Thiết kế hệ thống cô đặc một nồi liên tục để cô đặc dung dịch cà phê sau khi trích ly

ĐẶT VẤN ĐỀ
Kỹ thuật cô đặc đã ra đờiù từ rất lâu và được ứng dụng rất phổ biến trong
công nghệ hoá chất đặc biệt là trong công nghiệp sản xuất thực phẩm. Nhất
là trong thời buổi hiện nay, thời kỳ phát triển của nền công nghiệp hiện đại,
cuộc sống con người luôn bận rộn và tất bật, việc đảm bảo nhu cầu về việc ăn
uống hằng ngày luôn là gặp phải những vấn đề khó khăn do tốn khá nhiều
thời gian và công sức. Sự có mặt của ngành công nghiệp thực phẩm đang
đóng một vai trò rất lớn trong việc sản xuất các mặt hàng chế biến sẵn vừa
đảm bảo rút ngắn thời gian nấu nấu nướng vừa kéo dài thời gian bảo quản
mà vẫn đảm bảo các giá trò dinh dưỡng và an toàn thực phẩm.
Sự cô đặc các thực phẩm dạng lỏng như trà, cà phê, nước trái cây, rượu … là
một trong những phương pháp bảo vệ tốt nhất những đặc tính vốn có 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 thực tế gần như ở dạng ban đầu.
Việc cô đặc có thể được thực hiện với 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 nghòch.
Mỗi phương pháp đều có những đặc trưng riêng trong việc giải quyết các bài
toán công nghệ.
Hiện nay có rất nhiều loại thiết bò 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 bò cô đặc chân
không 1 nồi, làm việc liên tục ống tuần hồn trung tâm" và ứng dụng nó để cô
đặc dịch cà phê sau khi trích ly trong công nghệ cà phê hòa tan.
1
PHẦN 1
TỔNG QUAN
1.1. NHIỆM VỤ ĐỒ ÁN:
Thiết kế hệ thống cô đặc một nồi liên tục để cô đặc dung dịch cà phê sau
khi trích ly
Năng suất sản phẩm: 750 kg sản phẩm/h

Nồng độ đầu: 12% khối lượng
Nồng độ: 65% khối lượng
Áp suất hơi đốt: 3 at
Áp suất ngưng tụ: 0,2 at
1.2. Nguyên liệu và sản phẩm
1.2.1. Đặc điểm nguyên liệu
Nguyên liệu cho công đoạn cô đặc là dịch cà phê sau khi trích ly có nồng độ 12%
Quả cà phê gồm những phần sau : lớp vỏ quả , lớp nhớt, lớp vỏ trấu, lớp
vỏ lụa, nhân .
Lớp vỏ quả : là lớp vỏ ngoài , mềm , ngoài bì có màu đỏ, vỏ cà phê chè
mềm hơn cà phê vối và cà phê mít .
Lớp vỏ thịt : dưới lớp vỏ mỏng là lớp vỏ thịt gọi là trung bì .Vỏ thịt cà phê
chè mềm , chứa nhiều chất ngọt , dễ xay xát hơn . Vỏ thịt cà phê mít cứng và
dày hơn .
Vỏ trấu : hạt cà phê sau khi loại bỏ các chất nhờn và phơi khô gọi là cà
phê thóc , vì bao bọc nhân là một lớp vỏ cứng nhiều chất xơ mềm gọi là vỏ trấu
tức là nội bì . Vỏ trấu cà phê chè mỏng hơn và dễ đập hơn là vỏ trấu của cà phê
vối và cà phê mít .
Vỏ lụa : bao bọc quanh nhân cà phê còn một lớp mỏng , mềm gọi là vỏ
lụa , chúng có màu sắc khác nhau tuỳ theo từng loại cà phê . Vỏ lụa cà phê chè
có màu trắng bạc rất mỏng và dễ bong ra khỏi hạt trong quá trình chế biến . Vỏ
lụa cà phê vối mầu nâu nhạt . Vỏ lụa cà phê mít màu vàng nhạt bám sát vào
nhân cà phê .
2
Nhân cà phê : ở trong cùng . Lớp tế bào phần ngoài của nhân cứng , có
những tế bào nhỏ , trong có chứa những chất dầu . Phía trong có những tế bào
lớn và mềm hơn . Một quả cà phê thường có từ 1 , 2 hoặc 3 nhân. Thông thường
chỉ có 2 nhân
1.2.2. Đặc đểm sản phẩm
Sản phẩm ở dạng dung dịch, gồm:

- Dung môi: nước
- Các chất hòa tan: có nồng độ cao.
1.2.3. Biến đổi nguyên liệu và sản phẩm
Trong quá trình cô đặc, tính chất cơ bản của nguyên liệu và sản phẩm biến
đổi không ngừng.
 Biến đổi tính chất vật lý
Thời gian cô đặc tăng làm cho nồng độ dung dịch tăng dẫn đến tính chất
dung dịch thay đổi.
- Các đại lượng giảm: hệ số dẫn nhiệt, nhiệt dung riêng, hệ số cấp
nhiệt, hệ số truyền nhiệt.
- Các đại lượng tăng: khối lượng dung dịch, độ nhớt, tổn thất nhiệt do
nồng độ, nhiệt độ sôi.
 Biển đổi tính chất hóa học
Thay đổi pH môi trường: thường là giảm pH do các phản ứng phân hủy
amit của các cấu tử tạo thành acid.
Đóng cặn
Phân hủy một số vitamin.
 Biển đổi sinh học
Tiêu diệt vi sinh vật ( ở nhiệt độ cao) Hạn chế khả năng hoạt động của
các vi sinh vật ở nồng độ cao
1.2.4. Yêu cầu chất lượng sản phẩm và giá trị sinh hóa
Thực hiện một chế độ hết sức nghiêm ngặt để:
- Đảm bảo các cấu tử quý trong sản phẩm có mùi, vị đặc trưng được giữ nguyên.
- Đạt nồng độ và độ tinh khiết yêu cầu.
- Thành phần hóa học chủ yếu không thay đổi.
3
1.3. SƠ LƯỢC VỀ CÔ ĐẶC:
1.3.1. Khái niệm:
Cô đặc là quá trình làm tăng nồng độ của chất rắn hoà tan trong dung dịch
bằng cách tách bớt một phần dung môi qua dạng hơi.

