Ректификационная колонна УГНТУ

Размещено на http://www.allbest.ru/

Министерство образования и науки Российской Федерации

Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение

высшего образования

«Уфимский государственный нефтяной технический университет»

Кафедра «Оборудование нефтехимических заводов»

Курсовая работа

По дисциплине «Процессы и аппараты химической технологии»



Содержание

Введение

1. Технологическая схема ректификационной установки и ее описание

2. Технологический расчет ректификационной колонны

2.1 Материальный баланс

2.2 Определение давления и температуры в колонне

2.3 Построение диаграмм фазового равновесия и кривых изобар

2.4 Температура ввода сырья

2.5 Расчет теоретических тарелок

3. Расчет геометрических размеров аппарата

3.1 Определение диаметра колонны

3.2 Расчет высоты колонны

3.3 Расчет диаметров штуцеров

4. Расчет гидравлического сопротивления ситчатой тарелки

5. Тепловой баланс

6. Расчет и подбор вспомогательного оборудования

7. Выбор конструкционного материала

Заключение

Список использованной литературы



Введение

Ректификация - процесс разделения гомогенных смесей летучих жидкостей путём двустороннего массообмена и теплообмена между неравновесными жидкой и паровой фазами, имеющими различную температуру и движущимися противоположно друг другу.

Разделение осуществляется обычно в колонных аппаратах при многократном или непрерывном контакте фаз. При каждом контакте из жидкости испаряется преимущественно низкокипящий компонент, которым обогащаются пары, а из паровой конденсируется преимущественно высококипящий компонент, переходящий в жидкость. Обмен компонентами между фазами позволяет получить, в конечном счете, пары представляющие собой почти чистый низкокипящий компонент. Эти пары, выходящие из верхней части колоны, после их конденсации в отдельном аппарате дают дистиллят (верхний продукт) и флегму - жидкость, возвращающую для орошения колоны и взаимодействия с поднимающимися в колоне парами. Снизу удаляется жидкость представляющая собой почти чистый высококипящий компонент - кубовый остаток (нижний продукт). Часть остатка испаряют в нижней части колоны для получения восходящего потока пара.

Ректификация известна с начала девятнадцатого века, как один из важнейших технологических процессов главным образом спиртовой и нефтяной промышленности. В настоящее время ректификацию всё шире применяют в самых различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьма важное значение (в производных органического синтеза, изотопов, полупроводников и различных других веществ высокой чистоты).



1. Технологическая схема ректификационной установки и ее описание

Рис. 1.

Исходную смесь из емкости 1 центробежным насосом подают в теплообменник 2 , где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 3 , где состав жидкости равен составу исходной смеси xF . Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают флегмой, получаемой в дефлегматоре 5 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в емкость 8 . Из кубовой части колонны насосом непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в емкость 9 .

2. Технологический расчет ректификационной колонны

2.1 Материальный баланс

Имея исходные данные:

- количество поступающей на ректификацию смеси F= 16000 кг/ч

- концентрация НКК в сырье XF = 0.55

- концентрация НКК в дистилляте УД = 0.95

- концентрация НКК в остатке Xw = 0.03

- доля отгона сырья e = 0.38

- температура верха колоны tв = 60

- кратность парового орошения к = 1.48

Обозначим:

F, D, W - массовый расход соответственно исходной смеси (сырья), дистиллята и остатка, кг/ч;

XF; УД; Xw - концентрация НКК соответственно в сырье, дистилляте и остатке.

Материального баланса по внешним потокам: F = D + W (1.1)

Материальный баланс по низкокипящему компоненту:

F·x_F = D· y_D + W·x_W, (1.2)

Материальный баланс по высококипящему компоненту:

(1.3)

F* XF = 8800 кг/ч НКК в сырье

D = 9043.5 кг/ч дистиллята в сырье

W = 6956.5 кг/ч остатка в сырье

В итоге уравнение материального баланса по внешним потокам принимает вид: 16000 = 9043.5+6956.5 кг/ч

Материальный баланс по НКК: F·x_F = D'·y_D + W·x_W (1.6)

16000 · 0.55 = 9043.5 · 0.95+6956.5 · 0.03

Подставляем имеющиеся данные получаем материальный баланс:

