Расчет ректификационной установки

ВВЕДЕНИЕ

Колонные ректификационные аппараты и установки являются важнейшим массообменным оборудованием химических, нефтехимических и других смежных отраслей промышленности. Наибольшее распространение в процессах ректификации получили тарельчатые и насадочные аппараты.

Ректификацией называется процесс разделения однородных гомогенных смесей на составляющие вещества или группы составляющих веществ путем взаимодействия пара и жидкости, не находящихся в термодинамическом равновесии. При взаимодействии пара и жидкости компоненты перераспределяются между фазами: пар обогащается легколетучим компонентом или низкокипящим (НК), а жидкость - высококипящим компонентом (ВК).

В основе любого метода расчета лежит ряд исходных допущений, упрощающих расчетную процедуру. При расчете ректификационной установки принимаем следующие допущения:

1. Состав жидкости, стекающий в куб колонны, равен составу пара, поднимающегося из кипятильника в колонну (xw = yw).

2.      Состав пара, поступающего из колонны в дефлегматор, равен составу жидкости, стекающей из дефлегматора в колонну (yp = xp).

.        Скрытые мольные теплоты парообразования компонентов смеси равны, а это значит, что один кмоль сконденсировавшегося пара испаряет один кмоль жидкости, вследствие чего, количество пара, поднимающегося по колонне, не меняется.

.        Исходная смесь поступает в колонну при температуре кипения.

Связь между равновесными концентрациями жидкости и пара для идеальных растворов устанавливается на основании законов Рауля и Дальтона. На основании данных по равновесию могут быть построены графики: 1) кривая равновесия у-х; 2) изобара температур кипения и конденсации t - x, y.

Задание

Производительность по исходной смеси - 4 т/ч;

Концентрация ацетона:

в исходной смеси - aF = 40% (масс.),

в дистилляте - aР = 96% (масс.),

в кубовом остатке - aW = 1,8% (масс.).

Температура:

охлаждающей воды - 12 °С,

дистиллята после холодильника - 24 °С,

кубового остатка после холодильника - 28 °С,

исходной смеси - 20 °С.

Давление насыщенного водяного пара - 6,0 кгс/см2,

Коэффициент избытка флегмы - 1,55.

Колонна работает под атмосферным давлением.

Исходная смесь и флегма вводятся в аппарат при температуре кипения.

Расчет проводится в следующей последовательности.

1. Определение производительности по дистилляту и кубовому остатку

Производительность колонны по дистилляту определяем по формуле:

кг/ч = 0,45 кг/с.

Производительность колонны по дистилляту определяем из уравнения:

GW = GF - GP = 4000 - 1622,081 = 2377,919кг/ч = 0.66 кг/с.

Проверка:

. 0,4 = 1622,081. 0,96 + 2377,919. 0,018

= 1557,197 + 42,803

=1600

2. Определение минимального и действительного флегмового числа

Пересчитываем массовые концентрации в мольные по формуле:

где Х - концентрация низкокипящего компонента А (ацетона) в бинарной смеси, мол. доли;

а - содержание низкокипящего компонента А (ацетона) в бинарной смеси, масс. доли;

МА, МВ - молярная масса компонента А (ацетона) и В (вода) (соответственно).

Молярные массы: ацетон - 58 кг/кмоль.

вода - 18 кг/кмоль.

Тогда концентрация исходной смеси:

;

дистиллята:

;

кубового остатка:

.

Минимальное флегмовое число определяем графо-аналитическим способом. Для этого на основании опытных данных [7, 8], в координатах у-х строим кривую равновесия для смеси ацетон-вода при атмосферном давлении и кривую температур кипения и конденсации.

На диаграмме у-х из точки 1 (хр = ур) через точку 2′ (хF, уF*) проводим прямую линию до пересечения с осью у. Отрезок, отсекаемый на оси у, обозначим через Вmax = 0,78. По величине этого отрезка находим минимальное флегмовое число

.

