Logo GenDocs.ru

Поиск по сайту:  

Загрузка...

Ректификация - файл n1.doc


Ректификация
скачать (288.5 kb.)

Доступные файлы (3):

n1.doc616kb.14.11.2005 19:40скачать
n2.dwg
n3.dwg

Загрузка...

n1.doc

Реклама MarketGid:
Загрузка...

  1. Исходные данные


Смесь – ацетон - этиловый спирт

Производительность по исходной смеси – 5 т/ч;

Концентрация ацетон:

в исходной смеси - aF = 35% (масс.),

в дистилляте - aР = 97% (масс.),

в кубовом остатке - aW = 1,7% (масс.).

Температура:

охлаждающей воды - 12 °С,

дистиллята после холодильника - 25 °С,

кубового остатка после холодильника - 27 °С,

исходной смеси - 20 °С.

Давление насыщенного водяного пара - 5 кгс/см2,

Коэффициент избытка флегмы - 1,5.

Колонна работает под атмосферным давлением.

Исходная смесь и флегма вводятся в аппарат при температуре кипения.

  1. Определение производительности по дистилляту и кубовому остатку



Производительность колонны по дистилляту определяем по формуле:
кг/ч = 0,485 кг/с.
Производительность колонны по кубовому остатку определяем из уравнения:
GW = GF – GP = 5000 – 1747,11 = 3252,89 кг/ч = 0,9 кг/с.
Проверка: 5000 . 0,35 = 1747,11 . 0,97 + 3252,89 . 0,017

1750 = 1750

  1. Определение минимального и действительного флегмового числа



Пересчитываем массовые концентрации в мольные по формуле:



где Х – концентрация низкокипящего компонента А в бинарной смеси, мол. доли;

а – содержание низкокипящего компонента А в бинарной смеси, масс. доли;

МА, МВ – молярная масса компонента А и В (соответственно).

Молярные массы: ацетон (компонент А) –58 кг/кмоль.

этиловый спирт (компонент В) – 46 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 этиловый спирт-вода при атмосферном давлении (рис. 3.1) и кривую температур кипения и конденсации (рис. 3.2).
Таблица 1 – Равновесные данные для смеси ацетон - этиловый спирт


Содержание компонента А, мол. %

Температура

кипения,

t, °С

в жидкости (х)

в паре (у)

0

0,0

78,3

5

15,5

75,4

10

26,2

73

20

41,7

69

30

52,4

65,9

40

60,5

63,6

50

67,4

61,8

60

73,9

60,4

70

80,2

59,1

80

86,5

58

90

92,9

57

100

100,0

56,1


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 = 0,32. По величине этого отрезка находим минимальное флегмовое число:
.
Действительное флегмовое число будет равно:
R = KR . Rmin = 1,5 . 2,01 = 3,015.





На диаграмме у-х наносим линии рабочих концентраций (рабочие линии) для оптимального флегмового числа R = 3,015 (рис. 3.3): 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.



  1. 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 (рис. 3.2).

Средняя мольная масса

Мх ср = МА . Хср + МВ . (1 – Хср),
Мх ср = 58 . 0,3935 + 46 . (1 – 0,3935) = 50,72 кг/кмоль.
Средняя плотность определяется по формуле:

,
где ?А и ?В – плотность компонентов А и В при температуре tx cp.

?А = 733,68 кг/м3 при tx cp = 69,125 °С [1, с.78, Прил Б];

?В = 745,33 кг/м3.

кг/м3.
Среднюю вязкость рассчитываем по уравнению:
lg ?х ср = Хср . lg ?А + (1 – Хср) . lg ?B
где ?А и ?В – динамические коэффициенты вязкости компонентов А и В, Па.с.

?А = 0,216 мПа . с при tcp = 69,125 °С [1, с.79, Прил Б];.

