Расчет ректификационной установки для разделения бинарной смеси ацетон-бензол

2



Московская Государственная Академия 

Тонкой Химической Технологии

им. М.В. Ломоносова

Кафедра процессов и аппаратов химических технологий















Расчетно-пояснительная записка к курсовому проекту 

по расчету ректификационной установки







Студент: гр. ХТ-405

Руководитель: 





















Москва 2002


ПЛАН



ВВЕДЕНИЕ 

Цель и задачи курсового проектирования

Описание технологической схемы

Выбор конструкционного материала

Расчет контактных устройств6

Расчет потоков дистиллята и кубового остатка

РАСЧЕТ ГАБАРИТОВ КОЛОННЫ

Расчет габаритов верха колонны

Расчет габаритов низа колонны

Расчет гидравлического сопротивления колонны

РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННОЙ АППАРАТУРЫ 

Диаметры штуцеров

Расчет кубового испарителя

Расчет конденсатора-дефлегматора

Подогреватель исходной смеси

Водяной холодильник дистиллята

Водяной холодильник кубового остатка

Расчет и выбор конденсатоотводчиков

Расчет емкостных аппаратов

Расчет тепловой изоляции

Расчет центробежного насоса

Расчет толщины обечайки

Список использованной литературы


Введение



Ректификация - один из самых распространенных технологических процессов в химической, нефтеперерабатывающей и, во многих других отраслях промышленности. 

Ректификация - это процесс разделения бинарных или многокомпонентных паровых, а также жидких смесей на практически чистые компоненты или их смеси, обогащенные легколетучими или тяжелолетучими компонентами; процесс осуществляется в результате контакта неравновесных потоков пара и жидкости. 

Характерной особенностью процесса ректификации являются следующие условия образования неравновесных потоков пара и жидкости, вступающих в контакт: при разделении паровых смесей неравновесный поток жидкости образуется путем полной или частичной конденсации уходящего после контакта потока пара, в то время как при разделении жидких смесей неравновесный паровой поток, образуется путем частичного испарения уходящей после контакта жидкости. Вследствие указанных особенностей проведения процесса неравновесные потоки пара и жидкости, вступающие в контакт, находятся в состоянии насыщения, при этом пар более нагрет, нежели жидкость, и в нем содержится больше тяжелолетучих компонентов, чем в жидкости. После контакта пар обогащается легколетучими, а жидкость - тяжелолетучими компонентами за счет взаимного перераспределения компонентов между фазами. 



Цель и задачи курсового проектирования



Курсовой проект базируется не только на теории процессов и аппаратов химической технологии, но и на ряде предшествующих дисциплин (графика, техническая механика, физическая химия). Качество проекта зависит от уровня овладения знаниями по указанным дисциплинам, от умения пользоваться технической литературой и от проявленной при проектировании инициативы. 

Целью курсового проектирования является закрепление знаний, приобретенных при изучении перечисленного ряда дисциплин, а также привитие навыков комплексного использования полученных теоретических знаний для решения конкретных задач по аппаратному оформлению технологических процессов. 

Курсовой проект состоит из расчетно-пояснительной записки и чертежей проектируемой установки на двух листах стандартного размера - 814х576. На первой листе помещаются общий вид основного аппарата установки с достаточным количеством проекций (продольные и поперечные разрезы) и наиболее важные узлы. На втором листе приводится технологическая схема установки. 



Описание технологической схемы



Исходную смесь из емкости Е1 центробежным насосом Н1 подают в теплообменник - подогреватель исходной смеси П, где она нагревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну КР на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси х1. 

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении жидкости в кубовом испарителе К. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка хо, т.е. обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легко летучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают, в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава х2, получаемой в дефлегматоре Д путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике - холодильнике дистиллята Х2 и направляется в емкость Е3. 

Из кубовой части колонны насосом непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике - холодильнике кубового остатка Х1 и направляется в емкость Е2. 

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом). 



Выбор конструкционного материала



Материал для изготовления колонн и теплообменной аппаратуры выбирается в соответствии с условиями их эксплуатации (прочность, механическая обработка, свариваемость). Главным же требованием является их коррозийная стойкость. Последняя оценивается в зависимости от скорости коррозии. 

