Thiết kế thiết bị cô đặc một nồi có phòng đốt ngoài, tuần hoàn cưỡng bức để cô đặc dung dịch nước dứa trong công nghiệp sản xuất nước dứa 1,8m3 giờ


Như đã biết ,kỉ thuật cô đặc đã ra đời từ rất lâu và được ứng dụng rất phổ
biến trong công nghiệp hóa chất đặc biệt là trong công nghệ thực phẩm.
Trong thời kì phát triển của nghành công nghiệp hiện đại ,cuộc sống con
người luôn bận rộn và tất bật ,việc đảm bảo nhu cầu về bữa ăn hằng ngày
luôn gặp phải những vấn đề khó khăn do tốn khá nhiều thời gian và công
sức.Sự có mặt của nghành công nghệ thực phẩm đóng một vai trò rất lớn
trong việc sản xuất các mặt hàng chế biến sẵn vừa đảm bảo rút ngắn thời
gian chế biến vừa đảm bảo giá trị dinh dưỡng và an toàn thực phẩm.
Sự cô đặc các dạng thực phẩm dạng lỏng như trà, cà phê ,nước trái
cây ,đường là một trong những phương pháp bảo vệ tốt nhất những đặc tính
của chúng, bảo quản lâu, giảm chi phí bảo quản và vận chuyển. Sau khi phục
hồi lượng nước mất đi sau quá trình cô đặc, sản phẩm gần như ở dạng ban
đầu.
Việc cô đặc có thể thực hiện bằng nhiều phương pháp khác nhau như
phương pháp nhiệt (bốc hơi dung môi) có hay không thu hồi dung môi bay
hơi hoặc phương pháp lạnh ( kết tinh dung môi dạng rắn ) và thẩm thấu
nghịch. Mỗi phương pháp đều có một đặc trưng riêng trong việc giải quyết
các bài toán công nghệ.
Hiện nay có rất nhiều loại thiết bị được sử dụng trong công nghiệp sản
xuất thực phẩm với những mục đích khác nhau.Nhưng do thời gian nghiên
cứu có hạn nên nhiệm vụ của đồ án này chỉ nghiên cứu về thiết bị cô đặc
một nồi có phòng đốt ngoài , tuần hoàn cưỡng bức để cô đặc dung dịch nước
dứa trong công nghiệp sản xuất nước dứa.
  
  !"# ! $%!&'!(!)&
 *!))&+,
Cơ đặc là phương pháp thường được dùng để tăng nơng độ một cấu tử
nào đó trong dung dich 2 hay nhiều cấu tử .Tùy theo tính chất của cấu tử khó
bay hơi hay dễ bay hơi ta có thể tách một phần dung mơi (cấu tử dễ bay hơi
hơn) bằng phương pháp tăng nhiệt độ (đun nóng) hay bằng phương pháp

làm lạnh kết tinh.
Trong đồ án này ta dùng phương pháp nhiệt.Trong phương pháp nhiệt,
dưới tác dụng của nhiệt (đun nóng) ,dung mơi chuyển từ trạng thái lỏng sang
trạng thái hơi khi áp suất riêng phần của nó bằng áp suất bên ngồi tác dụng
lên mặt thống của dung dịch (tức là khi dung dịch đang sơi ).Để cơ đặc các
dung dịch khơng chịu được nhiệt độ cao (như dung dịch nước dứa) đòi hỏi
phải cơ đặc ở nhiệt độ đủ thấp ứng với áp suất cân bằng ở mặt thống thấp.
1.1.2. Các phương pháp cô đặc:
+Phương pháp nhiệt (đun nóng) : dung mơi di chuyển từ trạng thái
lỏng sang trạng thái hơi dưới tác dụng của nhiệt khi áp suất riêng phần của
nó bằng áp suất tác dung lên mặt thống chất lỏng.
+ Phương pháp lạnh : Khi hạ thấp nhiệt độ đến một mức độ nào đó thì
một cấu tử sẽ tách ra ở dạng tinh thể đơn chất tinh khiết, thường là kết tinh
dung mơi để tăng nồng độ chất tan. Tùy tính chất cấu tử và áp suất bên ngồi
tác dụng lên mặt thống mà q trình kết tinh đó xảy ra ở nhiệt độ cao hay
thấp và đơi khi phải dùng máy lạnh.
1.1.3. Phân loại và ứng dụng
a. Theo c-'./
 Nhóm 1 : dung dich đối lưu tự nhiên ( tuần hồn tự nhiên ) dùng cơ
dặc dung dịch khá lỗng ,độ nhớt thấp ,đảm bảo sự tuần hồn tự nhiên
của dung dịch dễ dàng qua bề mặt truyền nhiệt .Gồm :
+ Có buồng đốt trong ( đồng trục buồng bốc ) có thể có ống tuần
trong hoặc ngồi .
+ Có buồng đốt ngồi (khơng đồng trục buồng đốt)
 Nhóm 2 : dung dịch đối lưu cưỡng bức ,dùng bơm để tạo vận tốc dung
dịch từ 1,5 – 3,5 m/s tại bề mặt truyền nhiệt. Có ưu điểm :tăng cường
hệ số truyền nhiệt ,dùng cho dung dịch đặc sệt ,độ nhớt cao, giảm bám
cặn ,kết tinh trên bề mặt truyền nhiệt.Gồm :
-
Có buồng đốt trong, ống tuần hồn ngồi.