Равновесные данные для смеси ацетон-вода

Действительное флегмовое число определяем, используя уравнение:

R = KR . Rmin = 1,55 . 0.1516= 0.2349

На диаграмме у-х наносим линии рабочих концентраций (рабочие линии) для оптимального флегмового числа R = 0,2349: для этого на оси у откладываем отрезок , конец которого соединяем прямой с точкой 1 (хр = ур); точку пересечения этой прямой с вертикальной линией, проведенной с абсциссы хF, обозначим точкой 2 (хF, уF) и, наконец, точку 2 соединяем с точкой 3 (хW = уW). Линии 1-2 и 2-3 являются рабочими линиями для верхней и нижней частей колонны, соответственно.

3.     
Определение средних значений параметров по колонне, физико-химических и термодинамических констант фаз

Жидкая фаза.

Средняя мольная концентрация в нижней части колонны:

.

Средняя мольная концентрация в верхней части колонны:

.

Средняя мольная концентрация по колонне:

.

Средняя массовая концентрация по колонне:

.

Средняя температура в нижней части колонны:

°С.

Средняя температура в верхней части колонны:

°С.

Средняя температура по колонне:

°С.

Значения tXW, tXF, tXР взяты из диаграммы t - x, y .

Средняя мольная масса

Мх ср = МА . Хср + МВ . (1 - Хср),

Мх ср = 58 . 0,3075 + 18 . (1 - 0,3075) = 30,301 кг/кмоль.

Средняя плотность определяется по формуле:

кг/м3.

где ρА и ρВ - плотность компонентов А (ацетона) и В (воды) при температуре tx cp.

ρА = 734,066 кг/м3 при tx cp = 71,16 °С [1, с. 512]; Приложение Б.

ρВ = 978,14 кг/м3.

Среднюю вязкость рассчитываем по уравнению:

lg μх ср = Хср . lg μА + (1 - Хср) . lg μB,

где μА и μВ - динамические коэффициенты вязкости компонентов А (ацетона) и В (воды), Па.с.

μА = 0,217 МПа . с при tcp = 71,16 °С [1, с. 516]; Приложение Б.

μВ = 0,419 МПа . с.

lg μх ср = 0,3075 . lg 0,217 + (1 - 0,3075) . lg 0,419 = -0,46547

μх ср = 0,342 МПа . с = 0,342 . 10-3 Па . с.

Среднее поверхностное натяжение определяем по уравнению

σх ср = σА . Хср + σB . (1 - Хср),

где σА и σB - поверхностные натяжения компонентов А (ацетон) и В (вода), н/м.

σА = 17,54 . 10-3 н/м при tх cp = 71,16 °С [1, с. 526]:

σВ = 64,61 . 10-3 н/м.

σх ср = 17,54 . 10-3 . 0,3075 + 64,61 . 10-3 (1 - 0,3075) = 50,13 . 10-3 н/м.

Коэффициент диффузии при средней температуре определяем [1]:

Dx (t) = Dx (20) [1 + b . (t - 20)],

где Dx (20) - коэффициент диффузии при t = 20 °С, м2/с;

здесь μ [мПа . с] и ρ [кг/м3] - вязкость и плотность растворителя (воды) при t = 20 °С; t = tх cp.

Коэффициент диффузии при 20 °С рассчитываем по эмпирическому уравнению [1]:

где VA и VB - мольные объемы компонентов А (ацетона) и В (воды), см3/моль;

А, В - коэффициенты, зависящие от свойств компонентов, А= 1,0; В = 4,7 [1, с. 269]:

.

Мольные объемы компонентов [1, с. 288]:

VA = 14,8∙3+6∙3,7+7,4 = 74 см3/моль;

VB = 18,9 см3/моль.

м2/с.

Dx (t) = 1 . 10-9 [1 + 0,02 (71,16 - 20)] = 2 . 10-9 м2/с.

Паровая фаза.

Средняя мольная концентрация в нижней части колонны:

.

Средняя мольная концентрация в верхней части колонны:

.

Средняя мольная концентрация по колонне:

.

Средняя температура в нижней части колонны: °С.

Средняя температура в верхней части колонны: °С.

Температуры ,  найдены из диаграммы t - x, y .

Средняя температура по колонне:

°С.

Средняя мольная масса

Му ср = МА . уср + МВ . (1 - уср) = 58 . 0,6447 + 18 . (1 - 0,6447) =

= 43,786 кг/кмоль.

Средняя плотность:

 кг/м3.

здесь Т = 273 + tу ср, °С; Р = 1 кгс/см2 (давление в колонне атмосферное).