1.3.2. Đặc điểm của quá trình cô đặc
- Trong công nghiệp hóa chất và thực phẩm thường làm đậm đặc dung
dịch nhờ đun sôi gọi là quá trình cô đặc, đặc điểm của quá trình cô đặc là dung
môi được tách khỏi dung dịch ở dạng hơi, còn dung chất hòa tan trong dung
dịch không bay hơi, do đó nồng độ của dung dịch sẽ tăng dần lên, khác với quá
trình chưng cất, trong quá trình chưng cất các cấu tử trong hỗn hợp cùng bay
hơi chỉ khác nhau về nồng độ trong hỗn hợp.
- Hơi của dung môi được tách ra trong quá trình cô đặc thường là hơi
nước gọi là “hơi thứ”-thường có nhiệt độ cao, ẩn nhiệt hoá hơi lớn có nên được
sử dụng làm hơi đốt cho các nồi cô đặc. Nếu “hơi thứ” được sử dụng ngoài dây
chuyền cô đặc gọi là “hơi phụ”.
1.3.3. Các phương pháp cô đặc
- Quá trình cô đặc có thể tiến hành trong hệ thống cô đặc một nồi hoặc
nhiều nồi làm việc gián đoạn hay liên tục.
+ Khi cô đặc gián đoạn: dung dịch cho vào thiết bị một lần rồi cô đặc
đến nồng yêu cầu, hoặc cho vào liên tục trong quá trình bốc hơi để giữ mức
dung dịch không đổi đến khi nồng độ dung dịch trong thiết bị đã đạt yêu cầu sẽ
lấy ra một lần sau đó lại cho dung dịch mới để cô.
+ Khi cô đặc liên tục: dung dịch và hơi đốt cho vào liên tục, sản phẩm
cũng được lấy ra liên tục.
- Quá trình cô đặc được tiến hành ở nhiệt độ sôi, ở mọi áp suất(áp suất
chân không, áp suất thường hay áp suất dư) tuỳ theo yêu câu kỹ thuật và sản
phẩm cô đặc để lựa chọn áp suất làm việc thích hợp trong quá trình cô đặc.
+ Cô đặc chân không dùng cho các dung dịch có nhiệt độ sôi cao và dung
dịch dễ bị phân huỷ vì nhiệt, ngoài ra còn làm tăng hiệu số nhiệt độ của hơi đốt
và nhiệt độ sôi trung bình của dung dịch (hiệu số nhiệt độ hữu ích), dẫn đến
4
giảm bề mặt truyền nhiệt. Mặt khác, cô đặc chân không thì nhiệt độ sôi của
dung dịch thấp nên có thể tận dụng nhiệt thừa của các quá trình khác (hoặc sử
dụng hơi thứ) cho quá trình cô đặc.

+ Cô đặc ở áp suất cao hơn áp suất khí quyển thường dùng cho các dung
dịch không bị phân huỷ ở nhiệt độ cao như các dung dịch muối vô cơ, để sử
dụng hơi thứ cho cô đặc và cho các quá trình đun nóng khác.
+ Cô đặc ở áp suất khí quyển thì hơi thứ không được sử dụng mà thải ra
ngoài môi trường. Đây là phương pháp tuy đơn giản nhưng không kinh tế.
Trên thực tế, trong hệ thống cô đặc nhiều nồi thì nồi đầu tiên thường làm việc
ở áp suất lớn hơn áp suất khí quyển, các nồi sau làm việc ở áp suất chân không.
1.3.4. Các thiết bị cô đặc
1.3.4.1. Thiết bị cô đặc ống tuần hoàn trung tâm
Đây là loại thiết bị có phần dưới là phòng đốt, trong đó có ống truyền
nhiệt và ống tuần hoàn tương đối lớn, dung dịch ở trong ống còn hơi đốt đi vào
khoảng trống phía ngoài ống. Khi làm việc dung dịch trong ống truyền nhiệt sôi tạo
thành hỗn hợp hơi-lỏng có khối lượng riêng giảm đi và bị đẩy từ dưới lên trên miệng
ống, còn trong ống tuần hoàn thể tích dung dịch theo một đơn vị bề mặt truyền nhiệt
lớn hơn so với ống truyền nhiệt do đó lượng hơi tạo ra trong ống ít hơn. Vì vậy, khối
lượng riêng của hỗn hợp hơi-lỏng ở đây lớn hơn trong ống truyền nhiệt, sẽ bị đẩy
xuống dưới. Kết quả là trong thiết bị có chuyển động tuần hoàn tự nhiên từ dưới lên
trong ống truyền nhiệt và từ trên xuống trong ống tuần hoàn.
- Ưu điểm:
+ Cấu tạo đơn giản, dễ sửa chửa va làm sạch.
- Nhược điểm:
+ Vận tốc tuần hoàn nhỏ (không quá 1,5m/s) và bị giảm do ống tuần
hoàn cũng bị đun nóng.
- Ứng dụng:
+ Dùng để cô đặc dung dịch nhớt và dung dịch tạo thành váng, cặn.
5
1.3.4.2 Thiết bị cô đặc phòng đốt treo
Là loại thiết bị có phòng đốt đặt giữa thiết bị, khoảng trống vành khăn ở
giữa phòng đốt và vỏ đóng vai trò là ống tuần hoàn.
- Ưu điểm:

+ Phòng đốt có thể lấy ra ngoài khi cần sửa chửa, làm sạch.
+ Vận tốc tuần hoàn tốt hơn vì vỏ ngoài không bị đốt nóng.
- Nhược điểm:
+ Cấu tạo phức tạp và có kích thước lớn.
- Ứng dụng:
+ Dùng để cô đặc dung dịch kết tinh.
1.3.4.3 Thiết bị cô đặc phòng đốt ngoài
a. Thiết bị cô đặc phòng đốt ngoài kiểu đứng
Dung dịch đi vào buồng đốt ở bên ngoài đặt đứng, dung dịch được bốc hơi ở
buồng bốc, hơi thứ được tách ra đi lên phía trên, dung dịch còn lại đi về phòng đốt.
- Ưu điểm:
+ Cường độ tuần hoàn, cường độ bốc hơi lớn.
+ Có thể ghép nhiều buồng đốt với một buồng bốc để tiện cho quá trình
sửa chửa, làm sạch mà vẫn đảm bảo thiết bị làm việc liên tục.
- Nhược điểm:
+ Buồng đốt đứng nên thiết bị cao.
+ Việc xử lý điều khiển khó khăn.
b. Thiết bị cô đặc phòng đốt ngoài kiểu nằm ngang
Loại này có phòng đốt là thiết bị hình chữ U. Dung dịch ở nhánh dưới của ống
truyền nhiệt chuyển động từ trái sang phải còn ở nhánh trên thì từ phải qua trái.
- Ưu điểm:
+ Buồng đốt được gắn vào một chiếc xe nhỏ dễ dàng tách ra sửa chửa,
làm sạch.
+ Cường độ tuần hoàn lớn.
1.3.4.4 Thiết bị cô đặc tuần hoàn cưỡng bức
Dung dịch đi vào phòng đốt bằng bơm tuần hoàn rồi đi ra phía dưới của phòng
bốc, còn phần chính thì về lại trộn với dung dịch đầu .
- Ưu điểm:
+ Hệ số cấp nhiệt (
α