Результаты расчета материального баланса ректификационной колонны сводятся в таблицу:

Компоненты бинарной смеси	Приход	Расход
	с сырьем	с дистиллятом	с остатком
	состав xF=0.55 масс.д.	F*хw,F Кг/ч	состав уд,D масс.д.	D*уi,D кг/ч	состав хf,w, масс.д.	W*хw,w, кг/ч
НКК ВКК Итого	0.55 0.45 1.00	8800 7200 16000	0.95 0.03 1.00	8591,3 208.7 8800	0.03 0.95 1.00	208,7 6991.3 7200



2.2 Определение давления и температуры в колонне

Давление и температура являются основными параметрами технологического режима в ректификационной колонне. Чем выше принимаемое давление, тем больше должна быть и температура в колонне, так как с повышением давления увеличиваются температуры кипения и конденсации разделяемых смесей.

Исходя из данных таблицы 8 давления насыщенного пара углеводородов:

н-пектан при t 60 °C давление P1=0.212 Мпа

н-гексан при t 60 °C давление P2=0.076 Мпа

Давление в колонне определяется по уравнению: (1.8)

произведем расчет давления верха колонны Пв по по уравнению изотермы паровой фазы, записанному в виде:

(1.9)

где - давление насыщенных паров соответственно НКК и ВКК при температуре верха колонны ;

- абсолютное давление низа колонны, определяемое с учетом гидравлического сопротивления тарелок

Пв=

Исходя из результатов давления верха колонны давление низа:

(2.0)

Пн 0.2146=0.1946+0.02

Пср 0.2046 = МПа

Определяем температурный диапазон при каждого компонента.

Рассчитывается по уравнению Антуана (расчеты будут более точными, их будем использовать при расчетах)

, (2.1)

где - константы, зависящие от свойств вещества, значения которых приведены в таблице 9 приложения А и в справочной литературе .

Смесь	А	В	С	t температура
Н-пентан (НКК)	3.99297	1075.816	233.359	58.818402
Н-гексан (ВКК)	3.99695	1171.53	224.366	93.462513

Найденный графическим путем температурный интервал двухфазного состояния системы разбивается на 8 точек, в которых определяются равновесные мольные составы жидкой и паровой фаз по уравнениям

; (2.2)

Найденные результаты в приложении к курсовой работе определенные по вычислительной программе.

2.3 Построение диаграмм фазового равновесия и кривых изобар

В случае ректификации бинарных смесей для расчёта числа теоретических тарелок широко используется графический метод, известный в литературе как метод Мак - Кеба и Тиле (диаграмма y - x). Диаграмма кривых изобар позволяет легко определить температуры внешних потоков ректификационной колонны.

Кривые равновесия и изобары строятся в пределах температур кипения низкокипящего и высококипящего компонентов при принятом давлении в колонне.

По полученным массовым составам равновесных фаз системы строится изобарная диаграмма равновесия в системе координат , и кривая равновесия .

2.4 Температура ввода сырья.

Температура ввода сырья определяется графическим методом, с помощью изобарной диаграммы

Так как согласно исходным данным, нам известно, что x_F=0,55. Отобразим х_F на изобарной диаграмме проведя вверх перпендикуляр. Так же нам известно, что е=0,38. Следовательно точку F получим при соблюдения соотношения (2.3).

Опустив перпендикуляр от G_c и q_c получим у_с=0,67 и х_с=0,465. Температура в данной точке и будет являться температурой ввода сырья

Так же отобразим на изобарной диаграмме y_D = 0,95 и x_W=0,03 и проводим перпендикулярную линию вверх, до пересечения x_W с изобарой жидкой фазы, а y_D. с изобарой паровой фазы. Таким образом получаем температуру низа колонны и температуру верха колонны.



2.5 Расчет теоретических тарелок

Для начала на диаграмме концентраций отметим положение рабочих линий.

1) На оси х и у отметим у_D и проведем перпендикуляры до их пересечения. Ставим точку D (y_D; y_D).

2) На оси х и у отметим x_W и проведем перпендикуляры до их пересечения. Ставим точку W (x_W; x_W).