Средняя вязкость [1]:

где μуА и μуВ - динамический коэффициент вязкости паров компонента А (ацетон) и В (вода).

μуА = 0,95 . 10-5 Па.с при tу cp = 73,91 °С [9, с. 8, 9]:

μуВ = 1,23 . 10-5 Па.с.

,

μу ср = 0,982 . 10-5 Па . с.

Коэффициент диффузии для паровой фазы определяем по уравнению [1]:

где Р - давление кгс/см2 (давление в колонне атмосферное);

Т = 273 + tу ср, °С. м2/с.

4. Определение диаметра колонны

Диаметр колонны определяем по уравнению [1]:

Расход, проходящего по колонне пара, может быть определен:

 м3/с.

Скорость пара в колонне определяем по уравнению (2.9). Предварительно принимаем расстояние между тарелками h = 300 мм. Используем ранее найденные ρх cp = 818,0299 кг/м3 и ρу cp = 1,4891 кг/м3. Для колпачковых тарелок С = 0,032. Тогда скорость пара в колонне:

 м/с.

Тогда диаметр колонны

 м.

Принимаем стандартное значение диаметра колонны D = 0,8 м (см. Приложение В) и уточняем скорость пара в колонне:

 м/с.

5. Определение высоты колонны

По уравнению находим коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:

.

где ρх ср - средняя плотность жидкой фазы, кг/м3;

Dх(t) - коэффициент диффузии при средней температуре жидкости, м2/с;

Мх ср - средняя молекулярная масса жидкости, кг/кмоль;

h - линейный размер, h = 1 м;

 - диффузионный критерий Прандтля, равный

;

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе находим по уравнению (2.19):

.

Общий коэффициент массопередачи Kyf находим из уравнения (2.17):

,

где  - тангенс угла наклона линии равновесия;

у*, х* - равновесные концентрации.

Так как величина m является переменной по высоте колонны, находим ее значение для различных концентраций, используя диаграмму (рис. 1)

В пределах от Хw до Хр выбираем ряд значений Х, для каждого значения Х определяем по диаграмме (рис. 1) величины у* - у, х - х* как разность между равновесной и рабочей линией, а затем по этим значением определяем величину m. Результаты сводим в таблицу 3.2.

Определение коэффициента массопередачи

Для построения кинетической кривой воспользуемся формулой:

.

Значения разности (у* - ун) это значения АС = (у* - у) для каждого выбранного значения х в пределах от хw до хр.

Рабочая площадь тарелки может быть найдена из Приложения В, таблица В.1: Fp = 0,395 м2.

Мольный расход пара по колонне:

 кмоль/с.

По данным таблицы 3.3 строим кинетическую кривую. Точки А1, А2, А3, …, А10 лежат на рабочих линиях, точки С1, С2, С3, …, С10 - на равновесной кривой. Вычисленные отрезки В1С1, В2С2, В3С3, …, В10С10 откладываются от соответствующих точек С вниз. Кинетическая кривая начинается в начале координат, проходит через точки В1, В2, В3,…, В10 и заканчивается в правом верхнем углу диаграммы у-х (рис. 3.3).

Число действительных тарелок, которое обеспечивает заданную четкость разделения, определяется путем построения "ступенек" между рабочими и кинетической линиями. Число ступеней в пределах концентраций XWXP равно числу действительных тарелок.

К построению кинетической кривой

В результате построения (рис. 3.3) получаем число действительных тарелок n= 50, тарелка питания 46-я снизу.

Высоту колонны определяем по уравнению (2.10)

H = (n - 1) . h + Hсеп + Hкуб = (50 - 1) . 0,3 + 0,8 + 2,0 = 17,5 м.

6. Определение гидравлического сопротивлении колонны с колпачковыми тарелками

Полное гидравлическое сопротивление колонны определяем по уравнению (2.20), а гидравлическое сопротивление тарелки - по уравнению (2.22).

По таблице В.2 Приложения выбираем тарелку типа ТСК-1 для колонны диаметром D = 800 мм. Эта тарелка имеет следующие параметры:

рабочая площадь тарелки Fp = 0,395 м2;

площадь прохода паров Fо = 0,049 м2;

площадь слива Fсл = 0,021 м2;

периметр слива П = 0,57 м;

длина пути слива lx = 0,52 м;

количество колпачков на тарелке m = 24;

диаметр колпачка 80 мм.

