Степень в реакторах каталитического

Рис. УП1-22. Влияние обратного перемешивания на степень превращения в реакторах каталитического крекинга различных диаметров .

В агрегате АК-72 обеспечивается еще более высокая степень использования внутренней энергии технологических процессов, что создает автономность агрегата по энергии. В схеме имеется реактор каталитического восстановления оксидов азота, содержащихся в выхлопных газах, и содержание оксидов в выхлопном газе поддерживается от 0,005—0,008% (об.). Концентрация продукционной кислоты в этом агрегате достигает 60%- [c.214]

В зависимости от режима процесса, качества сырья и степени дисперсности катализатора роль диффузионных и адсорбционных процессов может быть больше или меньше. Так, установлено, что при нормальном режиме реактора каталитического крекипга с кипящим слоем порошкообразного катализатора при температурах от 480 до 535° С решающее значение имеют адсорбция и химические реакции на поверхности катализатора . При крекинге на крупно-гранулированном катализаторе скорость реакции тормозится диффузией молекул сырья к внутренней поверхности катализатора. Г. М. Панченковым и Ю. М. Жоровым было показано, что каталитический крекинг легких газойлей при размере зерен катализатора 3—Ъ мм и температурном интервале 450—500° С протекает в области переходной между внутренней кинетической и внутренней диффузионной . Крекинг тяжелых газойлей при температурах выше 460° С происходит вблизи внешней диффузионной области, т. е. скорость распада здесь мало зависит от активности и величины внутренней поверхности катализатора и определяется скоростью подвода молекул сырья к внешней его поверхности. [c.153]

При обычно поддерживаемой в реакторах каталитического крекинга температуре (470—510 °С) нафтены подвергаются крекингу и наряду с с этим дегидрируются до ароматических углеводородов. Кроме того, значительные количества алкилароматических углеводородов могут присутствовать в прямогонных газойлевых фракциях — сырье крекинга. Ароматическое кольцо этих углеводородов очень стойко в условиях крекинга и при дальнейшем крекинге лишь в крайне незначительной степени подвергается разрыву [43], но длинные алкильные боковые цепи и нафтеновые кольца, соединенные с ароматическим кольцом, легко отщепляются. Помимо отщепления замещающих групп важнейшими реакциями ароматических углеводородов в условиях каталитического крекинга являются дегидрирование и конденсация, ведущие в конечном результате к образованию кокса [4, 17, 43]. [c.201]

Если при электролизе не достигается требуемая степень очистки сточных вод, то необходимо предусмотреть реактор каталитической доочистки с гранулированной (размеры гранул 2— 5 мм) загрузкой из активированного пиролюзита или других специально подобранных катализаторов. Для этого может быть использован комбинированный аппарат (см. рис. 4.61) с совмещенной камерой доочистки или отдельно стоящий реактор. [c.281]

Пример 7.4. Составить материальный баланс реактора каталитического окисления метанола в формальдегид. Производительность реактора по формальдегиду 10 000 т/год. Степень превращения метанола в формальдегид — 0,7 общая степень превращения метанола (с учетом побочных реакций) — 0,8. Содержание метанола в спирто-воздушной смеси — 40% по объему. Мольные соотношения побочных продуктов на выходе из реактора [c.172]

Согласно этой схеме включений, нормальный бутан поступает в каталитический конвертор (реактор) 2 и там изомеризуется при определенной степени превращения. Продукты реакции поступают в дистилляционную колонну 2, где разделяются на верхний продукт, состоящий из изобутана требуемой чистоты, и нижний — нормальный бутан, который изомеризуется в каталитическом конверторе [c.282]

Работа всей установки каталитического крекинга в значительной степени зависит от нормальной работы реактора и реакторной части. Большое значение имеют подготовка к включению и включение реактора на поток паров сырья. [c.141]

Ниже описан ряд каталитических процессов, имеющих важное промышленное значение. При этом приведены известные составы катализаторов, рабочие температуры и давления, кинетические уравнения или время контактирования и объемная скорость оправдавших себя катализаторов. Указанные данные позволяют оценить порядок величины размеров реактора для рассмотренных процессов. Однако объемная скорость может сильно меняться в зависимости от продолжительности работы и даже небольших изменений состава катализатора, а также от требующегося общего выхода и степени превращения за один проход. Объемная скорость измеряется или в Л1 газа [приведенного к нормальным условиям (О С и 760 мм рт. ст.)], проходящего через 1 ж катализатора за 1 ч, или в кг газа, проходящего через 1 кг катализатора за 1 ч. [c.323]