-
Có buồng đốt ngồi ,ống tuần hồn ngồi
 Nhóm 3 : dung dịch chảy thành màng mỏng,chảy một lần tránh
tiếp xúc nhiệt lâu làm biến chất sản phẩm. Đặc biệt thích họp
cho các dung dịch thực phẩm như dung dịch nước trái cây ,hoa
quả ép Gồm:
-
Màng dung dịch chảy ngược ,có buồng đốt trong hay ngồi : dung
dịch sơi tạo bọt khó vỡ.
-
Màng dung dịch chảy xi ,có buồng đốt trong hay ngồi: dung dịch
sơi ít tạo bọt và bọt dễ vỡ.
0!1/ !"# ! '!(!)&'23!
Cơ đặc áp suất thường ( thiết bị hở) : có nhiệt độ sơi ,áp suất khơng đổi
.Thường dùng cơ dặc dung dịch liên tục để giữ mức dung dịch cố định để
đạt năng suất cực đại và thời gian cơ đặc là ngắn nhất .Tuy nhiên nồng độ
dung dịch đạt được là khơng cao.
Cơ đặc áp suất chân khơng: Dung dịch có nhiệt độ sơi dưới 100
0
C ,áp
suất chân khơng. Dung dịch tuần hồn tốt ,ít tạo cặn ,sự bay hơi nước liên
tục .
Cơ đặc nhiều nồi: Mục đích chính là tiết kiệm hơi đốt .Số nồi khơng nên
lớn q vì sẽ làm hiệu quả tiết kiệm hơi. Có thể cơ chân khơng ,cơ áp lực
hay phối hợp cả 2 phương pháp. Đặc biệt có thể sử dụng hơi thứ cho
mục đích khác để nâng cao hiệu quả kinh tế.
Cơ đặc liên tục : Cho kết quả tốt hơn cơ đặc gián đoạn.Có thể áp dụng
điều khiển tự động nhưng chua có cảm biến tin cậy.
* Ưu điểm và nhược điểm của cô đặc !45!%)6/.
 76)8+

-Thao tác dễ dàng.
- Có thể cơ đặc đến các nồng độ khác nhau
- Khơng cần phải gia nhiệt ban đầu cho dung dịch.
- Có thể cô đặc được các dung dịch có độ nhớt cao
- Hạn chế được sự bám cặn trên bề mặt ống truyền nhiệt
- Giữ được chất lượng ,tính chất sản phẩm,hay các cấu tử dễ bay hơi.
 !"96)8+
-
Tốn năng lượng do phải dùng bơm
-
Thiết bị phức tạp ,giá thành cao .
-
Quá trình không ổn định ,tính chất hóa lý của dung dịch thay đổi liên
tục theo nồng độ ,thời gian.
-
Khó giữ được độ chân không trong thiết bị.
: ;<=)&
:)>)'!)&?@
Cây dứa là loại cây ăn trái có giá trị kinh tế cao.Cây dứa không kén
đất ,có thể trồng dứa trên cả loại đất chua mặn ,đất phèn ,đất đồi dốc ,sỏi
đá Ở những vùng mới khai hoang ,người ta còn trồng dứa như là một loại
cậy để cải tạo đất.
Quả dứa là một loại trái cây chứa nhiều chất dinh dưỡng . Quả có mùi
thơm mạnh ,chứa nhiều đường ,lượng calo khá cao ,giàu chất khoáng ,nhất
là Kali ,có đủ các loại vitamin cần thiết như A, B1 ,B2 ,PP ,C đặc biệt trong
cây và quả dứa có chất Bromelin là một loại men thủy phân protein ( giống
như chất Papain ở đu đủ ), có thể chữa được các bệnh rối loạn tiêu hóa ,ức
chế phù nề và tụ huyết.Trong công nghiệp ,chất Bromelin dùng làm mềm
thịt để chế biến thực phẩm ,nước chấm.
Hiện nay trên thị thường thế giới ,dứa là một loại trái cây có giá trị

xuất khẩu cao. Từ trái quả dứa ,qua công nghiệp chế biến có thể sản xuất ra
nhiều loại sản phẩm khác nhau như : Dứa đóng hộp ,nước dứa có ga ,mứt
dứa ,rượu vang dứa , xiro dứa ,dứa sấy khô ,nước dứa
::!$! !A!B!CD?@
!$! !A $+="9EFG
Nước 72 -88
Đường tổng
+ Đường fructoza
+ Đường khử
8 -12 % có nơi 15 – 16 %
64 % ( lượng đường tổng)
34 % ( lượng đường tổng)
Protein 0,25 – 05 %
Axit 0,6 %( 87 % acid citric )
Muối khoáng 0,4 – 0,6 %( chủ yếu là K,Mg ,Ca)
Vitamin A,C,B1,B2
Enzim Bromelin
Chất béo 0,2 – 0,3%
Chất xơ 0,4 – 0,5 %
:H) >)'!)&">?@$6I'J!D??K!%6I
Nước dứa là dịch chứa có pha thêm đường ,hàm lượng đường trrong
sản phẩm khoảng 40% .Khác với siro dứa ,sản phẩm nước dứa được dùng
uống ngay mà không cần phải pha loãng với nước.Sản phẩm phải có hương
vị và màu sắc của nguyên liệu ban đầu .Yếu tố quan trọng có tác dụng bảo
quản trong nước dứa là độ đường khá cao và độ acid tương đối cao.
Nước dứa là một sản phẩm giàu sinh tố nên không chịu được nhiệt độ
cao ( thành phần trong dịch quả dễ bị thủy phân dưới tác dụng của nhiệt ).
HL(!C'!)M'0K%6I
Theo tính chất nguyên liệu, ta chọn thiết bị cô đặc một nồi có phòng đốt
ngoài tuần hoàn cưỡng bức để cô dặc dung dịch nước dứa.

Thiết bị loại này có ưu điểm là có thể cô đặc dung dịch dung dịch có độ
nhớt cao,hạn chế sự bám cặn trên bề mặt ống truyền nhiệt.
NO-'./'!)M'0K$'!;M'+)!;'23!%!&
NO-'./$!/.'6PDQ)%6I
 Thiết bị cấu tạo gồm các bộ phận chính như :buồng đốt ,buồng bốc và
bộ phận thu hồi cấu tử ,ống tuần hoàn .
 Buồng đốt bao gồm các ống truyền nhiệt . Dung dịch đi trong ống còn
hơi đốt ngoài ống.
 Phía trên thiết bị là buồng bốc .Đây là một phòng trống , ở đây hơi thứ
được tách ra khỏi hỗn hợp lỏng - hơi của dung dịch sôi. Bên trong
buồng bốc còn có bộ phận thu hồi cấu tử để tách những giọt chất lỏng
còn lại do hơi thứ mang theo.
 Nguyên tắc hoạt động của ống tuần hoàn trung tâm là: do ống tuần
hoàn có đường kính lớn hơn đường kính ống truyền nhiệt nên hệ số
truyền nhiệt nhỏ, dung dịch sẽ sôi ít hơn so với dung dịch trong ống
truyền nhiệt. Khi sôi dung dịch sẽ có khối lượng riêng giảm do đó tạo
ra áp lực đẩy dung dịch từ trong ống tuần hoàn sang ống truyền nhiệt.
Kết quả, tạo nên dòng chuyển động tuần hoàn đối lưu tự nhiên giữa
ống truyền nhiệt và ống tuần hoàn.
 ;<'R!/.'6PDQ)%6I
Dung dịch đưa vào phòng đốt 1 bằng bơm tuần hoàn ,tại đây
dung dịch được đun sôi tạo thành hỗn hợp lỏng hơi đi vào phòng bốc
hơi 2 .Ở buồng bốc hơi thứ được tách ra khỏi hỗn hợp lỏng hơi đi lên
phía trên , dung dich đặc đi ra ở phía dưới buồng bốc ,còn phần chính
sẽ chảy về ống 3 do bơm tuần hoàn hút và trộn lẫn với dung dịch đầu
đi vào phòng đốt .
Sau nhiều lần như vậy, hơi nước tách khỏi dung dịch càng
nhiều nồng độ dung dịch càng tăng, độ nhớt dung dịch tăng. Do đó,
tốc độ chuyển động dung dịch càng chậm lại về sau. Quá trình kết
thúc khi dung dịch đã đạt được nồng độ theo yêu cầu.