?В = 0,52 мПа . с.

lg ?х ср = 0,3935 . lg 0,216 + (1 – 0,3935) . lg 0,52 = -0,434
?х ср = 0,368 мПа . с = 0,368 . 10-3 Па . с.




Среднее поверхностное натяжение определяем по уравнению
?х ср = ?А . Хср + ?B . (1 – Хср)
где ?А и ?B – поверхностные натяжения компонентов А и В, н/м.

?А = 17,505 . 10-3 н/м при tх cp = 69,125 °С [1, с. 80, Прил Б];

?В = 18,224 . 10-3 н/м.
?х ср = 17,505 . 10-3 . 0,3935 + 18,224 . 10-3 (1 – 0,3935) = 17,94 . 10-3 н/м.
Коэффициент диффузии при средней температуре определяем :
Dx (t) = Dx (20) [1 + b . (t – 20)]
где Dx (20) – коэффициент диффузии при t = 20 °С, м2/с;

, здесь ? [мПа . с] и ? [кг/м3] – вязкость и плотность растворителя (этилового спирта) при

t = 20 °С; t = tх cp
Коэффициент диффузии при 20 °С рассчитываем по эмпирическому уравнению:

где VA и VB – мольные объемы компонентов А и В, см3/моль;

А, В – коэффициенты, зависящие от свойств компонентов, А = 1; В = 2

[1, с. 80, табл Б.4];

.
Мольные объемы компонентов [1, с.81, табл Б.5];

VA = 3 . 14,8 + 6 . 3,7 +7,4 =74 см3/моль;

VB = 2 . 14,8 + 6 . 3,7 +7,4 = 59,2 см3/моль.
м2/с.
Dx (t) = 2,2 . 10-9 [1 + 0,024 (69,125 – 20)] = 4,79 . 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 (рис. 3.2).
Средняя температура по колонне:

°С.
Средняя мольная масса
Му ср = МА . уср + МВ . (1 – уср) = 58 . 0,5065 + 46 . (1 – 0,5065) =

= 52,08 кг/кмоль.

Средняя плотность:


здесь Т = 273 + tу ср; Р = 1 кгс/см2 (давление в колонне атмосферное).
кг/м3.
Средняя вязкость :


где ?уА и ?уВ – динамический коэффициент вязкости паров компонента А и В.

?уА = 0,97 . 10-6 Па.с при tу cp = 69,8 °С [1, с. 82, Прил Б6];

?уВ = 1,1 . 10-6 Па.с.
,

?у ср = 1,023 . 10-6 Па . с.
Коэффициент диффузии для паровой фазы определяем по уравнению :

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

Т = 273 + tу ср, °С.

м2

  1. Определение диаметра колонны



Диаметр колонны определяем по уравнению:



Расход, проходящего по колонне пара, может быть определен:
м3/с.
Скорость пара в колонне. Предварительно принимаем расстояние между тарелками h = 300 мм. Используем ранее найденные ?х cp = 740 кг/м3 и ?у cp = 1,79 кг/м3. Для ситчатых тарелок по графику [1, с. 13, рис 2.2] находим С = 0,032. Тогда скорость пара в колонне:

м/с.

Тогда диаметр колонны

м




Принимаем стандартное значение диаметра колонны D = 1,6 м [1, с. 87, Прил. В] и уточняем скорость пара в колонне:

м/с.

  1. Определение высоты колонны



Находим коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:


Коэффициент массоотдачи в паровой фазе находим по уравнению:


.
Общий коэффициент массопередачи Kyf:

,

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. 3.3).