Предпочтительны материалы, скорость коррозии которых не превышает 0,1-0,5 мм/год, а по возможности - более стойкие (скорость коррозии 0,01-0,05 мм/год). 

Сталь марки ОХ17Т обладает повышенной сопротивляемостью межкристаллической коррозии и устойчива как к ацетону, так и к бензолу. Для трубопроводов выберем марку Х17. 

Стали удовлетворительно обрабатываются резанием и обладают удовлетворительной свариваемостью. 

Сталь ОХ17Т (ГОСТ 5632-61) 

l=25,1 Вт/м·Кr=7700 кг/м3

Сталь Х17 (ГОСТ 5632-61)  [6, стр.281, 282] 

l=25,1 Вт/м·Кr=7750 кг/м3




Равновесные данные: 



Смесь: Ацетон - Бензол. 

x

y

t

0

0

86,1

1

3,52

79,2

5

14,96

76,35

10

25,31

73,6

20

46,3

69,7

30

51,47

66,75

40

60,3

64,5

50

67,85

62,65

60

74,64

61

70

81

59,6

80

87,37

58,35

90

93,71

57,25

95

96,87

56,7

99

99,37

56,27

100

100

56,18



1) По равновесным данным необходимо построить диаграммы T(x,y) и (x,y) для смеси ацетон-бензол. 

А є Ацетон Ма = 46 кг/кмоль

Б є БензолМб = 78 кг/кмоль

2) Пересчитываем известные концентрации а0, а1 и а2 в x0, x1 и x2: 







3) Расчет минимального флегмового числа: 



 определяем по диаграмме (x,y) по x1: 

» 44



4) Расчет рабочего флегмового числа: 

R=sЧRmin=1,2*2,45=2,94

5) Расчет отрезка "b" для построения рабочей линии укрепляющей части колонны: 



6) Построение рабочей линии на диаграмме (x,y) и определение числа теоретических тарелок: 

nут=5nот=11

Для расчета числа реальных тарелок необходимо найти их КПД. 

7) Расчет КПД тарелок: 

Расчет ведется для питающей тарелки

х1=0,23 моль/моль

Поскольку смесь подается при температуре кипения, t1 определяется по диаграмме Т(х, у) по х1. 

t1»68,8°C

При этой температуре определяется давление насыщенных паров компонентов: 

Рa»1100 мм Hg

Рб»31 мм Hg

Необходимо рассчитать коэффициент относительной летучести: 



Вязкость жидкой смеси: 



mА и mВ определяются при t1 = 68,8°С: 

ma » 0,22 сп

mб » 0,36 сп

aЧmсм=35,5*0,315=11,18

Средний КПД тарелок по диаграмме: 

h » 0,25

8) Расчет числа реальных тарелок: 



Nобщ=20+44=64

Расчет потоков дистиллята и кубового остатка



По правилу рычага второго рода: 

П(а2-а0) =W1(a1-a0) 





Проверка: 

П+W0=W1

0,30+1,9=2,2 кг/с

Расчет габаритов колонны

Расчет габаритов верха колонны: 



=П(R+1) 

Рекомендуемая скорость пара равна: 



а) Расчет плотности жидкости: 



ra и rб определяются при температуре дистиллята tд=t2»68,8 (по диаграмме Т(х, у)): 

ra » 719 кг/м3

rб » 805 кг/м3



б) Расчет плотности пара: 

pu=RT2











в) Расчет рекомендуемой скорости пара: 

»1,04м/с



Расчет габаритов низа колонны. 





Рекомендуемая скорость пара рассчитывается при температуре t0»77°C (диаграмма T(x,y)) 

а) Расчет плотности жидкости: 

ra»724кг/м3

rб»818кг/м3



б) Расчет плотности пара: 











Рекомендуемая скорость пара: 

 м/с

в) Расчет : 



Расчет rкуб производится по принципу аддитивности: 

rкуб=raЧa0+ rбЧ(1-a0) 

 при t0=77°С

rкуб=500*0,025+396Ч(1-0,025) »398,6кДж/кг

Расчет Qкип. 