Tốc độ chuyển động tuần hoàn càng tăng thì hệ số cấp nhiệt về
phía dung dịch càng tăng, quá trình bốc hơi xảy ra càng mạnh mẽ,
nồng độ chất tan càng nhanh chóng đạt yêu cầu và ngược lại.
N:!;M'+)!;'23!
Dung dịch nước dứa có nồng độ đầu 12
0
Bx từ bồn chứa nguyên liệu được
bơm qua lưu lượng kế lên qua thiết bị gia nhiệt. Tại thiết bị gia nhiệt, dung
dịch được đun nóng đến nhiệt độ sôi ứng với áp suất làm việc của thiết bị cô
đặc bằng hơi nước bão hòa có nhiệt độ là116,9
0
C(2 at). Thiết bị gia nhiệt
được thiết kế theo kiểu ống chùm thẳng đứng, dung dịch đi trong ống hơi
đốt đi ngoài ống.
Sau đó dung dịch tiếp tục chảy vào nồi cô đặc. Tại đây dung dịch được
cô đặc đến nồng độ 54
0
Bx nhờ hơi đốt là hơi bão hòa ở áp suất 2 at được
cấp từ lò hơi như thiết bị gia nhiệt. Dung dịch sau khi được cô đặc đến nồng
độ 54
0
Bx được bơm khỏi nồi cô đặc vào bồn chứa sản phẩm. Ở đáy nồi cô
đặc có lắp một đầu dò để kiểm tra nồng độ của dung dịch sau khi cô đặc.
Nếu dung dịch chưa đạt đến nồng độ cần thiết thì sẽ được bơm trở lại nồi cô
đặc để cô đặc tiếp.
Lượng hơi thứ trong nồi được dẫn vào thiết bị ngưng tụ Baromet. Phần
hơi không ngưng được đưa qua thiết bị tách lỏng rồi được hút ra ngoài bằng
bơm chân không. Nước cung cấp cho thiết bị ngưng tụ Baromet được bơm
trực tiếp từ bể nước sạch, nhiệt độ của nước là 30
0

C.
Phần khí không ngưng của thiết bị gia nhiệt, nồi cô đặc được thải bỏ.
Còn nước ngưng thì được dẫn qua các bẫy hơi đến bể chứa nước để đưa về
lò hơi.
S ;<=T=$+)&D'!)M'0KU2/+1'
Thiết bị ngưng tụ Baromet là thiết bị ngưng tụ kiểu trực tiếp. Chất làm
lạnh là nước được đưa vào ngăn trên cùng của thiết bị, dòng hơi thứ được
dẫn vào ngăn cuối của thiết bị. Dòng hơi thứ đi lên gặp nước giải nhiệt, nó
sẽ ngưng tụ thành lỏng chảy ra ngoài bồn chứa, khí không ngưng tiếp tục đi
lên trên và dẫn qua bộ phận tách giọt để chỉ còn khí không được bơm chân
không hút ra ngoài.
Khí ngưng tụ chuyển từ hơi thành lỏng thì thể tích của hơi sẽ giảm, làm
áp suất giảm do đó tự bản thân thiết bị áp suất sẽ giảm. Vì vậy thiết bị ngưng
tụ Baromet là thiết bị ổn định chân không, nó duy trì áp suất chân không
trong hệ thống. Áp suất làm việc của thiết bị Baromet là áp suất chân không,
do đó nó phải được lắp đặt ở một độ cao cần thiết để nước ngưng tụ có thể tự
chảy ra ngoài khí quyển mà không cần dùng bơm.
Bình tách là một vách ngăn, có nhiệm vụ tách những giọt lỏng bị lôi cuốn
theo dòng khí không ngưng để đưa trở về bồn chứa nước ngưng, còn khí
không ngưng sẽ được bơm chân không hút ra ngoài. Bơm chân không có
nhiệm vụ là hút khí không ngưng ra ngoài để tránh trường hợp khí không
ngưng tồn tại trong thiết bị ngưng tụ quá nhiều, làm cho áp suất trong thiết
bị ngưng tụ tăng lên, có thể làm cho nước chảy ngược lại sang nồi cô đặc.
: VW*WWUXOV
 VOYUZ[O\]L7^
IOYUZ[O
_`=)&06A
• Dung dịch nước dứa có
- Nồng độ đầu x
đ

= 12
0
Bx , nhiệt độ đầu của nguyên liệu là t
đ
= 25
0
C.
- Nồng độ cuối x
c
= 54
0
Bx
- Cô đặc gian đoạn với năng suất sản phẩm G
c
= 1800 lít nguyên liệu/h
= 1,8 m
3
/h.
- Chọn hơi đốt là hơi nước bão hòa ở áp suất 2 at.
- Nhiệt độ cô đặc 60
0
C
*!a)="92)<D??K!'!1/Q6P
Tra bảng I.86 trang 58 tài liệu { 1 }
Nồng độ (%)
12 26 40 54
Khối lượng
riêng (kg/m
3
) 1048,31 1110,14 1178,53 1254,08

:O40bc'!-'!/))6/.,
* Cân bằng vật chất cho các giai đoạn
G
đ
= G
c
+ W
G
đ
.x
đ
= G
c
.x
c
Trong đó
G
đ
, G
c
: lượng dung dịch đầu và cuối mỗi giai đoạn (kg)
W : lượng hơi thứ bốc lên trong mỗi giai đoạn (kg)
x
đ
, x
c
: nồng độ đầu và cuối của mỗi giai đoạn
a . Giai doạn 12% đến 26%
G
đ