В пределах от Хw до Хр выбираем ряд значений Х, для каждого значения Х определяем по диаграмме (рис. 3.3) величины у* - у, х - х* как разность между равновесной и рабочей линией, а затем по этим значением определяем величину m. Результаты сводим в таблицу




Таблица 2 - Определение коэффициента массопередачи


х

0,0135

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

0,963

у*- у

0,035

0,11

0,105

0,058

0,063

0,062

0,05

0,037

0,025

0,017

0,015

х -х*

0,011

0,052

0,075

0,055

0,085

0,085

0,08

0,06

0,04

0,025

0,02

m

3,18

2,12

1,4

1,05

0,74

0,73

0,625

0,62

0,625

0,68

0,75



14

20,5

29,9

38,6

51,7

52,3

59,2

59,6

59,2

55,4

51,2


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 [1, с. 87, Прил. В.1]: Fp = 1,834 м2.
Мольный расход пара по колонне:

кмоль/с.
Таблица 3 – К построению кинетической кривой


х

0,0135

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

0,963



0,69

1,02

1,48

1,91

2,56

2,59

2,93

2,95

2,93

2,75

2,54

, мм

7

22

22

12

13

13

10

7

5

4

3

, мм

3,5

7,9

4,4

1,8

1

0,98

0,5

0,4

0,3

0,3

0,2


По данным таблицы 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.

В результате построения (рис. 3.3) получаем число действительных тарелок n= 22, тарелка питания 9-я снизу.
Высоту колонны определяем по уравнению
H = (n – 1) . h + Hсеп + Hкуб = (22 – 1) . 0,3 + 0,8 + 2,0 = 9,1 м.
При D = 1600 мм: Hсеп =800 мм; Hкуб = 2000 мм

С учетом люков принимаем Н = 9,6 м

  1. Определение гидравлического сопротивления колонны с ситчатыми тарелками



Гидравлическое сопротивление ректификационной колонны определяем по уравнению:
к = n .т.
Для ситчатой тарелки принимаем: диаметр отверстий do = 3 мм, высота перелива hпер = 30 мм, свободное сечение тарелки Fo = 0,1 (10%).


Гидравлическое сопротивление ситчатой тарелки определим по уравнению:
Па.

Скорость пара в отверстиях:
Wo = W / Fo = 0,542 / 0,10 = 5,42 м/с.
Сопротивление, вызываемое силами поверхностного напряжения ситчатых тарелок:

Па.
Для определения статического давления жидкости на тарелке определяем расход жидкой фазы в нижней части колонны:
L = GP . R + GF = 1747,11 . 3,015 + 5000 = 10267,5 кг/ч = 13,875 м3/ч.
Для колонны D = 1,6 м длина сливного борта lсл = П = 0,795 м (Приложение В), тогда интенсивность потока

Так как , то m = 10000.

Тогда по уравнению:






Гидравлическое сопротивление одной тарелки
г = ?Рсух + ?Р? + ?Рст = 47,85 + 18,4 + 268,0 = 334,2 Па.
Гидравлическое сопротивление колонны:
к = n .т = 22 . 334,2 = 7352,4,7 Па.
Ранее принятое расстояние между тарелками h = 0,3 м проверяем по соотношению:
м  0,3 > 0,083

Условие соблюдается.



  1. Определение диаметра штуцеров





  • Штуцер подачи флегмы:

,
м3/с.

Так как скорости потока принимаем ориентировочно, то можно принять плотность флегмы, как плотность ацетона: ?А = 749,85 кг/м3 при t = 56,5 °С.




Принимаем Wф = 0,5 м/с, тогда

м.
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ш90х5 мм, [2, с.16].


  • Штуцер подачи исходной смеси:


,
; ,

при tXF = 66 °С
кг/м3; м3/с;
Принимаем WF = 0,8 м/с, тогда

м.
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ш70х3 мм, [2, с.16]


  • Штуцер выхода кубового остатка:


,
м3/с.
?В = 737,85 кг/м3 – плотность воды при 77 °С.
Принимаем WW = 0,3 м/с, тогда

м.
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ш90х5 мм, [2, 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 Ш133х6 мм, [2, с.16]




  • Штуцер выхода паров из колонны:


,
Vy = 1,089 м3/с из раздела 5 «Определение диаметра колоны»
Принимаем Wу = 15 м/с, тогда

м.
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ш325х10 мм, [2, с. 16].