Сопротивление сухой тарелки:

 Па;

 м/с,

где Fo - площадь прохода паров, м2.

Глубина барботажа, согласно уравнению (2.29):

 м.

Высота подпора жидкости над сливным порогом по уравнению (2.33):

 м,

 м3/с;

П = 0,578 м (из характеристики тарелки).

Для дальнейших расчетов примем колпачок капсульный с прямоугольными прорезями шириной b = 4 мм; количество прорезей в одном колпачке z = 20 (см. Приложение, таблицы В.4, В.5). Высоту открытия прорези рассчитываем по уравнению (2.30):

принимаем по таблице В.4 высоту прорези hпр = 20 мм.

Высоту установки колпачка примем hу = 10 мм.

Высоту сливного порога найдем по уравнению (2.31)

hпор = hг.б - hсл + hпр + hу = 0,047 - 0,0127 + 0,020 + 0,01 = 0,064 м.

Тогда величина перепада уровня жидкости на тарелке (по уравнению 2.28)

Сопротивление слоя жидкости на тарелке, согласно уравнению (2.27):

Тогда гидравлическое сопротивление тарелки (пренебрегая ΔРσ)

ΔРт = ΔРсух + ΔРст = 195,05 + 462,23 = 657,28 Па,

а гидравлическое сопротивление колонны

ΔРк = n ∙ ΔРт = 50 ∙ 657,28 = 32864 Па.

Проверим ранее принятое расстояние между тарелками h = 0,3 м. Для этого необходимо рассчитать величину относительного уноса жидкости.

Высота пены, образующейся на тарелке, согласно уравнению (2.35):

Тогда величина относительного уноса жидкости (уравнение 2.34)

,0245 < 0,1, следовательно, расстояние между тарелками выбрано верно.

Значение коэффициентов К1, К2, К3, К4 и показателя степени n взяты из таблицы В.6 Приложения.

7. Определение диаметра штуцеров

Диаметр штуцера определяем по уравнению:

Штуцер подачи флегмы:

,

м3/с.

Принимаем Wф = 0,5 м/с, тогда

 м.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ø20х4 мм, [6, с. 16].

Штуцер подачи исходной смеси:

,

; ,

при tXF = 65,41 °С

кг/м3,

м3/с.

Принимаем WF = 0,8 м/с, тогда

ректификационный колонна термодинамический

 м.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ø48х4 мм, [6, с. 17].

Штуцер выхода кубового остатка:

,

м3/с.

ρВ = 963,24 кг/м3 - плотность воды при 87,49°С.

Принимаем WW = 0,3 м/с, тогда

 м.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ø56х3,5 мм, [6, с. 16].

Штуцер выхода кубовой жидкости (подается на кипятильник):

,

м3/с.

Принимаем Wк.ж = 0,3 м/с, тогда

 м.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ø56х3,5 мм, [6, с. 17].

Штуцер выхода паров из колонны:

,

 м3/с.

Принимаем Wу = 15 м/с, тогда

 м.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ø194х6 мм, [6, с. 17].

8. Тепловые расчеты

Подогреватель исходной смеси

Уравнение теплового баланса для подогревателя:

Q = 1,05 . GF .  . (tXF - tнач) = Gг.п . r,

здесь тепловые потери приняты в размере 5% от полезно затрачиваемой теплоты;

tXF - температура кипения исходной смеси;

tнач - начальная температура (задана).

Удельная теплоемкость исходной смеси

 = аF . СА + (1 - аF) . СВ,

где СА, СВ - удельные теплоемкости ацетона и воды при средней температуре

°С;

СА = 0,5369 ; СВ = 0,9983 , [1, с. 562]; таблица Б.7 Приложения.

 = 0,40 . 0,5369 + (1 - 0,40) . 0,9983 = 0,809 = 3390,238 .

Q = 1,05 . GF . (tXF - tнач) = 1,05 .  . 3390,238 (71,16 - 20) =

=202352 Вт.

Расход греющего пара:

кг/с,

r = 2095  при Р = 6,0 кгс/см2 [1, c. 550]:

Температура насыщенного водяного пара при Р = 5,8 кгс/см2 составляет 156,7°С [1, c. 550]:

Большая разность температур:

Δtб = 158,1 - 20 = 138,1 °С;

меньшая разность температур:

Δtм = 158,1 - 65,41 = 92,69°С.