) lớn.
+ Làm việc được ở điều kiện hiệu số nhiệt độ có ích nhỏ (3-5
o
C)
+ Giảm được hiện tượng bám cặn trên bề mặt truyền nhiệt.
6
+ Có thể cô đặc dung dịch có độ nhớt cao.
- Nhược điểm:
+ Tốn nhiều năng lượng cho bơm.
- Ứng dụng:
+ Dùng để cô đặc những dung dịch có độ nhớt lớn, cường độ bay hơi lớn.
1.3.4.5 Thiết bị cô đặc loại màng
Dung dịch chuyển động dọc theo bề mặt truyền nhiệt ở dạng màng mỏng
từ dưới lên trên. Phòng đốt là thiết bị loại ống chùm dung dịch đi trong ống còn
hơi đốt đi ngoài ống. Khi sôi, hơi thứ chiếm hầu hết tiết diện của ống đi từ dưới
lên kéo theo màng chất lỏng và tiếp tục bay hơi, nồng độ dung dịch lên đến
miệng là đạt được nồng độ cần thiết.
- Ưu điểm:
+ Áp suất thuỷ tĩnh nhỏ nên tổn thất thuỷ tĩnh bé.
- Nhược điểm:
+ Khó làm sạch vì ống dài.
+ Khó điều chỉnh áp suất hơi đốt và mức dung dịch thay đổi.
+ Không thích hợp với dung dịch nhớt và dung dịch kết tinh.
1.3.4.6 Thiết bị cô đặc có vành chất lỏng
Thiết bị này gồm phòng đốt, phía trên phòng đốt là phòng sôi. Trên
phòng sôi là những tấm ngăn hình tròn đồng tâm tạo thành những khe hình vành
khăn, từ phòng sôi hỗn hợp hơi-lỏng đi lên phòng bốc hơi. Hơi thứ đi lên ra
ngoài, dung dịch còn lại đi xuống phòng đốt phần kết tinh lắng xuống đáy.
Phòng đốt có tác dụng nung nóng dung dịch không có tác dụng sôi. Dung dịch
chỉ sôi khi đi vào các tấm ngăn.

- Ưu điểm:
+ Vận tốc tuần hoàn lớn (đến 3m/s)
+ Thiết bị ít bám cặn.
- Nhược điểm:
+ Cấu tạo thiết bị phức tạp.
- Ứng dụng:
+ Sử dụng cô đặc dung dịch đậm đặc, kết tinh và dung dịch có độ nhớt lớn.
7
1.3.4.7 Thiết bị cô đặc loại rôto
Thiết bị có rôto quay, có bao hơi, các cánh lắp vào trục thẳng đứng. Dung
dịch đầu đưa vào bên trên thiết bị, có cánh quay, dưới tác dụng của ly tâm chất
lỏng văng ra thành thiết bị và chuyển động xoáy. Màng mỏng tiếp xúc với thiết
bị được nung nóng bởi bao hơi. Hơi thứ được đưa lên phía trên rồi ra ngoài còn
sản phẩm được tháo ra qua đáy thiết bị.
- Ưu điểm:
+ Cường độ truyền nhiệt lớn, dung dịch bị hơi thứ kéo theo nhỏ.
+ Có thể cô đặc dung dịch dạng keo, đặc sệt.
- Nhược điểm:
+ Cấu tạo, gia công phức tạp, giá thành cao.
1.3.4.8 Cô đặc nhiều nồi
Cô đặc nhiều nồi là quá trình sử dụng hơi thứ thay hơi đốt, do đó có ý
nghĩa về mặt sử dụng nhiệt.
Nguyên tắc cô đặc nhiều nồi có thể tóm tắt như sau:
Nồi thứ nhất, dung dịch được đun bằng hơi đốt; hơi thứ của nồi này vào
đun nồi thứ hai. Hơi thứ của nồi thứ hai được vào đun nồi thứ ba… hơi thứ của
nồi cuối cùng được đưa vào thiết bị ngưng tụ. Dung dịch đi vào lần lượt từ nồi
nọ sang nồi kia, qua mỗi nồi dung môi được bốc hơi một phần, nồng độ của
dung dịch tăng dần lên.
Điều kiện cần thiết để truyền nhiệt trong các nồi là phải có chênh lệch
nhiệt độ giữa hơi đốt và dung dịch sôi, hay nói cách khác là chênh lệch áp suất

giữa hơi đốt và hơi thứ trong các nồi nghĩa là áp suất làm việc trong các nồi
phải giảm dần vì hơi thứ của nồi trước là hơi đốt của nồi sau. Thông thường thì
nồi đầu làm việc ở áp suất dư còn nồi cuối làm việc ở áp suất thấp hơn áp suất
khí quyển (chân không).
Cô đặc nhiều nồi có hiệu quả kinh tế cao về sử dụng hơi đốt so với một
nồi, vì nếu ta giả thiết rằng cứ 1kg hơi đưa vào đốt nóng thì được 1kg hơi thứ,
như vậy 1kg hơi đốt đưa vào nồi đầu sẽ làm bốc hơi số kg hơi thứ tương đương
với số nồi trong hệ thống cô đặc nhiều nồi, hay nói cách khác là lượng hơi đốt
8
dùng để làm bốc 1kg hơi thứ tỷ lệ nghịch với số nồi. Ví dụ khi cô đặc hai nồi:
1kg hơi đốt vào nồi đầu làm bốc hơi 1kg hơi thứ trong nồi đầu, 1kg hơi thứ này
đưa vào đốt nóng nồi sau cũng bốc hơi 1kg hơi thứ nữa, như vậy đối với hai nồi
ta được 2kg hơi thứ và lượng hơi đốt tính theo 1kg hơi thứ là 0,5kg.
Tuy nhiên số nồi không thể vô hạn vì khi số nồi tăng thì tổn thất nhiệt độ
Σ∆
tăng làm cho hiệu số nhiệt độ có ích giảm đi, do đó, bề mặt truyền nhiệt
càng tăng nhanh; nghĩa là khi số nồi tăng thì chi phí thiết bị (chế tạo, sửa chửa,
lắp ghép, hao mòn…) sẽ tăng nhanh. Mặt khác, muốn đảm bảo quá trình làm
việc ta phải có điều kiện:
Σ∆
T =
∆
T -
Σ∆
> 0
Giới hạn đối với mỗi nồi là 5
÷
7
o
C