  1. 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 исходной смеси (задана).

Удельная теплоемкость исходной смеси

= аF . СА + (1 – аF) . СВ,
где СА, СВ – удельные теплоемкости ацетона и этилового спирта при средней

температуре: °С;
СА = 0,5373 ; СВ = 0,657 , из [1, с.84, табл Б.7];
= 0,35 . 0,5373 + (1 – 0,35) . 0,657 = 0,615 = 2587,1 .
Q = 1,05 . GF . (tXF – tнач) = 1,05 . . 2578,1 (66 – 20) = 172947,5 Вт.

Расход греющего пара:

кг/с,

r – удельная теплота парообразования:

r = 2117 при Р = 5 кгс/см2 [1, c.85, табл Б.9];




Средняя разность температур

151,1 151,1

20 66

Температура насыщенного водяного пара при Р = 5 кгс/см2 составляет 151,1°С из

[1, c.85, табл Б.9];

Большая разность температур:

?tб = 151,1 – 20 = 131,1 °С;

Меньшая разность температур:

?tм = 151,1 – 66 = 85,1 °С.

Так как , тогда среднюю разность температур определяем по уравнению

°С.
Коэффициент теплопередачи принимаем ориентировочно равным 300Вт/м2.К [2, с. 47].

Поверхность теплообмена подогревателя исходной смеси
м2.

Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [2, с. 51]:

  • диаметр кожуха 273 мм;

  • труба 25х2 мм;

  • количество труб в теплообменнике 37 шт;

  • длина труб 2 м;

  • поверхность теплообмена 6 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),

здесь rР = аР . rА + (1 – аР) . rВ
Удельные теплоты парообразования ацетона rА и этилового спирта rВ при tХр=56,5 °С:
rА = 522,53 ; rВ = 882,83 , из [1, c.85, табл Б.8];

rР = 0,97 . 522,53 + (1 – 0,97) . 882,83 = 533,34 .
QД = . (3,015+ 1) . 533,34 .103 = 1,039 .106 Вт.
Принимаем температуру охлаждающей воды на выходе из дефлегматора 26°С, тогда расход охлаждающей воды

кг/с.

Средняя разность температур при противоточной схеме движения теплоносителей:

56,5 °С 56,5 °С

26 °С 12 °С

Большая разность температур:

?tб = 56,5 – 12 = 44,5 °С;

Меньшая разность температур:

?tм = 56,5 – 26 = 30,5 °С
Так как , то: °С.
Принимаем ориентировочно коэффициент теплопередачи К = 500 Вт/м2 . К [2, с.47].

Поверхность теплообмена дефлегматора:
м2.
Принимаем четырехходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [2, с.51]:


  • диаметр кожуха 600 мм;

  • труба 25х2 мм;

  • количество труб в теплообменнике 240 шт;

  • длина труб 3 м;

  • поверхность теплообмена 57 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;

tр кон – конечная температура дистиллята после холодильника, °С (по условию задания).
= аР . СА + (1 – аР) . СВ,
СА = 0,535 ; СВ = 0,65 , при средней температуре= 40,75 из [1, c.85, табл Б.8]; °С;

= 0,97 . 0,535 + (1 – 0,97) . 0,65 = 0,538 = 2256.
Q = GР . . (tXр – tр кон) = . 2256 (56,5 – 25) = 34488 Вт.
Расход охлаждающей воды при нагревании ее на 15 °С в холодильнике товарного дистиллята:
кг/с.