Так как , тогда среднюю разность температур определяем по уравнению:

 °С.

Коэффициент теплопередачи принимаем ориентировочно равным 300Вт/м2.К [6, с. 47].

Поверхность теплообмена подогревателя исходной смеси

 м2.

Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [6, с. 51]:

-    диаметр кожуха 325 мм;

-        труба 20х2 мм;

         количество труб в теплообменнике 100 шт;

         длина труб 1,5 м;

         поверхность теплообмена 9,5 м2.

Дефлегматор (конденсатор)

Расход теплоты, отдаваемый охлаждающей воде при конденсации паров в дефлегматоре, определяется из уравнения теплового баланса дефлегматора:

QД = GР . (R + 1) . rР = GВ . CВ . (tк - tн),

rР = аР . rА + (1 - аР) . rВ.

Удельные теплоты парообразования ацетона rА и воды rВ при tХр=57,62 °С:

rА = 521,275 ; rВ = 2363,395 , [1, с. 541-542]:

rР = 0,96 . 521,275 + (1 - 0,96) . 2363,395 = 594,95 .

QД = . (0,2349+ 1) . 594,95 .103 = 331041,39 Вт.

Принимаем температуру охлаждающей воды на выходе из дефлегматора 25°С, тогда расход охлаждающей воды

 кг/с.

Большая разность температур:

Δtб = 57,62 - 25 = 32,62°С;

меньшая разность температур:

Δtм = 23 - 12 = 11 °С.

, то

°С.

Принимаем ориентировочно коэффициент теплопередачи К = 500 Вт/м2 . К [6, с. 47].

Поверхность теплообмена дефлегматора:

 м2.

Принимаем четырехходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [6, с. 51]:

-    диаметр кожуха 400 мм;

-        труба 20х2 мм;

         количество труб в теплообменнике 181 шт;

         длина труб 3 м;

         поверхность теплообмена 34 м2.

Холодильники дистиллята и кубового остатка

Расход теплоты, отдаваемый охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята, определяется из уравнения теплового баланса:

Q = GР . . (tХр - tр кон) = GВ . CВ . (tк - tн),

где  - теплоемкость дистиллята при его средней температуре (tХр + tр кон)/2;

tр кон - конечная температура дистиллята после холодильника, °С (по условию задания).

 = аР . СА + (1 - аР) . СВ,

СА = 0,5388 ; СВ = 0,9985, при средней температуре °С; [1, с. 562]:

= 0,96 . 0,5388 + (1 - 0,96) . 0,9985 = 0,56638 = 2373,141.

Q = GР . . (tXр - tр кон) =  . 2373,141 (57,62 - 23) = 37018,66 Вт.

Расход охлаждающей воды при нагревании ее на 15 °С в холодильнике товарного дистиллята:

кг/с.

Большая разность температур:

Δtб = 57,32 - 27 = 30,32 °С;

меньшая разность температур:

Δtм = 23 - 12 = 11 °С.

Так как , то среднюю разность температур определяем

 °С.

При ориентировочном значении К = 400 Вт/м2 . К поверхность теплообмена холодильника товарного дистиллята составит

 м2.

Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [6, с. 51]:

-    диаметр кожуха 273 мм;

-        труба 25х2 мм;

         количество труб в теплообменнике 37 шт;

         длина труб 2 м;

         поверхность теплообмена 6 м2.

Расход теплоты, отдаваемый охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка, определяется из уравнения теплового баланса:

Q = Gw .  . (tХw - tw кон) = GВ . CВ . (tк - tн),

где СW - теплоемкость кубового остатка при его средней температуре (tХw + tW кон)/2;

tW кон - конечная температура кубового остатка после холодильника, °С (по условию задания).

= аw . СА + (1 - аw) . СВ,

СА = 0,5532 ; СВ = 1,0 , при средней температуре °С; [1, с. 562]:

= 0,01 . 0,5532 + (1 - 0,01) . 1,0 = 0,996 = 4171,279 .

Q = Gw .  . (tXw - tW кон) =  . 4171,279 (96,2- 28) =

=187909,25 Вт.