3) На оси х и у отметим x_F и проведем перпендикуляры до их пересечения. Ставим точку F (х_F; х_F).

4) Принимаем у=0, то х= х_F / (1-е)=0,55/(1-0,38)=0,88. Получаем точку E (0,88; 0).

5) Соединяем точку E и F и ведем линию до пересечения с изобарой концентрации. Получаем точку F^* (0,7; 0,465)

6) Соединяем точки W и F^* и ведем линию до пересечения внешнего квадрата. Получаем точку С_MIN (0,665; 1,0)

теперь зная С_min найдем П_min из формулы (2.5)

(2.4)

(2.5)

Зная кратность парового орошения к=1.48, из исходных данных, найдем П

(2.6)

П=1,89 *1,48=2.8

Получаем точку С (0,745; 1,0)

Соединяем точку С с точкой W. Получаем линию рабочего режима ректификационной колонны.

6) Точку пересечении отрезков CW и EF^* соединяем с точкой Д и ведем линию до оси у. Получаем точку B (0,0; 0,33).

7) От точки F^* проводим горизонталь до линии BD. Ставим точку m (0,56; 0,7)

8) От точки F^* проводим вертикаль до линии СW. Ставим точку n (0,465; 0,62)

Соединив точки n, F^* , m - получим треугольник питания

9) Из точки D (0,95; 0,95) проводим влево горизонталь до кривой равновесия. Далее от этой точки опускаем вниз вертикаль, до линии BD. Получаем первую тарелку.

Продолжаем до треугольника питания отпуская вертикальную от кривой равновесия до отрезка n-m. После него проводим влево горизонталь до кривой равновесия, а вертикаль уже ведем до линии СW.

Таким образом получаем:

Следовательно всего тарелок 13 шт. при рабочем режиме колонны.

При режиме полного орошения построение производится аналогично до линии WD.

Таким образом получаем: =8

Число тарелок при полном орошении можно определить по уравнению Фенске

. (2.7)

Усредненное значение коэффициента относительной летучести компонентов определяется по выражению

, (2.8)

где - коэффициент относительной летучести компонентов, соответствующий температуре ; ; (2.9)

- коэффициент относительной летучести компонентов, соответствующий температуре ; . (3.0)



3. Расчет геометрических размеров аппарата.

3.1 Определение диаметра колонны.

Диаметр колонны определяется по выражению:

(3.1)

где

- объемный расход паров в наиболее нагруженном сечении колонны, м³/с;

G - массовый расход паров в том же сечении, кг/с;

W, - соответственно линейная (м/с) и массовая () допустимые скорости паров в рассчитываемом сечении колонны.

Найдем наиболее нагруженное сечение. Массовый расход паров в верхнем сечении колонны рассчитывается по уравнению материального баланса для данного сечения

кг/ч (3.2)

Для нижнего сечения колонны массовый расход пара

, кг/ч. (3.3)

Дальнейший расчет ведется по большему из полученных значений расхода паров, то есть

Объемный расход пара определяется по выражению

(3.3)

где

М - мольная масса смеси, кг/моль;

Т, - соответственно температура (К) и давление (МПа) в рассчитываемом сечении колонны;

, - температура ( = 273 К) и давление ( = 0,1 МПа) при нормальных условиях;

z - коэффициент сжимаемости. При 0,5 МПа Z = 1.

Мольная масса смеси определяется, как

(3.4)

Где согласно таблице 5

М₁- Мольная масса н-пентан 72 кг/к моль (НКК)

М₂- Мольная масса н-гексан 86 кг/к моль (ВКК)

Линейная скорость определяется по выражению:

(3.5)

где

С - коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелки, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости;

- плотность пара и жидкости соответственно, кг/м³.

Для определения допустимой линейной скорости, нам необходимо найти коэффициент С при коэффициенте натяжения н-пентан . при температуре 58,8⁰С

Примем h =0,5, тогда С=575 м/с

1 - при Н/м; 2 - при Н/м

Рисунок 3.3 - Значение коэффициента С при различных величинах поверхностного натяжения

Плотность паровой фазы при данной температуре Т рассчитывается по уравнению



(3.6)

ректификационная колонна температура равновесие

Плотность жидкости при температуре Т определяется по формуле

, (3.7)

где

- произвольная начальная температура (обычно 273 или 293 К);

- плотность смеси при температуре , зависящая от плотности индивидуальных компонентов

а - средняя температурная поправка плотности на один градус в пределах температур от до Т, (г/см³),

для бинарной системы

(3.8)

х_Д - определяем по изобарной диаграмме.