Dựa vào đồ thị của mối quan hệ giữa chi phí về thiết bị, chi phí về hơi đốt
và chi phí chung thì số nồi thích hợp của quá trình cô đặc nhiều nồi là 2
÷
4 nồi.
1.4. Quy trình công nghệ
1. Qui trình coâng ngheä
Lý do chọn
2. Nguyên tắc hoạt động của hệ thống cô đặc
Dung dịch từ bể chứa nguyên liệu được bơm lên bồn cao vị, từ bồn cao vị dung
dịch chảy qua lưu lượng kế xuống thiết bị gia nhiệt và được gia nhiệt đến nhiệt độ sôi
rồi đi vào thiết bị cô đặc thực hiện quá trình bốc hơi. Dung dịch sau khi cô đặc được
bơm ra ở phía dưới thiết bị cô đặc đi vào bể chứa sản phẩm. Hơi thứ và khí không
ngưng đi ra phía trên của thiết bị cô đặc vào thiết bị ngưng tụ baromet, ngưng tụ thành
lỏng chảy ra ngoài bồn chứa, phần không ngưng qua bộ phận tách giọt để chỉ còn khí
không ngưng được bơm chân không hút ra ngoài.
Nguyên lý làm việc của nồi cô đặc : phần dưới của thiết bị là buồng đốt gồm có
các ống truyền nhiệt và một ống tuần hoàn trung tâm. Dung dịch đi trong ống, hơi đốt
sẽ đi trong khoảng không gian phía ngoài ống. Nguyên tắc hoạt động của ống tuần
hoàn trung tâm là: do ống tuần hoàn có đường kính lớn hơn rất nhiều so với các ống
truyền nhiệt do đó 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 ρ
ds
= 0.5 ρ
dd
do đó sẽ tạo ra áp lực đẩy
9
dung dịch từ trong ống tuần hoàn sang ống truyền nhiệt. Kết quả là tạo một dòng
chuyển động tuần hoàn trong thiết bị. Để ống tuần hoàn tung tâm hoạt động có hiệu
quả dung dịch chỉ nên cho vào khoảng 0,4 – 0,7 chiều cao ống truyền nhiệt. Phần phía
trên thiết bị là buồng bốc để tách hơi ra khỏi dung dịch, trong buồng bốc còn có bộ

phận tách bọt để tách những giọt lỏng ra khỏi hơi thứ.
Hơi đốt theo ống dẫn hơi đưa vào buồng đốt ở áp suất 3 at. Hơi thứ ngưng tụ
theo ống dẫn nước ngưng qua bẫy hơi chảy ra ngoài và phần khí không ngưng được
xả ra ngoài theo cửa xả khí không ngưng.
Hơi thứ bốc lên theo ống dẫn thiết bị ngưng tụ Baromet, toàn bộ hệ thống (thiết
bị ngưng tụ Baromet, thiết bị cô đặc) làm việc ở điều kiện chân không do bơm chân
không tạo ra.
Dung dịch cà phê được bơm ra ngoài theo ống tháo sản phẩm nhờ bơm ly tâm,
vào thùng chứa sản phẩm.
Đóng các van
Tắt bơm
10
PHẦN II :
CÂN BẰNG VẬT CHẤT VÀ NĂNG LƯNG
2.1. Dữ kiện ban đầu
Trong cà phê tinh bột chiếm thành phần chủ yếu từ 8 - 23 %, do vậy có sự
biến tính tươn đối trong q trình cơ đặc từ tinh bột thành gluco nên các thơng
số được tính thơng qua gluco.
Các số liệu ban đầu:
Dung dịch cà phê sau khi trích ly:
- Nhiệt độ ban đầu 28
o
C, nồng độ ban đầu 12%.
- Nồng độ cuối 65%.
- Năng suất G
c
= 750kg/h
- Chọn hơi đốt là hơi nước bảo hòa ở áp suất P
h
= 3 at (132,9

0
C),
(STQTTB T1, 314)
- Áp suất thiết bị ngưng tụ P
nt
= 0.2 at (59.7
0
C), (STQTTB T1, 314)
2.2. Cân bằng vật chất và năng lượng
2.2.1 Suất lượng nhập liệu (G
đ
):
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 nồi, kg
W : lượng hơi thứ bốc lên trong mỗi giai đoạn, kg
X
đ
, x
c
: nồng độ đầu và cuối mỗi giai đoạn.
G
đ
= G
c
.
c
d
x
x
G
đ
= 750.
65
12
= 4062.5 (kg/h)
11
2.2.2. Tổng lượng hơi thứ bốc lên
W = G
đ
- G
c
= 4062.5 – 750= 3312.5 kg/h
2.3 Cân bằng năng lượng

2.3.1. Cân bằng nhiệt lượng
Nhiệt vào: - Do dung dịch đầu: G
đ
C
đ
t
đ
Do hơi đốt: D.i
Nhiệt ra: - Hơi thứ mang ra: W.i
’
- Nước ngưng tụ: D.C.
θ
- Sản phẩm mang ra: G
c
.C
c
.t
c
- Nhiệt cơ đặc: Q
cđ
- Nhiệt tổn thất: Q
tt
* Phương trình cân bằng nhiệt
G
đ
C
đ
t
đ
+ D.i = W.i

’
+ D.C.
θ
+ G
c
.C
c
.t
c
±
Q
cđ +
Q
tt
Trong đó: D_lượng hơi đốt mang vào
θ
_nhiệt độ của nước ngưng
t
đ
, t
c
_nhiệt độ đầu và nhiệt độ cuối của dung dịch
C
đ
, C
c
, C_ nhiệt dung riêng của dung dịch đầu, cuối cà nước ngưng (J/kg.độ)
i, i
'
_hàm nhiệt của hơi đốt và hơi thứ J/kg