Qкип=W0Чc0Чt0-W1Чc1Чt1+П(RЧrд+iп) 

По диаграмме Т(x,y) определяем:

- по х1t1=63,8°C  - по х2t2=56,7°C  - по х0t0=77°C

Вычисляем теплоемкости смеси при разных температурах: 

с0=сaЧa0+сб(1-a0) =0,58*4, 19*0,025+4, 19*0,45*(1-0,025) =1,47кДж/кгК 

с1=сaЧa1+сб(1-a1) =0,555·4, 19*0,15+0,444*4, 19*0,85=1,93 кДж/кгЧК

с2=сaЧa2+сб(1-a2) =

0,546·4, 19*0,925+0,43*4, 19*0,075=2,25 кДж/кгЧК

Значения сa и сб взяты из номограммы 

При температуре t2=56,7°C удельная теплота парообразования дистиллята: 

 при t2 = 56,7 °С

rД=raa2+rб(1-a2) =522,4·0,925+410,7·(1-0,925) =595,5 кДж/кг

Энтальпия пара: 

iп =c2·t2+rд=2,25·56,7+595,5»654,5 кДж/кг

Qкип=1,9·1,47·77-2,22·1,93·63,8+0,3(2,45·595,5+654,5) =575,7 кВт





Теперь можно рассчитать диаметр колонны: 



Расчет высоты. 

H = h(Nобщ-1) +Zв+Zн = 0,5(64-1) +2+1 = 34,5 м

Габариты колонны. 

Н = 34,5 м



 d=1000мм

Расчет гидравлического сопротивления тарелочной части колонны.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки: 

ΔР=ΔРс+ΔРσ+ΔРж, Па. 

― Расчет потери напора пара на преодоление местных сопротивлений на сухой (неорошаемой) тарелке

ΔРс=ξ , Па. 

Коэффициент сопротивления для клапанной тарелки ξ= 3,6 по [5, стр.25] 

Скорость пара в отверстии тарелки: м/с

ΔРс=3,6* Па. 

― Расчет сопротивления, вызываемого силами поверхностного натяжения. 

ΔРσ= , Па. 

dэ=d0=40 мм - эквивалентный диаметр отверстия тарелки. 

При  ºC

σА=15,9*10-3 Н/м [1, стр.501, табл. XXII] 

σб=22,1*10-3 Н/м

σср=  Н/м

ΔРσ= Па. 

― Расчет статистического сопротивления слоя жидкости на тарелке. 

ΔРж=КА*hж*ρж*g, Па

Относительная плотность парожидкостной смеси КА=0,5-0,7

Средняя плотность жидкости

ρж= кг/м3

высота слоя жидкости на тарелке 

hж = hw +how

высота перегородки hw=0,03-0,05м

Подпора жидкости на сливной перегородке: 

how =

Периметр слива П' =1,12 м



Объемный расход жидкости

 R=2,94

 K/моль см

 м3/с

how = м

hж=0,04+0,02=0,06 м

ΔРж=0,5*0,06*770*9,81=226,6 Па

И так ΔР=514+1,9+226,6=642,5 Па

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками 0,5 м необходимые для нормальной работы тарелок условие: 

h >1,8*

0,4 >1,8* 

0,4 > 0,17 => условия выполняются

Полное сопротивление тарельчатой колонны определяется числом тарелок

nΣ =64 в колонне. 

ΔРполное =ΔР* nΣ =642,5*64=31120 Па. 

Расчет диаметров штуцеров. 

1) Штуцер для ввода исходной смеси. 

d=, или

исходные данные: =2,22 кг/с

=0,23 

t1= 63,8 ºC 

ρA=640,1 кг/ м3

ρВ=829,2 кг/ м3

ω1=0,9м/с 

ρ1=Х1*ρА+(1-Х1) *ρВ=0,23*640,1+(1-0,23) *829,2=785,7 кг/ м3 

d==0,06м =60мм

Принимаю 

Dу=50мм,dн=55мм, S=3,5мм, Н=120мм

2) Штуцер для вывода пара из колонны. 

d =, мм

Исходные данные: =1,3 кг/с

=10-20 м/с 

=1,67 кг/м3

d==0,35м =350 мм

Принимаю 

Dу=350 мм, dн=358 мм, S=4 мм, Н=235 мм

3) Штуцер для ввода флегмы. 