Отмечаем у_Д и введем перпендикуляр до пересечения с паровой фазы. После, от этой точки, введем горизонталь до пересечения с жидкой фазы - это и будет х_Д =0,875

(3.9)

Определим диаметр колонны по выражению:

(4.0)

Принимаем по ГОСТ 9617-61 - 3400 мм.

В связи с корректировкой колонны под ГОСТ проводим уточнения

значения щq по выражению щут=

3.2. Расчет высоты колонны

Рабочая высота колонны рассчитывается по выражению

, (4.1)

где - число теоретических тарелок в концентрационной и отгонной секциях;

- эффективность (к.п.д.) тарелки, принимаем 75%;

h - расстояние между тарелками; h = 0,3 … 0,7 м (D < 6 м, h = 450-600 мм), принимаем 0,5 м;

- расстояние между верхним днищем и верхней тарелкой; = 1,0…1,3 м, принимаем 1,0 м;

- расстояние между тарелками в эвапарационном пространстве (высота зоны питания); = 1,0 … 1,5 м, принимаем 1,0 м;

- расстояние между нижним днищем и нижней тарелкой; = 1,0…1,5 м, принимаем 1,3 м.

Рисунок 3.4 - Схема для расчета рабочей высоты колонны

Таким образом, общая высота колонны:

Примем H=11м.



3.3 Расчет диаметров штуцеров

Схема штуцеров

1. Расчет диаметра штуцера для ввода холодного орошения штуцер 1

жидкости движущиеся самотеком табл.7.

Принимаем:

м³/ч

Примем

2. Расчет диаметра штуцера для вывода паров дистиллята и орошения штуцер 2



(4.3)

(4.4)

Насыщенные углеводородные и другие пары при абсолютном давлении (МПа) 0.2046 соответственно:

. Примем

Примем

3. Расчет диаметра штуцера для ввода в колонну паров из кипятильника штуцер 3

(4.5)

(4.6)

.[табл.7]. Примем

Примем

4. Расчет диаметра штуцера для вывода жидкости из колонны, штуцер 4

(4.7)

м³/ч (4.8)

кг/ч

(4.9)

при температуре низа колонны, t=93.46 С

. табл.7. Примем

Примем

5. Расчет диаметра штуцера для ввода сырья штуцер 5

(5.0)

(5.1)

при температуре ввода сырья, t_f=72,2 С⁰

(5.2)

Согласно допустимым значениям скорости в нагнетательном трубопроводе

1.0 - 3.0 м/с, табл.7.

м

Принимаем



4. Расчет гидравлического сопротивления ситчатой тарелки

Тип тарелки -ТС-Р;

Диаметр колонны, мм - 3400;

Рабочая площадь тарелки, м² - 8.308;

Площадь перелива, м² - 0,376;

Периметр слива, м- 1,905;

Диаметр отверстия принимаем, мм - 4;

Шаг между отверстиями составит 8-15; принимаем 10

Относительное свободное сечение тарелки, % - 16.3-4.61, принимаем 10,0%

Гидравлическое сопротивление тарелки

?р=?р_сух+?р_о+?р_{пж (5.3)}

где:

?р_сух = о?щ²_0/2?р_n (5.4)

Для ситчатой тарелки со свободным сечением отверстий от 7-10% о = 1,82

Скорость пара в отверстиях

щ₀= (5.5)

щ₀=

?р_сух=1,82*4.9²/2*5.35=116.844 Па

Сопротивление обусловленное силами поверхности натяжения

?р_о = 4Х/d_{0 (5.6)}

?р_о= (4*12,5*10^-3)/(0.004)=12.5 Па

где поверхностное натяжение жидкости при температуре 58,8⁰С

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке

?р_nж = 1,3h_nжжgk (5.7)