Основными технологическими параметрами, в значительной степени определяющими процесс каталитического риформинга и характеристики получаемых продуктов, являются температура, давление, объемная скорость подачи сырья и кратность циркуляции водородсодержащего газа. Однако в эксплуатационных условиях основным регулируемым параметром является температура на входе в реактор. Давление, скорость подачи сырья и кратность циркулирующего газа обычно поддерживаются постоянными, оптимальными для переработки данного сырья. Изменением температуры процесса компенсируют потери активности катализатора, обеспечивая тем самым приемлемую глубину ароматизации сырья и требуемое качество риформинг-бензи-на (величину октанового числа). Рассмотрим влияние отдельных параметров на процесс риформирования. [c.13]

Следовательно, оптимальная высота слоя для промышленного реактора с псевдоожиженным слоем катализатора при необходимой степени конверсии зависит в основном от отношения скоростей реакции межфазного обмена газом. Таким образом, если процесс лимитируется скоростью химической реакции, то для получения более высокой степени превращения нужно увеличить либо высоту слоя, либо каталитическую активность (температуру), если, конечно, процесс в этих изменившихся условиях все еще лимитируется скоростью реакции. С другой стороны, если процесс контролируется скоростью межфазного обмена газом, то увеличение скорости реакции может ничего не дать, и для повышения конверсии потребуется либо увеличить высоту [c.367]

Реактор, в котором концентрация компонентов реакции непрерывно изменяется вдоль слоя катализатора или (в данном месте катализатора) в ходе процесса, называется интегральным реактором. В дифференциальном реакторе концентрация по всему слою катализатора (а в отдельном месте катализатора— во времени) практически не изменяется, например при работе в проточной системе при малых степенях превращения. Подробнее об этом см. в книге Киперман С. Л., Введение в кинетику гетерогенных каталитических реакций, изд-во Наука , 1964,стр. 383. — Прим. перев. [c.175]

Проточные интегральные реакторы, обычно заполненные катализатором трубки, аналогичны аппаратам, применяемым в промышленности, и по условиям своей работы близки к ним. Это имеет существенное значение в прикладных исследованиях, когда кроме чисто химических и расчетных данных необходимо выявить технологические особенности процесса, получить образцы целевого продукта, сведения о длительности работы катализатора и качества целевого продукта и т. п. Поэтому стадия модельной установки с проточным реактором является практически необходимой в разработке промышленных гетерогенно-каталитических процессов. Целесообразно использовать эти реакторы для получения данных по кинетике, необходимых для расчета и проектирования промышленных реакторов. При применении современной машинной вычислительной техники постановка опытов на проточных интегральных реакторах может дать большой объем информации, позволяющий составить математическое описание процесса с большой степенью надежности и тен самым решить задачу перехода от лабораторного или пилотного реактора к промышленному любой схемы и конструкции, в том числе и к оптимальному. [c.402]

Сероводородсодержащий газ поступает в блок промывки, предназначенный для удаления из газа водорастворимых каталитических ядов (алканоламины, ингибиторы коррозии). Затем газ проходит узел предварительного подогрева, который может представлять собой печь прямого или косвенного нагрева, паровой подогреватель либо электрообогреватель, и далее с температурой 220...240 С поступает на каталитическую конверсию. В качестве окислителя используется воздух. Применение высокоэффективного катализатора в сочетании с оригинальной конструкцией реактора позволяет в одном аппарате достичь 90...95 % степени превращения. Оптимальная температура в слое катализатора 260...300°С [7]. [c.106]

Таким образом, термические реакторы установок не обеспечивают максимально возможной степени конверсии, что приводит к дополнительной нагрузке на каталитические ступени. [c.160]

Политропический процесс, протекающий с отводом или подводом тепла, когда скорость отвода или подвода тепла не пропорциональна количеству выделенного или поглощенного тенла. В рассматриваемом случае температура в реакторе также меняется от входа к выходу, но характер температурной кривой зависит в большей степени от работы поверхности теплообмена, чем от вида кинетической кривой. К полптропическим системам могут быть отнесены реакционные секции змеевиков печей термического крекинга и пиролиза, реакторы каталитического крекинга с неподвижным катализатором в процессе регенерации, змеевиковые реакторы полиэтилена ысокого давления и др. [c.263]

