
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

-
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+

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.

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

= 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

=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%

= 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
)

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

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 =

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
)

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

: 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

* 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

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 )

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

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

= 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
=

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

: 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
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

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

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)

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

*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



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

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+

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

, (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

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

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 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

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

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

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

.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
( )



+=
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

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
∆⇒⇒∆

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
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

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

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.