d=, мм

Исходные данные:  =0,882 кг/с

=724,8 кг/м3

=0,5-1,0 м/с

d==0,045 м =45 мм

Принимаю 

Dу=50 мм, dн=55 мм, S=3,5 мм, Н=120 мм

4) Штуцер для вывода кубового остатка. 

d=, мм

Исходные данные:  =1,7 кг/с

=0,5-1,0 м/с [7, стр.41] 

=815,3кг/м3

d==0,06 м =60 мм

Принимаю 

Dу=50 мм, dн=55 мм, S=3,5 мм, Н=120 мм

5) Штуцер для ввода парожидкостной смеси. 

d=, или

f=0,25*fтр

fтр= 0,176 м2 

d==0,237 м =237 мм

Принимаю 

Dу=250 мм, dн=260 мм, S=5 мм, Н=175 мм

6) Штуцер для вывода жидкости. 

d=, мм

Исходные данные:  =1,9 кг/с

=0,5-1,0 м/с 

=815,3кг/м3

d==0,06 м =60 мм

Принимаю 

Dу=50 мм, dн=55 мм, S=3,5 мм, Н=120 мм

Тепловой баланс ректификационной установки

1) Расход тепла в кипятильнике: 

(рассчитан выше) 

2) Расход греющего пара в кипятильнике: 



По (3, стр.525, табл. LVII) через давление греющего пара P =0,4 MПа=4 ат находим удельную энтальпию пара: 

=4ат rкон=2744 

 кг/с

3) Расход тепла дефлегматора: 

Qg=Dм* rдис

Qg = 1,3*595,5=774 кВт

4) Расход охлаждающей воды в дефлегматоре при нагреве её на 20ºC: 



В интервале температур 9-20 ºC вода имеет теплоемкость Cв = 4, 19

 кг/с

5) Расход тепла в подогревателе: 

Qn= ω1 * C1 * t1=2,22*1,93*63,8=273,4 

6) Расход греющего пара в подогревателе: 

 кг/с

7) Общий расход греющего пара: 



0, 20+0,09=0,29 кг/с

8) Расход тепла холодильника:

- дистиллята: 

= П * t2 * C2 =0,3 *56,7 * 2,25=38,3 кВт

- кубового остатка: 

= ω0 * t0 * C0 =1,9* 77 * 1,47=215 кВт

9) Расход охлаждающей воды при нагреве её на 20 ºC в холодильнике:

- дистиллата: 

 кг/с

- кубового остатка: 

 кг/с

10) Общий расход охлаждающей воды: 

 кг/с

Расчет кубового кипятильника

1) Расход тепла в кипятильнике: 

Qкип = 575,7 кВт

2) Расход гр. Пара в кипятильнике: 



3) Подготовка к расчету коэффициента теплопередачи: 



t

,



C

t

,



C

t

0

=

77



C

T

конд

=122,8



C

В трубах смесь, в межтрубном пространстве - теплоноситель (конденсированный пар) 

Движущая сила процесса: 

Dt = T-t = 45,8°С

Коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара к жидкости: 



А) Для водяного пара: 

, где x - высота труб

с = 0,943 - для вертикальных теплообменников

А0 = 12,92·103 [7, c.149] 

kор = 600 Вт/м2·К. 



Выбираем теплообменник по каталогу: 

Одноходовой теплообменник типа ТН и ТЛ: 

F = 21 м2

l = 1500 мм-длина трубы

dнґs = 38ґ2 [мм] 

nтруб=121

fтр =0,11 м2-трубное пространство



Б) Характеристика стенки: 

Выбор материала из которого изготавливать трубки: 

Стальl=46,5 [3, c.529, табл. XXVIII] 

По каталогу [4, с.414] выбираем толщину стенки: 

d=2мм



В) Для кипящего бензола: 

В0 = 40·р0,3·j3 [7] 

(коэффициент, включающий различные теплофизические константы) 



Бензол: Вода: 

r = 815 кг/м3r = 972 кг/м3 [3, c.512, табл. IV] 

m = 0,316·10-3 Па·сm = 0,357 10-3 Па·с [3, c.516, табл. IX] 

М = 78 г/мольМ = 18 г/моль [3, c.541, табл. XLIV] 



p = рверха + Dрполн = 1,3 бар

В0 = 40·1,30,3·0,4653 = 4,8

4) Расчет коэффициента теплопередачи: 



kрасч = 1902 Вт/м2·К. 