=1800 lít sp/mẻ = 1,8 m
3
/mẻ = 1,8.1048,31 = 1886,958 (kg)
x
đ
= 0,12 ; x
c
= 0,26
• Lượng sản phẩm
G
c
= G
đ
.
d
c
x
x
=
1886,958.
0,12
0,26
= 870,904 (kg)
Lượng hơi thứ
W = G
đ
– G
c
= 1886,958 - 870,904 = 1016,054 ( kg)
b . Giai đoạn 26% đến 40%

G
d =
870,904dx
đ
= 0,26 ; x
c
= 0,4
d
c d
c
x
G G
x
= =
870,904.
0,26
0,4
= 566,087 ( kg)
W = G
đ
– G
c
= 870,904– 566,087 = 304,817 (kg)
c. Giai đoạn 40% đến 54%
G
d
= 566,087 ( kg) ; x
đ
= 0,4 ; x
c

= 0,54
d
c d
c
x
G G
x
= =
566,087.
0,4
0,54
= 419,324 ( kg)
W = G
đ
– G
c
= 566,087 – 419,324 = 146,763 (kg)
c;'="9!#)'!@0a!#)
W
t
e 1016,054 + 304,817 + 146,763 =1467,634 (kg)
B'!8'B+'R'5M'f40bc'!-''!1/0fg
Nồng độ dd
(%)
Khối lượng
dd (kg)
KLR dd
(kg/m
3
)

Thể tích dd
trong nồi (m
3
)
Lượng hơi thứ
đã bốc hơi (kg)
12 1886,958
1048,31
1,8 0
26 870,904 1110,14 0,079
1016,054
40 566,087 1178,53 0,48 1320,871
54 419,324 1254,08 0,334 1467,634
II. CÂN BẰNG NĂNG LƯỢNG
Áp suất làm việc trong buồng bốc thiết bị cô đặc P
1
= 0,2031 at
⇒
Nhiệt độ hơi thứ ở buồng bốc t
1
= 60
0
C (Bảng I.250 trang 312 TL
[1])
Đây cũng chính là nhiệt độ sôi của dung môi (là nước) trên mặt thoáng
dung dịch t
sdm(
P
1
) = 60

0
C.
Chọn tổn thất nhiệt độ từ nồi cô đặc về thiết bị ngưng tụ ∆’’’ = 1
0
C
⇒
Nhiệt đô hơi thứ ở thiết bị ngưng tụ t
0
= 60 – 1 = 59
0
C
(Tra bảng I.250 trang 312 tài liệu [1]) ta được áp suất thiết bị ngưng tụ
P
o
= 0,195 at (phương pháp nội suy)
:O''!-'!)&'6Ph!)&'6Pg%)??K!
a Xác định tổn thất nhiệt độ do nồng độ và nhiệt độ sôi dung dịch
theo nồng độ ở áp suất P
1
= 0,2031 at E
'
∆
) :
Theo phương pháp tysenco
∆ie∆i
/
j
Ở đây :
∆
o

’ - tổn thất nhiệt độ do nhiệt độ sôi của dung dịch lớn hơn nhiệt
độ sôi của dung môi ở nồng độ nhất định và áp suất khí quyển.
f - hệ số hiệu chỉnh do khác áp suất khí quyển, được tính:
f
r
t
2
)273(
2.16
+
=
t : nhiệt độ sôi của dung môi ở áp suất đã cho, t = 60
o
C
r : ẩn nhiệt hóa hơi của dung môi nguyên chất ở áp suất làm việc,
r = 2356,9*10
3
J/kg
⇒
f
2
3
(273 60)
16.2 0,762
2356,9*10
+
= =
Ta có tổn thất nhiệt độ sôi theo nồng độ dung dịch đường ở áp suất khí
quyển (tra từ đồ thị hình VI.2 trang 60, tài liệu [2]). Từ đó tính được nhiệt độ
sôi của dung dịch ở p suất P

1
= 0,2031 at theo nồng độ
Nồng độ (%) 12 26 40 54
∆
o
’ ở Pa (
o
C)
0,1 0,65 1,3 2,4
Tổn thất ∆’
(
o
C)
0,076 0,495 0,991 1,828
Nhiệt độ sôi
dd ở P
1
(
o
C)
60,076 60,495 60,991 61,828
b. Tổn thất nhiệt độ do áp suất thuỷ tĩnh (
∆
’’ ).Nhiệt độ sôi của dung
dịch ở áp suất thường
Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dịch đến giữa ống là ∆P (N/m
2
), ta
có:
∆P =

2
1
ρ
S
.g.H
op
N/m
2
( ví dụ 4.8 trang 207 tài liệu [4]
Trong đó:
ρ
s
: khối lượng riêng của dung dịch khi sôi ( kg/m
3
)
ρ
s
=0.5 ρ
dd
ρ
dd
: Khối lượng riêng của dung dịch theo nồng độ (kg/m
3
)
H
op
: Chiều cao lớp chất lỏng sôi (m)
H
op
= [0.26+0.0014(ρ

dd
- ρ
dm
)].H
o
H
o ,
Chiều cao ống truyền nhiệt

dm
ρ
: Khối lượng riêng dung môi ở t
sdm

Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H
o
= 2 m. (theo VI6, [2], trang 80)
 Tính cho trường hợp dung dịch đường12 %
Ta có t
sdm
= 60
o
C (tra bảng I.249, [1] trang 310)
⇒

dm
ρ
= 983,2 (kg/m
3
)

ρ
dd(12%)
= 1048,31 (kg/m
3
) (tra bảng I.86 [1] trang 59)
⇒
H
op
= [0,26+0,0014(1048,31 – 983,2)]*2 = 0,702 m
⇒
∆P =
2
1
ρ
S
.g.H
op
=
2
1
*0,5*1048,31*9,81*0,702 = 1804,828 N/m
2
= 0,018
at
⇒
Áp suất trung bình: P
tb
= P
1
+ ∆P = 0,2031 + 0,018 = 0,222 at

Nhiệt độ sôi của H
2
O ở 0,22 at là 61,68
o
C (bảng I.251 trang 314 tài liệu [1])
Độ tăng nhiệt độ sôi do cột thủy tĩnh.

