4	1512	1510	1501

Плотность жидкости и пара мало изменяются в рабочем интервале температур, поэтому в дальнейших расчетах используем значение плотности на питающей тарелке:

= 1/(0,85/1406+ 0,15/1510) = 1420 кг/м³

Плотность паров на питающей тарелке:

= 122,5273/[22,4(273+63)] = 4,44 кг/м³

М_пF = 0,90119 + 0,10154 = 122,5 кг/моль.

Скорость пара в колонне определяется по уравнению:

w_п = 0,84710^-4700[(1420 - 4,44)/4,44]^1/2 = 1,06 м/с

где С = 700 - при расстоянии между тарелками 400 мм [4c. 31].

2.6 Конструктивный расчет колонны

Диаметр колонны:

верхней части колонны

= [0,80/(4,440,7851,06)]^1/2 = 0,47 м

нижней части

= [0,83/(4,440,7851,06)]^1/2 = 0,47 м

Принимаем диаметр колонны 500 мм, тогда действительная скорость пара составит:

W_п = 1,06(0,47/0,5)² = 0,94 м/с

где: - диаметр верхней части колонны, м; - диаметр нижней части колонны, м; W_п -скорость пара, м/с.

Характеристики тарелок

Принимаем тарелки типа ТС (ОСТ 26-01-108-85) [ 4c.138 ]:

Диаметр тарелки - 500 мм;

Свободное сечение колонны - 0,196 м²;

Периметр слива - 0,40 м;

Сечение перелива - 0,10 м²;

Рабочее сечение тарелки - 0,41 м²;

Относительная площадь перелива - 3,6%;

Масса - 10,0 кг.

Расчет числа тарелок

Теоретическое число тарелок рассчитывают графическим методом, используя у - х - диаграмму для данной смеси органических растворителей.

Рисунок 2.7

Графическим методом находим общее число теоретических тарелок

n_т = 5,

нижняя часть - 4

верхняя часть - 1.

Средний коэффициент полезного действия (кпд) тарелки

Вязкость жидкости на питающей тарелке:

ln = хln_A + (1 - x)ln_B

где _А = 0,38 мПас - вязкость хлороформа.[512]; _В = 0,58 мПас - вязкость ССl₄. [512].

ln_ж = 0,88ln0,38 + (1 - 0,88)ln0,58

откуда = 0,40 мПас.

Коэффициент относительной летучести:

= Р_А/Р_В = 792/485 = 1,63

где Р_А = 792 мм рт.ст. - давление насыщенного пара хлороформа;

Р_В = 485мм рт.ст. - давление насыщенного пара ССl₄ [1c565].

Произведение = 1,630,40 = 0,65

По произведению = 0,65 находим к.п.д. тарелки =0,52 [1c323], тогда число тарелок

в верхней части колонны:

n_в = 4/0,52 = 8

в нижней части колонны:

n_н = 1/0,52 = 2

Высота колонны

Принимаем расстояние между тарелками Н_т = 400 мм, тогда высота нижней и верхней части составит:

Н_н = (N_н - 1)Н_т = (2 - 1)0,4 = 0,4 м

Н_в = (N_в - 1)Н_т = (8 - 1)0,4 = 2,8 м

Высота сепарационного пространства - 0,7 м [4c. 115]

Высота кубового пространства - 2,3 м

Высота опоры - 1,2 м

Общая высота колонны:

Н = 1,2 + 2,3 + 0,7 + 0,4 + 2,8 = 7,4 м.

2.7 Гидравлический расчет колонны

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки

Р_с = w_п² _п / (2²), (2.6.)

где = 0,10 - относительное свободное сечение тарелки [ 3c. 214 ]; = 1,5 - коэффициент сопротивления тарелки [3c.210].

Р_с = 1,50,94²4,44/(20,100²) = 294 Па.

Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения

= 0,5(_А + _В) = 0,5(0,019 + 0,017) = 0,018 Н/м

Р_б = 4/d_э =40,018/0,05 = 2 Па

где d_э = 0,05 м - диаметр отверстий.

Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя:

Р_сл = g_жh₀, (2.7.)

где h₀ -высота светлого слоя жидкости на тарелке:

h₀ = 0,787q^0,2h_п^0,56w_Т^m[1 - 0,31exp(- 0,11)](_ж/_и)^0,09, (2.8.)

где q = L/П - удельный расход жидкости; П = 0,40 м - периметр сливного устройства [3c. 214]; h_П = 0,04 м - высота сливного порога; w_т = w_пS_к/S_т - скорость пара отнесенная к рабочей площади тарелки; _в = 0,059 Н/м - поверхностное натяжение воды [1c. 537]; m - показатель степени m = 0,05 - 4,6h_п = 0,05 - 4,60,04 = -0,134.