5) Расчет поверхности теплообмена: 



Одноходовой теплообменник типа ТН и ТЛ: 

F = 7 м2

H = 1500 мм-высота трубы

dнґs = 25ґ2 [мм] 

nтруб=61

fтр =0,021м2-трубное пространство

Dнар = 325 мм

Расчёт дефлегматора

1) Расход тепла: 

Qд=774 кВт

2) Расход охлаждающей воды: 

Gвдеф=9,23 кг/с

3) Расчет движущей силы теплообменного процесса: 



 t

в

’’=45



C

 t

в

’=2

0



C

 t

2

=56,7



C

°C

4) Расчет термического сопротивления: 

Материал трубок: 

Стальl=46,5 [3, c.529, табл. XXVIII] 

толщина стенки: 

d=2мм(dґS: 25ґ2) 



5) Предварительный выбор теплообменного устройства: 

Задаемся ориентировочным коэффициентом теплопередачи кор = 500 Вт/(м2·К) (при вынужденном движении, при передаче тепла от конденсирующегося пара к воде, границы задания ориентировочных значений к=300ё800) 

[3, c.172, табл.4.8] 

Ориентировочная поверхность теплообмена: 



Для одноходового теплообменника ближайшей является F=71м2. 

l = 5000 мм-длина трубы

dнґs = 38ґ2 [мм] 

nтруб=121

fтр =0,11 м2-трубное пространство

Расчет скорости воды: 



Оценка режима течения: 



nводы = 0,66 м2/с 

 - это развитый турб. режим (Re > 104) 

6) Расчет a2: 

Расчет значения критерия Нуссельта по формуле: 



el=1(т. к. l/d > 50) 



 По номограмме [3, c.564, рис. ХIII] определяется значение критерия Прандтля: Pr = 3,4





7) Расчет интенсивности теплообмена: 





c=0,72 - для горизонтальных труб



8) Расчет коэффициента теплопередачи: 



kop=500 Вт/(м2·К) 

k=397,9 Вт/(м2·К) 

9) Выбор теплообменника по каталогу [4, c.417]: 



Одноходовой теплообменный аппарат типа ТН или ТЛ: 

F = 97 м2

fтр = 0,176 м2

nтруб=511

Подогреватель исходной смеси



Т

конд

 =

122,8



C

120



C

20



C



где 

 По каталогу [4, c.416] выбираем одноходовой теплообменник со следующими характеристиками: 

F = 28 м2

l = 2000 мм-высота трубы

dнґs = 38ґ2 [мм] 

fтр =0,11 м2-трубное пространство

Dнар = 600 мм

Водяной холодильник дистиллята



56,7



C

40



C

20



C

30



C



где 



F = 9 м2

l = 1000 мм-высота трубы

dнґs = 25ґ2 [мм] 

fтр =0,0042 м2-трубное пространство

Dнар = 400 мм

Водяной холодильник кубового остатка. 



77

,5



C

40



C

20



C

30



C



где 



По каталогу [4, c.413] выбираем одноходовой теплообменник со следующими характеристиками: 

F = 19 м2

l = 4000 мм-высота трубы

dнґs = 25ґ2 [мм] 

fтр =0,0021 м2-трубное пространство

Dнар = 325 мм

Подбор и расчет конденсатоотводчиков. 

При давлении на входе не менее 0,1 МПа и противодавлении не более 50% давления на входе устойчиво работают термодинамические конденсатоотводчики. Они применяются для отвода переохлажденного конденсата. 

Расчетное количество конденсата после теплопотребляющего аппарата: 

 кг/с =0,86 т/ч

 кг/с =0,36 т/ч

Давление греющего пара перед конденсатоотводчиком: 

P1=0,95*Pгр=0,95*4=3,8 ат

Давление после конденсатоотводчика при свободном сливе конденсата: 

Р2=0,1 ат. 

Условная пропускная способость: 

КVу=, где

ΔР = Р2 - Р1 - перепад давления на конденсатоотводчике, ат. 

А - коэффициент, учитывающий температуру конденсата и перепад давлений на конденсатоотводчике (определяется по графику). 