Высота парожидкостного слоя определяется

h_nж = h_n+?h (5.8)

где: h_n= 40 мм - принимаем

?h = (5.9)

где: V- объемный расход жидкости

?h =

h_nж= 0,04+0,00436 = 0,04436 м

?р_nж = 1,3*0,04436*592.41*9,81*0,5 =167.57 Па

Гидравлическое сопротивление для одной тарелки

?р_I = 116.844 +12.5 +167.57 =296.9 Па

Общее гидравлическое сопротивление всех тарелок

?р = ?р_I*N (6.0)

?р=296.914*17 = 5047,5 Па

Проверяем, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h = 0,5 м необходимое для нормальной работы тарелок условие

h> 1,8 (6.1)

1.8

0,5> 0,091

Следовательно вышеуказанное условие соблюдается

Проверим равномерность работы тарелок - рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях щ_0миндостаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями :

щ_0мин = 0,67 (6.2)

щ_0мин= 0,67

Рассчитанная скорость щ_0мин = 3.44 м/с.



5. Тепловой баланс

Тепловой баланс колонны (без учета тепло потерь) включает:

- статьи прихода - тепло вносимое сырьем и через кипятильник ,

- статьи расхода - тепло выносимое дистиллятом , остатком и через конденсатор

(6.3)

То есть:

(6.4)

Где,

Q_F - тепло вносимое сырьем

Q_В - тепло кипятильника

Q_Д - тепло отводимое с дистиллята

Q_W - тепло отводимое с остатком

Q_d - тепло в дефлегматоре

(6.5)

1) Количество теплоты, отдаваемое конденсирующимся паром охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, вычисляется по уравнению:

; (6.6)



где,

; (6.7)

где удельная теплота конденсации (парообразования);

r1= н пентан при t верха 92 С° =306 кДж/кг

r2= н гексан при t верха 92 С° = 318 кДж/кг

;

Qd=2183

2) Тепловой поток в паровом подогревателе исходной смеси:

Для расчета энтальпии жидкой фазы используем выражение:

Компоненты бинарной смеси	Состав XiF	Энтальпия	hFi*xi
Н-пентан-НКК	0.55	171.5	94.3
Н-гексан-ВКК	0.45	166.8	75
Итого	1	288.3	169.3



QF=752.23

3) Тепловой поток в дистилляте.:

Теплоемкость бинарной смеси в дистилляте определим по выражению

кВт

Qд=394

4) Тепловой поток , получаемый в кубе-испарителе от греющего пара, находится по уравнению:

Для расчета энтальпии жидкой фазы используем выражение:

Компоненты бинарной смеси	Состав Xiw	Энтальпия	hWi*xi
Н-пентан	0.03	225.8	6.77
Н-гексан	0.97	219.3	212.72
Итого	1	445.1	219.5

Qw=424

Материальный баланс колонны принял следующий вид:

QВ=Qd+ Qд+ Qw - QF

2248.77=2183+394+424-752.23

752.23+2248.77=2183+394+424.



6. Расчет и подбор вспомогательного оборудования

1) конденсатор Q_d

2) куб-испаритель Q_w

3) нагреватель сырья Q_F

м² (6.1.)

1) Конденсатор Q_d

Хладагент - оборотная вода (20-22)⁰С

?tср =

где К = 300…800 принимаем 500 Вт/(см²*град)

F_d =

F_d - конденсатор

Поверхность = 121 м²

Технологическая характеристика аппарата «Кожухотрубчатый конденсатор испаритель»

Диаметр кожуха D = 800 мм

Длина труб = 4 м

Диаметр труб d = 25*2 мм

Площадь сечения одного хода по трубам = 0,022 м²

Общее число труб: 384 шт

Число ходов: 6

2) Куб-испарительQ_w

Горячий теплоноситель - насыщенный водяной пар.