нижняя часть:

h_он = 0,787[0,90/(14200,40)]^0,20,04^0,56(0,940,196/0,089) ^{- 0,134}

[1 - 0,31exp(- 0,110,40)](0,018/0,059)^0,09 = 0,027 м

верхняя часть:

h_ов = 0,787[0,48/(14200,40)]^0,20,04^0,56(0,940,196/0,089) ^{- 0,134}

[1 - 0,31exp(- 0,110,44)](0,018/0,059)^0,09 = 0,023 м

Р_н.сл =14209,80,027 = 376 Па

Р_в.сл =14209,80,023 = 320 Па

Полное сопротивление тарелки

Р = Р_с + Р + Р_сл

Р_н =294 + 2 + 376 = 672 Па

Р_в = 294 + 2 + 320 = 616 Па

Суммарное гидравлическое сопротивление рабочей части колонны:

Р_к = 6728 + 6162 = 6608 Па.

2.8 Тепловой расчет

2.8.1 Расчет дефлегматора

Количество теплоты, отводимой в дефлегматоре:

Q_д = Р(1 + R)r_р = 0,328(1+1,44)243 = 195 кВт

где r_р - теплота конденсации флегмы, Дж/кг; Q_д - расход теплоты отдаваемой воде в дифлегматоре, Вт.

Теплота конденсации (парообразования):

r_р = r_A + (1 - )r_в = 0,90248 + (1 - 0,90)202 = 243 кДж/кг

где r_A = 248 кДж/кг -теплота конденсации хлороформа; r_в = 202 кДж/кг - теплота конденсации четыреххлористого углерода.

В качестве охлаждаемого агента принимаем воду с начальной температурой 20 ⁰С, и конечной 30 ⁰С, средняя разность температур составит:

t_б = 62 - 20 = 42 ⁰С;

t_м = 62 - 30 = 32 ⁰С.

Средняя разность температур:

t_cр = (t_б + t_м) / 2 = (42 + 32) / 2 = 37,0 ⁰С.

Ориентировочная поверхность теплообмена:

F = Q / (Kt_ср) = 19510³/(40037,0) = 13 м²,

где К - ориентировочное значение коэффициента теплопередачи [ 3c.47 ]: К = 400 Вт/(м²К), F- поверхность теплообмена, м².

Принимаем стандартный кожухотрубный конденсатор с диаметром кожуха 325 мм и длиной труб 3 м, для которого поверхность теплообмена равна 14,5 м² [3c. 51].

Расход охлаждающей воды:

G_в = Q_д / [с_в(t_вк - t_вн)] = 195/[4,19(30 - 20)] = 4,7 кг/с

2.8.2 Расчет куба - испарителя

Расход теплоты на нагрев кубового остатка:

Q_к = 1,03(Q_д + Рс_рt_р + Wc_wt_w - Fc_Ft_F)

Q_к = 1,03(195 + 0,3280,8962 + 0,0650,8568 - 0,3930,8763) = 201 кВт

где с_р = 0,89 кДж/(кгК) - теплоемкость дистиллята [ 1c. 562 ]; с_w = 0,85 кДж/(кгК) - теплоемкость кубового остатка [ 1c. 562 ]; с_F = 0,87 кДж/(кгК) - теплоемкость исходной смеси [ 1c. 562 ]; 1,03 - коэффициент учитывающий потери в окружающую среду.

Расход греющего пара:

Принимаем пар с давлением 0,3 МПа, для которого теплота конденсации

r = 2171 кДж/кг [1c. 550], тогда:

G_п = Q_к/r = 201/2171 = 0,09 кг/c

Средняя разность температур в кубе испарителе

t_ср = t_п - t_w = 133 - 68 = 65 C

Ориентировочное значение коэффициента теплопередачи [ 3c. 47 ] К = 300 Вт/(м²К), тогда требуемая поверхность теплообмена.

Поверхность теплообмена:

F = Q / (Kt_ср) = 20110³/(30065) = 10,3 м²

Принимаем стандартный кожухотрубчатый теплообменник с диаметром кожуха 325 мм и длиной труб 2 м, для которого поверхность теплообмена равна 11 м².

2.9 Выбор комплектующих деталей

Обечайка

Корпус колонны диаметром до 1000 мм изготовляют из отдельных царг, соединяемых между собой с помощью фланцев.

Толщина обечайки:

S > pD/(2[] - p) + c

S > 0,10,5/(21380,8 - 0,1) + 0,001 = 0,003 м

где [] = 138 МПа - допускаемое напряжение для стали [ 3c.394 ]; = 0,8 - коэффициент ослабления сварного шва; с = 0,001 мм - поправка на коррозию [3с394].