Расход охлаждающей воды при нагревании ее на 15 °С в холодильнике кубового остатка:

кг/с.

Большая разность температур:

Δtб = 96,2 - 27 = 69,2 °С;

меньшая разность температур:

Δtм = 28 - 12 = 16 °С.

Так как , то среднюю разность температур определяем

 °С.

При ориентировочном значении К = 400 Вт/м2 . К [6, с. 47], поверхность теплообмена холодильника кубового остатка составит

 м2.

Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [6, с. 51]:

-    диаметр кожуха 325 мм;

-        труба 20х2 мм;

         количество труб в теплообменнике 100 шт;

         длина труб 4 м;

         поверхность теплообмена 25 м2.

Кипятильник (испаритель)

Количество теплоты QК, которое надо подать в куб колонны, определяется из уравнения теплового баланса колонны:

QК = QД + GР . СР . tХр + GW . СW . tХw - GF . СF . tХF + Qпот.

Тепловые потери принимаем 3% от полезно затрачиваемой теплоты; удельные теплоемкости взяты соответственно при tXp = 57,62 °С, tXF = 65,41 °С, tXw = 96,2°С.

СР = аР . СА + (1 - аР) . СВ = 0,96 . 0,5485 + (1 - 0,96) . 0,9998 =

= 0,5756 = 2276,990 .

СF = аF . СА + (1 - аF) . СВ = 0,40 . 0,554 + (1 - 0,40) . 1,0 =

= 0,8171 = 3423,817 .

СW = аW . СА + (1 - аW) . СВ = 0,018 . 0,581 + (1 - 0,018) . 1,009 =

= 0,8341 = 3494,87 .

Расход греющего пара при Р = 6,0 кгс/см2:

кг/с.

Средняя разность температур равна разности между температурой насыщенного пара при Р = 6,0 кгс/см2 и температурой кипения кубового остатка:

Δtср = 158,1 - 96,2 = 61,9°С.

При ориентировочно принятом коэффициенте теплопередачи К = 2000 Вт/м2.К, [6, с. 47] поверхность кипятильника составит:

 м2.

Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [6, с. 51]:

-    диаметр кожуха 273 мм;

-        труба 20х2 мм;

         количество труб в теплообменнике 61 шт;

         длина труб 1,5 м;

         поверхность теплообмена 6,0м2.

Примечание:

При расчете поверхности кипятильника температура кипения кубовой жидкости tXw = 96,2 °С взята при атмосферном давлении. Не учтено увеличение температуры кипения кубовой жидкости в связи с увеличением давления в кубе колонны на величину ΔРк = 0,1-0,15 кгс/см2.

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

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

2.      Справочник химика, т. 5. - М.: Химия, 1968. - 975 с.

.        Отраслевой стандарт (Ост 26-01-1488-83).

.        Доманский И.В., Исаков В.П. и др. Под общей редакцией Соколова В.Н. Машины и аппараты химических производств: Примеры и задачи. - Л.: Машиностроение, 1982. - 384 с.

.        Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки. Справочник/Под редакцией Судакова Е.Н., 3-е изд., перераб. и доп. - М.: Химия, 1979. - 568 с.

.        Борисов Г.С., Брыков В.П., Дытнерский Ю.И. и др. Под ред. Дытнерского Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии, 2-е изд., перераб. и дополн. - М.: Химия, 1991. - 496 с.

.        Коган В.Б., Фридман В.М, Кафаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром. Справочное пособие, книга 1-я и 2-я. - М.-Л.: Наука, 1966. - 640 с. + 786 с.

.        Плановский А.Н., Рамм В.М., Каган С.З. Процессы и аппараты химической технологии, 4-е изд. - М.: Химия, 1967. - 848 с.

.        Романков П.Г., Курочкина М.И. Расчетные диаграммы и номограммы по курсу "Процессы и аппараты химической промышленности". - Л.: Химия, 1985. - 54 с.

.        Чернышев А.К., Коптелов В.Г., Листов В.В., Заичко Н.Д. Основные теплофизические свойства газов и жидкостей. Номографический справочник. - Кемеровское изд-во, 1971. - 225 с.

.        Плановский А.Н., Николаев П.И. Процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии, 3-е изд. - М.: Химия, 1987. - 496 с.