Từ phương trình ta rút ra:
d
( ' ) ( )
c c d c d cd tt
W i c t G c t t Q Q
D
i c i c i c
θ θ θ
− − ±
= + +
− − −
Ta có i
’
– c
c
t
c
= 2333,8 KJ/Kg là ẩn nhiệt hoá hơi của hơi thứ với áp
suất 0,21 at (Tra bảng I 251 ST QTTB T1, trang 314).
i −cθ =2171 KJ/Kg là ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi đốt ở áp suất 3at.
(Tra bảng I 251 ST QTTB T1, trang 314).
Quá trình cô đặc cà phê sau khi trích ly có Q
cđ
=0. Đây là quá trình cô đặc
liên tục nên t
đ
=t
c
. Chọn tổn thất nhiệt là 5% ta tính được lượng hơi đốt là:
3312.5*2333.8

0,05
2171
D D= +
Hay D =3748.3 (kg/h)
12
Lượng hơi đốt tiêu tốn riêng:
3748.3
1,132
3312.5
D
m
W
= = =
( kg hơi đốt / kg hơi thứ ).
Trong đó:
D - lượng hơi đốt dùng cô đặc, D = 3748.2 kg/h.
W - lượng hơi thứ thoát ra khi cô đặc, W = 3312.5 kg/h.
2.3.2 . Chế độ nhiệt độ:
p suất buồng đốt là áp suất hơi bão hoà 3 at.Tra bảng I.251. STQTTB T1,
314 nhiệt độ hơi đốt là 132,9
o
C.
Gọi ∆ ’’’ là tổn thất nhiệt độ hơi thứ trên đường ống dẫn từ buồng bốc đến
TBNT, theo cơng thức VI.14, STQTTB T2, 60 chọn ∆’’’ = 1
o
C.
Nhiệt độ hơi thứ trong buồng bốc t
ht
:
t

ht
- t
nt
= ∆ ’’’ = 1 ⇒ t
ht
= t
nt
+1 = 59,7 +1 = 60,7
o
C
p suất hơi thứ trong buồng bốc: Tra bảng I.250, STQTTB T1, 312: ở nhiệt
độ hơi thứ là 60,7
o
C là 0, 21 at.
2.4. Xác đònh nhiệt độ tổn thất
2.4.1. Tổn thất nhiệt do nồng độ tăng (∆’):
Ở cùng một áp suất, nhiệt độ sơi của dung dịch lớn hơn nhiệt độ sơi của
dung mơi ngun chất.Hiệu số của nhiệt độ sơi của dung dịch và dung mơi
ngun chất gọi là tổn thất nhiệt độ do nồng độ gây ra.
Ta có:
∆
’
= t
0
sdd
- t
0
sdm
(ở cùng áp suất).
Áp dụng công thức VI.10, STQTTB T2, 59:

∆’ = ∆’
o
. f
Ở đây :
∆
o
’ - tổn thất nhiệt độ ở áp suất khí quyển. Tra từ đồ thò.
f - hệ số hiệu chỉnh do khác áp suất khí quyển, được tính:
f
2
16.2
T
r
=
(VI.11,STQTTBT2,59)
13
=
2
(273 )
16.2
ht
ht
t
r
+
Với x
c
= 65% ta có ∆
o
’ = 4.1

0
C (suy ra từ đồ thị hình VI.2, STQTB
T2, 60)
Vậy f =
2
3
16.2*(273 60.7)
2333.8*10
+
= 0.77
∆’ = ∆’
o
. f = 4.1*0.77 = 3.16
0
C
2.4.2. Tổn thất nhiệt độ do áp suất thủy tĩnh(∆
’’
).
Gọi chênh lệch áp suất từ bề mặt dung dòch đến giữa ống là ∆P (N/m
2
), ta
có:
∆P =
2
1
ρ
S
.g.H
op
N/m

2
Trong đó:
ρ
s
: khối lượng riêng của dung dòch khi sôi, kg/m
3
ρ
s
=0.5 ρ
dd
ρ
dd
: Khối lượng riêng của dung dòch ,kg/m
3
H
op
: Chiều cao thích hợp tính theo kính quann sát mực chất lỏng ,m
H
op
= [0.26+0.0014(ρ
dd
-ρ
dm
)].H
o
Coi ρ
dd
trong mỗi nồi thay đổi không đáng kể trong khoảng nhiệt độ từ bề
mặt đến độ sâu trung bình của chất lỏng.
Chọn chiều cao ống truyền nhiệt là H

o
= 2 m.
H
op
= [0.26+0.0014(ρ
dd
-ρ
dm
)].H
o
=[0.26+0.0014(1285.7- 999)]*2= 1.32 m
Áp suất trung bình:
P
tb
= P’+∆P=0.21+0,5*0,5*1285.7*10
-4
*1.32 = 0.25 at
Tra sổ tay tại P
tb
= 0.25 at ta có

t
tb
= 64.2
0
C.
Ta có: ∆
’’
= t
tb

- t
0,
độ
Trong đó: - Nhiệt độ sơi dung dịch ứng với áp suất P
tb
, độ
14
- Nhiệt độ sôi của dung dịch ứng với áp suất P
0
, độ
∆
’’
= 64.2 - 60.7 = 3.5
0
C
2.4.3. Tổn thất nhiệt độ do trở lực thủy tĩnh gây nên trên đường ống dẫn
hơi thứ. (∆
’’’
).
Thực tế thì ∆
’’’
= 1 - 1.5.
Chọn ∆
’’’
= 1
2.4.4. Chênh lệch nhiệt độ hữu ích của nồi và cả hệ thống
Tổn thất nhiệt độ cho cả hệ thống
Σ∆ = ∆
’
+ ∆

’’
+ ∆
’’’
= 3.16 + 3.5 + 1 = 7.66
0
C
Tổng chênh lệch nhiệt độ của cả hệ thống
∆t = t
hd
- t
nt
= 132.9 - 59.7 = 73.2
0
C
Tổng chênh lệch nhiệt độ hữu ích
∆t
hi
= ∆t - Σ∆ = 73.2 - 7.66 = 65.54
0
C
Nhiệt độ sôi của dung dịch trong nồi :
t
c
= t
nt
+ Σ∆ = 59.7 + 7.66 = 67.36
0
C
2.5. Nhiệt dung riêng
Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ <20% tính theo công thức sau:

C
dd
= 4186.(1-x) (J/kg.độ) (I.43, STQTTB T1, 152)
Với x_ nồng độ chất tan, phần khối lượng (%)
Nhiệt dung riêng đầu: C
đ
= 4186*(1-0.12) = 3683.68 (J/kg.độ)
Nhiệt dung riêng của dung dịch có nồng độ >20% tính theo công thức sau:
C
c
= C
ht
.x
c
+ 4186 (1-x
c
) (J/kg.độ) (I.44, STQTTB T1, 152)
Với C
ht
nhiệt dung riêng của chất hòa tan không nước (J/kg.độ)
Áp dụng công thức (I.41, STQTTB T1, 152)
M.C
ht
= Σn
i
c
i
C
ht
: nhiệt dung riêng của hợp chất hóa học (J/kg.độ)

n
i
: số nguyên tử của các nguyên tố trong hợp chất (J/kg nguyên tử.độ)
bảng I.141 STQTTB, 152
C
C
= 7500 (J/kg nguyên tử.độ); C
H
= 9630; C
O
= 16800
15
Vậy C
ht
=
6 12 6
C C H H O O
C H O
n c n c n c
M
+ +
=
3 3 3
7.5*10 *6 9.63*10 *12 16.80*10 *6
1452
180
+ +
=
(J/kg.độ)
Vậy C

c
= C
ht
.x
c
+ 4186 (1-x
c
)
= 1452*0.65+4186*(1-0.65) = 2408.9 (J/kg.độ)
2.6 . Nhiệt lượng riêng
Gọi I là nhiệt lượng riêng của hơi đốt (J/kg)
i là nhiệt lượng riêng của hơi thứ (J/kg)
Tra bảng (I.250, STQTTB T1, 312)
Hơi đốt Hơi thứ
T
0
C I.10
-3
(J/kg) T
0
C i.10
-3
(J/kg)
132.9 2730 60.7 2609.588
16
PHẦN III
TÍNH TOÁN TRUYỀN NHIỆT
3.1. Tính toán truyền nhiệt cho thiết bò cô đặc:
Q trình truyền nhiệt gồm 3 giai đoạn: - Nhiệt truyền từ hơi đốt đến bề
mặt ngồi của ống truyền nhiệt với hệ số cấp nhiệt α

1
và nhiệt tải riêng q
1
- Dẫn nhiệt qua thành ống
- Nhiệt truyền từ bề mặt ống đến dung dịch với hệ số cấp nhiệt
2
α
và nhiệt
tải riêng q
2
Ta có:
∆t
1
= t
hd
- t
T1
∆t
2
=t
T2
- t
c
∆t = t
T1
- t
T2
3.1.1. Nhiệt tải riêng phía hơi ngưng (q
1
):

Theo công thức (V.101), sổ tay tập 2, trang 28:
)1(*
*
**04,2
111
25,0
1
1
tq
tH
r
A
∆=⇒






∆
=
αα
Trong đó:
r - ẩn nhiệt ngưng tụ của nước ở áp suất hơi đốt là 3 at.
Tra bảng I.251 ST QTTB T1, trang 314 : r = 2171.10
3
J/kg
H - chiều cao ống truyền nhiệt, H = 1.5 m.
A - phụ thuộc nhiệt độ màng nước ngưng t
m

= (t
D
+ tv
1
)/2
A tra ở sổ tay tập 2, trang 28.
với t
D
, tv
1
: nhiệt độ hơi đốt và vách phía hơi ngưng.
α
1
- hệ số cấp nhiệt phía hơi ngưng, W/m
2
độ
3.1.2. Nhiệt tải riêng phía dung dòch (q
2
):
Theo công thức VI.27, sổ tay tập 2, trang 71:
17
0,435
2
0,565
2
* * * *
dd
dd dd n
n
n

n n dd
C
C
ρ µ
λ
α α
λ ρ µ
 
     
 
 
=
 ÷  ÷  ÷
 ÷
 
 
     
 
W/m
2
độ
Trong đó:
α
n
-hệ số cấp nhiệt của nước khi cô đặc theo nồng độ dung dòch
α
n
= 45.3 *p
0,5
*∆t

2,33
(trang 26 STQTTBT2)
C
dd
- nhiệt dung riêng của dung dòch
C
n
- nhiệt dung riêng của nước
µ
dd
- độ nhớt dung dòch
µ
n
- độ nhớt nước
ρ
dd
- khối lượng riêng dung dòch
ρ
n
- khối lượng riêng nước
λ
dd
- độ dẫn điện dung dòch
λ
n
- độ dẫn điện nước
3.1.3 Nhiệt tải riêng phía tường (q
v
):
Theo BT và VD tập 10:

qv =
1 2T T
t t
r
−
∑
Trong đó:
Σr - tổng trở vách
Ta có ∆t
2
= t
T2
- t
c
mà t
T2
= t
T1
- q
1
Σr
Với Σr = r
1
+ r
2
+ r
3
Chọn hơi đốt (hơi nước bão hòa) là nước sạch, theo (V.I, STQTTBT2,4)
r
1

= 0.464*10
-3
nhiệt trở của cặn mặt ngồi (m
2
.độ.W)
Dung dịch cần cơ đặc cà phê theo (V.I, STQTTBT2,4)
r
2
= 0.387*10
-3
(m
2
.độ.W)
Chọn bề dày ống truyền nhiệt δ = 0.002 (m), vật liệu chế tạo là thép cacbon
thường có mã hiệu CT3 và có λ = 50 W.m/độ (bảng XII.7, STQTTBT2,313)
18
r
3
=
δ
λ
=
0.002
50
= 4*10
-5
ta suy ra Σr = 0.464*10
-3
+ 0.387*10
-3

+ 4*10
-5
= 8.91*10
-4
(m
2
.độ.W)
Chọn ∆t
1
= 5.7 t
T1
= t
hd
- ∆t
1
= 132.9 - 5.7 = 127.2
Ta suy ra t
m
=
1
2
hd T
t t
+

= 130.5 A = 191.02 (STQTTBT2, 29)
0,25
1
1
2,04* *

*
r
A
H t
α
 
=
 ÷
∆
 
=
3
4
2171*10
2.04*191.07*
2*5.7
= 8140.44 (W/m
2
độ)
q
1
= α
1
.∆t
1
= 46400.51 (W/m
2
)
Ta tính được t
T2