Днища

Согласно рекомендациям [2c211] принимаем толщину обечайки s=6 мм. Наибольшее распространение в химическом машиностроении получили эллиптические отбортованные днища по ГОСТ 6533 - 78 [ 2,c25 ] Толщину стенки днища принимаем равной толщине стенки обечайки s_д = s = 6 мм.



Рисунок 2.8 Днище колоны.

Характеристика днища:

h = 25 мм - высота борта днища;

Масса днища m_д = 11 кг.

Объем днища V_д = 0,046 м³.

Приварные фланцы

Соединение обечайки с днищами осуществляется с помощью плоских приварных фланцев по ОСТ 26-428-79 [ 2,c36 ].

Рисунок 2.9. Фланец.

Штуцера

Подсоединение трубопроводов к аппарату осуществляется с помощью штуцеров. Диаметр штуцеров



где w_шт - скорость среды в штуцере.

Принимаем скорость жидкости w_шт=1 м/с, газовой смеси w_шт=25 м/с

Штуцер для входа исходной смеси:

d_1,2 = (0,393/0,78511420)^0,5 = 0,019 м

принимаем d₁ = d₂ = 25 мм.

Штуцер для входа флегмы:

d₃ = (1,440,328/0,78511420)^0,5 = 0,021 м

принимаем d₃ = 25 мм.

Штуцер для выхода кубового остатка:

d₃ = (0,065/0,78511420)^0,5 = 0,008 м

принимаем d₄ = 25 мм.

Штуцер для выхода паров:

d₃ = (0,80/0,785254,44)^0,5 = 0,096 м

принимаем d₅ = 100 мм.

Штуцер для входа паров:

d₆ = (0,83/0,785254,44)^0,5 = 0,098 м

принимаем d₄ = 100 мм.

Плоские приварные фланцы

Все штуцера должны быть снабжены плоскими приварными фланцами по ГОСТ 12820-80. Конструкция фланца приводится на рисунке, а размеры в табл. 2.7.

Табл. 2.7.

dусл	D	D2	D1	h	n	d
25	100	75	60	12	4	11
100	205	170	148	14	4	18



Рис. 2.10. Фланец штуцера.

Расчет опор

Аппараты вертикального типа с соотношением Н/D > 5, размещаемые на открытых площадках, оснащают так называемыми юбочными цилиндрическими опорами, конструкция которых приводится на рис. 3.11.

Рисунок 2.11 Опора юбочная.

Ориентировочная масса аппарата:

Масса обечайки:

m_об = 0,785(D_н²-D_вн²)Н_обс

m_об = 0,785(0,512²-0,5²)7,4·7900 = 557 кг

где D_н = 0,512 м - наружный диаметр колонны; D_вн = 0,5 м - внутренний диаметр колонны; Н_об = 7,4 м - высота цилиндрической части колонны; с = 7900 кг/м³ - плотность стали.

Масса тарелок:

m_т = mn = 10·10 = 100 кг

m = 10,0 кг - масса одной тарелки.

Общая масса колонны:

Принимаем, что масса вспомогательных устройств (штуцеров, измерительных приборов, люков и т.д.) составляет 10% от основной массы колонны, тогда:

m_к = m_об + m_т + 2m_д = 1,1(557 + 100+2·11) = 747 кг

Масса колонны заполненной водой при гидроиспытании:

Масса воды при гидроиспытании

m_в = 1000(0,785D²H_ц.об + 2V_д) = 1000(0,785·0,5²·7,4 + 2·0,046) = 1498 кг

Максимальный вес колонны:

m_max = m_к + m_в = 747 + 1498 = 2245 кг = 0,022 МН

Принимаем внутренний диаметр опорного кольца D₁ = 0.46 м, наружный диаметр опорного кольца D₂ = 0,6 м.

Площадь опорного кольца

А = 0,785(D₂² - D₁²) = 0,785(0,60² - 0,46²) = 0,12 м²

Удельная нагрузка опоры на фундамент

= Q/A = 0,022/0,12 = 0,18 МПа < [] = 15 МПа - для бетонного фундамента.

Выводы

На основе материального расчета рассчитаны материальные потоки в колонне и определен диаметр ректификационной колонны - 500 мм. Найдено оптимальное флегмовое число R = 1,44. Рассчитано действительное число тарелок: 2 в верхней и 8 в нижней части колонны. На основе теплового расчета выбран дефлегматор (диаметр кожуха 325 мм, длина труб 3 м, поверхность теплообмена 14,5 м²) и испаритель (диаметр кожуха 325 мм, длина труб 2, поверхность теплообмена 11 м²) определен расход охлаждающей воды и греющего пара. Проведен конструктивный расчет и подобраны нормализованные конструктивные элементы. Так же был рассчитан и подобран подогреватель для данной технологической ветки со следующими параметрами: одноходовой теплообменник с длиной труб 3 м, у которого поверхность теплообмена составляет 3,5 м² также к нему рассчитан центробежный насос Х2/25, для которого Q = 0,00042 м³ и Н = 25,0 м.

