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

- 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.

+ 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:

) 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.

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

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

: 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

’
+ 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

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

∆’ = ∆’
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

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

- 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∆ = ∆
’
+ ∆

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)

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

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

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

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

+ 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* *

= 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

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

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
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

(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

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:

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
).

,

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

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

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

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.

= 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