)P(sdm)P(sdm)P(sdd)P(sdd
''
1tb1tb
tttt −=−=∆
= 61,68 – 60 = 1,68
o
C
⇒
Nhiệt độ sôi dung dịch nước dứa 12% ở áp suất P
1
+ ∆P là.

1
( )
60,076 1,68 61,756
sdd P P
t
+∆
= + =
o
C
° Tính tương tự ta được.
Nồng độ (%) 12 26 40 54

''
∆
k
/
O 1,68 2,13 2,67 3,57
)(
1
PPsdd
t
∆+
61,756
62,625 63,661 65,398
::O40bl="9!/))6/.
Tính theo công thức 4.4 trang 181 Tài liệu [4]
* Phương trình cân bằng nhiệt
cñt
''
wcccññ.ñ
''
D
QQ.c.Di.Wt.c.Gt.cGi).1.(D.c.D. ±+++=+−+
θϕθϕ
Với
D : lượng hơi đốt sử dụng, kg

%5=
ϕ
: tỉ lệ nước ngưng bị cuốn theo

θ

: nhiệt độ nước ngưng,
o
C
C : nhiệt dung riêng nước ngưng ở
C
o
θ
, J/kg độ
c
đ
, c
c
: nhiệt dung riêng dung dịch đầu và cuối mỗi giai đoạn,
J/kg độ
t
đ
, t
c
: nhiệt độ dung dịch đầu và cuối mỗi giai đoạn,
o
C

''
D
i
: entanpi của hơi đốt, J/kg

''
w
i

: entanpi của hơi thứ, J/kg
Q
t
: nhiệt lượng tổn thất, J
Q
cđ
: nhiệt lượng cô đặc, J
* Nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp ( do có 5% hơi nước ngưng cuốn
theo )
Q
D
= D.(1-
ϕ
).(
θ
.ci
''
D
−
) = D.(1-
ϕ
).r
r =
θ
.ci
''
D
−
: nhiệt hóa hơi của nước ở áp P
Đ

* Nhiệt dung riêng của dung dịch
Tính theo công thức 4.11 trang 182 Tài liệu [4]
c
dd
= 4190.(1-x) + c
1
.x
Trong đó x: nồng độ dung dịch
c
1
: nhiệt dung riêng đường ban đầu, J/kg độ
* Nhiệt dung riêng của dung dịch đường
Tính theo công thức I.50 trang 153Tài liệu [1]
C
1
=
4190 (2514 7,542. ).t x− −
Ở t = 25
o
C, x = 12% thì
C
1
= 4190 - ( 2514 - 7,542*25 )*0,12 = 3911 J/kg.độ
Vậy nhiệt dung riêng dung dịch theo nồng độ
Nồng độ dd (%) 12 26 40 54
Nhiệt dung riêng
dd, J/kg độ
4156,52 4051,73 3863,49 3596.72
* Chọn hơi đốt có áp suất P
D

=2 at
⇒

t
D
=119.6
o
C
* Nhiệt hóa hơi của nước ở áp suất 2 at
r = 2208.10
3
J/kg độ (Bảng I.251 trang 314 Tài liệu [1] )
*
Entanpi của hơi thứ ở 59
o
C
''
w
i
=2600,62*10
3
J/kg ( Bảng I.250 trang 312 Tài liệu [1] )
*
Tổn thất nhiệt Q
t
= 0.05*Q
D
*
Xem nhiệt cô đặc là không đáng kể
a Giai đoạn đưa dung dịch 12% từ 25

o
C đến 61,756
o
C
G
đ
= G
c
= 1886,958 kg
c
đ
= c
c
=4156,52 J/kg độ
t
đ
= 25
o
C ; t
c
=61,756
o
C ; W = 0 kg
Nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình
Q
1
=1886,958 *4156,52 *(61,756 -25 ) =2,883. 10
8
J
Nhiệt lượng cần cung cấp ( kể cả tổn thất )

Q
D1
=
8
1
3,034*10
0.95
Q
=
J
Lượng hơi đốt sử dụng

( )
1
8
1
3
3,034.10
144,64
1 * (1 0,05)*2208.10
D
Q
D
r
φ
= = =
− −
kg
b Giai đoạn đưa dung dịch từ 12% đến 26%
G

đ
= 1886,958 kg ; c
đ
=4156,52 J/kg độ ; t
đ
=61,756
o
C
G
c
= 870,904 kg ; c
c
= 4051,73 J/kg độ ; t
c
=62,625
o
C
W = 1016,054 ( kg
Nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình:
Q
2
= 870,904 *4051,73 *62,625 - 1886,958 *4156,52 *62,756 +
1016,054 * 2620.10
3
= 23,91*10
8
J
Nhiệt lượng cần cung cấp ( kể cả tổn thất )
Q
D2

=
8
8
2
23,91*10
25,2*10
0.95 0.95
Q
= =
J
Lượng hơi đốt sử dụng
D
2
=
8
3
25,2*10
1201,37
(1 0.05)*2208*10
=
−
kg
c Giai đoạn đưa dung dịch từ 26% đến 40%
G
đ
= 870,904 kg ; c
đ
=4051,73 J/kg độ ; t
đ
=62,625

o
C
G
c
= 566,087 kg ; c
c
= 3863,49J/kg độ ; t
c
=63,661
o
C
W = 304,817 kg
Nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình:
Q
3
= 566,087 *3863,49*63,661 - 870,904 *4051,73 *62,625 + 304,817
* 2620.10
3
= 7,17*10
8
J
Nhiệt lượng cần cung cấp ( kể cả tổn thất )
Q
D3
=
8
8
2
7,17*10
7,55*10

0.95 0.95
Q
= =
J
Lượng hơi đốt sử dụng
D
3
=
8
3
7,55*10
360
(1 0.05)*2208*10
=
−
kg
d Giai đoạn đưa dung dịch từ 40% đến 54%
G
đ
= 566,087 kg ; c
đ
= 3863,49 J/kg độ ; t
đ
= 63,661
o
C
G
c
= 419,324 kg ; c
c

= 3596.72 J/kg độ ; t
c
= 65,398
o
C
W = 146,763 kg
Nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình
Q
4
= 419,324 * 3596.72 * 65,398 - 566,087 * 3863,49 * 62,661
+ 146,763 * 2620.10
3
= 3,46*10
8
J
Nhiệt lượng cần cung cấp ( kể cả tổn thất nhiệt )
Q
D4
=
8
8
3,46*10
3,642*10
0.95
=
J
Lượng hơi đốt sử dụng
D
3
=