Р_пара = 5 кг/смІ

t_пара = 151.1 ⁰ С

t_конд = 151.1 ⁰ С

?tср =

К = 120...340 Вт/(см²*град)

К принимаем 200 Вт/(см²*град)

F_W =

F_W - куб-испаритель

Поверхность теплообмена = 46 м²

Технологическая характеристика аппарата «Кожухотрубчатый конденсатор испаритель»

Диаметр кожуха D = 600 мм

Длина труб = 3 м

Диаметр труб d = 25*2 мм

Площадь сечения одного хода по трубам = 0,011 м²

Общее число труб: 196 шт

Число ходов: 6

3) Нагреватель сырья Q_F

Горячий теплоноситель - насыщенный водяной пар.

Р_пара = 5 кг/смІ

t_пара = 151.1 ⁰ С

t_конд = 151.1 ⁰ С

?tср =

К = 120...340 Вт

К принимаем 300 Вт

F_F =

Технологическая характеристика аппарата «Кожухотрубчатый конденсатор испаритель»

Поверхность теплообмена = 75 м²

Диаметр кожуха D = 600 мм

Длина труб = 4 м

Диаметр труб d = 25*2 мм

Площадь сечения одного хода по трубам = 0,042 м²

Общее число труб: 240 шт

Число ходов: 2



7 Выбор конструкционного материала

При выборе конструкционного материала учитываются следующие факторы: рабочее давление в аппарате, температура среды и ее коррозионная активность. В данном случае скорость коррозии является главным фактором выбора материала, т.к. колонна работает под атмосферным давлением при сравнительно невысокой температуре. Также при выборе материала следует избегать дорогих и дефицитных материалов и при этом учитывать такие его свойства, как плотность, теплопроводность, пластичность и свариваемость.

В среде н-пентана и н-гексана хорошо работают стали марок: 08Х13, 08Х18Н10Т, 12Х18Н10Т, Вст3сп5, 0Х21Н5Т, 0Х21Н6М2Т, 0Х17Н13М2Т

Сравнивая вышеперечисленные материалы с учетом их применяемости в химической промышленности и стоимости, принимаем в качестве основного материала элементов колонны (корпус, внутренние устройства, штуцера и люки) легированную сталь Вст3сп5 ГОСТ 1256 - 84. Скорость коррозии стали в рабочей среде менее 1 мм/год .

Для изготовления прочих стальных элементов колонны, используем:

· Опора - углеродистая сталь Вст3сп5 ГОСТ 380 - 88;

· Крепежные изделия - сталь 08Х13 ГОСТ 1256 - 84;

· Прокладки - паронит ПМБ ГОСТ 481 - 80.



Заключение

В данной работе графико-аналитическим способом был произведен расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси н-пентан н-гексан производительностью 16000 кг/ч для получения 9043.5 кг/ч бензола и 6956.5 кг/ч толуола. Рассчитаны основные размеры и показатели работы ректификационной колонны:

Диаметр колонны d_К = 3,4 м,

Высота колонны H = 11 м.

Число теоретических тарелок в колонне N_теор = 13.

Тип тарелок ТС-Р, с диаметром отверстий 4 мм.

Температурный диапазон работы колонны - (58,8 - 93,5)⁰С

Было подобрано вспомогательное оборудование:

Дефлегматор: Ду -1200, поверхность теплообмена - 635 м²

Куб - испаритель: Ду -1000, поверхность теплообмена - 267 м²

Нагреватель сырья: Ду -500, поверхность теплообмена - 31 м²



Список использованной литературы

1. Дытнерский Ю.И., Борисов Г.С., Брыков В.П. “Основные процессы и аппараты химической технологии”: пособие по проектированию - М: Химия 1991 - 496 с.

2. Касаткин А.Г. “Основные процессы и аппараты химической технологии” - М.: Химия 1971 - 784 с.

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

4. Плановский А.Н., Рамм В.М., Каган С.З., «Процессы и аппараты химической технологии». М., Химия, 1968.

5. Скобло А.И., Трегубова И.А., Молоканов Ю.К. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. - 2-е изд., перераб. и доп. - М.: Химия, 1982. - 584 с.

6. Учебно - методическое пособие бинарная ректификация под.ред.доц.,канд.техн.наук Т.Ф.Ильина ,2008 г.

6. Физико - химические свойства индивидуальных углеводородов справочное пособие /под. Ред. Проф. В.М. Татевского .М : Гостотехиздат, 1960.

Размещено на Allbest.ru

...