теплообменный химический аппарат ретификационный

Литература

1. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов. - Л.:Химия,1987, 576 с.

2. Разработка конструкции химического аппарата и его графической модели. Методические указания. - Иваново, 2004.

3. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю.И.Дытнерского. - М.:Химия, 1983. 272 с.

4. Расчет и проектирование массообменных аппаратов. Учебное пособие. Лебедев В.Я. и др. - Иваново, 1994.

5. Использование программ Flegma 1на базе BASIC.

6. Разработка конструкции химического аппарата и его графической мо дели. Методические указания. - Иваново, 2004.

7.Лащинский А.А., Толчинский А.Р. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры - Л. «Машиностроение», 1975.

8. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Учеб. пособие для вузов. Под ред. Чл.-корр. АН России П.Г. Романкова - 11-е изд., стериотипное. Перепечатка с изд. 1987 г. -М.: Рус Медиа Консалт, 2004. 576с.

9. Шадрина Е.М., Волкова Г.В. Введение в курс «Теоретические основы энерго- и ресурсосбережения»// Метод. указания. Под ред. В.Я. Лебедева Иван. гос. хим.-технол. ун-т. Иваново, 2005. 32с.

10. Вукалович М.П. Термодинамические свойства воды и водяного пара: Учеб. пособие для вузов. - 5-е изд. -М.: Машгиз, 1955. 90с.

11 Ривкин С.Л., Александров А.А. Термодинамические свойства воды и водяного пара: Справочник.2-е изд. перераб. и доп. М.: Энергоатомиздат, 1984. 80с.

12. Сажин Б.С., Булеков А.П. Эксергетический анализ тепло-массообменых процессов химической технологии. - М. МТИ им. А.Н. Косыгина, 1988. 78с.

13. Технологический регламент цеха №57 по производству гранулированной аммиачной селитры Кирово-Чепецкого химического комбината.

14. Кручинин М.И., Шадрина Е.М. Техническая термодинамика и энерготехнология химических производств, Иваново, 2005.

15. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии/ под редакцией П.Г. Романкова, изд. 10-е, переработанное и дополненное. - Л.: Химия, 1987.

16. Справочник азотчика/ под общей редакцией Е.Я. мельникова, издание 2-е, переработанное. - М.: Химия, 1987.

17. Овчинников Л.Н., Гусев Е.В. Расчет и проектирование выпарных установок . - Иваново, 1999.

18. Дытнерский Ю.И., Борисов Г.С., Брыков В.П. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ под редакцией Ю.И. Дытнерского , 2-е изд., перераб. и дополн. - М.: Химия, 2004. - 496с.

19. Тананайко Ю.М., Воронцов Е.Г. Методы расчета и исследования пленочных процессов. - Киев: Изд-во «Техника», 1975

20. Лебедев В.Я., Барулин Е.П., Веренина Т.М. Расчет и проектирование теплоиспользующего оборудования. - Иваново, 1992.

21. Плановский А.Н., Николаев П.И. Процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии. - 2-е изд. - М.: Химия, 1972.

22. Справочник химика. - Т.5. - М., Л.: Химия, 1968.

23. Справочник сталей и сплавов/ под редакцией В.Г.Сорокина. - М.: Машиностроение, 1989

24. Конструкторские библиотеки Компас 3D-V7.

25. Лебедев В.Я, Барулин Е.П., Веренина Т.М., Новиков Ю.А. - Расчет и проектирование массообменных аппаратов. - Иваново, 1994.

26. Лебедев В.Я, Барулин Е.П. Сушилка с псевдосжиженным слоем зернистого материала. - Иваново, 1989.

27. Казакова Е.А. Гранулирование и охлаждение в аппаратах с кипящим слоем. - М.: Химия, 1973.

28. Миниович М.А. Производство аммиачной селитры. - М., 1973

29. Производство аммиачной селитры в агрегатах большой мощности/ под редакцией В.М. Олевского. - М.: Химия, 1990

30. Лебедев В.Я., Барулин Е.П. Расчеты гидромеханических процессов и аппаратов химической технологии. - Иваново, 1991.

31. Методические указания к выполнению раздела “Охрана труда и окружающей среды” в дипломных проектах студентов технологических специальностей, - под редакцией Шарнина В.А., Иваново, 2002.

32. Охрана труда в химической промышленности - Г.В. Макаров, М., Химия, 1989, -496 с.

...