8
3
3,642*10
173,63
(1 0.05)*2208*10
=
−
kg
* Tổng nhiệt lượng cần cung cấp cho quá trình
Q
D
= 3,034*10
8
+ 23,91*

10
8
+ 7,55*10
8
+ 3,642*10
8


= 38,136*10
8
J
* Tổng lượng hơi đốt
D= 144,64 + 1201,37 + 360 + 173,63 = 1879,64 kg
* Lượng hơi đốt riêng
D

riêng
=
1879,64
1,28
1467,634
D
W
= =
kg/kg hơi thứ
* Tóm tắt cân bằng năng lượng
U VW*WWUXOV
I.HỆ SỐ TRUYỀN NHIỆT
1.1- Hệ số truyền nhiệt trong quá trình sôi:
Các kí hiệu và công thức
1
α
: hệ số cấp nhiệt khi ngưng tụ hơi (W/m
2
K)
2
α
: hệ số cấp nhiệt phía dung dịch sôi( W/m
2
K)
q
1
: nhiệt tải riêng phía hơi ngưng (W/m
2
)
q

2
: nhiệt tải riêng phía dung dịch sôi(W/m
2
)
q
v
: nhiệt tải riêng phía vách ống truyền nhiệt (W/m
2
)
1
v
t
: nhiệt độ trung bình vách ngoài ống (
o
C)
2
v
t
: nhiệt độ trung bình vách trong ống (
o
C)
t
D
: nhiệt độ hơi đốt, t
D
= 119,6(
o
C)
t
dd

: nhiệt độ dung dịch sôi (
o
C)
Nồng độ (%)
Nhiệt lượng
hữu ích
(J*10
-8
)
Tổng nhiệt
lượng cung cấp
(J*10
-8
)
Lượng hơi đốt
sử dụng (kg)
12(25
0
C)
0
12 (61,756
0
C)
2,883 3,034 144,64
26
26,793 28,234 1346,01
40
33,963 35,784 1706,01
54
37,423 39,426 1879,64

1
vD1
ttt −=∆

ddv2
ttt
2
−=∆
21
vvv
ttt −=∆
( )
1
vDm
tt
2
1
t +=
: nhiệt độ màng nước ngưng (
o
C)
H!J!#)",

111
t.q ∆=
α
(1)
Theo công thức V.101 trang 28 Tài liệu [2]
4
1

1
H*t
r
*A*04.2
∆
=
α
(2)
Với A=
25,0
32
*








µ
λρ
phụ thuộc vào nhiệt độ màng t
m
'
+
k
/
O 40 60 80 100 120 140 160 180 200
 139 155 169 179 188 194 197 199 199

ρ
: khối lượng riêng của nước ở nhiệt độ t
m
(kg/m
3
)

λ
: hệ số cấp nhiệt của nước ở nhiệt độ t
m
(W/mK)

µ
: độ nhớt của nước ở nhiệt độ t
m
(Pas)
r: ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi ở nhiệt độ t
D
r =2208*10
3
(J/kg)
H = 2 m: chiều cao ống truyền nhiệt
a. Phía dung dịch
q
2
=
22
t.∆
α

(3)
Theo công thức VI.27 trang 71 Tài liệu [2]
435,0
2565,0
2
***

























=
dd
n
n
dd
n
dd
n
dd
n
c
c
µ
µ
ρ
ρ
λ
λ
αα
(4)
Trong đó
nnnn
,c,,
µρλ
: hệ số dẫn nhiệt (W/mK), khối lượng riêng (kg/m
3
), nhiệt
dung riêng (J/kg độ), độ nhớt (Pas) của nước
dddddddd
,c,,

µρλ
: các thông số của dung dịch theo nồng độ
n
α
: hệ số cấp nhiệt tương ứng của nước (W/m
2
K)
15,07,0
**56,0 pq
n
=
α
(5), (công thức V.90 trang 26 Tài liệu [2])
Với q: nhiệt tải riêng (W/m
2
)
p: áp suất tuyệt đối trên mặt thoáng (N/m
2
)
p = p
1
= 0,2031 at = 19924,11 (N/m
2
)
* Các thông số của nước ( Bảng I.249 trang 311 Tài liệu [1] ):
t
sdm
= 60 (
o
C)

=
n
ρ
983,2 (kg/m
3
)
c
n
= 4183 (J/kg độ)
n
µ
= 0,47*10
-3
(Ns/m
2
)
n
λ
= 65,9*10
-2
(W/mK)
* Các thông số của dung dịch:
•
dd
λ
tính theo công thức I.32 trang 123 Tài liệu [1]
3
dd
dd
dddd

8
M
**c*10*58.3
ρ
ρλ
−
=
, W/mK
Ta có :
dd
M
= m
i

.M +(1- m
i
).M
nước
2
dd
dd
1
i
i
i i
H O
x
M
m
x x

M M
=
−
+
Tại nồng độ 12%

1
0,12
180
0,0134
0,12 1 0,12
180 18
i
m
= =
−
+
→ M
dd1
=0,0134.180+(1-0,0134).18= 20,17
→
1
λ
= 3,58*10
-8
. 4156,52.1048,31.
3
1048,31
20,17
= 0,582

*J!6P!>'
Do độ nhớt của đường fructoza không có tài liệu và vì nồng độ đường
fructoza có trong nguyên liệu cũng gần bằng với nồng độ đường saccaroza
nên tôi tính độ nhớt theo đường saccaraza
Ta dùng công thức Pavolov:
1 2
1 2
onst
t t
K c
θ θ
−
= =
−
Với: t
1
,t
2
: là nhiệt độ chất lỏng có độ nhớt
21
,
µµ
.