= t
T1
- q
1
Σr = 127.2 - 46400.51*8.91*10
-4
= 85.86
0
C
Suy ra ∆t
2
= 85.86 - 67.36 = 18.5
0
C
Ta có α
n
= 45.3 *p
0,5
*∆t
2,33
=
0.5 2.33
45.3*0.21 *18.5
= 18602.09 (W/m
2
độ)
Chọn nhiệt độ tính toán α
2
theo t
c

= 67.36
0
C.
Tra bảng (I.249, STQTTBT1, 310) ta được:
ρ
n
= 979.23 kg/m
3
μ
n
= 0.42*10
-3
N.s/m
2
C
n
= 4184.89 J/kg.độ
λ
n
= 66.54*10
-2
W/m.độ
Ta có
3
* * *
dd
dd dd
dd
A C
M

ρ
λ ρ
=
(I.32, STQTTBT1, 123)
=
8
3
1285.7
3.58*10 *2408.9*1285.7*
180
−
= 0.21 (W/m.độ)
C
dd
= 2408,9 J/kg.độ
ρ
dd
= 1285.7 kg/m
3
μ
dd
= 9.3*10
-3
N.s/m
2
(tra bảng I.112, STQTTBT1, 114, vì không có tài
liệu nào thể hiện độ nhớt của gluco, nên lấy độ nhớt của đường mía ở cùng
nồng độ)
Ta tính được:
19

0,435
2
0,565
2
* * * *
dd
dd dd n
n
n
n n dd
C
C
ρ µ
λ
α α
λ ρ µ
 
     
 
 
=
 ÷  ÷  ÷
 ÷
 
 
     
 
=
0.435
0.565 2

3
2 3
0.21 1285.7 2408.9 0.42*10
6497.23* * * *
66.54*10 979.23 4184.89 9.56*10
−
− −
 
 
     
 
 ÷
 ÷  ÷  ÷
     
 
 
 
= 2511.28 (W/m
2
độ)
Vậy q
2
= α
2
.∆t
2
= 46451.55 (W/m
2
)
So sánh q

1
và q
2
ta thấy
2 1
2
46451.55 46400.51
*100% 100% 0.109% 5%
46451.55
q q
q
− −
= = <
Nhiệt tải trung bình là:
q
tb1
=
2
21
qq +
=
46451.55 46400.51
2
+
= 46426.03 (W/m
2
)
3.2 Hệ số truyền nhiệt K cho quá trình cô đặc:
Trong đó giá trò K được tính thông qua hệ số cấp nhiệt:
1 2

1
1 1
K
r
α α
=
+∑ +
=
4
1
1 1
8.91*10
8140.44 0.135*18602.09
−
+ +
= 708.19 (W/m
2
.độ)
3.3 Tính nhiệt lượng do hơi đốt cung cấp:
Q= D.r(θ) =
3
3748.3*2171*10
3600
= 2.26*10
6
(J/s)
3.4 Diện tích bề mặt truyền nhiệt:
F =
hi
tK

Q
∆.
=
6
2.26*10
708.19*65.54
=
48,7 m
2
Chọn F = 50 m
2
20
PHẦN 4
THIẾT KẾ CHÍNH
4.1. BUỒNG ĐỐT:
4.1.1. Tính số ống truyền nhiệt:
Chọn loại ống truyền nhiệt có đường kính 38x2 mm nên: d=d
t
=34 (mm)
( theo bảng V1.6,STQTTBT2/Trang80).
Chọn chiều cao của ống truyền nhiệt là h = 2 (m).
50
234
. . 0,034*2*3.14
t
F
n
d h
π
= = =

(ống)
Theo bảng quy chuẩn số ống truyền nhiệt V.11,STQTTBT2/Trang48.
Chọn n = 271 ống.
Chọn cách xếp ống theo hình 6 cạnh.
Số hình 6 cạnh là: 9
Số ống trên đường xun tâm của lục giác b = 19 ống.
4.1.2. Đường kính ống tuần hoàn trung tâm :
Diện tích tiết diện ngang của ống tuần hoàn F
th
:
π
π
th
th
th
th
F
D
D
F
.4
4
.
2
=⇒=
Trong trường hợp đối lưu tự nhiên, tuần hoàn trong : F
th
= ( 0,25
÷
0,35 ) F

o
Σ
, với
F
o
Σ
là diện tích tiết diện ngang của tất cả ống truyền nhiệt; chọn F
th
= 0,3.F
o
Σ

2 2
2
. . .0,034 .271
0,3. 0,3. 0,073( )
4 4
th
d n
F m
π π
⇒ = = =

Vậy :
4.
4*0.073
0.304( )
th
th
F

D m
π π
= = =

Chọn D
th
= 325 (mm)
4.1.3 Đường kính thiết bị buồng đốt:
D
t
= t.(b-1) + 4.d
n
(V.141,STQTTBT2/Trang49)
Trong đó: t: là bước ống, thường chọn t = (1.2
÷
1,5).d
n
Chọn t = 1,5.d
n
→
t = 1,5*0.038= 0.057
21
→
D
t
= 0,057*(19 - 1) + 4*0,057 = 1.25 (m)
Chọn D
t
= 1.4 (m) ( theo bảng XIII.6,STQTTBT2/Trang359).
Kiểm tra diện tích truyền nhiệt:

D
th
≤ t( b-1 )
 b ≥
0.325
1 1
1.5*0.038
th
D
t
+ = +
= 6.7
Theo bảng V.11, STQTTB T2/Trang 46
Chọn b = 7 (ống)
Vậy số ống truyền nhiệt đã bò thay thế bởi ống tuần hoàn trung tâm là n’ :

( )
( ) ( )
' 2 2
4 3 3
1 ' 1 1 1 7 1 1 37
3 4 4
b n n b
= + − ⇒ = − + = − + =
Số ống truyền nhiệt còn lại là:
n” = 271 – 37 = 234 ống.
Kiểm tra diện tích truyền nhiệt:
F = 3,14*H*(n’’.d
t
+ D

th
) = 3,14*2*(234*0,034 + 0,325) = 52 > 48.7m
2
(thỏa mãn)
4.2 BUỒNG BỐC:
4.2.1. Đường kính buồng bốc:
Theo bảng XIII.6, STQTTB,T2/Trang 359
Chọn D
t
= 2 (m)
4.2.2. Chiều cao buồng bốc hơi:
Thể tích khơng gian hơi được xác định
tth
kgh
u
W
V
.
ρ
=
(CT VI.24,STQTTB,T2/Trang 71)
Trong đó:
V
kgh
: là thể tích khơng gian hơi (m
3
).
W: là lượng hơi thứ bốc lên trong thiết bị (m
3
).