НЫ которого ОТ температуры показана на рис. 15. Сырьем служила смесь равных количеств вакуумного газойля и рециркуля-та реактора каталитического крекинга в кипящем слое. Остальные условия были следующими объемная скорость жидкости 2 ч , общее давление 750 фунт/дюйм , скорость подачи водородсодержащего газа 2000 ст. фут баррель. Из рис. 15 видно, что при этих условиях с ростом температуры степень гидрирования проходит через максимум, соответствующий 370°С, так же, как это наблюдалось при гидрировании ароматических углеводородов в керосине и реактивном топливе (см. рис. 14). При 370°С степень извлечения серы составляет более 95%, а общая степень извлечения азота — около 55%. На рис. 16 показана зависимость от температуры количества вступивщего в реакцию водорода. Как и следовало ожидать, кривые очень похожи на полученные для гидрирования полиядерных ароматических углеводородов. Связывание водорода сырьем каталитического крекинга служит лучшей мерой повышения его качества. Наконец, для сравнения эффективности каталитического крекинга гидрообработанного и необработанного сырья были проведены испытания микроактивности. Зависимости выхода продуктов крекинга от количества химически связанного водорода показаны на рис. 17 и 18. [c.105]

Среднестатистическое значение а. х р для пиролюзита составляют 0,218 мин- (13,11 ч- ), а для оксида никеля — 0,103 мин- (6,20 ч- ). Их следует принимать при вычислении по уравнению (4.28) необходимой продолжительности контакта сточных вод в реакторах каталитического окисления. При этом необходимо учитывать, что окисление органических веществ на катализаторах практически завершается при степени разложения активного хлора 95%, т. е. Са. х э/Са. х р = 20. Подставив это значение в уравнение (4.28) и принимая соответствующие среднестатистические значения к . р, получим время практически полного завершения реакции в каталитическом реакторе с пиролюзитом /р == 1/0,2 8 1п20= 13,7 мин, с оксидом никеля 5=1/0,103 1п 20 = 28,9 мин это указывает на то, что в реакторе с пиролюзитом скорость разложения активного хлора в 2,1 раза выше, чем в реакторе с оксидом никеля. Аналогичный результат имеем и при сравнении угловых коэффициентов / уравнения (4.26), полученных для пиролюзита и оксида никеля, т. е. 7,06-10-71.47-10-2 2,1. [c.160]

Существует два основных метода охлаждения реагирующей смеси между стадиями адиабатического процесса. С конструктивной точки зрения проще всего смешивать реагенты с байпасной частью исходной смеси. Не обязательно использовать холодное сырье можно вводить в реактор холодное инертное вещество, разбавитель нли смесь какого-либо иного состава. Например, в процессе окисления двуокиси серы используется подача холодного воздуха. В любом случае недостатком такого метода является то, что реагирующая смесь, в которой уже достигнута некоторая степень превращения, разбавляется пепрореагировавшим веществом. Альтернативным методом является охлаждение в промежуточном теплообменнике, где состав реагирующей смеси совсем или почти не меняется. Для каталитических реакций скорость процесса в отсутствие катализатора пренебрежимо мала поэтому, скажем, из реактора с неподвижным слоем газовый поток можно направлять во внешний теплообменник, а затем возвращать в следующий адиабатический слой без заметного изменения степени полноты реакции. В гомогенно-каталитическом процессе реакция может происходить и в теплообменнике, тогда теплообменник можно рассматривать как неадиабатический трубчатый реактор. [c.216]

Реакторный блок установки APT состоит из лифт —реактора 1 с бункером —отстойником 2, где при температуре 480 — 590 °С и очень коротком времени контакта асфальтены и етеросоединения частично крекированного сь рья сорбируются на специальном широконо — ростом микросферическом адсорбенте (арткат) с малыми удельной поверхностью и каталитической активностью и регенератора 3, в котором выжигается кокс, отлагающийся на адсорбенте. В процессе APT удаление металлов достигает свыше 95 %, а серы и азота — 50 — 85 %, при этом реакции крекинга протекают в минимальной степени (адсорбент не обладает крекирующей активностью). Примерный выход (б % об.) продуктов APT при ТАД гудрона составляет газы С -С — 3 — 8 нафта — 13—17 легкий газойль — 13—17 тяжелый газойль — 53 — 56 и кокс — 7 — 11 % масс. Смесь легкого и тяжелого газойлей с незначительным содержанием м<ггаллоБ является качественным сырьем каталитического крекинга, где выход бензина достигает более 42 % масс, (табл.8.3). [c.108]