21
,
θθ
:là nhiệt độ của chất lỏng tiêu chuẩn có độ nhớt tương ứng.
Nên:
1 2 1 2

1 2
1 2
t t t t
K
K
θ θ
θ θ
− −
= → = +
−
. (1)
Chọn chất chuẩn là nước
Tại nồng độ dung dịch:
1
12%x =
Tại nhiệt độ:
0
1
0
2
40
60
t C
t C

=


=




Tra bảng I.112, STQTTB T1/T114ta được độ nhớt dung dịch:
3 2
1
3 2
2
0,83 10 . /
0.469 10 . /
N s m
N s m
µ
µ
−

= ∗


= ∗


Ứng với nhiệt độ của nước là:
0
1
0
2
28,34
59,97
C
C

θ
θ

=


=


( Tra bảng I.102; ST
QTTB T
1
/T
94
)
60 40
0,387
59,97 28,34
K
−
⇒ = =
−
Tại nồng độ 12% có t
s
=61,756
0
C
0
61,756 60
59,97 64,507( )

0,387
s
C
θ
−
⇒ = + =
Tra bảng I.102, STQTTB T1/T94 :
3 2
1
0,438.10 ( . / )N s m
µ
−
=
Tương tự cho các nồng độ 26%,40%,54%
Lc '!$!0fga=)&'!1/Q6PD??K!,
Q6P '
g??
E
/
OG O
??
Emn56PG
dd
ρ
E5n+
H
G
dd
λ
Eon+

*G
dd
µ
k
gn+
:
12% 61,756 4156,52 1048,31
0,59
0,438*10
-3
26% 62,13 4051,73 1110,14
0,582
1,114*10
-3
40% 62,76 3863,49 1178,53
0,566
4,532*10
-3
54% 63,57 3596,72 1254,08
0,532
7,054*10
-3
b. Phía vách ống truyền nhiệt
Theo thí dụ 19 trang 148 Tài liệu [4]
∑
∆
=
v
v
v

r
t
q
(6)
⇒
v
t∆
=
∑
vv
r.q
Trong đó:
1 2
r r r
δ
λ
= + +
∑
1
r
= 0,464*10
-3
m
2
K/W : Nhiệt trở của nước
2
r
= 0,387 *10
-3
m

2
K/W : Nhiệt trở của cáu bẩn
(tra bảng VI, tài liệu [2], tr4)
Bề dày ống truyền nhiệt
v
δ
= 2mm

λ
hệ số dẫn nhiệt của ống,
λ
= 17,5 m
2
K/W
(với ống l thép không gỉ OX18H10T), (tra bảng XII.7, tài liệu [2], tr313)
3
3
2*10
0,464.10
17.5
v
r
−
−
⇒ = +
∑
+ 0,387 *10
-3
= 0,9653*10
-3

, (m
2
.độ/W)
c. Hệ số truyền nhiệt K
∑
++
=
2
v
1
1
r
1
1
K
α
α
, W/m
2
.độ (7)
Do không biết chính xác nhiệt độ vách ống truyền nhiệt nên phải thực
hiện tính lặp như sau
Chọn
1
v
t
(< t
D
)
1

t∆⇒
Tính
1
α
theo công thức (2)
Tính q
1
theo công thức (1)
Tính
v
t∆
theo công thức (6) với q
v
= q
1
2v
t,t
2
∆⇒
Tính
n
α
theo công thức (5) với q = q
1
Tính
2
α
theo công thức (4)
Tính q
2

theo công thức (3)
Tính q
tb
=
( )
21
qq.
2
1
+
Xác định sai số ss =
1
tb1
q
qq −
Nếu ss > 5% thì chọn lại
1
v
t
và lặp lại quá trình tính đến khi đạt sai số nhỏ
Tính K theo công thức (7)
Tính K cho các giai đoạn
Tímh ở nồng độ 12%
+ Chọn
1
1
114,1 5,5
v
t t K= ⇒ ∆ =
+ Tính

1
α
( )
1
* 119,6 114,1 116,65 186,49
2
o
m
t C A= + = ⇒ =
3
4
4
1
1
2206*10
2.04* * 2.04*186,49* 8055,12
* 5,5*2
r
A
t H
α
⇒ = = =
∆
W/m
2
K
+
2
1 1 1
. 8055,12*5,5 44303,13 /q t W m

α
= ∆ = =
+
3
1
. 44303,13*0,9653*10 42,7
o
v v
t q r C
−
∆ = = =
∑
2
114,1 42,7 71,334
o
v
t C⇒ = − =
2
71,334 61,756 9,578
o
t C⇒ ∆ = − =
+ +
0.7 0.15 0.7 0.15
1
0.56* * 0.56*44303,13 *19924,11 4421,79
n
q p
α
= = =
W/m

2
K
0.435
2
0.565
3
2
3
0.59 1048,31 4156,52 0,47*10
4421,79* * *
0.659 983,2 4183 0,438*10
α
−
−
 
 
 
=
 
 ÷
 ÷
 
 
 
 
2
2
4515,33 /W m K
α
=

2 2 2
. 4515,33*9,578 43247,84q t
α
= ∆ = =
W/m
2
( ) ( )
2
1 2
1 1
. 44303,13 43247,84 43775,48 /
2 2
tb
q q q W m= + = + =
=
−
=
1
tb1
q
qq
ss
44303,13 43775,48
0.012 1,2%
44303,13
−
= =
(thỏa)
Vậy
1

114,1
o
v
t C=

K =
2
3
1
760,1 /
1 1
0,9653*10
8055,12 4421,79
W m K
−
=
+ +
Tính ở nồng độ 26%
Tính tương tự
1
114,8
o
v
t C=
K =
2
4
1
698,78 /
1 1

9,653*10
8340,67 2891,42
W m K
−
=
+ +
Tính ở nồng độ 40%
Tímh tương tự
1
116,2
v
t =
o
C
K =
2
3
1
547,77 /
1 1
0,9653*10
9106,96 1332,53
W m K
−
=
+ +
Tính ở nồng độ 54%
Tính tương tự
1
116,9

o
v
t C=
K =
2
3
1
474,29 /
1 1
0,9653*10
9644,9 962,1
W m K
−
=
+ +
Bảng tóm tắt
Nồng độ dung dịch,% 12 26 40 54
t
sdd
,
o
C 61,756 62,625 63,661 65,398
q
1
, W/m
2
44303,13 40035,23 30963,67 26041,24
q
2
,W/m

2
43247,84 39115,086 30180,33 25361,04
q
tb
, W/m
2
43775,48 39575,158 30572 25701,14
1
α
,W/m
2
K 8055,12 8340,67 9106,96 9644,9
2
α
, W/m
2
K 4515,33 2891,416 1332,524 962,1
K, W/m
2
K 760,1 698,78 547,77 474,29
ss, % 1,2 1,14 1,26 1,305
&ga'2;!)&''2/'23!)!)&'??K!06A'p:q
/
O
6Mrkqsr
/
O
Các kí hiệu và công thức
Các kí hiệu
1