ρ
h
: là khối lượng riêng của hơi thứ là 0.17(kg/m
3
).
22
u
tt
: là cường độ bốc hơi thể tích cho phép của khoảng khơng gian
hơi trong một đơn vị thời gian (m
3
/m
3
.h).
Theo CT VI.33, STQTTB,T2/Trang 71
u
tt
= f.u
tt(1at)
(m
3
/m
3
.h) khi P
at1
≠
U
tt (1 at )
: cường độ bốc hơi thể tích cho phép khi p = 1at

,

ta chọn cường độ
bốc hơi U
tt(1 at )
= 1600 m
3
/m
3
.h
f - hệ số hiệu chỉnh do khác biệt áp suất khí quyển, hình VI.3, trang 72,
[STQTTB2] ta có f = 1.5
⇒ U
tt
= 1600*1.5 = 2400 (m
3
/m
3
.h )
Thể tích buồng bốc:

3
3312.5
8.12( )
. 0,17*2400
kgh
h tt
W
V m
U

ρ
= = =
Chiều cao khơng gian hơi được tính theo CT VI.34, STQTTB T2/Trang 72

2
.
.4
t
kgh
kgh
D
V
H
π
=
=
2
4*8.12
2.59
3.14*2
=
(m)
Do trong thiết bi có hiện tượng dung dịch sơi tràn lên phần buồng bốc nên đòi
hỏi thiết bị phải cao hơn so với tính tốn.
Vậy, chọn chiều cao buồng bốc 3000(mm).
4.3 Tính kích thước các ống dẫn:
Theo CT V.41, STQTTB T2/Trang 74
Phương trình lưu lượng:
( )
sm

d
V
s
/
4
.
3
2
ω
π
=
→
ω
.785,0
s
V
d
=
(m)
Vơi: V
s
: lưu lượng khí, hơi, dung dịch chảy trong ống (m
3
/s).
ω : tốc độ thích hợp đi trong ống (m/s).
Chọn ω = 20 (m/s) đối với hơi nước bão hòa, thường ω = 20 ÷ 40 (m/s).
ω = 1 (m/s) đối với chất lỏng nhớt, thường ω = 0,5 ÷ (1 m/s)
23
Lại có: V
s

= W.v
Với: W là lưu lượng khối lượng (kg/s).
v là thể tích riêng (m
3
/kg).
4.3.1 Đường kính ống dẫn hơi đốt
Ở áp suất hơi đốt P
hđ
= 3at, t
hđ
= 132.9
0
C

v = 0.681 (m
3
/Kg)Theo bảng I.251,
STQTTB,T1/ Trang 315

3748.3
1.04
3600 3600
D
W
= = =
(kg/s)
Nên:
1.04*0.681
0.22
0,785*20

d
= =
(m)
Theo bảng XIII.26, STQTTB T2/ Trang 415 Chọn d = 250 (mm) →
d
n
= 273 (mm)
4.3.2 Đường kính ống dẫn hơi thứ
Ở áp suất hơi đốt P
ht
= 0.21 at, t
ht
= 60.7
0
C

v = 7.71 (m
3
/Kg) (Theo bảng
I.251, STQTTB,T1/ Trang 315)

3312.5
W 0.92( / )
3600 3600
W
kg s
= = =
0.92*7.71
0,48( )
0,785.40

d m
→ = =
Chọn ω = 40 (m/s)
Chọn d
n
= 400 (mm), d = 426 (mm), (bảng V.7, STQTTB, T2, 47)
4.3.3 Đường kính ống dẫn dung dịch
4.3.3.1 Đường kính ống dẫn dung dịch đầu vào thiết bị gia nhiệt
d
G
4062.5
W 1.13( / )
3600 3600
kg s= = =
Giả sử dung dịch có: t = 28(
o
C), x
đ
= 12%:
3
1046( / )kg m
ρ
=
,theo bảng I.88,STQTTB,T1/Trang 64
→
4
1 1
9.56*10
1046
v

ρ
−
= = =
(m
3
/kg)
Nên:
4
1.13*9.56.10
0.037( )
0,785.1
d m
−
= =
24
Chọn d = 15(mm), d
n
= 18 (mm) (theo bảng XIII, STQTTB, T2, 409)
4.3.3.2 Đường kính ống dẫn dung dịch từ thiết bị gia nhiệt vào nồi cô đặc
d
G
4062.5
W 1.13( / )
3600 3600
kg s= = =
Giả sử nồi gia nhiệt tăng nhiệt độ dung dịch đầu từ 28
0
C lên 67.36
0
C.

Ở t = 67.36(
o
C), C = 12%
3
1046( / )kg m
ρ
=
,theo bảng I.88,STQTTB,T1/Trang 64
→
4
1 1
9.56*10
1046
v
ρ
−
= = =
(m
3
/kg)
Nên:
4
1.13*9.56.10
0.037( )
0,785.1
d m
−
= =
Chọn d = 40(mm), d
n

= 45 (mm) (theo bảng XIII, STQTTB, T2, 409)
4.3.3.3 Đường kính ống dẫn dung dịch từ nồi cô đặc vào bể chứa sản phẩm
Gc 750
W 0.21( / )
3600 3600
kg s= = =
Dung dịch ra khỏi nồi có t = 67.36 (
o
C), x
c
= 65%
3
1285.7( / )kg m
ρ
=
,theo bảng I.88,STQTTB,T1/Trang 64
→
4
1 1
7.78*10
1285.7
v
ρ
−
= = =
(m
3
/kg)
Nên:
4

0.21*7,78*10
0,02( )
0,785.0,5
d m
−
= =
Chọn d = 20(mm), d
n
= 25 (mm) (theo bảng XIII, STQTTB, T2, 409)
Tóm lại chọn đường kính ống dẫn dung dịch cho toàn hệ thống là: d = 40
mm, d
n
= 45 mm.
4.3.4 Đường kính ống tháo nước ngưng:
Lưu lượng khối lượng là: W = D =
3748.3
1.04
3600
=
(kg/s)
Ta có: t = 132,9 (
o
C) → ρ = 932.65 (kg/m
3
)
Bảng I.5, STQTTB,T1/ Trang 12.
25