В высокотемпературной зоне с повышением давления степень пре — вр.ащения в серу снижается. В каталитической зоне повышение давления, наоборот, ведет к увеличению степени конверсии, так как давление сносе бствует конденсации элементной серы и более полному выводу и зоны реакции. На практике увеличение степени конверсии Н З дс стигается применением двух или более реакторов — конверте— рев с удалением серы конденсацией и последующим подогревом газа между ступенями. При переходе от одного реактора к другому по потоку газа температуру процесса снижают. [c.166]

Изложенные выше общетеоретические соображения о закономерностях изменения сложных структурных единиц нефтяных дисперсных систем в основном заимствованы из материалов исследования структурных изменений сырья термодеструктивных процессов. Применительно к процессам каталитического гидрооблагораживання таких материалов в литературе практически нет, хотя и имеются достаточное число публикаций по закономерностям химических превращений в реакторах, закономерностям дезактивации катализаторов и пр. Обширные материалы исследований процесса с использованием нефтяных остатков различной глубины отбора из различных нефтей с широким диапазоном изменения компонентного состава в большей степени подтверждают правомерность вышеизложенных представлений. Это будет показано в пошедую-щих главах. Остановимся на основных факторах, определяющих структурно-механическую устойчивость нефтяных остатков. [c.27]

Отмечено также, что чем ниже давление, тем вьпие должна быть начальная температура для достижения одинаковой степени превращения. Например, если при 16 МИа начальная температура 360 С, то при 7 МПа требуется 375 °С. Это, в свою очередь, усугубляет повышенное коксообразование, что ведет к увеличению дезактивации катализатора. Проблема снижения рабочего давления в реакторах процессов каталитического гидрооблагораживання является предметом многочисленных исследований и поисков. Несмотря на множество патентов на процессы с пониженным давлением, в литературе до сих пор пока нет публикаций, свидетельствующих об их практической реализации. Для рассматриваемых процессов, реакции которых протекают с очень большими диффузионными осложнениями, влияние давления практически равнозначно проблеме создания эффективного катализатора, стойкого к дезактива--ции отложениями углерода и металлов и обладающего повышенной селективностью в основньгх реакциях гидрогенолиза гетероатомных соединений. [c.67]

Работа установок каталитического крекпнга в значительной степени зависит от работы реактора и, в частности, от выхода кокса нри крекинге сырья. [c.147]

Чтобы избежать этого, применяют ступенчатый адиабатический реактор с промежуточным охлаждением реагирующей смеси между ступенями схематическое изображение аппарата показано на рис. 111-16. На рис. 111-17 приведен также характер изменения температуры реагирующей смеси в таком реакторе. Наличие промежуточного теплообмена между секциями позволяет увеличить температуру реакции на первых ступенях, что обеспечивает высокую скорость реакции при малых степенях превращения и, тем самым, дает возможность существенно уменьшить общий объем реактора, необхо-ДИМ111Й для достижения заданной конечной степени превращения, по сравпеишо с одноступенчатым реактором. Особенно важно. уто для контактно-каталитических процессов, у которых затрат л на катали-зато]з прямо пропорциональны требуемому времени п]1е6ывания реагентов в аппарате для его заданной производительности. [c.123]

В качестве сырья исно.чьзуются атмосферные и вакуумные остатки различных нефтей, ха])актеризую1циеся высокой коксуемостью [3,4, 3.10, З.П]. Контакт сырья и катализатора 0суп1сствлястся нри температурах, близких к процессу каталитического крекинга или выше (450-700 С) в зависимости от требуемой глубины превращения сырья, степени восстановления и закоксованности катализатора и других факторов. В реактор может подаваться флюидизирующий агент (водяной пар, азот, углеводородные газы) для созда- [c.60]