α
,
2
α
, q
1
,

q
2
,

q
v
,
1
v
t
,
2
v
t
, t
D
, t
dd
,
v21
t,t,t ∆∆∆
, t

m
như mục 1.1
Phía hơi ngưng
111
t.q ∆=
α
4
1
1
H*t
r
*A*04.2
∆
=
α
A xác định theo t
m
r = 2206*10
3
J/kg
H = 2 m
Phía vách
∑
∆
=
v
v
v
r
t

q
3 2 1
0,9653*10 ( / )
v
r W m K
− −
=
∑
Phía dung dịch
222
t.q ∆=
α
l
.Nul.
Nu
dd
2
dd
2
λ
α
λ
α
=⇒=
Trong đó
( )
n
Pr.Gr.CNu =
dd
dddd

.c
Pr
λ
µ
=
2
dd
2dd
3
dd
g.t l
Gr
µ
βρ
∆
=
C và n phụ thuộc vào Pr và Gr như sau
Gr.Pr
3
10
−
≤
thì Nu = 0.5
Gr.Pr
50010
3
→=
−
thì
( )

125.0
Pr.Gr18.1Nu =
7
10.2500Pr.Gr →=
thì
( )
25.0
Pr.Gr54.0Nu =
Gr.Pr
7
10.2>
thì
( )
33.0
Pr.Gr135.0Nu =
l : chiều cao ống truyền nhiệt, l = 2 m
dddddddddd
c,,,,
µλβρ
: khối lượng riêng ( kg/m
3
), hệ số dãn nở thể tích ( K
-1
),
hệ số dẫn nhiệt ( W/mK ), độ nhớt ( Pa.s ), nhiệt dung riêng ( J/kg độ ) của
dung dịch đường lấy ở nhiệt độ màng







+=
2
v
dd
_
m
tt
2
1
t
Với
_
1
(61,756 25) 43,378
2
o
dd
t C= + =
3
1048,31 /
dd
kg m
ρ
=
c
dd
= 4156,52 J/kg độ
3

0,438*10
dd
µ
−
=
Ns/m
2
0.59 /
dd
W mK
λ
=
β
của dung dịch đường 25%

/
k
/
O 0 20 40 60 80 100 120
3
10.
−
β
0.425 0.455 0.48 0.505 0.535 0.57 0.605
Hệ số truyền nhiệt
∑
++
=
2
v

1
1
r
1
1
K
αα
, W/m
2
K
Trình tự tính lặp
-
Chọn
1v
tt
1
∆⇒
-
Tính
1
α
-
Tính q
1
-
Tính
2v1
ttt
2
∆⇒⇒∆

-
Tính Nu
2
2
α
⇒
-
Tính q
2
-
Tính q
tb
=
( )
21
qq2
1
+
-
Tính ss =
q
qq
tb1
−
, tính cho đến sai số nhỏ (và phải nhỏ hơn 5% )
Thực hiện tính lặp
Chọn
1
111,2
o

v
t C=
1
119,6 111,2 8,4t K⇒ ∆ = − =
t
m
=
( )
1
119,6 111,2 115,4
2
o
C+ =
185,93A⇒ =
3
2
4
1
2206*10
2.04*185,93 7220,27 /
8,4*2
W m K
α
= =
2
1 1 1
7220,27*8, 4 60650,3 /q t W m
α
= ∆ = =
4

1
. 60650,3*9,653*10 58,545
v v
t q r K
−
∆ = = =
∑
2
111,2 58,545 52,65
o
v
t C⇒ = − =
2
52,65 43,378 9,27t K⇒ ∆ = − =
Tính
2
α
3
.
4156,52*0, 438*10
Pr 3,0856
0.59
dd dd
dd
c
µ
λ
−
= = =
( )

'
1
52,65 43,378 48,014 0.495
2
o
m
t C
β
= + = ⇒ =
( )
3 2
15
2
3
2 *1048,31 *0.491*9,27*9.81
2,037*10
0,438*10
Gr
−
⇒ = =
ta thấy Gr.Pr > 2.10
7
0.33
0.135*(Pr* ) 22072,16Nu Gr⇒ = =
2
.
6511,28
dd
Nu
l

λ
α
⇒ = =
W/m
2
K
2
2 2 2
. 60359,6 /q t W m
α
= ∆ =
q
tb
= 60504,96W/m
2
ss=0.0024=0,24% (thoả)
Vậy hệ số truyền nhiệt giai đoạn này
2
3
1
795,3 /
1 1
0,9653*10
7220,27 6511,28
K W m K
−
= =
+ +
Utuv\wOxO
Phương trình truyền nhiệt cho khoảng thời gian nhỏ d

dQ= K.F(T-t).d
Giả sử đến cuối quá trình dung dịch vẫn ngập hết bề mặt truyền nhiệt
F⇒
không đổi, T không đổi
d.F
⇒
=
( )
tTK
dQ
−
Lấy tích phân ta được
F.
:
=
( )
∫
−
Q
0
tTK
dQ
(1)

:
: thời gian cô đặc ( không kể thời gian gia nhiệt cho dung dịch
đầu đến 61,756
o
C ), s
Q : nhiệt lượng tiêu tốn cho quá trình này, J

Ta tính tích phân (1) bằng đồ thị. Cần xác định Q,
( )
tTK
1
−
ở từng thời điểm.
Nồng độ dung dịch, % 25 30 35 40
8
10.Q
−
Q.10
-8
, J 0 25,2 32,75 36,39
t(t
sdd
),
o
C
61,756 62,625 63,661 65,398
K, W/m
2
K
760,1 698,78 547,77 474,29
T-t 57,844 56,975 55,939 54,202
5
10*
)tT.(K
1
−
2,27 2,51 3,26 3,89

Vẽ đồ thị có : trục hoành : Q
: trục tung :
( )
tT.K
1
−
Từ việc tính tích phân đồ thị ta có
Giai đoạn 1 ( 25%
→
30% ) : S
1
= F.

= 63252 m
2
.s
Giai đoạn 2 ( 30%
→
35% ) : S
2
= F.
:
= 24613 m
2
.s
Giai đoạn 3 ( 35%
→
40% ) : S
3
= F.

H
= 14159 m
2
.s
Tổng quá trình cô đặc từ 25% đến 40%
S = F. =102024 m
2
.s
Chọn thời gian cô đặc là 60 phút
5
10.
)tT(K
1
−