Средняя разность температур при противоточной схеме движения теплоносителей:

56,5 °С 25 °С

27 °С 12 °С
Большая разность температур:

?tб = 56,5 – 27 = 29,5 °С;

Меньшая разность температур:

?tм = 25 – 12 = 13 °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 [2, 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;

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

= аw . СА + (1 – аw) . СВ,

°С
СА = 0,544 ; СВ = 0,684 , при средней температуре; [1, c.84, табл Б.7];

= 0,017 . 0,544 + (1 – 0,017) . 0,684 = 0,682 = 2856 .
Q = Gw . . (tXw – tW кон) = . 2856 (77 – 27) = 129031 Вт.
Расход охлаждающей воды при нагревании ее на 15 °С в холодильнике кубового остатка:
кг/с.
Средняя разность температур при противоточной схеме движения теплоносителей:
77 ° 27 °С

27 °С 12 °С
Большая разность температур:

?tб = 77 – 27 = 50 °С;

Меньшая разность температур:

?tм = 27 – 12 = 15 °С.

Так как , то среднюю разность температур определяем

°С.




При ориентировочном значении К = 400 Вт/м2 . К, поверхность теплообмена холодильника кубового остатка составит [2, с.47]:
м2.
Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [2, с.51]:

  • диаметр кожуха 273 мм;

  • труба 20х2 мм;

  • количество труб в теплообменнике 61 шт;

  • длина труб 3 м;

  • поверхность теплообмена 11,5 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 = 56,5°С, tXF = 66°С, tXw = 77°С.
СР = аР . СА + (1 – аР) . СВ = 0,97 . 0,547 + (1 – 0,97) . 0,6975 = 0,55 = 2310,8 .
СF = аF . СА + (1 – аF) . СВ = 0,35 . 0,555 + (1 – 0,35) . 0,726 = 0,666 = 2791,2 .
СW = аW . СА + (1 – аW) . СВ = 0,017 . 0,564 + (1 – 0,017) . 0,76 = 0,757 = 3170,4 .

Расход греющего пара при Р = 5 кгс/см2:

кг/с.
Средняя разность температур равна разности между температурой насыщенного пара при Р = 5 кгс/см2 и температурой кипения кубового остатка:
?tср = 151,1 – 77 = 74,1°С.


При ориентировочно принятом коэффициенте теплопередачи К = 2000 Вт/м2.К, [2, с.47] поверхность кипятильника составит:

м2.




Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [2, с.51]:

  • диаметр кожуха 273 мм;

  • труба 20х2 мм;

  • количество труб в теплообменнике 61 шт;

  • длина труб 3 м;

  • поверхность теплообмена 11,5м2.


Содержание:
Введение……………………………………………………………………...….…...4
1. Исходные данные………………………………………………………………..5



2. Определение производительности по дистилляту и кубовому остатку 1

3. Определение минимального и действительного флегмового числа 1

4. Определение средних значений параметров по колонне, физико-химических и термодинамических констант фаз. 4

5. Определение диаметра колонны 7

6. Определение высоты колонны 8

7. Определение гидравлического сопротивления колонны с ситчатыми тарелками 9

8. Определение диаметра штуцеров 10

9. Тепловые расчеты 12

Подогреватель исходной смеси: 12

Дефлегматор (конденсатор) 13

Холодильники дистиллята и кубового остатка 14

Кипятильник (испаритель) 16

18

Список литературы 18

19

ВВЕДЕНИЕ 19


Список литературы………………………………………………………...….…...22

Список литературы




  1. Ильиных А.А., Носач В.А., Резанцев И.Р. Методические указания «Расчет ректификационной установки непрерывного действия» – С.: Химия, 2005. – 92с.



  1. 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.



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



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


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.

Приведены расчет тарельчатой колонны, который базируется на определении высоты колонны по действительному числу ступеней изменения концентрации (через кинетическую кривую) и тепловой расчет.

В приложении приведены данные по равновесию бинарных смесей, физические свойства некоторых жидкостей, насыщенного водяного пара и нормативные материалы, необходимые для выполнения курсовой работы.


Скачать файл (288.5 kb.)

Поиск по сайту:  

© gendocs.ru
При копировании укажите ссылку.
обратиться к администрации