Температурой процесса считается среднее значение температуры реагирующих продуктов и катализатора в рабочей зоне реактора (обычно замеряют температуру верха, середины и низа реакционной зоны). Температура каталитического крекинга во многом определяется степенью нагрева поступающих в реактор катализатора и сырья. Имеющиеся данные о температурных режимах в реакторном блоке /9/ свидетельствуют о значительном диапазоне температур, при которых проводятся каталитические процессы. В реакторах с плотным кипящим слоем катализатора температура процесса изменяется от 424 до 704 С, для ли4 -реакторов наиболее распространенный интервал температур 532—538°С. В табл. 1 приведен сослав и характеристики продуктов крекинга вакуумного газойля ромаш-кинской нефти плотностью = 0,914 при различных температурах процесса. Использовался алюмоси>1икатный катализатор с индексом активности 51,1, кратность циркуляции составляла 5,5 1. [c.30]

Поскольку выделение непредельных углеводородов любым методом относительно дорогостоящий процесс, в последнее время проводятся большие исследования по разработке процессов использования этилена и пропилена без выделения их из газов пиролиза. Один из таких процессов недавно разработан в США и известен под названием процесса Алкар [70]. Он проводится в стационарном реакторе обычной конструкции и основан на каталитическом взаимодействии этилена с ароматическими углеводородами на катализаторе, состав которого не приводится. На данном катализаторе олефины вступают в реакцию с ароматическими углеводородами бензина и количественно превращаются в моноалкилароматические соединения этилен при этом образует этилбензол пропилен дает изопропилбензол и бутилены — бу-тилбензолы. Степень превращения этилена на указанном катализаторе, по сообщению печати, достигает 90%. [c.57]

Теплоты каталитического крекинга в промышленных условиях (—150—250 кДж/кг) хорошо согласуются с рассчитанными величинами. Приведенные теплоты относятся к 1 кг сырья, поданного в реактор. Очевидно, при увеличении степени превращения сырья теплота должна возрастать, что подтверждается данными промышленной установки. Так, при увеличении условной глубины превращения сырья (т. е. суммы выходов бензина, газа и кокса) с 68, до 80,7% тепловой эффект возрастает со 180 до 205кДж/кг. [c.109]

Получены зависимости основпых параметров процесса каталитического крекипга газойля из смеси тяжелой балаханской и бинагадинской нефтей от температуры, массовой скорости нодачи сырья и кратности циркуляции катализатора. Кратность циркуляции (интенсивность, степень циркуляции) предстанляет собой отношение массы катализатора, циркулирующего между реактором и регенератором, к сырью, подаваемому в реактор. Установлено, что выход бензина (табл. 11, 12) для низкой (5,0) и средней (7,5) кратности циркуляции максимальный при температуре 450 °С. При высокой кратности циркуляции катализатора (10) оптимальная температура ниже 410 °С. С повышением температуры увеличиваются выходы газа и кокса, а следовательно, и непроизводительные затраты сырья. Увеличение массовой скорости подачи сырья приводит к уменьшению глубины его превращения. Однако при скорости подачи сглрья [1ня е 0,5 значителг.но растут непроизводительные потери сырья иа газо- и коксообразование. [c.178]

Формально результат воздействия обратной связи на ход каталитического процеса в математических моделях автоколебаний учитывается различными путями. В основу гетерогенно-каталитических моделей обычно полагается механизм Лэнгмюра—Хиншельвуда с учетом формального отражения а) зависимости констант скорости отдельных стадий реакции от степеней покрытия адсорбированными реагентами [93—98] б) конкуренции стадий адсорбции реагирующих веществ [99—103] в) изменения во времени поверхностной концентрации неактивной примеси или буфера [104—107] г) участия в стадии взаимодействия двух свободных мест [108] д) циклических взаимных переходов механизмов реакции [109], фазовой структуры поверхности [110] е) перегрева тонкого слоя поверхностности катализатора [100] ж) островко-вой адсорбции с образованием диссипативных структур [111, 112]. К этому следует добавить модели с учетом разветвленных поверхностных [113] гетерогенно-гомогенных цепных реакций [114, 115], а также ряд моделей, принимающих во внимание динамическое поведение реактора идеального смешения [116], процессы внешне-[117] и внутридиффузионного тепло-и массопереноса I118—120] и поверхностной диффузии реагентов [121], которые в определенных условиях могут приводить к автоколебаниям скорости реакции. [c.315]