 т/с

мм 

Подбираем конденсатоотводчик для кипятильника: 

Dу=50 мм; L=200 мм; L1=24 мм; Hмакс=103 мм; H1=60 мм; D0=115 мм

 т/с

 мм 

Подбираем конденсатоотводчик для подогревателя: 

Dу=20 мм; L=100 мм; L1=16 мм; Hмакс=63 мм; H1=22,5 мм; D0=67 мм

В данном проекте используют термодинамические конденсатоотводчики 45Ч12ИЖ для автоматического отвода из пароприемника конденсата водяного пара рабочей температуры до 200 ºC. 





Расчет и выбор вспомогательного оборудования



Расчет емкостей. 

Для приема исходной смеси (Е1), кубового остатка (Е2) и дистиллата (Е3) должны быть предусмотрены резервуары. Размеры последних рассчитываются, исходя из условий обеспечения непрерывности работы установки в течение 6 часов (τ) и заполнении их на 0,8 емкости (К3). 

Расчет резервуара для хранения исходной смеси. 

Исходные данные: a1=0,15 масс дол. 

W1 =2,22 кг/с; 

τ=6ч =21600 с; ρА=791,0 кг/м3

К3=0,8; ρВ=879,0кг/м3 при 20 ºC

 кг/м3

 м3

Подбираю емкость ГЭЭ1-1-100-0,6. 

Dвн=3200 мм L(H) =16700 мм

Расчет резервуара для хранения дистиллата. 

Исходные данные: d2=0,925 масс дол. 

П =0,55 кг/с; 

τ=21600 с; ρА=791,0 кг/м3

К3=0,8; ρВ=879,0кг/м3 при 20 ºC

 кг/м3

 м3

Подбираю емкость ГЭЭ1-2-125-0,6. 

Dвн=2400 мм L(H) =4500 мм

Расчет резервуара для хранения кубового остатка. 

Исходные данные: a0=0,025 масс дол. 

W0 =1,9 кг/с; 

τ=21600 с; ρА=791,0 кг/м3

К3=0,8; ρВ=879,0кг/м3 при 20 ºC

 кг/м3

 м3

Подбираю емкость ГЭЭ1-1-100-0,6. 

Dвн=3200 мм L(H) =16700 мм

Расчет толщины тепловой изоляции ректификационной установки. 

Расчет толщины тепловой изоляции проводится по формуле: 

, где

αВ =9,3+0,058* - коэффициент теплоотдачи от внешней поверхности изоляционного материала в окружающую среду, Вт/м2 *К. 

 - температура изоляции со стороны окружающей среды. 

=20 0С

 - температура изоляции со стороны колонны. Ввиду незначительного термического сопротивления стенки аппарата по сравнению с термическим сопротивлением слоя изоляции: 

≈ При Ргр =4ат. → =142,9 0С

 - температура окружающей среды (воздуха). Температура воздуха в г. Ярославле зимой - 20 0С. 

λu - коэффициент теплопроводности изоляционного материала в качестве материала для тепловой изоляции выбираю совелит (85% магнезии и 15% асбеста). По (1, стр.504, табл. XXVIII) для совелита λu =0,09

αВ =9,3+0,058 * 40 =11,6

м

Принимаю толщину тепловой изоляции 0,23м и для других аппаратов. 




Список использованной литературы



1) Коган В.Б., Фридман В.М., Кафаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром, М.: Наука, 1966. 

2) Захаров М.К., Солопенков К.Н., Варфоломеев Б.Г. Методические указания к курсовому проектированию ректификационных установок непрерывного действия, М.: Полинор-М, 1995. 

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

4) Лащинский А.А., Толчинский А.Р. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры: Приложение к справочнику, М.: Машиностроение, 1970. 

5) Колонные аппараты: Каталог, М.: Цинтихимнефтемаш, 1978. 

6) Лащинский А.А., Толчинский А.Р. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры: Справочник, М.: Машиностроение, 1970. 

Мясоединков В.М. / Под ред. Б.Г. Варфоломеева Подбор и расчет конденсатоотводчиков, М.: МИТХТ, 1989. 

Борисов Г.С., Брыков В.П., Дытнерский Ю.И. и др. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию, М.: Химия, 1991. 

Сварное емкостное оборудование. Каталог ЦИНТИХИМНЕФТЕМАН, "Москва", 1987 г.