Конверсия оксида углерода — один из основных процессов в агрегатах синтеза аммиака. Конверсия осуществляется в каталитических реакторах первой и второй ступеней. Эффективность работы реакторов в значительной степени зависит от работы котлов-утилизаторов, подогревателя азотоводородной смеси и вспомогательного оборудования. Эти аппараты в совокупности с реакторами образуют отделение конверсии оксида углерода с блоками парогенерации. [c.334]

Реакторы с неподвижным зернистым слоем катализатора — наиболее распространенный тип аппаратов для проведения каталитических процессов. Зернистый слой представляет собой совокупность беспорядочно уложенных частиц катализатора через промежутки, между которыми протекает поток жидкости или газа, т. е. своеобразную крупнозернистую среду, которая должна быть в сильвой степени подвержена воздействию различных случайшлх факторов, связанных с неоднородностью упаковки частиц и распределения потока реагирующей смеси. [c.213]

В промышленности приняты следующие процессы жидкофазный процесс синтеза этилбензола на катализаторе AI I3. Процесс ведут в стальных колоннах, облицованных специальными антикоррозионными материалами, реакция идет при температуре кипения реакционной смеси (80—100°С) и атмосферном давлении. В качестве сырья используется бензол со степенью чистоты пе -ниже 99%. Твердый хлорид алюминия прибавляется к реакционной смеси и -в реакторе образуется соответствующее комплексное соединение. Бе-нзол-сырье и бензол-рециркулят после предварительной осушки подаются в реактор. Хлористый водород или хлористый этилен также добавляются в реактор. Жидкие продукты из алкилатора охлаждаются и направляются в отстойник, где -каталитический комплекс отделяется и возвращается в алкилатор. Алкилат промывается водой, затем 20%-пой водной щелочью для нейтрализации НС1, после чего разделяется на -индивидуальные компоненты на стадии ректификации. [c.266]

Гетерогенный реактор с твердыми частицами катализатора -это динамическая система, в которой в просфанстве и во времени объединены сложные физико-химические процессы, происходящие на поверхности и внутри пористого катализатора, внутри и на фаницах реакционного объема в целом. В стационарном режиме все потоки объединены материальными и энергетическими балансами. Поэтому редко удается организовать каталитический процесс так, чтобы все его уровни - от поверхности катализатора до контактного отделения - работали в режиме, соответствующем оптимальному. Например, состав, сфуктура и свойства катализатора определяются состоянием газовой фазы. Следовательно, повлиять существенно на характеристики катализатора, работающего в стационарных условиях, не представляется возможным, так как состав газовой фазы предопределен степенью превращения и избирательностью. В нестационарном режиме, оказывается, можно так периодически изменять состав газовой фазы или таким образом периодически активировать катализатор, что его состояние будет значительно [c.304]

В последние годы был разработан ряд процессов адсорбционной деас-фальтизации. В 1983 г. в США пущена установка адсорбционной деасфальтизации (процесс ART) мощностью примерно 2,5 млн. т/год (капиталовложения — около 50 млн. долл.). Процесс A1RT предназначен для адсорбционной деметаллизации (а также частичной декарбонизации, обессеривании и деазотирования) нефтяных остатков, которые затем используют в качестве сырья каталитического крекинга. Процесс осуществляют на установке, аналогичной обычной установке каталитического крекинга и состоящей нз реактора (лифт-реактора), где при температуре 480—590 °С и очень коротком времени контакта сырья и адсорбента асфальтены и другие металлы, серу и азотсодержащие соединения с низким содержанием водорода сорбируют на специальном мпкросферическом адсорбенте ( арткат ), и регенератора, в котором выжигают кокс, отлагающийся на адсорбенте. В процессе ART удаление металлов достигает свыше 95%, а серы и азота — 35—50%. Реакции крекинга и дегидрирования протекают лишь в минимальной степени. [c.130]

Химическая кинетика и расчеты промышленных реакторов Издание 2 (1967) -- [ c.0 ]

Химическая кинетика и расчеты промышленных реакторов Издание 2 (1967) -- [ c.0 ]

Химическая кинетика и расчеты промышленных реакторов (1964) -- [ c.0 ]

Химическая кинетика м расчеты промышленных реакторов Издание 2 (1967) -- [ c.0 ]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология