Operatii Si Aparate- Anul 3

Dr. ing. Ciprian CĂPĂȚĂNĂ Drd. ing. Mihai VĂDUVA

OPERAȚII UNITARE

ÎN

INGINERIA ALIMENTARĂ

EDITURA UNIVERSITĂȚII „LUCIAN BLAGA” DIN SIBIU

-2010-

Ciprian Căpățâna și Mihai Văduva

2

Descrierea CIP a Bibliotecii Naţionale a României

CĂPĂŢÂNĂ, CIPRIAN

Operaţii unitare în ingineria alimentară / Ciprian Căpăţână,

Mihai Văduva. - Sibiu : Editura Universităţii "Lucian Blaga" din Sibiu,

2010

Bibliogr.

ISBN 978-606-12-0016-0

I. Văduva, Mihai

664

©2010 Toate drepturile rezervate autorilor: Ciprian Căpățână și Mihai Văduva.

Operații unitare în ingineria alimentară

3

Prefață

Unul din obiectivele primare ale industriei alimentare este de a transforma, printr-o serie de operații, material

primă agricolă în alimente destinate consumului. Pentru a se petrece aceste transformări se folosesc mai multe etape și

diferite tipuri de echipamente. Calcularea și proiectarea fiecărei etape-numită operație unitară-este unul din scopurile

principale ale ingineriei alimentare.

Studiul sistematic al operațiilor unitare începe în domeniul ingineriei chimice, unde calculele au fost dezvoltate

pentru a descrie, pe baza principiilor inginerești, schimbările ce au loc în fiecare etapă a procesului tehnologic. Aceste

cunoștințe se aplică și în domeniul ingineriei alimentare, dar în același timp, au fost făcute adaptări la natura distictă a

materiei prime folosită. Țelul unei serii de operații unitare nu este doar de a obține o producție optimă, ci și fabricarea

unui produs alimentar potrivit pentru consum la o calitate cât mai înaltă. Astfel, în studierea operațiilor unitare ale unui

process tehnologic alimentar este esențială calcularea atentă a fiecărei etape de procesare pentru ca produsul alimentar

prelucrat să sufere daune minime.

Principalul obiectiv al acestei cărți este de a prezenta, într-o formă progresivă și sistematică, informațiile de bază

necesare pentru proiectarea proceselor alimentare, inclusiv echipamentul necesar. Numărul operațiilor unitare din

ingineria alimentară este mare, chiar dacă unele din ele sunt mai rar întâlnite dată fiind situația particulară a anumitor

procese. Această lucrare acoperă operațiile unitare cele mai relevante pentru industria alimentară în general.

Sperăm ca această carte va fi folositoare inginerilor din industria alimentară ca referință în activitatea lor zilnică

precum și studenților și masteranzilor de la specializările din domeniul ingineriei alimentare ca suport de curs și la

întocmirea proiectelor.

Ciprian Căpățână și Mihai Văduva


4


5

Partea a II-a

OPERAŢII CU TRANSFER DE CĂLDURĂ


6


7

Capitolul 10

SCHIMBĂTOARE DE CĂLDURĂ

Se numesc schimbătoare de căldură aparatele folosite pentru transmiterea căldurii de la un agent termic la altul.

Un schimbător de căldură trebuie să realizeze un schimb termic cât mai intens cu o cât mai mică pierdere de de

presiune a fluielor care circulă prin aparat. O pierdere mare de presiune nu constituie un inconvenient atunci când fluidul

se află la presiune ridicată.

10.1.Clasificarea schimbătoarelor de căldură.

a. După condiţiile de transmitere a căldurii:

- de suprafaţă;

- de amestec.

b. Starea de agregare a agenţilor termici:

- gaz-gaz, gaz-vapori, gaz-lichid;

- vapori-vapori, vapori-lichid;

- lichid-lichid.

c. Natura procesului tehnologic principal:

- încălzitoare;

- vaporizatoare;

- răcitoare.

d. Sensurile de circulaţie a agenţilor termici:

- echicurent;

- contracurent;

- curent încrucişat;

- curent mixt.

e. Forma suprafeţei de transmitere a căldurii:

- tubulare, (orizontale sau verticale);

- cu serpentină (înecată sau cu stropire);

- speciale, (cu plăci, cu nervuri, cu aripioare etc)

f. Natura materialului din care este construit:

- metalice;

- nemetalice.

g. Numărul de treceri:

- cu o trecere;

- cu mai multe treceri.


8

h. Tipul constructiv:

- elementare; cu manta; cu stropire; cu cămaşă; cu un corp; cu mai multe corpuri.

i. Posibilitatea de dilatare:

- rigide;

- semielastice;

- elastice (cu corp alunecător, cu presgarnitură, cu

ţevi în U, cu compensator lenticular).

j. Regimul termic:

- regim staţionar;

- regim nestaţionar.

10.2.Calculul schimbătoarelor de căldură.

Calculul schimbătoarelor de căldură presupune următoarele aspecte:

- calculul termic;

- calculul de dimensionare tehnologică;

- calculul hidrodinamic;

- calculul de rezistenţă mecanică;

- calculul tehnico-economic.

Calculul termic al schimbătoarelor de căldură se bazează pe două ecuaţii generale: ecuaţia de transmitere a

căldurii şi ecuaţia bilanţului termic. Pentru aceste două ecuaţii se folosesc opt mărimi principale:

- sarcina termică a aparatului, W;

- A aria supraeţei de schimb de căldură, m2;

- t11, t12 temperaturile de intrare şi ieşire agent cald, K;

- t21, t22 temperaturile de inrare şi ieşire agent rece, K;

- M1, M2 debitele de agent cald şi rece, kg/s.

Calculul schimbătoarelor de căldură de suprafaţă se împarte în trei tipuri de bază:

- calculul de proiectare (dimensionare) presupune determinarea ariei suprafeţei de schimb de

căldură şi a unei temperaturi a unui agent termic sau a debitului unui agent;

- calculul de verificare (alegere) în care suprafaţa de transfer termic este dată, mărimile necunoscute

pot fi sarcina termică, debitele de agent termic sau două temperaturi. Se efectuează în vederea

alegerii unui schimbător de căldură;

- calculul regimului de funcţionare, în care suprafaţa de transfer de căldură este cunoscută, mărimile

care trebuie determinate sunt unul din debite şi o temperatură sau sarcina termică a aparatului.

Acest tip de calcul urmăreşte să stabilească concordanţa între regimurile de funcţionare şi reglajul

schimbătorului de căldură.


9

10.2.1. Calculul de proiectare.

Se exemplifică modul de conducere al calculului termic când se cunosc: M2, t11, t12, t21, t22, necunoscute fiind M1 şi A.

Figura 10.1 Schimbător de căldură în echicurent (schiţă de principiu)

- ecuaţia de bilanţ dă posibilitatea determinării debitului M1 de agent termic cald.

p 4321 (10.1)

În care:

11111 tcM p -fluxul termic adus de agentul cald, W;

21222 tcM p -fluxul termic adus de agentul rece, W;

12113 tcM p -fluxul termic ieşit cu agentul cald,W;

22224 tcM p -fluxul termic ieşit cu agentul rece,W;

p -fluxul pierdut, W.

Cantitatea de căldură pierdută se exprimă de obicei ca un procent din căldura utilă, u:

M1.cp1.t11

M1.cp1.t12

M2.cp2.t21 M2.cp2.t22


10

u

t

tp

1 (10.2)

t este randamentul termic al aparatului sau coeficientul de reţinere a căldu – 99,8%).

Fluxul transmis este dat de ecuaţia:

1211111 tctcM ppt (10.3)

Fluxul termic util este descris de ecuaţia:

212222 ttcM pu (10.4)

- ecuaţia transmiterii căldurii dă posibilitatea determinării ariei suprafeţei de schimb de căldură:

medtAk (10.5)

În care:

- fluxul termic transmis, W;

K – coeficientul total de transfer de căldură, W/(m2.K);

tmed – diferenţa medie de temperatură, K.

Diferenţa medie de temperatură se calculează cu relaţii stabilite pentru diferite cazuri particulare de circulaţie a

agenţilor termici.

La aparatele în echicurent (EC) sau contracurent (CC), diagramele de variaţie a temperaturii cu suprafaţa fiind

prezentate în figura următoare, diferenţa medie de temperatură se calculează cu relaţia (6).

Figura10.2 Diagramele de variaţie a temperaturilor agenţilor în schimbătoarele de căldură cu circulaţie în echicurent (EC) şi contracurent (CC).

t11

t12

t21

t22

t11

t21

t12

t22

tmax

tmin

EC CC

tmin

tmax


11

min

max

minmax

lnt

t

tttmed

(10.6)

În care tmax şi tmin reprezintă diferenţa maximă respectiv minimă de temperatură la un capăt şi la celălalt capăt al

schimbătorului de căldură.

Pe diagramele de variaţie a temperaturii pot fi reprezentate cu exactitate numai valorile iniţiale şi finale ale

temperaturilor, care sunt cunoscute, valorile intermediare nu se determină datorită complexităţii calculelor.

Pentru aparatele cu curent încrucişat sau curent mixt reprezentarea grafică a variaţiei temperaturilor devine mai

dificilă.

Calculul de dimensionare tehnologică constă în determinarea dimensiunilor schimbătoarelor de căldură pe baza

consideraţiilor constructive şi funcţionale. Acest calcul este specific fiecărui aparat de schimb de căldură.

Calculul hidrodinamic al schimbătoarelor de căldură urmăreşte determinarea pierderilor de presiune, a puterii şi

a energiei de pompare în acestea, atât pentru agentul termic cal cât şi pentru cel rece.

Pierderile de presiune constituie, alături de sarcina termică şi regimul de temperatură, un parametru important

în proiectarea şi funcţionarea schimbătoarelor de căldură.

Caracteristica hidraulică a schimbătorului de căldură reprezintă dependenţa pierderilor de presiune ale agentului

cald şi rece de debitele fluidelor respective. O astfel de caracteristică este necesară pentru alegerea regimului de

exploatare economică a aparatului.

10.3 Aparate de schimb de căldură

Tipurile şi construcţiile de schimbătoare de căldură sunt foarte diferite. Clasificarea lor se poate face ţinînd

seama de o serie de criterii: destinaţie, stare de agregare a agenţilor termici, direcţia de deplasare a agenţilor termici,

după materialul de construcţie, după tipul de construcţie. Pentru prezentare criteriul cel mai adecvat de clasificare este în

funcţie de construcţie. Schimbătoarele de căldură folosite în industria alimentară în funcţie de elementele constructive, se

pot grupa în: — schimbătoare de căldură cu manta;

— schimbătoare de căldură cu serpentină (spirală);

— schimbătoare de căldură cu ţevi coaxiale;

— schimbătoare de căldură multitubulare;

— schimbătoare de căldură în spirală;

— schimbătoare de căldură cu plăci;

— schimbătoare de căldură cu ţevi cu aripioare;

-- schimbătoare de căldură de construcţii particulare sau mixte.


12

10.3.1 Schimbătoare de căldură cu manta

Schimbătoarele de căldură cu manta sunt vase, de obicei destinate realizării unei anumite faze tehnologice care

se petrece la o anumită temperatură, ce se poate obţine prin transfer de căldură realizat în scop de încălzire sau răcire.

Spaţiul destinat circulaţiei agentului de răcire sau încălzire este realizat cu ajutorul unei mantale sau perete dublu

montat în jurul aparatului în care se realizează faza respectivă. Transferul de căldură se realizează printr-o parte a

suprafeţei aparatului care este acoperită de manta.

Schema de construcţie a unui vas cu manta este dată în fig. 1S9. Mantaua este fixată la exteriorul aparatului pe o

înălţime adecvată, astfel ca lichidul din interiorul vasului să acopere toată suprafaţa de schimb de căldură pentru o

utilizare raţională a acesteia. Mantaua uneori poate fi realizată excentric faţă de vas pentru a favoriza în interiorul vasului

apariţia unor curenţi de convecţie care să contribuie la mărirea coeficientului parţial de transfer de căldură.

Spaţiul prin care circulă agentul de încălzire respectiv de răcire, trebuie să fie prevăzut cu racord de alimentare şi

de evacuare unul din ele în partea superioară a mantalei altul în partea inferioară. Dacă diametrul vasului este mai mare

de 1 m în cazul încălzirii la partea superioară trebuie să fie două racorduri situate la 180° unul de altul. Dacă mantaua este

folosită pentru încălzirea cu abur presiunea admisă în mod normal este 50 N/cm2. Depăşirea acestei presiuni impune atît

construirea vasului cît şi a mantalei cu pereţi mai groşi.

Fig.10.3 Schema schimbătorului de căldură cu manta. 1-vas; 2-manta; 3-racorduri pentru fluidul din manta;

4-racorduri pentru introducerea sau evacuarea lichidului din vas.

Suprafaţa de încălzire posibil de realizat este limitată faţă de dimensiunile vasului. Domeniul de utilizare este

totuşi destul de mare, întrebuinţîndu-se în mod normal pentru operaţii speciale; din punct de vedere al transferului de

căldură în cele mai multe cazuri se încadrează în regim nestaţiouar (orice încălzire sau răcire este un regim nestaţionar în

acest aparat). Când se realizează procese cu menţinere la temperatură constantă în vas procesul de transfer de căldură pe

perioada de regim este staţionar.

Pentru calculul aparatelor cu manta se dă de obicei cantitatea de produs care trebuie încălzit sau răcit şi care se

găseşte la un moment dat şi condiţiile iniţiale şi finale la care trebuie să se ajungă din punct de vedere termic

(temperatura iniţială şi finală).

Cantitatea de produs, densitatea lui şi gradul de umplere al vasului determină volumul vasului în funcţie de

condiţiile de formă raport de dimensiuni şi volumul vasului (condiţii geometrice) se deduc dimensiunile vasului, iar în

funcţie de acestea şi înălţimea lichidului în vas, mărimea suprafeţei de schimb de căldură.

Condiţiile de transfer de căldură sunt descrise de relaţia:


13

medtAk (10.7)

în care este determinat din bilanţul caloric legat de condiţiile termice iniţiale şi finale, A (suprafaţa de schimb de

căldură) este determinată de elementele constructive ţinînd seama de cele indicate, k (coeficientul total de transfer de

căldură) se determină ca în cazul transferului de căldură între două fluide separate printr-un perete solid (se poate asimila

cu peretele solid cu feţe paralele), determinarea valorii lui k pentru 1 şi 2 se ţine seama de condiţiile concrete de

transfer de căldură. în tabelul 10.1 sunt date valori medii ale lui k. în diferite situaţii.

Tabelul 10.1 Coeficienţii totali de transfer de căldură pentru schimbătoare de căldură cu manta.

Fluidul din Materialul de

construcţie al vasului

Mişcare Coeficientul total

de transfer de

căldură k,

W/m2.grd

Manta Vas

Abur Apă Fontă emailată Cu agitare 540 - 670

Abur Lapte Fontă emailată Cu agitare ~460

Abur Lapte in fierbere Fontă emailată Cu agitare ~2800

Abur Apă in fierbere Oţel Fără agitare ~1050

Abur Apă în fierbere Cupru Fără agitare ~1250

Abur Parafină Cupru Fără agitare ~140

Abur Masa plină cu

cocoloaşe

Fontă Cu agitare 400-500

La calculul lui tmed se va ţine seama de asemenea de condiţiile concrete referitoare la procesul care are loc în

vas. Dacă este regim staţionar sau regim nestaţionar cu variaţia temperaturii numai în timp se foloseşte relaţia (10.6).

10.3.2 Schimbătoare de căldură cu serpentină(spirală)

Aceste aparate sunt întrebuinţate în cazul transferului de căldură la un flux caloric redus sau cînd aparatul are o

destinaţie specială. Din punct de vedere constructiv pot să apară diferite variante. Vasul poate fi cilindric cu fund drept,

bombat sau troncouic şi în interior există o serpentină (spirală Arhimede) din ţeava prin care circulă agentul de încălzire

sau răcire. Vasul la partea superioară poate fi închis sau deschis în funcţie de condiţiile tehnologice impuse pentru lichidul

din vas. Spaţiul spiralei poate fi delimitat de un al doilea cilindru interior (fig. 10.4). În alte cazuri vasul poate avea formă

paralelipipedică şi serpentina să fie plană, montată în poziţie orizontală sau verticală (fig. 10.5).

Fig.10.4 Schema schimbătorului Fig.10.5 Schema schimbătorului de căldură cu serpentină în spirală. de căldură cu serpentină plană.

Serpentinele se execută de obicei din ţevi cu diametrul până la maxim 75 mm, deoarece construcţia

serpentinelor din ţevi cu diametru mai mare este dificilă. Serpentinele uzual se construiesc din ţevi din oţel sau din cupru.

Serpentinele nu pot fi utilizate pentru lichide care depun cruste greu de curăţit.


14

Se întîlnesc şi construcţii de serpentine montate în exteriorul vasului, serpentina fiind sudată de peretele vasului.

Serpentinele de acest tip pot fi în loc de ţeava cu secţiune cerc, din ţeava tăiată (semicerc) sau cu secţiune triunghiulară.

Suprafaţa de schimb de căldură în acest caz este limitată ca la vasele cu manta.

Coeficientul de transfer de căldură este mai mare la serpentine decît în cazul ţevilor drepte. Totuşi serpentinele

avînd lungimea mai mare, în cazul condensării vaporilor în interiorul serpentinei, în partea inferioară a serpentinei se

poate acumula condensat, ceea ce duce la înrăutăţirea schimbului de căldură. De asemenea la serpentinele lungi

pierderile de presiune sunt mari şi evacuarea gazelor necondensabile este mai dificilă în aceste cazuri, serpentinele se

împart în cîteva secţiuni dispuse fie una deasupra alteia, fie în formă de cercuri concentrice.

Din cauza rezistenţei hidraulice mari a serpentinei, viteza purtătorului de căldură se ia în mod normal mai mică

decît la ţevile drepte, în genere pentru lichide nedepăşindu-se viteza de 1 m/s. În cazul curgerii libere, viteza fluidului din

serpentină este limitată de elementele constructive ale serpentinei şi pierderea de presiune.

Când în interiorul serpentinei circulă vapori la presiuni sub 50 N/cm2 se recomandă ca raportul între

lungimea serpentinei şi diametru să nu depăşească 225.

Aparatele de schimb de căldură cu serpentină ocupă un volum mare în raport cu suprafaţa de schimb de căldură

realizată. Cu toate acestea domeniul de utilizare este suficient de larg, în special extins în domeniul operaţiilor speciale

cînd se realizează încălziri sau răciri si pentru debite mici la condensare sau la răcire. Din punct de vedere al transferului

de căldură poate funcţiona fie în regim staţionar (în cazul condensărilor sau răcirii lichidelor care circulă în interiorul

serpentinei etc), fie în regim nestaţionar. în acest ultim caz în mod normal funcţionează numai cu variaţia temperaturii

fluidelor în timp.

Pentru calculul termic şi dimensional trebuie să se ţină seama de condiţiile concrete al procesului respectiv.

Fluxul termic necesar se determină pe baza unui bilanţ caloric, la care de asemenea trebuie să se ţină seama de

cazul concret. în cazul cînd serpentina este interioară şi rolul ei este să realizeze o încălzire a produsului din vas, la calculul

fluxului termic trebuie să se ţină seama de pierderile de căldură în mediul înconjurător prin pereţii exteriori ai vasului,

deoarece şi această căldură trebuie asigurată prin suprafaţa de schimb de căldură. în cazul serpentinei interioare care

realizează o răcire a produsului din vas pierderile de căldură în exterior trebuie scăzute din căldura transmisă, sau negli-

jate, în cazul serpentinei exterioare fluxul termic este cel care trebuie transmis spre interior.

Coeficientul de transfer de căldură, ţinîud seama că suprafaţa de schimb de căldură este o ţeava, trebuie calculat

pe baza relaţiei (10.6). La determinarea lui k pentru 1 şi 2 se va ţine seama de condiţiile concrete de transfer, inclusiv de

faptul că se lucrează cu o serpentină. în tabelul 40 sunt date valori ale coeficinţilor totali de transfer de căldură în diferite

cazuri.

Tabelul 10.2. Coeficienţii totali de transfer de căldură pentru serpentinele imersate in lichide in vase cu sau fără agitare

Fluidul Metalul din care este confecţionată

serpentina

Mişcare

Valori, W/m2.grd

Din serpentină Din vas

Abur care se condensează

Soluţii de zahăr sau melasă

Cupru Fără agitare 300-1350

Apă rece Apă Oţel Cu barbotare în jurul serpentinei

800—1600

Apă rece Apă caldă Plumb Agitare 0,4 rot/min 500—2000

Saramură Soluţie de amino- acizi

—. Agitare 30 rot/min

~550

Lapte Apă Cu agitare — 1600

Apă rece Apă caldă Cupru Fără agitare 550—1000

Apă Soluţie zahăr 50 % Plumb Cu agitare medie 260—340


15

Pentru calculul diferenţei de temperatură se va ţine seama de relaţia (10.6), însă la temperatura fluidului din vas

se va ţine seama de condiţiile concrete.

Diametrul ţevii din care se construieşte serpentina se stabileşte funcţie de debitul de fluid şi viteza admisă pentru

curegerea fluidului din interiorul ţevii şi ţinîndu-se seama de standardizarea diametrelor ţevilor. Diametrul mediu al

spiralei în vasele cilindrice se alege în funcţie de diametrul interior al vasului şi de existenţa eventuală a unui agitator în

vas. În cazul existenţei agitatorului diametrul mediu al spiralei trebuie să fie mai mare ca diametrul descris de paleta

agitatorului şi mai mic decît diametrul interior al vasului.

Cunoscînd suprafaţa de transfer de căldură, diametrul ţevii, şi diametrul spirei se determină celelalte elemente

constructive ale serpentinei: lungimea totală, lunginiăa unei spire, numărul de spire, înălţimea serpentinei.

Lungimea totală L se determină funcţie de suprafaţa de transfer de căldură şi diametrul mediu al ţevii (dm) din

care este construită serpentina

md

AL

. (10.8)

Lungimea unei spire a serpentinei l se determină în funcţie de diametrul spirei (d8) şi distanţa dintre spire pe verticală,

respectiv pasul spirei h, care se ia în mod normal egal cu 1,5—2 din diametrul mediu (dm) al ţevii din care este construită

serpentina.

ss dhdl .. 22 (10.9)

Numărul de spire din serpentină este dat de raportul între lungimea totală L şi lungimea unei spire (l)

l

Ln (10.10)

înălţimea totală a serpentinei H este

edhnH . (10.11)

în care de este diametrul exterior al ţevii din care este construită serpentina.

În cazul curgerii libere, ţinînd seama că pierderea de presiune este determinată de pasul spirei h, trebuie să se

facă corelarea între debit, diametrul ţevii, viteza fluidului din ţeava şi pasul spirei care determină pierderea de presiune

realizată de-a lungul unei spire.

La determinarea pierderilor de presiune se va ţine seama de pierderea de presiune de-a lungul conductei şi prin

rezistenţe locale. Ţinînd seama că o spiră o putem aproxima ca fiind alcătuită din patru curbe cu raza de curbură mare,

pierderea de presiune pentru o spiră trebuie determinată pe baza relaţiei:

..2

..42

g

wp (10.12)

sau

g

wh

p

.2..4

2

(10.13)

iar valoarea lui care este coeficientul de rezistenţă locală, la care ţinînd seama că unghiul dintre tangente la

extremitatea curbei este 90° se ajunge la:

5,3

.16,0131,0

s

m

r

d (10.14)

Pentru serpentinele drepte calculul trebuie adaptat situaţiei după determinarea lungimii totale.


16

10.3.3. Schimbătoare de căldură cu țevi coaxiale

Acest tip de schimbătoare de căldură sunt folosite pentru transferul de căldură la fluxuri termice mici, Sunt

construite din ţevi cu diametru sub 75 mm, introduse în alte ţevi cu diametru mai mare, pentru care este numit şi

schimbător de căldură tip „ţeava în ţeava". Un schimbător de căldură poate fi realizat din asamblarea în serie a mai multor

elemente, de obicei aşezate unul sub altul (fig. 193). Pentru uşurinţa curăţirii legarea se realizează cu elemente

demontabile (coturi duble). Dacă este necesară o suprafaţă de schimb de căldură mai mare, se pot instala mai multe

elemente în paralel legate la alimentare şi evacuare prin conducte colectoare.

La încălzirea unui lichid pe seama căldurii cedate de abur satur&nt care se condensează, lichidul este indicat să

circule de jos în sus prin interiorul ţevii, iar aburul (şi condensatul) de sus în jos în spaţiul inelar dintre cele două conducte,

condensatul evacuîndu-se la partea inferioară prin intermediul unui separator de condensat. în acest sistem se realizează

o circulaţie în contracurent. Aceasta se poate realiza.şi în cazul transferului de căldură între două lichide, însă în acest caz

viteza lichidului care circulă de sus în jos trebuie să fie astfel aleasă ca ţeava să fie tot timpul plină (să avem curgere

forţată).

Diametrul celor două ţevi coaxiale se poate alege astfel ca să se imprime ambelor fluide viteza dorită pentru

realizarea transferului de căldură în condiţii optime.

Fig.10.6. Schema schimbătorului de căldură cu ţevi coaxiale.

În aceste aparate transferul de căldură se realizează totdeauna în regim staţionar şi calculul de dimensionare

termică se realizează ţinînd seama de acesta, determinîndu-se suprafaţa totală de schimb de căldură, apoi se determina

lungimea totală de ţeava necesară şi se alege lungimea unui element în funcţie de condiţiile constructive şi de

amplasament și se determină numărul de ţevi.

Pierderea de presiune se determină ţinînd seama de pierderea de presiune în lungul conductei şi prin rezistenţele

locale. Trebuie făcut calculul pierderilor de presiune diferenţiat pentru cele două fluide.

10.3.4. Schimbătoare de căldură multitubulare

Acest tip de aparate sunt cele mai răspîndite şi în acelaşi timp cele mai reprezentative aparate de schimb de

căldură. Ele sunt întrebuinţate în cazurile în care este necesară o suprafaţă de schimb de căldură relativ mare şi în scopuri

multiple: preîncălzitor, răcitor, condensator de suprafaţă, recuperator.

În forma cea mai simplă, schimbătoarele de căldură multitubulare (fig. 10.7) sunt construite din ţevi fixate la

capete în orificiile realizate în două plăci tubulare 2. Spaţiul exterior ţevilor este închis de o manta 3 de care sunt sudate

cele două plăci tubulare. Spaţiul din interiorul ţevilor este închis la cele două capete ale ţevilor prin două capace 4,


17

formînd la fiecare capăt cîte o cameră colectoare. Unul din fluidele care participă la transferul de căldură circulă prin

interiorul ţevilor şi prin cele două camere colectoare, ceea ce impune ca pe fiecare capac să existe un racord de admisie

sau evacuarea fluidului 5. Cel de-al doilea fluid circulă prin spaţiul dintre ţevi, manta şi plăcile tubulare. Pe manta în

apropierea fiecărei plăci tubulare sunt montate racordurile 6 pentru admisia şi evacuarea fluidului care circulă în acest

spaţiu. Cînd unul dintre fluide este în fază de vapori care se condensează (abur), în mod normal acesta circulă în spaţiul

dintre ţevi şi este necesar ca pe manta să fie montat şi un racord de aerisire pentru evacuarea periodică a gazelor

necondensabile. Racordul de evacuare al condensului trebuie să fie în legătură cu un separator de condensat, care să

permită evacuarea lichidului şi să reţină faza vapori.

Dispunerea ţevilor în placa tubulară se poate realiza fie în vîrfurile unei reţele de triunghiuri echilaterale sub

formă de hexagoane concentrice, fie prin dispunerea de cercuri concentrice (fig. 10.8). Ambele variante fac ca în centrul

plăcii tubulare să fie o ţeava înconjurată de şase ţevi fixate pe primul hexagon sau cerc, apoi de (2x6) ţevi pe al doilea

hexagon sau cerc, de 6 n ţevi pe al w-lea hexagon sau cerc.

Ţevile trebuie să fie fixate etanş în placa tubulară. Fixarea ţevilor în plăcile tubulare se poate realiza în mai multe

moduri, aşa cum se prezintă în fig. 10.9. Ţevile se fixează de obicei prin mandrinare sau sudură.

Schimbătorul de căldură prezentat în fig. 10.7 se caracterizează prin circulaţia fluidului din ţevi în paralel prin

toate ţevile şi a celui dintre ţevi în paralel printre toate ţevile. Este un schimbător cu o singură trecere. Pe lîngă această

variantă simplă se construiesc o serie de variante îmbunătăţite.

O primă categorie de îmbunătăţire se realizează prin faptul că fluidul care circulă în interiorul ţevilor este forţat să treacă

numai printr-o parte din ţevi în paralel să ajungă la celălalt capăt şi apoi să se întoarcă printr-un alt grup de ţevi în paralel

(fig. 10.10). Se realizează schimbătorul de căldură cu două treceri. Pentru a se ajunge la această construcţie ambele

racorduri sunt fixate în acelaşi capac, iar spaţiul dintre capac şi placa tubulară este despărţit printr-un perete etanş.

Prin practicarea mai multor pereţi etanşi de despărţire între plăcile tubulare şi capace se poate ajunge la un schimbător de

căldură cu mai multe treceri, la care racordurile de admisie şi evacuare sunt fixate pe acelaşi capac dacă numărul

trecerilor este par sau cîte unul pe un capac dacă numărul trecerilor este impar. Forma şi poziţia pereţilor este astfel

aleasă ca să asigure o circulaţie corespunzătoare fluidului.

Fig.10.7 Schimbător de căldură multitubular


18

Fig.10.8 Dispunerea ţevilor în placa schimbătorului de căldură multitubular. a - pe hexagoane concentrice; b - pe cercuri concentrice.

Fig.10.9 Siseme de fixare a ţevilor în placa tubulară. a – mandrinare simplă; b – mandrinare cu răsfrângerea marginilor ţevilor;

c – mandrinare şi nituiri interioare; d – sudură; e – fixare demontabilă

O astfel de construcţie permite să se mărească viteza fluidului care circulă prin interiorul ţevilor şi în consecinţă să

se mărească coeficientul de transfer de căldură (parţial) de la acest fluid la perete.

Cînd locul permite sistemul de schimbător de căldură cu mai multe treceri, este indicat să fie înlocuit cu mai multe

schimbătoare de căldură cu o trecere montate astfel ca fluidul să circule în serie prin interiorul ţevilor acestora.

Pentru mărirea vitezei de circulaţie a fluidului care se deplasează în spaţiul dintre ţevi, în acest spaţiu se fixează

şicane dâre dirijază circulaţia fluidului. Şicanele pot fi transversale sau longitudinale. în cazul şicanelor transversale fluidul

circulă perpendicular pe fascicolul de ţevi (fig. 10.11). în cazul şicanelor longitudinale fluidul circulă paralel cu fascicolul de

ţevi, însă făcînd mai multe treceri în lungul ţevilor, numărul deplasărilor depinzînd de numărul şicanelor montate în lungul

ţevilor.

Fig.10.10 Schimbător de căldură cu şicane transversale sub formă de discuri.

Şicanele transversale reprezintă de obicei discuri cu segmente tăiate sau inele şi discuri montate alternativ.

Şicanele longitudinale sunt plăci dreptunghiulare de lungime egală şi înălţime diferită.

Fixarea rigidă a ţevilor în plăcile tubulare ale schimbătorului de căldură este de obicei sigură numai dacă diferenţa

de temperatură între manta şi fascicolul de ţevi nu depăşeşte 20°. Dacă diferenţa de temperatură între manta şi ţevi este


19

mai mare, ţevile se pot încovoia, se pot deforma. în aceste cazuri se pot lua unele măsuri constructive care să evite

deformarea, dar care în acelaş timp aduc unele complicaţii constructive. în acest scop se pot construi schimbătoare de

căldură cu manta prevăzute cu o placă tubulară montată liber faţă de manta, obligînd fluidul care circulă prin ţevi să aibă

două sau un număr par de treceri (fig. 10.11, a), fie prevăzînd pe manta o lentilă care preia efectele de dilatare (fig. 10.11,

b), fie avînd ţevile montate într-o singură placă tubulară, ţevile fiind îndoite în U (fig. 10.11, c), fie altă variantă.

Fig.10.11 Schimbătoare de căldură cu elemente pentru preluarea efectului de dilatare.

Calculul schimbătoarelor de căldură multitubulare. Schimbătoarele de căldură multitubulare funcţionează în mod

normal în regim termic staţionar. Fiecare construcţie de aparat din cauza elementelor caracteristice impune anumite

diferenţieri atît în calculul termic cît şi în cel dimensional. Calculul termic poate fi făcut în două variante principale: calcul

termic de proiectare sau calcul termic de verificare.

În calculul termic de proiectare se pleacă stabilind iniţial, pe bază de bilanţ caloric sau ecuaţie calorimetrică,

căldura ce trebuie transmisă şi debitele de agenţi în circulaţie; apoi, pe baza relaţiilor de transfer de căldură se determină

suprafaţa de transfer şi elementele constructive. în calculul termic de verificare se porneşte de la un aparat dat — sunt

determinate elementele constructive şi suprafaţa de transfer de căldură — şi se stabilesc posibilităţile de folosire,

respectiv se urmăreşte alegerea condiţiilor de funcţionare în regim optim.

La calculul termic de proiectare după stabilirea fluxului termic, în funcţie de tipul de aparat propus a se construi şi

parametrii agenţilor în circulaţie se determină valoarea coeficientului total de transfer de căldură k , ţinîndu-se seama de

condiţiile concrete la determinarea lui i respectiv e. Pentru acest calcul este necesar să fie ales şi tipul de ţeava din care

se va construi schimbătorul de căldură, atît sub aspectul materialului de construcţie (valoarea lui X) cît şi al dimensiunilor

(valoarea lui , di, de, dm).

La calculul lui tmed pentru schimbătoarele de căldură în curent paralel sau în contracurent se aplică relaţia (10.6). în cazul

schimbătoarelor de căldură cu mai multe treceri sau cu şicane, sau şi mai multe treceri şi şicane, circulaţia fluidului nu mai

este în curent paralel sau contracurent, ci este o circulaţie combinată sau mixtă, sau un curent încrucişat. În aceste

cazuri se calculează un tmed ca pentru circulaţia în contracurent şi această valoare este corectată prin multiplicare cu un

factor de corecţie f;

medrmed tft . (10.15)

Mărimea factorului / se determină din diagrame caracteristice fiecărui tip de construcţie (fig. 10.11) în funcţie de factorii:


20

'

2

''

2

''

1

'

1

'

2

'

1

'

2

''

2

tt

ttRşi

tt

ttP

(10.16)

semnificaţiile temperaturilor fiind marcate pe figură. Pentru alte variante de construcţii a se vedea diagramele din

literatură.

În cazul în care într-un aparat se realizează şi condensare şi încălzire respectiv răcire este indicat ca determinarea

suprafeţei de transfer de căldură să se facă pe porţiuni şi să se însumeze pentru construcţie.

Indicaţii pentru proiectarea aparatului. Poziţia orizontală sau verticală a aparatului în cazul când are loc transfer

de căldură fără schimbare de fază este determinată numai de spaţiul disponibil sau de anumite consideraţii tehnologice.

Cînd transferul de căldură se realizează cu condensarea vaporilor este indicată poziţia orizontală, deoarece în această

poziţie coeficientul de transfer de căldură este mai mare. Dacă transferul de căldură este pentru un caz de condensare

urmat de răcirea condensatului, este indicată poziţia verticală.

Ca regulă este indicat să circule prin ţevi: fluidul mai cald, cu debitul mai mic, cu viscozitatea mai mică, cu

presiunea mai mare, lichidul corosiv, cel care depune crustă. Este indicat să circule printre ţevi: fluidul cu viscozitatea mai

mare, debit mai mare.mai rece, gazele, vaporii.

Diametrul ţevilor se alege în aşa fel încît viteza din ele să fie cît mai mare. Pentru lichide se admit viteze minime

0,1 — 0,3 m/s şi viteză maximă 2 m/s. Tipurile de ţevi cele mai folosite sunt de diametrul nominal 25, 40, 50 mm. Pentru

lichide vîscoase şi impure şi pentru gaze se pot lua şi diametre mai mari.

Grosimea plăcilor tubulare se determină prin calcul de rezistenţă. Este indicat să fie cel puţin diametrul exterior

al ţevilor şi în orice caz peste 25 mm. Grosimea mantalei se determină prin calculul de rezistenţă, ţinînd seama de

diametrul şi presiunea din spaţiul dintre ţevi şi se ia cu 3 mm mai groasă pentru a se ţine seama de coroziune.

Ţevile schimbătoarelor de căldură multitubulare se repartizează cît mai uniform pe secţiunea transversală după

cercuri concentrice sau hexagoane aşa cum este prezentat în fig. 10.8. în schimbătoarele de căldură destinate funcţionării

cu lichide care conţin impurităţi, în spaţiul dintre ţevi, repartizarea este mai bine să se facă după pătrate sau romburi care

prezintă avantajul unei curăţiri mai uşoare a spaţiului dintre ţevi. Dispunerea după hexagoane (în vîrful unei reţele de

triunghiuri echilaterale) corespunde utilizării optime a secţiunii schimbătorului de căldură. Pentru mărirea vitezei fluidului

care circulă printre ţevi, este necesară o aşezare cît mai compactă a ţevilor. Pasul (distanţa dintre centrele a două

ţevi) se ia 1,3 — 1,5 de (diametrul exterior al ţevilor) pentru ţevile fixate prin mafi-drinare şi 1,25 de pentru ţevile fixate

prin sudură.

La aşezarea pe hexagoane sau cercuri concentrice numărul de n ţevi din m hexagoane sau cercuri concentrice se

calculează după relaţia

113 mmn (10.17)

fiind suma unei progresii aritmetice cu raţia 6 şi la care se adaugă 1 care reprezintă ţeava centrală.

Pe de altă parte numărul de ţevi necesar pentru un schimbător de căldură se deduce din suprafaţa de transfer de căldură

A, diametrul mediu al ţevii dm şi lungimea ţevii l,

ld

An

m

(10.18)

Lungimea ţevilor întrebuinţate pentru construcţia schimbătoarelor de căldură se ia constructiv, de obicei între

2—5 m în funcţie de mărimea schimbătorului de căldură. Lungimi de ţevi mai mari nu sunt indicate.


21

Diametrul interior D al mantalei schimbătoarelor de căldură se calcul-lează după relaţia

edpmD 42 (10.19)

în care p este pasul dintre ţevi.

La calculul de verificare al unui schimbător de căldură dat se porneşte de la o suprafaţă de schimb de căldură şi o

construcţie cunoscută şi se urmăreşte stabilirea utilizării optime în funcţie de anumite condiţii date de temperaturi

iniţiale, debite şi caracteristici termice ale fluidelor între care are loc schimbul de căldură şi să se determine temperaturile

la ieşire.

Calculul în cazul acesta trebuie făcut prin aproximaţii succesive deoarece, necunoscîndu-se temperaturile finale,

acestea iniţial trebuie aproximate pentru calculul lui k şi tm şi apoi reverificate.

Rezistenţa hidraulică a schimbătoarelor de căldură multitu-bulare se calculează separat pentru spaţiul de circulaţie al

fiecărui fluid.

Rezistenţa hidraulică pentru spaţiul din interiorul ţevilor este suma pierderilor de presiune realizate, datorită

frecărilor în lungul ţevilor şi datorită rezistenţelor locale în racordurile de intrare şi ieşire şi la intrarea şi ieşirea din ţevi.

Determinarea pierderilor se face pe principiile cunoscute.

Rezistenţa hidraulică a spaţiului intertubular trebuie calculată ţinînd seama de condiţiile concrete ale curgerii (paralel cu

axa longitudinală a fasciculului de ţevi sau transversal pe fascicolul de ţevi). în cazul curgerii longitudinale rezistenţa

hidraulică este suma pierderilor de presiune prin frecări în lungul conductelor (trebuie să se lucreze cu diametrul

echivalent) şi prin rezistenţe locale ca şi în cazul circulaţiei prin ţevi. în cazul curgerii transversale pe fasciculul de ţevi,

rezistenţa hidraulică se poate determina ca sumă de rezistenţe locale.

Coeficientul de rezistenţă locală după indicaţiile lui Miheev pentru curgerea transversală pe fasciculul de ţevi se

poate calcula pe baza relaţiei:

nC Re (10.20)

în care C şi n au valori diferenţiate pentru fascicul decalat sau pentru fascicul în rînduri: Valorile lui C şi n sunt:

C n

fascicul decalat 4+6,6 m - 0,28

fascicul dispus în rînduri 6+9 rn - 0,26

în care m este numărul de rînduri din fascicul în direcţia de curgere a lichidului.

10.3.5. Schimbătoare de căldură în spirală

Schimbătoarele de căldură în spirală sunt formate din două table îndoite sub formă de spirală şi din doi pereţi

laterali care au rolul să închidă şi să separe două spaţii prin care circulă în curent paralel sau în contracurent cele două

fluide între care se realizează transferul de căldură. Pentru fiecare din aceste două spaţii există un racord central şi unul

periferic pentru intrarea şi ieşirea fluidului (fig. 10.12). Canalele care se formează pentru circulaţia fluidelor se etanşează

prin diferite sisteme.

Schimbătoarele de căldură în spirală prezintă unele avantaje şi anume:

— viteza fluidelor care circulă prin spaţiul spiral într-o secţiune de formă dreptunghiulară este constantă, fără

locuri în circulaţie lentă unde să se poată acumula depuneri şi să poată apărea fenomenul de coroziune;


22

— viteza constantă şi lipsa schimbărilor bruşte de direcţie face ca pierderea de presiune să fie mai redusă decît în cazul

altor tipuri de schimbătoare de căldură;

— distanţa relativ mică dintre cele două table îndoite (6—15 mm) favorizează deplasarea fluidelor la viteze mai mari

(pentru vapori, pînă la 20 m/s, pentru lichide pînă la 2 m/s), realizarea unei turbulenţe corespunzătoare, ceea ce atrage

după sine mărirea coeficientului total de transfer de căldură. Se poate ajunge pînă la coeficienţi totali de transfer de

căldură de 3 500 W/m2, grd;

— dispunerea în spirale paralele a tablelor separatoare, duce la o concentrare mai mare de suprafaţă de transfer de

căldură (se ajunge pînă la 80 m2/m

3) ceea ce face să se ocupe un spaţiu mai redus. Ţinînd seama şi de mărimea

coeficientului de transfer de căldură, eficienţa unui m3

de schimbător de căldură spiral este echivalentă cu cea a unei

suprafeţe de circa 150 m2 în schimbător de căldură multitubular.

Fig10.12. Schimbător de căldură în spirală.

Fabricarea acestor schimbătoare de căldură este mai complicată şi pune restricţii de presiune mai mari decît

schimbătoarele de Căldură multitubulare. în genere presiunea de lucru nu depăşeşte 60 N/cm2

şi numai în cazuri speciale

se poate ajunge la 100 N/cm2.

Totuşi avantajele lui au făcut să-şi găsească din ce în ce mai multe aplicaţii.

La calculul termic fluxul termic se stabileşte pa baza ecuaţiilor calori-metrice, ţinînd seama dacă este sau nu

schimbare de stare la fluidul respectiv şi în acelaşi timp, ţinînd seama ca fluxul termic între cele două fluide să fie egal.

Debitele celor două fluide se pot determina din fluxul termic dacă acesta este condiţionat, sau debitul unuia din fluide

este condiţionat de condiţiile de transfer termic şi fluxul termic al celuilalt fluid.

Diferenţa medie de temperatură între fluidele între care are loc transferul de căldură se determină ţinînd seama că în

cazul acestui aparat transferul de căldură are loc în perfect contracurent.

La calculul coeficientului total de transfer de căldură trebuie să se ţină seama de condiţiile concrete ale celor

două fluide şi ale aparatului. Ţinînd seama de construcţia aparatului la calculul vitezelor trebuie să se ţină seama de debit

şi secţiunea reală de trecere prin aparat pentru fiecare fluid. Pentru calculul coeficienţilor de transfer de căldură (parţiali)

trebuie să se determine diametrul echivalent al fiecărui canal, ţinînd seama de faptul că în realitate canalul are o secţiune

dreptunghiulară constantă pe tot parcursul fiecărui fluid. Pentru proiectarea unui schimbător de căldură în spirală se ia de

obicei distanţa între cele două suprafeţe de schimb de căldură 8—20 mm (grosimea canalului) şi lungimea 600—1 200 mm

(lungimea canalului aproximativ egală cu lăţimea spiralei din care face parte peretele despărţitor) .

Conform datelor experimentale coeficienţii de transfer de căldură (parţiali) sunt cu circa 60% mai mari decît cei

calculaţi pe baza relaţiilor obişnuite, ţinînd seama de criteriul lui Reynolds şi Prandtl în cazul cînd criteriul lui Reynolds Re>


23

6 000. Din aceste motive pentru calculul coeficienţilor de transfer de căldură (parţiali) trebuie să se facă corecţia prin

înmulţire cu 1,6 a valorii calculate pe baza relaţiilor obişnuite.

Valorile obţinute în acest mod după datele din literatură sunt valorile pentru ţevi drepte, iar pentru spirale

trebuie să fie amplificate cu un coeficient dat de relaţia

d

dech54,31 (10.21)

în care

dech este diametrul echivalent al secţiunii spiralei, în m;

d — diametrul spiralei, în m.

Suprafaţa de schimb de căldură se determină pe baza relaţiei generale a transferului termic.

Elemente constructive şi dimensionale. Pentru proiectarea schimbătorului de căldură spiral se recomandă

următoarele elemente:

— pasul spiralei sau distanţa dintre spire (t) se să ia 8—20 mm, în funcţie de debit pentru respectarea condiţiilor de

viteză;

— înălţimea spiralei sau lăţimea tablei din care este confecţionată spirala h =600.. .1200 mm, ţinînd seama de aceleaşi

elemente ca la pasul spiralei;

— grosimea tablei din care se confecţionează spirala (8) se ia minimum 3 mm sau cea rezultată din calculul de rezistenţă

în funcţie de presiune şi lungimea aparatului;

— diametrul interior al spiralei (d) se ia pe criterii constructive în funcţie de înălţimea spiralei 300—800 mm;

— grosimea nervurii centrale de care se leagă cele două spire Sj se ia 15—20 mm, iar înălţimea (lungimea) acesteia cu

20—30 mm mai mică decît înălţimea spiralei. I/ăţimea nervurii este determinată de diametrul interior al spiralei şi pasul

spiralei.

în realitate, într-un schimbător de căldură în spirală sunt două spirale, una interioară (cea trasată plin în fig. 10.13) şi alta

exterioară (cea trasată cu linie dublă în fig.10.13) care au raze de pornire diferite (r' respectiv r"). Lungimea totală a

foilor spiralelor se determină în funcţie de suprafaţa de schimb de căldură şi înălţimea spiralei. Fiind două spirale,

lungimea totală a spiralelor este:

h

AL (10.22)

Prin diametrul interior al spirei se înţelege diametrul de pornire al primei spire. Cele două spirale în funcţie de debitul de

fluid şi viteza necesară de realizat pot avea distanţă între spire diferită (t1 respectiv t2).

Fig.10.13. Dimensiunile constructive ale spiralelor schimbătorului de căldură.


24

10.3.6. Schimbătoare de căldură cu plăci

Schimbătoarele de căldură cu plăci au fost introduse începînd cu anul 1930, la început în industria alimentară,

după care s-au extins şi în alte ramuri industriale, găsindu-şi utilizări în foarte multe cazuri în care apare necesar transferul

de căldură. Construcţia îi permite să se asigure bună etanşeitate din care cauză şi-a găsit utilizări pentru schimb de căldură

între orice tip de fluide (lichide sau vapori). Prezintă însă mai multă siguranţă la etanşeitate pentru transferul de căldură

între două lichide (fără schimbarea de fază).

Fig. 10.14. Schimbător de căldură cu plăci – vedere de ansamblu.

Principiul de construcţie este asemănător cu cel al filtrelor presă. Ca şi filtrele presă aparatele din această

categorie au un cadru metalic 2 (fig. 10.14) care prin grupul de bare susţine plăcile 1 care sunt strînse sub formă de pachet

prin dispozitivul de strîngere 3. Barele cadrului metalic se găsesc de obicei în acelaşi plan vertical. Dispozitivul de strîngere

pentru aparatele cu număr redus de plăci este alcătuit dintr-o serie de tije filetate care se strîng cu piuliţa. Numărul tijelor

necesare este determinat de mărimea plăcilor. Pentru aparate mari se folosesc dispozitive de strîngere mecanică sau

hidraulică.

Plăcile sunt din tablă subţire din oţel inoxidabil sau alte materiale care corespund ca rezistenţă la coroziune. într-

un schimbător de căldură sunt două sau trei tipuri de plăci: plăci curente, plăci de capăt şi plăci intermediare sau de

trecere. Toate plăcile dintr-un schimbător de căldură au aceeaşi dimensiune exterioară, aceleaşi locaşuri sau orificii pentru

aşezarea pe barele cadrului metalic.

Feţele plăcilor curente (fig. 10.15) au o serie de ondulaţii de diferite forme care măresc suprafaţa de schimb de

căldură, ajută la dirijarea deplasării lichidului sub formă de peliculă şi intensifică turbulenţa necesară măririi coeficientului

de transfer de căldură. Fiecare placă este prevăzută cu patru orificii situate în colţurile plăcilor, care formează prin

alăturare canale pentru intrarea şi ieşirea celor două lichide între cate are loc transferul de căldură. Pe faţa fiecărei plăci

este realizată o adîncitură pe toată periferia, iar în adîncitură se introduce o garnitură din cauciuc sintetic care corespunde

pentru utilizare în industria alimentară. Garnitura de cauciuc are rolul să asigure etanşeitatea plăcii faţă de exterior şi

etanşeitatea a două din canale care nu trebuie să comunice cu spaţiul dintre două plăci.


25

Fig.10.15. Tipuri de plăci. 1 – orificiu de trecere; 2 – garnitură, 3 – locaş de fixare în cadru.

Plăcile de capăt sunt mai groase, au numai una din feţe ondulate, faţa din interior şi au numai două orificii prin

care intră sau iese unul din fluide. Plăcile intermediare au de asemenea construcţie specială şi au rolul de a permite

divizarea pachetului de plăci şi a asigura trecerea lichidului de la un grup de plăci la altul, evacuarea sau introducerea lui în

sistem. Pentru a se reduce greutatea plăcilor intermediare, interiorul lor are firmă de fagure. Ele pot fi confecţionate din

acelaşi material cu plăcile curente sau din alte materiale şi pot avea porţiunile cu cele patru orificii, demontabile de restul

plăcii. în anumite cazuri la orificiile superioare (cînd circulă fluide la temperaturi ridicate) orificiile sunt prevăzute şi cu o

legătură spre un ventil de aerisire pentru evacuarea gazelor necondensabile.

Schimbătoarele de căldură cu plăci şi-au găsit o răspîndire mare pentru avantajele pe care le prezintă şi anume:

— concentrarea mare de suprafaţă de transfer de căldură (se poate ajunge pînă la 200 ma/m

3 de aparat);

— transfer de căldură intens datorită grosimii miei a peliculei de lichid (max. 5 mm) şi turbulenţei provocată de ondulaţiile

plăcii (se poate ajunge la coeficienţi de transfer de căldură între 2 000—5 000 W/m2, grd);

— rezistenţă hidraulică relativ mică la curgerea fluidelor;

— curăţirea relativ uşoară, evitarea depunerilor, posibilităţi de adaptare uşoară la diferite scopuri;

— se pot realiza uşor unităţi cu suprafeţe de transfer de căldură mari (se poate ajunge la unităţi care să aibă pînă la 220

m2 suprafaţă de transfer de căldură);

— se poate monta în zone montate în serie care să realizeze schimb de căldură în zone consecutive şi prin aceasta să se

poată ajunge la recuperare de căldură pînă la 70—85%, aceasta contribuind atît la economia de căldură cît şi la realizarea

transferului de căldură la diferenţe de temperatură mici;

— satisface cele mai exigente condiţii de igienă. Se curăţă uşor atît pe cale chimică cu ajutorul soluţiilor de spălare cît şi pe

cale mecanică.

Transferul de căldură se realizează în condiţii corespunzătoare în contra-curent. Fluxul caloric se determină prin

ecuaţiile calorimetrice obişnuite, fluxul caloric cedat de unul din fluide fiind egal cu cel primit de celălalt fluid. Diferenţa

medie de temperatură se calculează în mod obişnuit, transferul de căldură realizîndu-se în contracurent.


26

Fig.10.16. Circulaţia agenţilor termici printr-un schimbător de căldură cu plăci.

Asupra calculului coeficientului de transfer de căldură în acest tip de aparate se găsesc în literatură o serie de

date experimentale realizate pe diferite tipuri de plăci. Pe bază de date experimentale s-a ajuns la concluzia folosirii

pentru determinarea lui a a ecuaţiei criteriale 10.149. Coeficienţii şi exponenţii utilizaţi în calcul diferă de la autor la autor

şi de la tip de placă la tip de placă. în tabelul 42 sunt date valorile coeficienţilor şi exponenţilor în diferite situaţii. Valorile

obţinute prin calcul, deşi coeficienţii sunt suficient de variabili, nu diferă prea mult între ele.

Tabelul 10.3. Valorile coeficienţilor c, m, n şi e pentru relaţia (10.149) în cazul calculului Iui a pentru diferite

tipuri de plăci ale schimbătorului de căldură şi după diferiţi autori

Tipul de placă Valorile coeficienţilor Indicaţia bibliografică

c m n e

Placă Alfa-Laval

încălzire 0,314 0,65 0,4 1

răcire 0,314 0,65 0,3 1

Placă APV Böhm

încălzire 0,214 0,65 0,4 1

răcire 0,214 0,65 0,3 1

Placă tip A- fără altă indicaţie 0,22 0,7 0 1 Ki1lop B- fără altă indicaţie 0,15 0,8 0 1

C- fără altă indicaţie 0,8 0,67 0 1

Placă Rosenblad 0,315 0,73 0,43 (Pr/Prd)0,25 Kovalienko

Placă Alfa Laval R II 0,0917 0,73 0,43 (Pr/Prd)0,25

Placă PDN.1000 0,1165 0,7 0,35 1 Oktabek

Placă Tehnofrig 0,0645 0,8 0,35 1 Kaksur


27

Se recomandă ca la calculul lui a să se plece de la un anumit tip de placă, să se ţină seamă de construcţia ei prin

determinarea unei viteze reale, Se observă că în cazul schimbătoarelor de căldură cu plăci se obţin valori ale lui a suficient

de mari, chiar la valori mici ale criteriului lui Reynolds.

10.3.7. Schimbătoare de căldură cu aripioare

Schimbătoarele de căldură cu aripioare sunt întrebuinţate în cazurile în care coeficienţii (parţiali) de transfer de

căldură ai celor două fluide între care are loc transferul de căldură sunt mult diferiţi, ca de exemplu între abur care se

condensează şi gaze care se încălzesc. Sunt întrebuinţate în special pentru încălzirea aerului pe seama căldurii cedată de

aburul care se condensează şi se mai numesc şi calorifere. Aripioarele se montează pe partea agentului cu coeficientul

(parţial) de transfer de căldură mai mic şi au rolul de a înbună-tăţi transferul de căldură global, prin mărirea suprafeţei de

transfer de căldură de partea fluidului cu coeficientul cel mai mic.

Aripioarele sunt realizate transversal sau longitudinal şi sunt obţinute prin turnare sau sudară la suprafaţa

exterioară a ţevilor. Cel mai uşor de confecţionat sunt schimbătoarele de căldură din ţevi din oţel pe care se sudează

aripioare (nervuri) longitudinale sau mai des în formă de discuri transversale din tablă.

Fig.10.17. Tipuri de ţevi cu aripioare. a-turnată; b-aripioare circulare sudate; c-aripioare pătrate sudate.

Astfel de ţevi pe care s-au montat aripioarele sunt reunite mai multe în paralel şi în serie, prin intermediul unor

camere colectoare într-un schimbător de căldură (fig. 10.17). Prin acest montaj se închide spaţiul din interiorul ţevilor şi se

formează spaţiul de circulaţie pentru fluidul agent de încălzire. Spaţiul exterior ţevilor se poate lăsa deschis dacă trebuie

încălzit aerul dintr-un spaţiu oarecare sau se închide pentru a se asigura circulaţia dorită a aerului încălzit (în special în

cazul încălzirii aerului pentru uscătoare).

Fig.10.18. Schimbător de căldură cu aripioare. 1-intrarea agentului de încălzire; 2-ieşirea agentuluide încălzire; 3-intrarea aerului.


28

Condiţia necesară pentru utilizarea completă a suprafeţei aripioarelor este ca diferenţa de temperatură între

peretele ţevii cu cea a materialului din care sunt confecţionate aripioarele pe toată suprafaţa să fie cît mai mică. Din acest

motiv aripioarele trebuie să fie confecţionate dintr-un metal cu conductivitate termică ridicată. O importanţă deosebită

are şi poziţia aripioarelor faţă de circulaţia aerului. Circulaţia aerului care se încălzeşte trebuie să fie astfel dirijată încît

aerul să pătrundă cît mai adînc între aripioare pentru ca să scalde întreaga suprafaţă.

La aplicarea nervurilor se tinde să se satisfacă relaţia

221 AA (10.23)

în care: 1 este coeficientul parţial de transfer de căldură de la fluidul din interiorul ţevii la peretele neted al ţevii;

2 - coeficientul de transfer de căldură -de la suprafaţa cu aripioare la gaz;

A respectiv A 2 este suprafaţa interioară a ţevii respectiv suprafaţa exterioară cu aripioare.

Raportul A2/A se defineşte de obicei ca un coeficient de creştere a suprafeţei exterioare şi în construcţiile industriale

variază de la 4 la 25.

Pentru a se ţine seama de diferenţa de suprafaţă dintre interior şi exterior, ecuaţia generală de transfer de căldura

se aduce la forma:

221

1

A

A

tAQ med

(10.24)

În care notaţiile sunt cele precedente iar grosimea stratului şi conductivitatea termică. Pe baza acestei relaţii s-

ar putea determina suprafaţa de schimb de căldură cunoscîndu-se fluxul termic necesar, diferenţa medie de temperatură,

elementele pentru calculul coeficientului total de transfer de căldură şi raportul A2/ A. Diferenţa medie de temperatură

trebuie calculată ţinînd seama de regimul termic care uzual este încrucişat sau mixt.

10.3.8. Schimbătoare de căldură de construcție mixtă sau particulară

În industria alimentară se întrebuinţează o serie de schimbătoare de căldură de construcţie mixtă sau particulară,

construcţia fiind adaptată anumitor scopuri tehnologice.

Schimbătoarele de căldura multitubulare combinate cu serpentină sunt utilizate în special ca anexe ale

instalaţiilor de rectificare din industria spirtului, construcţia mixtă fiind determinată de scopul tehnologic: fie pentru a se

utiliza doi agenţi de transfer de căldură care să preia căldura de la vaporii care se condensează, aparatul în acest caz fiind

un defleg-mator; fie pentru a realiza transferul de căldură în două etape (condensare -- răcire), în acest caz aparatul

numindu-se în mod curent condensator.

În fig. 10.19 este prezentat un schimbător de căldură mixt cu ţevi tubulare şi serpentină, folosit ca deflegmator cu

doi agenţi de schimb de căldură pentru preluarea căldurii de condensare (parţială) a vaporilor. Unul din agenţi circulă prin

serpentină şi în cazul industriei spirtului este de obicei plămada fermentată care se introduce în coloană pentru distilare.

Cel de-al doilea agent de transfer termic circulă prin ţevi şi este de obicei apa. În construcţie serpentina înconjoară

fascicolul multitubular şi împreună sunt introduse în interiorul mantalei, în spaţiul dintre ţevi şi exteriorul serpentinei, În

manta, circulă vaporii care se condensează. Cele două elemente de transfer termic funcţionează în paralel.


29

Fig. 10.19. Schimbător de căldură mixt multitubular cu serpentină în jurul ţevilor

Ambele elemente (multitubular şi în serpentină), sub aspectul agentului de schimb de căldură care preia prin

transfer energia termică, funcţionează independent, în timp ce vaporii (agentul termic care cedează căldura de

condensare) are aceiaşi parametri pentru cele două elemente de schimb de căldură. Serpentina poate fi considerată un

recuperator de căldură, deoarece preîncălzeşte lichidul de alimentare al coloanei pe seama vaporilor care se condensează

după ce părăsesc coloana.

Din punct de vedere al calculului termic, cele două elemente se calculează independent, de asemenea

dimensional, însă la calculul dimensional se ţine seama că serpentina înconjoară sistemul multitubular.

În fig. 10.20 este prezentat cel de-al doilea tip de schimbător de căldură mixt cu fascicol multitubular şi cu

element în serpentină, însă în acest aparat, spre deosebire de precedentul, cele două elemente sunt montate în serie.

Partea multitubulară este destinată condensării vaporilor, partea în serpentină pentru Tăcirea condensatului. în aparatul

multitubular condensarea are loc în spaţiul dintre ţevi şi manta, în aparatul în serpentină răcirea are loc prin circulaţie în

interiorul spiralei. Agentul de transfer termic care preia căldura circulă tot în serie, prima dată în vasul în care se află

serpentina, după care îşi continuă mişcarea în interiorul ţevilor părţii multitubulare montată deasupra vasului cu

serpentină.

Fig.10.20. Schimbător de căldură mixt cu fascicol multitubular şi cu element în serpentină


30

Din punct de vedere al calculului termic şi dimensional, problema se rezolvă independent. în partea aparatului

care este un element multi-tubular se consideră că se realizează condensarea totală şi trebuie să se preia fluxul termic

corespunzător, iar în partea în serpentină se realizează răcirea. I/a dimensionarea aparatului diametrul vasului în

serpentină se ia să corespundă cu diametrul porţiunii multitubulare.

Schimbătoarele de căldură cu spirală în mişcare de rotaţie şi manta se utilizează în industria alimentară pentru

preîucălzirea lichidelor la o anumită temperatură, aproape instantaneu, şi menţinerea la această temperatură un anumit

timp determinat pentru asigurarea unor faze cu caracter tehnologic: poprirea acţiunii enzimatice pentru o anumită

perioadă, solubilizarea anumitor componenţi etc.

În fig. 10.21 este prezentat schematic schimbătorul de căldură cu spirală în mişcare de rotaţie şi manta. El este

construit dintr-un cilindru 1 prevăzut cu mantaua de încălzire 2, şi are în interior arborele 3 (gol în interior) de care este

solidarizată spirala 4 prin cele două extremităţi ale ei. I,a unul din capete are fundul de formă specială şi este prevăzut cu

racordul de alimentare 5, la celălalt capăt un alt fund de formă specială prevăzut cu racordul de evacuare a produsului 6 şi

posibilitatea de recirculare a lichidului sub efectul turbulenţei produsă de spirală, prin racordul 7. Arborele pe care este

montată spirala este antrenat în mişcare de rotaţie, mişcarea de rotaţie avînd rolul producerii unei turbulenţe puternice,

care pe de-o parte asigură uniformizarea temperaturii, pe de altă parte prin curenţii de convecţie forţată foarte rapizi

contribuie la mărirea coeficientului de transfer de căldură.

Fig.10.21. Schimbătorul de căldură cu spirală în mişcare de rotaţie şi manta 1-corpul schimbătorului; 2-manta de încălzire; 3-tub central; 4-spirală;

5-racord de alimentare; 6-racord de evacuare; 7-compartiment de evacuare; 8-conductă de alimentare cu abur.

Aparatul în sine, de fapt, are trei elemente prin care se realizează transferul de căldură concomitent:

suprafaţa laterală a arborelui şi cilindrului exterior — care sunt suprafeţe cilindrice: prima în mişcare de rotaţie, cea de-a

doua statică şi suprafaţa spiralei.

Aparatul este utilizat pentru aducerea în mod normal a lichidului de alimentare aproape instantaneu la

temperatura de 85 .. 90°C şi menţinerea la această temperatură 3 — 6 min. Sursa de căldură este de obicei aburul

saturant la presiunea 20 — 30 N/cm2, care se introduce concomitent în manta şi arborele central prin racordul 8. Din

arborele central aburul ajunge în spirală. Evacuarea condensului se realizează numai din manta, deoarece în construcţia

obişnuită a firmei Manzini, condensatul din arborele central şi spirală este dirijat printr-o conductă laterală tot în manta.

Dimensionarea termică a acestui aparat se realizează pe baza relaţiei generale de transfer de căldură, suprafaţa

totală de schimb de căldură pe baza relaţiei în care fluxul termic este determinat de necesarul de energie termică pentru

ridicarea temperaturii de la temperatura iniţială la temperatura finală. în cazul diferenţei medii de temperatură, ţinînd

seama de efectul de încălzire instantanee şi de faptul că se asigură căldură prin condensarea aburului saturant (la

temperatură constantă), aceasta trebuie considerată ca diferenţa de temperatură între fluidul care condensează şi


31

temperatura finală a lichidului încălzit. La calculul coeficientului total de transfer de căldură trebuie să se ţină seama de

particularitatea aparatului (în vas agitare puternică datorită rotaţiei spiralei).

10.3.9. Alegerea tipului de schimbător de căldură

O exploatare industrială normală a oricărui schimbător de căldură urmăreşte în primul rînd menţinerea regimului

termic optim. Prin regim termic optim se înţelege regimul în care sunt satisfăcute toate cerinţele procesului tehnologic, cu

un consum cît mai redus de agent termic, într-un asemenea aparat regimul tehnologic şi regimul termic trebuie să fie în

strînsă legătură.

Alegerea celui mai convenabil schimbător de căldură pentru anumite situaţii se rezolvă în fiecare caz concret în

conformitate cu condiţiile pe care trebuie să le satisfacă. La alegere trebuie să se ţină seama de o serie de factori

importanţi, dintre care fac parte: fluxul termic care trebuie schimbat, condiţiile de temperatură în care trebuie să se

realizeze schimbul termic, condiţiile de transfer de căldură care se pot însuma prin coeficientul total de transfer de

căldură, rezistenţa hidraulică a aparatului, tipul de material din care se construieşte şi posibilităţile de protecţie

împotriva coroziunii, posibilităţile de montare ale aparatului, posibilităţile de curăţire a suprafeţei de depuneri.

La alegerea tipului de schimbător de căldură se pot avea în vedere următoarele criterii orientative:

- Cele mai raţionale schimbătoare de căldură pentru cazul fluidelor vapori-lichid, de cele mai multe ori sunt

schimbătoarele de căldură multitubulare cu mai multe treceri pentru spaţiul din interiorul ţevilor. în acest caz, datorită

condiţiilor de temperatură, de obicei sunt adecvate construcţiile care permit dilatarea ţevilor în lungime. Folosirea

schimbătoarelor de căldură multitubulare este recomandată şi în cazul schimbului de căldură lichid-lichid sau gaz-gaz, însă

în loc de a folosi aparate cu mai multe treceri, este mai comod să se folosească mai multe schimbătoare montate în serie

(schimbător de căldură cu mai multe elemente). Schimbătoarele de căldură multitubulare sunt recomandate şi în cazul

cînd fluxul termic cerut este mare sau foarte mare şi se impune pentru realizarea procesului o suprafaţă de schimb de

căldură mare.

- în cazul schimbului de căldură folosind ca fluide vapori care se condensează — gaz sau lichid-gaz cînd

coeficienţii de transfer de căldură ai celor două fluide sunt foarte diferiţi ca mărime sunt indicate schimbătoarele de

căldură cu aripioare, fluidul cu coeficientul parţial de transfer de căldură cel mai mic circulînd pe faţa suprafeţei de schimb

de căldură pe care se montează aripioarele.

- Schimbătoarele de căldură cu manta sunt indicate numai pentru fluxuri tehnologice mici şi cînd transferul de

căldură este realizat ca fenomen secundar necesar pentru obţinerea unui alt fenomen principal, deoarece raportul între

suprafaţa de transfer de căldură şi volumul ocupat de aparat este mic în comparaţie cu cel de la aparate de transfer de

căldură.

- Schimbătoarele de căldură cu serpentină se utilizează, de asemenea, aproape numai în aceleaşi situaţii ca

schimbătoarele de căldură cu manta.

- Schimbătoarele de căldură cu ţevi coaxiale sunt utilizate pentru debite mici de flux termic. Ble se pot construi

chiar din mai multe elemente montate în serie.

- Schimbătoarele de căldură în spirală se întrebuinţează de obicei numai pentru fluxuri termice mari însă cu

limitarea presiunii fluidelor la maximum 60 N/cm2 sau în condiţii speciale la 100 N/cm

2. Prezintă avantajul unui aparat

compact care pe unitatea de volum poate realiza suprafeţe mari de transfer termic (pînă la 80 m2/m

s).

- Schimbătoarele de căldură cu plăci sunt utilizate în cazurile cînd se impune o concentrare mare de suprafaţă pe

unitatea de volum (se poate ajunge chiar pînă la 200 m2/m

3), cînd se impun condiţii de igienă speciale şi de recuperarea


32

căldurii între agenţii de schimb de căldură (se poate ajunge pînă la o recuperare de 80 — 85%). Bste acceptabil şi pentru

fluxuri termice mari şi fluxuri termice mici, putîndu-se modifica uşor mărimea suprafeţei prin eliminare sau adăugare de

plăci. În utilizarea acestui tip de schimbător de căldură însă este limitată presiunea agenţilor de transfer termic. În mod

normal se lucrează la presiuni sub 30 N/cm2 şi în condiţii speciale pînă la 60 N/cm

2.

- Pentru cazurile cînd procesul tehnologic în sine impune condiţii speciale, pentru fluide vîscoase în circulaţie se

folosesc aparate de construcţie specială.

La alegerea schimbătoarelor de căldură şi construcţia lor trebuie să se mai ţină seama şi de alte elemente.

Aşezarea suprafeţei de schimb de căldură de cele mai multe ori este determinată de construcţia aparatului.

Numai în cazul aparatelor multi-tubulare se poate lua în discuţie aşezarea suprafeţei cu ţevile verticale sau orizontale în

funcţie de condiţiile de spaţiu în amplasament. Pentru cazul în care în spaţiul dintre ţevi se produce condensare,

montarea ţevilor orizontale este dictată de mărirea coeficientului de transfer de căldură.

Introducerea şi evacuarea agenţilor termici trebuie să se realizeze în aşa fel încît să se obţină cea mai simplă şi

mai comodă legare a aparatului cu conductele. Fac excepţie numai racordurile prin care se evacuează gazele

necondensabile şi racordurile prin care trebuie să se elimine condensatul. Gazele necondensabile trebuie să fie evacuate

în acele regiuni ale aparatului care se găsesc cît mai departe de locul de alimentare cu vapori şi în partea superioară a

aparatului (a zonei de suprafaţă respectivă). Condensatul trebuie să fie totdeauna pe la partea inferioară a suprafeţei de

schimb de căldură. în cazurile în care în anumite situaţii trebuie să se elimine vapori din aparatul de schimb de căldură,

aceştia trebuie eliminaţi pe la partea superioară a suprafeţei.

Direcţia de deplasare a agenţilor termici trebuie astfel aleasă încît sensul curgerii forţate a lichidului sau a gazului

să coincidă pe cît este posibil cu cel al mişcării libere: la încălzire de jos în sus, la răcire de sus în jos. Direcţia de circulaţie

în multe cazuri trebuie aleasă în funcţie de schema de deplasare relativă a celor două fluide (contracurent, curent paralel)

în cazul cînd cele două fluide nu-şi schimbă starea de agregare. In cazul cînd unul dintre fluide este lichid şi trebuie să se

asigure udarea întregii suprafeţe sau se asigură circulaţia forţată de sus în jos sau se asigură o închidere hidraulică care la

rîndul său asigură udarea suprafeţei sau se realizează circulaţia de jos în sus.


33

Capitolul 11

CONDENSAREA VAPORILOR

Numeroase scheme tehnologice implică condensarea vaporilor proveniţi din operaţii de încălzire, evaporare,

uscare, distilare etc. Prin condensare se înţelege trecerea vaporilor în stare lichidă. în unele situaţii condensarea poate fi

considerată fenomenul opus evaporării, totuşi apar cazuri de condensare care nu pot fi considerate fenomenul opus

evaporării.

Scopul condensării este multiplu:

— îndepărtarea vaporilor din instalaţia care i-a produs;

— recuperarea vaporilor preţioşi în stare lichidă;

— menţinerea unei depresiuni în instalaţie cînd condensarea este însoţită de eliminarea gazelor necondensabile cu

ajutorul pompelor de vid.

Prin condensare trebuie să se preia căldura latentă de vaporizare; uneori se preia şi o parte din căldura sensibilă

prin răcirea parţială a condensatului. Pentru condensare industria alimentară utilizează ca agent de preluarea căldurii apa.

Pentru cazul cînd condensarea are loc la temperaturi scăzute se utilizează alţi agenţi de schimb de căldură.

Aparatele în care se realizează condensarea se numesc condensatoare. Acestea se împart în două grupe după

felul cum decurge condensarea şi răcirea vaporilor şi anume, condensatoare de suprafaţă sau indirecte şi conden-

satoare de amestec sau directe.

În condensatoarele de suprafaţă transferul de căldură se realizează prin intermediul unei suprafeţe de schimb de

căldură, într-un aparat de construcţia schimbătoarelor de căldură.

în condensatoarele de amestec vaporii care trebuie condensaţi, ajung în contact direct cu agentul care trebuie să preia

căldura. Condensatoarele de amestec se utilizează în cazurile în care vaporii care trebuie să fie condensaţi nu au valoare

industrială sau lichidul rezultat prin condensare nu este miscibil cu apa utilizată ca agent pentru preluarea căldurii şi se

pot separa după condensare prin decantare lichid-lichid.

Condensatoarele de suprafaţă, sunt întrebuinţate în special în cazurile în care se urmăreşte recuperarea lichidului

obţinut prin condensare.

Cînd vaporii care trebuie să fie condensaţi sunt alcătuiţi dintr-un singur component, condensarea la o anumită

presiune se realizează la temperatură constantă — temperatura de condensare egală cu temperatura de fierbere iar după

condensare urmează răcirea. Dacă vaporii care trebuie condensaţi sunt formaţi din doi sau mai mulţi componenţi

(exemplu amestec vapori de alcool etilic — apă) condensarea amestecului la presiune constantă nu se mai poate realiza la

o temperatură unică, deoarece vor începe să acţioneze legile echilibrului vapori-lichid pentru amestecul respectiv. La

început va condensa amestecul mai sărac în component volatil decît vaporii şi vaporii se vor îmbogăţi în component

volatil. Avem o condensare parţială prin care se obţine condensat de altă compoziţie decît a vaporilor din care provin.

Dacă se continuă condensarea până ce condensează toţi vaporii, se realizează o condensare totală şi dacă condensatul se

colectează împreună, el are aceeaşi compoziţie cu vaporii din care a provenit. Condensarea parţială se aplică industrial la

aparatele de distilare şi rectificare în industria spirtului şi băuturilor, unde se urmăreşte obţinerea unui condensat mai

sărac în component volatil care se întrebuinţează ca reflux extern în coloanele de rectificare.


34

11.1. Tipuri de condensatoare

Condensatoarele de suprafaţă sunt schimbătoare de căldură de diferite tipuri, care atunci cînd realizează o

condensare totală pot realiza şi o răcire a lichidului obţinut prin condensare. Se pot întrebuinţa drept condensatoare de

suprafaţă aparate multitubulare, schimbătoare de căldură cu serpentină, schimbătoare de căldură în spirală şi chiar

schimbătoare de căldură cu plăci. Din punct de vedere constructiv condensatorul de suprafaţă nu se deosebeşte de

schimbătoarele de căldură descrise. La calculul lor în cazurile în care se realizează condensare totală şi răcire, este bine ca

determinarea suprafeţei de schimb de căldură să se determine separat pentru faza de condensare şi cea de răcire şi

pentru dimensionare să se însumeze suprafeţele, deoarece cele două faze se diferenţiază atît prin valoarea coeficientului

total de transfer de căldură cît şi prin diferenţa medie de temperatură. Valoarea coeficientului total de transfer de căldură

se diferenţiază prin faptul că, în cazul condensării, coeficientul parţial de transfer de căldură are alte valori şi se calculează

pe baza altor relaţii decît în cazul lichidului care se răceşte. La diferenţa medie de temperatură în cazul condensării trebuie

să se ţină seama de evoluţia temperaturii fazei vapori, care pentru lichide pure este constantă.

Un element foarte important de care trebuie să se ţină seama în cazul condensatoarelor de suprafaţă este

eliminarea gazelor necondensabile, care se pot acumula într-o anumită parte a suprafeţei de transfer de căldură şi

împiedică sau reduce transferul de căldură în acea zonă.

Condensatoarele de amestec se pot folosi numai pentru condensarea vaporilor de apă sau a unor lichide care nu

sunt valoroase, sau a lichidelor care nu sunt miscibile cu apa ce se foloseşte ca agent care acumulează căldură.

Condensatoarele de amestec sunt răspîndite ca anexe ale instalaţiilor de evaporare, pentru condensarea vaporilor

rezultaţi în procesul de evaporare. Se caracterizează prin debit mare de condensare şi construcţie relativ simplă,

determinată numai de urmărirea unui contact cît mai intim între faza lichidă şi faza gazoasă şi mărirea duratei de contact.

După direcţia de mişcare a vaporilor şi a apei condensatoarele de amestec funcţionează în curent paralel sau în

contracurent. După modul în care lucrează, condensatoarele pot fi de două tipuri: umede şi uscate.

În condensatoarele umede apa, condensatul şi gazele necondensabile se evacuează împreună cu ajutorul unei

pompe de vid speciale denumită pompă de vid umed. în condensatoarele uscate apa şi condensatul se scurg printr-o

conductă la partea inferioară a condensatorului, iar gazele se evacuează pe la partea superioară prin intermediul unei

pompe de vid pentru gaze.

După modul de evacuare a amestecului apă de răcire — condensat se întîlnesc două sisteme: cu coloana

barometrică sau de nivel ridicat şi cu coloană semibarometrică sau de nivel scăzut.

în condensatoarele cu coloană barometrică eliminarea amestecului se realizează prin curgere liberă, înălţimea coloanei

barometrice avînd şi rolul ca prin coloana de lichid să echilibreze diferenţa de presiune dintre exterior şi interior.

Condensatoarele cu coloană barometrică apar la instalaţii care funcţionează sub depresiune. în condensatoarele cu

coloană semibarometrică eliminarea amestecului lichid se realizează cu ajutorul unei pompe care aspiră şi refulează

lichidul. Coloana de lichid dintre condensator şi pompă are rolul să împiedice fenomenele de evaporare în corpul pompei,

datorită depresiunii de la aspiraţie. Condensatoarele cu coloană semibarometrică prezintă avantajul reducerii înălţimii

necesare pentru montarea aparatului, iar consumul de energie necesar pentru evacuarea apei este compensat de faptul

că la acest tip de condensator există posibilitatea ca apa să fie aspirată în aparat sub influenţa depresiunii din interior.


35

În condensatoarele de amestec vaporii se amestecă cu apa de răcire care se pulverizează în interiorul lor şi, ca

urmare a contactului direct dintre lichid şi vapori, are loc transferul de căldură sub influenţa căruia vaporii se condensează

încălzind apa. Direcţia de mişcare a vaporilor şi a lichidului In condensator nu are importanţă prea mare, deoarece

procesul are loc cu schimbarea stării de agregare a vaporilor care participă la transferul de căldură. Totuşi temperatura la

care este evacuat condensatul în amestec cu apa de răcire, cît şi temperatura la care se evacuează gazele necondensabile,

diferă între condensatoarele la care circulaţia este în curent paralel sau în contracurent. în cazul condensatoarelor în

contracurent se poate ajunge în final la o evacuare a amestecului la temperaturi cu 1...3 grade mai puţin decît

temperatura de condensare, pe cînd în cazul curentului paralel la evacuare se ajunge la o diferenţă de temperatură de

5...6 grade şi, ca urmare consumul de apă de răcire în cazul curentului paralel este mai mare decît în cazul

contracurentului.

În condensatoarele uscate care funcţionează în contracurent, gazele necondensabile sunt eliminate la o

temperatură mai apropiată de temperatura iniţială a apei de răcire şi în consecinţă cantitatea de vapori antrenaţi este mai

redusă. în condensatoarele în curent paralel aerul se îndepărtează la o temperatură mai ridicată. Pe lîngă faptul că

volumul vaporilor antrenaţi în condiţii de saturare este mai ridicat creşterea temperaturii face ca şi volumul fazei

gazoase în ansamblu, să fie mai mare.

Creşterea temperaturii apei de răcire în condensator este de 10—40cC în funcţie de temperatura iniţială a apei de

răcire şi temperatura la care are loc condensarea (depresiunea din instalaţie). Cînd apa de răcire provine din puţuri de

adîncime temperatura ei se menţine constantă tot timpul anului de obicei între 10-15°C. Cînd apa de răcire provine din

reţea sau de la un turn de răcire temperatura în timpul verii este mai ridicată şi poate atinge 22...30°C la intrare în

condensator. Temperatura apei la ieşire din condensator — chiar dacă condiţiile de depresiune o permit — nu este bine

să depăşească temperatura de 45 — 50°C pentru a se evita depunerile de crustă rezultate din precipitarea durităţii

temporare.

Din condiţiile de lucru (temperatura de condensare, temperatura iniţială a apei şi tipul circulaţiei fluidelor în

condensator) debitul de apă de răcire necesar pentru condensare.

Condensarea unui kg vapori variază în limite foarte largi, de la 15—60 kg/kg. Din lipsă de surse de apă

de răcire în cele mai multe cazuri apa este refolosită după trecerea printr-un turn de răcire cu scopul de a i se reduce

temperatura şi se adaugă apă proaspătă numai pentru înlocuirea apei pierdute prin vaporizare.

Sub aspectul construcţiilor tipurile de condensatoare sunt variate, uruiărindu-se în diferite moduri mărirea

suprafeţei de contact între lichid şi vapori. Aceasta se realizează atît prin pulverizarea iniţială a apei cît şi prin

repulverizarea apei şi dirijarea drumului vaporilor cu ajutorul talerelor sau şicanelor care se montează în interior. în fig.

214 sunt prezentate schemele cîtorva condensatoare de amestec utilizate la diferite instalaţii de concentrare folosite în

industria alimentară, avînd circulaţia lichid — gaz fie în contracurent, fie în curent paralel. Talerele utilizate pot fi sub

formă de segment sau de talere inelare. Sub aspectul utilizării spaţiului sunt mai indicate talerele sub formă de segment

deoarece acestea nu mai impun existenţa unei conducte centrale care să ocupe un spaţiu în interior în care practic nu are

loc condensarea. Talerele, de obicei, sunt perforate şi asigură scurgerea celei mai mari cantităţi de lichid prin orificiile

talerului. O parte din apă însă se scurge şi peste preaplinul de la marginea talerului.

Gazele necondensabile la ieşirea din condensator antrenează şi picături de apă care nu este indicat să ajungă în

corpul pompei de vid. Pentru a se evita acest neajuns majoritatea condensatoarelor de amestec au racordul de evacuarea

gazelor în legătură cu un separator de picături, unde datorită măririi de secţiune şi schimbării de direcţie picăturile cu

viteză de sedimentare mai mare decît viteza curentului de gaz se vor depune şi printr-un racord se scurg în coloana de

evacuare a lichidului (barometrică sau semi-barometrică) din condensator.


36

Fig.11.1. Condensatoare de amestec. a – condensator semibarometric în paralel; b – condensator semibarometric cu talere inelare în contracurent;

c – condensator în contracurent cu talere disc; d – condensator în contracurent cu talere inelare; 1 – talere; 2 – racord evacuare condensat şi apă de răcire; 3 – pompă.

11.2.Transferul de căldură la curgerea fluidelor în condensatoarele de amestec

Intensitatea transferului de căldură în condensator este determinată de mărimea suprafeţei de contact lichid-

vapori, iar mărimea acesteia este determinată de condiţiile de curgere din condensator. Valoarea suprafeţei de contact

lichid-vapori raportată la unitatea de volum de apă depinde de diametrul orificiilor de pe taler şi de raportul cantitate de

apă scursă prin orificii faţă de apa scursă peste pragt în cazul condensatoarelor cu circulaţie dirijată sau de diametrul

picăturilor de apă în cazul condensatoarelor în care apa se pulverizează. Pe de altă parte diametrul minim al picăturilor

pulverizate, în cazul condensatoarelor cu funcţionare în contracurent, este limitat de viteza fazei gazoasă, care trebuie să

fie mai mică decît viteza de sedimentare a particulelor.

Intr-un condensator de amestec pentru care alimentarea se realizează la debite constante şi evacuarea de

asemenea, în care nu apar fenomene de acumulare, procesul care se realizează este caracteristic regimului staţionar.


37

Fig. 11.2. Secţiune printr-un condensator de amestec cu talere.

In regim staţionar, într-un condensator de amestec cu talere care are înălţimea pragului de deversare h (fig.11.2),

o anumită lungime de prag (l) şi un număr dat de orificii pe taler (n) de diametru stabilit (d), debitul volumic total (Qvw)de

apă este egal cu suma între debitul de apă scurs prin prificii (Qvo) şi cel ce se scurge peste prag (Qvp). Fenomenul poate fi

descris prin relaţiile:

smwlhwd

nQQw

Q povpvoa

vw /4

32

(11.1)

în care: wa debitul masic de apă; - densitatea apei; n - numărul de orificii pe taler; d - diametrul orificiilor de scurgere; wo

- viteza de curgere prin orificiu, wp - viteza de curgere peste prag, l -lungimea pragului şi h înălţimea lichidului peste prag.

Dacă pentru wo se ia relaţia de calcul a vitezei de scurgere prin orificii dată de relaţia: ghwo 21 în care h

este înălţimea lichidului pe taler şi pentru Qvp relaţia de determinare a debitului de lichid care se scurge peste prag

2/384,1 hlQvp relaţia (7.3) se poate scrie sub forma:

2/3

1

2

84,124

hlghd

nQQQ vpvovw

(11.2)

din care reiese că debitul total de apă este determinat de numărul de orificii de pe taler, de diametrul lor, de lungimea

pragului de deversare, înălţimea lichidului pe taler şi înălţimea lichidului peste prag. Intre înălţimea lichidului pe taler şi

înălţimea lichidului peste prag există o corelaţie dictată de înălţimea pragului, deoarece hhh p . Din relaţia (11.2)

se constată că între Qvo şi Qvp se stabileşte un anumit raport.

Din cele de mai sus rezultă că repartizarea debitului de lichid care se scurge prin orificii şi cel care se scurge peste

prag este determinată de elementele constructive şi nu este un element care să se poată regla în timpul exploatării decît

prin modificarea unor elemente constructive, ca de exemplu înălţimea pragului.

Pentru realizarea unei suprafeţe de contact lichid-vapori cât mai mare Qvo trebuie să fie cît mai apropiat de Qvw.

O funcţionare se poate considera normală dacă Qvo > 0,85 Qvw.

Pe de altă parte fenomenul termic din condensator este caracterizat de egalitatea căldurii cedată de vaporii apei

prin transfer de căldură, cu căldura primită de apă care provoacă creşterea temperaturii sale. Se poate scrie, în

consecinţă, că există egalitate între transferul de căldură şi fenomenul caloric care provoacă încălzirea apei. Aceasta poate

fi descrisă prin relaţia:

WdtcwSdAtt ov (11.3)

In relaţia (11.3) a este coeficient parţial de transfer de căldură de la vaporii care se condensează la suprafaţa apei

care preia căldura, tv - temperatura de condensare a vaporilor, t - temperatura suprafeţei apei, dA - elementul de

suprafaţă al apei la care se consideră că s-a realizat transferul, S - secţiunea de curgere prin orificii, c – căldura specifică


38

masică a apei, dt - variaţia elementară a temperaturii apei provocată de fenomenul de transfer. Dacă suprafaţa de

transfer de căldură este dată de suprafaţa laterală a lichidului care se scurge prin orificii şi suprafaţa aceasta se consideră

cilindrică, dHdndA în care dH este înălţimea elementului cu suprafaţa dA.

Prin înlocuirea lui dA şi S cu valorile precizate şi separarea variabilelor, relaţia (11.3) ajunge la forma:

dH

wcdtt

dt

ov

4 (11.4)

În această relaţie dacă se ia în considerare numai faza de condensare propriu zisă - care reprezintă elementul

principal - tv (constantă) este temperatura de condensare a vaporilor în condiţiile de depresiune dată. Temperatura t

definită ca temperatura suprafeţei de contact vapori-lichid, se poate considera că variază de la temperatura iniţială ti la

temperatura finală tf a apei. La rîndul său dH variază de la 0 la H care reprezintă înălţimea suprafeţelor cilindrice de lichid

în condensator. Prin limitele stabilite şi integrare se ajunge la relaţia:

d

H

wctt

tt

ofv

iv

4ln (11.5)

Prin înmulţire şi împărţire cu în dreapta egalităţii şi ordonarea termenilor, se ajunge la relaţia:

dwc

H

tt

tt

ofv

iv

4ln (11.6)

în care este coeficientul de conductivitate termică a apei.

Se observă că H/ = Nu şi /.c.wo.d = Pe -1

. Pe de altă parte Pe = Re . Pr. Tinînd seama de cele de mai sus relaţia (11.6)

se poate scrie sub forma:

11 PrRe4ln

Nu

tt

tt

fv

iv (11.7)

Tinînd seama de ecuaţia de definiţie a criteriului /Pr c , şi de faptul că acesta se calculează la

temperatura medie a apei şi că temperatura medie se poate considera constantă şi ca o consecinţă şi , c, , sunt

constante şi valoarea criteriului Pr se poate considera constantă. În aceste condiţii relaţia (11.7) poate fi adusă la forma:

1Reln

Nuk

tt

tt

fv

iv (11.8)

în care k = 4 Pr-1

, Re se calculează luînd diametrul şi viteza în orificiu şi vîscozitatea cinematică la temperatura medie a

apei.

Raportul (tv - ti)/(tv - tf) este un simplex de temperatură şi reprezintă de fapt o măsură a fenomenului de încălzire

a apei în condensator sau între două talere din condensator între care se reglează circulaţia în condensator. Dacă raportul

amintit este o măsură a încălzirii apei în condensator sau între două talere, de aceasta trebuie să se ţină seama la

determinarea valorii criteriului Nu, în care H trebuie să fie înălţimea suprafeţei cilindrice a lichidului în condensator sau

înălţimea între două talere, respectiv distanţa dintre talere.

Pentru o valoare ti dată, care este temperatura de intrare a apei din condensator, relaţiile (11.5)-(11.8) de fapt

dau corelarea între variabilele tf şi H.


39

11.3. Calculul condensatoarelor de amestec

Cheltuielile legate de procesul de condensare depind în principiu de trei factori: costul instalaţiei, consumul de apă

de răcire şi energie electrică. în fiecare caz concret este necesar să se aleagă varianta în care cheltuielile totale

(amortismente şi de exploatare) să fie minime. în realitate cu cît instalaţia este mai mică, necesarul de apă şi de energie

electrică sunt mai mari.

Un proces important pentru definirea economicităţii soluţiei este să se cunoască condiţiile de încălzire a apei în

condensator. Intensitatea transferului de căldură va fi cu atît mai mare cu cît suprafaţa de contact dintre apă şi vapori şi

durata de contact vor fi mai mari.

Valoarea suprafeţei pe unitatea de volum de apă depinde de procedeul folosit la distribuirea apei în condensator. Apa de

răcire se poate scurge sub formă de peliculă ca pînze plane şi cilindrice sau sub formă de picături fine. Indiferent de

procedeul folosit pentru distribuirea apei, raportul dintre suprafaţa de contact şi volumul apei depinde de grosimea sau

diametrul vinelor sau al picăturilor de lichid. Pentru unitatea de volum suprafaţa va fi maximă în cazul injectării apei sub

formă de picături izolate de diametru cît mai mic şi va fi minimă cînd se scurge sub formă de peliculă groasă. Diametrul

minim al picăturilor pulverizate în condensatoarele cu funcţionare în contracurent este limitat de viteza fazei gazoase care

trebuie să fie mai mică decît viteza de sedimentare.

După Kasatkin transferul de căldură între vapori şi apă în condensator este considerat în regim nestaţionar şi în

consecinţă este dependent de valorile criteriilor lui Nusselt şi Fourier. Plecînd de la ecuaţia generalizată a transferului de

căldură în regim nestaţionar (8.61) prin anumite transformări se ajunge la relaţia de forma:

mFoNuftt

tt

iv

if

, (11.9)

care ar caracteriza gradul de încălzire al apei în condensator. tv este temperatura vaporilor la intrare în condensator

(temperatura de saturaţie la presiunea în condensator), tf - temperatura de ieşire a apei din condensator (temperatura de

evacuare), ti - temperatura de intrare a apei în condensator şi m aşa zisa măsură a gradului de încălzire exprimat prin

raportul celor două diferenţe de temperatură.

Valorile lui m însă nu pot fi calculate pentru orice caz, deoarece nu este cunoscută funcţia criterială. În tabelul

11.1 sunt date valorile lui m pentru construcţii de condensatoare cu talere perforate care funcţionează în anumite

condiţii. Trebuie însă remarcat că la determinarea valorii lui m nu se ţine seama de toate elementele care influenţează

transferul de căldură în condensator.

Tabelul 11.1. Gradul de încălzire m în condensatoarele de amestec cu talere

Numărul de talere

Distanţa dintre talere

mm

Durata căderii apei între două

talere, s

Gradul de încălzire (m) pentru vine de apă din orificiul cu diametrul:

2 mm 3 mm 5 mm

4 300 0,35 0,538 0,368 0,214

6 300 0,35 0,645 0,466 0,263

8 300 0,35 0,727 0,533 0,310

4 400 0,41 0,580 0,410 0,233

6 400 0,41 0,687 0,500 0,289

8 400 0,41 0,774 0,568 0,346

Procesul termic care se petrece în condensator poate fi dat şi de relaţia:


40

dtcwSdAttv (11.10)

care precizează că lichidul se încălzeşte datorită căldurii pe care o primeşte prin transfer de căldură la suprafaţa de

separare vapori-lichid. în relaţia (11.10) notaţiile au următoarele semnificaţii:

este coeficientul de transfer de căldură (parţial) de la vapori la suprafaţa de contact a lichidului;

w - viteza de scurgere a lichidului în interiorul condensatorului;

- densitatea lichidului;

c - căldura specifică a lichidului

S - secţiunea de scurgere a lichidului. Pentru curgerea prin orificii secţiunea respectivă poate fi considerată circulară.

Pentru alte cazuri poate fi adusă la o secţiune circulară prin intermediul determinării unui diametru echivalent

dA este suprafaţa elementară de transfer de căldură. Pentru curgerea prin orificii mai mari vîna de lichid poate fi con-

siderată cilindrică şi dA este în acest caz suprafaţa laterală a unui cilindru. în alte cazuri poate fi adusă la suprafaţa

laterală a unui cilindru prin diametrul echivalent. Astfel că dA=ndech dH, dH fiind înălţimea elementară a vînei de lichid;

dt este diferenţa de temperatura cu care s-a încălzit apa intre intrare şi un anumit element de suprafaţă;

t - temperatura apei într-un anumit element de suprafaţă.

Debitul de apă de răcire necesar într-un condensator de amestec se deduce diu ecuaţia bilanţului care se poate scrie sub

forma:

faiav tcWWtcWWi ”

din care

if

fv

attc

tciWW

”

(11.11)

unde: Wa este debitul de apă de răcire, în kg/s;

W - debitul de vapori care se condensează, în kg/s;

iv” - entalpia vaporilor la presiunea de intrare în condensator, în kj/kg;

c - căldura specifică a apei de răcire (sau altui agent de răcire), în kj/kg. grd;

ti şi tf au semnificaţiile descrise anterior.

Debitul de gaze necondensabile care trebuie evacuate din condensator se calculează ţinînd seama de sursele din

care provin şi anume:

- aerul dizolvat în apa de răcire. Apa de răcire în mod normal este satu-ratăcu aer la temperatura de intrare în instalaţia de

condensare şi în procesul din condensator pierde cea mai mare parte din aerul dizolvat, aerul dizolvat trans-formîndu-se

în gaze necondensabile. Ţinînd seama de solubilitatea aerului în apă la presiunea normală şi diferite temperaturi s-ar

putea stabili cantitatea de gaze necondensabile care provin de la apa de răcire cu suficientă aproximaţie, în mod normal

se consideră că apa de răcire degajă în condensator 2% gaze necondensabile, în volume, faţă de debitul volumetric de

apă de răcire sau transformat în greutate cantitatea de gaze necondensabile reprezintă 0,000024 kg/kg apă de răcire;

- aerul dizolvat în lichidul din care au provenit vaporii. Aceasta, cu aproximaţie, trebuie considerat egal cu cel provenit din

apă, deşi în condensator se poate presupune că a ajuns mai puţin aer cu vaporii, o parte degajîndu-se pe parcurs;

- aerul intrat prin neetanşeităţile instalaţiei. Aceasta poate fi sursa principală de gaze necondensabile. Ea este cu atît mai

mare cu cît depresiunea este mai avansată şi cu cît neglijenţele în supravegherea instalaţiei sunt mai mari. Este o sursă de


41

gaze necondensabile care este greu de măsurat. După datele practice ea poate fi considerată egală cu 1% faţă de vaporii

supuşi condensării, respectiv 0,01 kg gaze uecondensabile/kg vapori;

- gaze necondensabile provenite din reacţii care au loc în instalaţie. In unele cazuri în industria alimentară apar anumite

descompuneri cu degajare de CO2, NH3 care se vor găsi sub formă de gaze necondensabile. Acestea în genere sunt cazuri

particulare care nu se pot evalua precis.

Ţinînd seama de ponderea gazelor necondensabile, provenite din diferite surse, de faptul că măsurătorile au o

mică precizie în calculele uzuale, se poate considera

WGn 01,0 (11.12)

în care Gn reprezintă cantitatea (debitul) de gaze necondensabile (de masă) şi W cantitatea (debitul) de vapori care

trebuie condensaţi.

Debitul pompei de vid se determină ţinînd seama de debitul de gaze necondensabile (de masă) determinat din

relaţia (11.12) şi de condiţiile de temperatură şi presiune în care trebuie să se elimine gazele necondensabile şi de faptul

că gazele necondeusabile se elimină sub formă de gaz saturat în umiditate. Debitul volumetric de gaze necondensabile,

ţinînd seama de legea lui Dalton se poate deduce din relaţia:

c

a

sc

c

gn

nv

p

pt

pp

pGQ

273

273

(11.13)

în care: Qv este debitul volumetric de gaz eliminat;

gn - densitatea gazelor (aerului)în condiţii normale de temperatură şi presiune. Se poate considera gn =1,293

kg/m3;

pc - presiunea din condensator;

ps - presiunea de saturaţie la temperatura de evacuare a gazelor necondensabile;

pa - presiunea atmosferică. (Toate valorile presiunilor trebuie exprimate în aceleaşi unităţi);

t - temperatura de evacuare a gazelor necondensabile. Pentru condensatoarele de amestec în curent paralela

este egal cu temperatura de ieşire a apei de răcire din condensator.

Pentru condensatoarele de amestec în contracurent t este egală cu temperatura de intrare a apei de răcire plus

3...8 grade.

Dimensionarea condensatorului. Dimensionarea are încă la bază o serie de date experimentale. Diametrul

condensatorului se determină pe baza relaţiei continuităţii de debit, ţinînd seama de secţiune şi viteză

w

WDc

4 (11.14)

în care: Dc este diametrul condensatorului, în m;

W - debitul de vapori care trebuie condensaţi, în kg/s;

- densitatea vaporilor la condiţiile de presiune şi temperatură din condensator, în kg/m3;

w - viteza vaporilor în secţiunea liberă a coloanei, în m/s.

Este de remarcat că W trebuie considerat cu valoarea sa iniţială, dar că valoarea lui se reduce pe măsură ce

vaporii se condensează şi în final se ajunge la debitul de gaze necondensabile.


42

Despre valoarea vitezei datele care se găsesc sunt destul de variate. Se indică săseia 3 —5 m/s raportat la

secţiunea totală a condensatorului sau 10 — 15 m/s la secţiunea neocupată de talere. Pentru condensatoarele în

contracurent însă este necesar să se verifice în porţiunea superioară viteza reală pentru evitarea antrenărilor de picături.

Numărul de talere din interiorul condensatorului se alege în funcţie de gradul de încălzire care se admite

pentru condensator, numărul de talere variind între 4 şi 8. înălţimea condensatorului se determină funcţie de numărul de

talere şi distanţa dintre talere. Construcţiile curente au distanţa între talere de 200 — 400 mm, însă este normal ca

distanţa între talere să fie funcţie într-o oarecare măsură şi de diametrul condensatorului, în sensul creşterii ei cu

diametrul condensatorului. Distanţa între talere se ia mai mare la intrarea vaporilor şi mai mică la evacuarea spre pompa

de vid.

Construcţia talerului are o mare influenţă asupra funcţionării condensatorului, deoarece suprafaţa de contact

vapori-apă de răcire este influenţată de aceasta. Construcţiile de condensatoare obişnuite au fie talere sub formă de

segment 1a care a=dc/2+50 mm, sau talere inelare perforate şi limitate de prag. Diametrul orificiilor de pe taler variază în

funcţie de calitatea apei (curată sau murdară) între 2 — 5 mm. Aria orificiilor în mod normal reprezintă 2,5 — 10% în

funcţie de debitul de apă ce trebuie să se scurgă prin orificii. înălţimea pragului la taler se ia constructiv de obicei în jur de

40 mm, funcţie de distanţa dintre talere şi de condiţiile de distribuţie ale apei în condensator. înălţimea pragului are rolul

de a menţine un anumit nivel al apei pe taler care să asigure o anumită viteză de curgere prin orificiile talerului, respectiv

un anumit debit de curgere printr-un orificiu şi în funcţie de numărul de orificii un anumit debit de curgere prin toate

orificiile.

O parte din apa de răcire este indicat să se scurgă peste prag (10—20%) care de fapt este o curgere peste

preaplin. Grosimea vînei de lichid care se scurge peste prag este determinată de înălţimea lichidului peste prag.

Diametrul conductei de evacuare a apei (coloană barometrică sau semi-barometrică) se determină din ecuaţia

continuităţii debitului, în funcţie de debit şi viteză admisă pentru curgere. La debit se ia în considerare atît apa de răcire

cît şi condensatul rezultat din condensarea vaporilor. Viteza de curgere la evacuare se ia uzual între 0,5 — 2 m/s.

Înălţimea coloanei, în cazul cînd coloana este barometrică, trebuie să asigure curgerea liberă a lichidului şi

echilibrarea presiunii între exterior şi interior. înălţimea coloanei barometrice se poate determina pe baza unui bilanţ

energetic. La înălţimea calculată, ţinînd seama de diferenţa de presiune între exterior şi interior, de pierderile de presiune

şi de efectul vitezei, în mod uzual se adaugă o lungime de 0,5 m pentru siguranţa în funcţionare şi 0,5 m la partea

inferioară pentru partea afundată în lichid. Ţiuînd seama de pierderea de presiune de-a lungul coloanei, de pierderile de

presiune la intrarea şi ieşirea din coloană, scriind bilanţul energetic, înălţimea coloanei se poate calcula din relaţia:

112

21

2

d

H

g

w

g

ppH

l

cab

(11.15)

în care: pa, pc este presiunea atmosferică, respectiv presiunea absolută din condensator, în N/m2;

- densitatea apei, în kg/m3;

w - viteza apei în coloana barometrică;

- coeficientul de frecare;

1- coeficient de rezistenţă la intrarea îu conductă;

- coeficient de rezistenţă la ieşirea din conductă.


43

Dacă se consideră =0,03, se ia 1 = 0,5 şi 2 = l şi pentru calculul aproximativ se ia îu paranteză H=10 m, relaţia

(11.15) devine:

13,0

5,22

2

dg

w

g

ppH

l

cab

(11.16)

în locul coloanei barometrice prin care se asigură scurgerea liberă a apei, pentru a evita montarea la înălţime a

condensatorului, în practică se utilizează montarea condensatoarelor cu o coloană de scurgere mai mică numită coloană

semibarometrică şi pompă care aspiră şi evacuează apa. Rolul coloanei semibarometrice este de a evita evaporarea apei

în corpul pompei. în acest scop, apa din coloana semibarometrică trebuie să creeze la rotor o presiune mai mare decît

tensiunea de vapori ai apei la temperatura de evacuare. Deşi tensiunea de vapori la temperatura apei este mai mică decît

presiunea din condensator în mod normal acestea se consideră egale.

Ţinînd seama şi de pierderile de presiune prin frecare şi de rezistenţa locală la intrarea în conductă, în cazul

coloanei semibarometrice relaţia (11.16) devine:

d

H

g

w

g

pH sb

l

csb

03,05,1

2

2

(11.17)

înălţimea calculată prin relaţia (11.17) dă valoarea minimă. Pentru siguranţa funcţionării trebuie să se ia cu circa 1 m mai

înaltă. Atât coloana barometrică cît şi cea semibarometrică servesc şi pentru evacuarea condensatului sub depresiune

din condensatoarele de suprafaţă.


44


45

Capitolul 12

EVAPORAREA (CONCENTRAREA)

În înţelesul strict al noţiunii, prin evaporare sau vaporizare se înţelege trecerea unui lichid în stare de vapori,

asigurându-i dintr-o sursă oarecare energia termică corespunzătoare căldurii de evaporare care este egală şi de sens

contrar cu căldura de condensare.

Prin operaţia de evaporare se înţelege concentrarea unei soluţii în substanţă uscată prin eliminarea unei părţi din

solvent sub formă de vapori, asigurând energia termică necesară realizării operaţiei. În cele mai multe cazuri solventul

uzual este apa. În industria alimentară, însă, se găsesc şi situaţii de concentrare prin evaporare când solventul nu este apa,

cum este de exemplu în prima parte a instalaţiei de recuperare a solventului din secţiile de extracţie a uleiului.

Transformarea unei părţi din lichid în vapori se poate realiza şi în absenţa unei surse exterioare de energie, pe

seama energiei interne a lichidului, prin destinderea lichidului de la o presiune la altă presiune la care temperatura de

fierbere a lichidului este inferioară temperaturii iniţiale a lichidului. În această situaţie o parte din lichid se transformă în

vapori asigurându-se căldura de vaporizare necesară fazei vapori din diferenţa de energie internă a lichidului între starea

iniţială şi finală. Fenomenul, având loc pe seama diferenţei de energie între cele două stări ale lichidului a fost numit

autoevaporare.

Prin operaţia de evaporare se realizează numai o separare parţială a componentului volatil de componentul

nevolatil care rămâne sub formă de soluţie concentrată. Pentru separare totală sau aproape totală a componentului

considerat volatil trebuie să se realizeze şi o altă operaţie: cristalizare, uscare sau distilare, după caz.

Concentrarea prin evaporare intervine în aproape toate subramurile industriei alimentare, lichidul volatil uzual

fiind apa. Eliminarea apei dintr-o serie de produse din industria alimentară asigură condiţii bune de conservare a

produsului, pe lângă reducerea volumului de depozitare şi transport. De aceea evaporarea pentru unele cazuri în industria

alimentară trebuie tratată ca o operaţie care asigură conservabilitatea produsului. În industria alimentară, însă, se

întâlnesc şi cazuri când odată cu evaporarea apei considerată componentul volatil să se elimine şi alte substanţe care sunt

mai volatile decât apa, cum este cazul substanţelor de aromă la concentrarea sucurilor de fructe. În aceste situaţii

substanţele de aromă fiind componenţi utili, trebuie să fie recuperate.

Evaporarea în sine este o operaţie care are la bază transferul de căldură între un purtător de căldură care

cedează o parte din energia sa calorică şi un produs care primeşte energia cedată prin transfer, prin intermediul unei

suprafeţe, eliminând, pe seama căldurii primite, o parte din componentul volatil sub formă de vapori şi în acelaşi timp

concentrând soluţia în component nevolatil. Purtătorul de căldură uzual utilizat ca sursa de energie este aburul saturant

uscat care cedează căldura de condensare, care mai este denumit şi abur primar. Vaporii care rezultă prin evaporarea

parţială a solventului din soluţie se numesc şi vapori secundari sau abur secundar când componentul volatil este apa.

Vaporii secundari trebuie să fie eliminaţi din instalaţia de evaporare în care se realizează concentrarea fiind, fie utilizaţi ca

sursă de energie secundară, fie trimişi la o instalaţie de condensare, fie eliminaţi direct în atmosferă, dacă concentrarea se

realizează la presiune atmosferică.

Evaporarea se poate realiza la presiunea atmosferică, sub o depresiune oarecare sau la o presiune oarecare

superioară presiunii atmosferice.


46

Ca sursă de energie calorică pot fi utilizaţi şi alte tipuri de vapori decât aburul în cazul când se asigură condiţiile

de realizare a transferului de căldură. Concentrarea se poate realiza şi prin barbotare de gaze de ardere sau aer cald care

părăsesc soluţia la temperatura de fierbere a soluţiei saturaţi în umiditate, dar acest sistem, nu prezintă avantaje

economice deoarece o parte din energia termică o preiau gazele de ardere sau aerul cald. De asemenea, ca sursă de

energie pot fi folosite şi radiaţiile infraroşii de anumită lungime de undă care, pătrunzând în soluţie, se transformă în

energie calorică pe care o preia soluţia, eliminând o parte din solvent sub formă de vapori. Nici această sursa de energie

nu este uzuală pentru operaţia de evaporare.

12.1. Factori care influenţează evaporarea

Operaţia de evaporare aplicată pentru concentrarea soluţiilor este influenţată de o serie de factori. Aceştia pot fi

grupaţi ca provenind din două surse:

- natura şi starea soluţiei iniţiale şi produsului finit;

- instalaţia şi conducerea operaţiei.

Soluţiile supuse concentrării prin evaporare conţin componenţi cu anumite proprietăţi. Concentrarea soluţiei în

diferiţi componenţi influenţează densitatea, vîscozitatea, conductivitatea termică, căldura specifică, presiunea de vapori,

temperatura de fierbere la o anumită presiune. Solubilitatea unor componenţi este limitată de o anumită concentraţie a

lor în soluţie. Unii componenţi pot fi sensibili la creşterea temperaturii care poate provoca denaturări sau descompuneri,

fenomen caracteristic concentrării prin evaporare în industria alimentară. Componenţii soluţiei pot fi de diferite naturi la

care mai trebuie luate în considerare agresivitatea, formarea de spumă şi depunerea de crustă. Solubilitatea limitată a

anumitor componenţi limitează concentraţia maxima la care poate fi adus produsul finit.

Legat de instalaţie şi conducerea operaţiei, trebuie luat în considerare: modul de funcţionare (continuu sau

discontinuu), tipul şi numărul de aparate din instalaţie, legătura dintre aparatele care alcătuiesc instalaţia, concretizată

prin circulaţia soluţiei şi vaporilor, presiunea la care se realizează operaţia, influenţa reciprocă dintre materialul din care

este realizată instalaţia şi soluţia supusă concentrarii.

12.1.1. Temperatura şi elementele de influenţă

Temperatura de fierbere a lichidelor pure este determinată de natura lichidului şi presiunea la care se găseşte,

relaţia temperatură-presiune pentru diferite lichide pure se găseşte dată sub formă de curbe, în tabele sau se poate

calcula pe bază de diferite relaţii.

Substanţele dizolvate într-un lichid acţionează prin micşorarea presiunii de vapori a soluţiei şi ca o consecinţă prin

mărirea temperaturii de fierbere în comparaţie cu lichidul pur. Pentru soluţiile diluate creşterea temperaturii de fierbere

faţă de lichidul pur în majoritatea cazurilor este proporţională cu concentraţia molală a soluţiei, indiferent de natura

solventului. Creşterea temperaturii de fierbere a unei soluţii faţă de temperatura de fierbere a solventului se poate

determina pe baza relaţiei:

mae (12.1)

în care e este creşterea punctului de fierbere a soluţiei faţa de solventul pur, denumită şi creştere ebulioscopică

deoarece relaţia (12.1) reprezintă legea ebulioscopiei, m concentraţia molală a soluţiei, a constanta caracteristică

solventului. Pentru apa valoarea lui a = 0,511.

Pentru soluţiile de zahăr şi sucurile de fructe, Stabnicov propune să se calculeze creşterea punctului de fierbere pe baza

relaţiei:


47

xee 045,005,038,0 (12.2)

în care x este conţinutul procentual de substanţă uscata.

Creşterea punctului de fierbere a soluţiilor apoase se poate determina şi pe baza regulii empirice a lui Babo, după

care raportul între presiunea de vapori a soluţiei po şi presiunea de vapori a apei ps este constant şi independent de

temperatura de fierbere la o anumită concentraţie a soluţiei şi pe această cale în funcţie de temperatura de fierbere a

apei şi a soluţiei să se determine creşterea temperaturii de fierbere a soluţiei. Regula lui Babo este valabilă tot pentru

soluţiile diluate. Ea poate fi extinsă şi soluţiilor concentrate dacă se aplică corecţia propusă de Stabnicov în funcţie de

presiunea de vapori a soluţiei p şi raportul presiunilor de vapori indicat de Babo.

Creşterea punctului de fierbere pentru unele soluţii, în anumite condiţii, se poate stabili şi cu ajutorul unor

diagrame, ca de exemplu diagramele care dau liniile lui Duhring sau liniile lui Kireev-Othmer, dacă acestea sunt trasate în

condiţiile soluţiei luate în considerare.

La o alta presiune decât presiunea atmosferică Tişcenko propune să se determine creşterea punctului de fierbere pe baza

relaţiei:

Kr

r

T

Tee n

n

n ,

2

(12.3)

în care e respectiv en reprezintă creşterea punctului de fierbere la o presiune oarecare, respectiv la presiunea

atmosferică, T, Tn temperatura de fierbere a apei la o presiune oarecare respectiv presiunea atnosferica r, rn căldura de

vaporizare la cele două temperaturi.

Când fierberea unui lichid se realizează într-un strat gros, presiunea care se exercită asupra lichidului la suprafaţă

sau la o anumită grosime a stratului este diferită şi ca o consecinţa şi temperatura de fierbere în punctele respective este

diferită. Diferenţa de presiune pe grosimea stratului de lichid este o consecinţă a presiunii hidrostatice pe care o exercită

coloana de lichid.

Mărimea presiunii exercitată de lichid peste presiunea de la suprafaţa lichidului, la o anumită adâncime h în strat

se calculează pe baza relaţiei:

Pahpp vh , (12.4)

Creşterea temperaturii de fierbere datorită fenomenelor hidrostatice -creşterea de temperatură hidrostatică- se

determină din diferenţa de temperatură de fierbere la presiunea ph şi pv , respectiv:

Ktth vh , (12.5)

Creşterea de temperatură hidrostatică ar impune ca pentru fierberea lichidului în stratul inferior, să se lucreze la

temperaturi mai ridicate In realitate în evaporatoarele care funcţionează cu concentrare în strat de anumită grosime,

fierbere se realizează numai în stratul superficial, care activează curenţii de convecţie din masa de lichid. Fenomenul

hidrostatic a făcut să apară tendinţa de construire de aparate care să realizeze concentrarea în strat subţire, deoarece

fenomenul hidrostatic se suprapune fenomenului ebilioscopie.

În industria alimentară cele mai multe produse supuse concentrării conţin componente care se degradează sau se

denaturează la temperaturi mai ridicate. Efectul negativ asupra componenţilor de acest tip creste cu mărirea duratei de

acţiune a temperaturii ridicate. Din aceste motive problema conducerii operaţiei de concentrare prin evaporare în

industria alimentară are o serie de aspecte care o deosebesc de conducerea aceloraşi operaţii în industria chimică.

Această caracteristică a determinat pentru industria alimentară să se realizeze aparate de concentrare în care durata de

contact produs-suprafaţă caldă să fie cât mai scurtă. Pentru ca temperatura să fie mai scăzută se realizează concentrarea

sub depresiune. Componentele termolabile ale produselor alimentare au dus la utilizarea aparatelor cu concentrare în


48

film subţire, cu durată de contact produs-suprafaţă caldă de ordinul secundelor, perioadă pentru care aceste componente

pot suporta temperaturi mai ridicate fără efecte negative. Termolabilitatea a dus şi la limitarea numărului de aparate

legate în serie într-o instalaţie şi în unele cazuri a indicat chiar sensul de circulaţie al produsului.

O altă problemă legată de temperatura pentru produsele supuse concentrării în industria alimentară este cea a

componenţilor cu volatilitate mai mare decât a apei care se elimină odată cu vaporii de apă în timpul concentrării. Aceşti

componenţi sunt importanţi pentru produs deoarece caracterizează produsul sub aspectul gustului şi al mirosului. Aceşti

componenţi datorită volatilităţii lor nu pot fi reţinuţi în produsul concentrat. În multe situaţii -în special pentru sucurile de

fructe- se impune recuperarea acestor substanţe volatile, proces cunoscut sub numele recuperarea aromei. Recuperarea

aromei se realizează din aburul secundar produs de instalaţia de concentrare prin evaporare în mai multe variante,

instalaţia de recuperare devenind o anexă a instalaţiei de concentrare prin evaporare.

12.1.2. Alţi factori care influenţează

Dintre parametrii soluţiei supusă concentrării vîscozitatea determină frecarea şi ca o consecinţă limitează

convecţia naturală care are loc în timpul transferului de căldură. Vîscozitatea nu poate fi modificată pe căi artificiale, de

aceea trebuie să se ţină seama de ea. Vîscozitatea creşte cu concentraţia şi scade cu temperatura. Creşterea temperaturii

în timpul concentrării este determinată sau chiar limitată de alţi factori, de aceea nu poate fi luată în considerare pentru

variaţia vîscozităţii. Uneori însă, vîscozitatea atrage după sine alegerea utilajului în care sa nu se simtă influenţa sa

negativă sau caiar impune sa se ia măsuri speciale în cadrul schemei de funcţionare a instalaţiei.

Unele lichide au proprietatea de a forma spumă, datorita căreia se antrenează picături de lichid în vapori, ceea ce

poate: duce la pierderi însemnate de substanţă utilă. Spuma apare în special în cazurile când debitul de vapori eliminat

raportat la suprafaţa liberă de fierbere depăşeşte o anumită valoare, caracteristică soluţiei supusă concentrării. Pentru a

împiedica efectul negativ al spumei se folosesc diferite mijloace, dintre mijloacele utilizate (atunci când este admis) este

adausul de antispumanţi, între care admişi pentru industria alimentară sunt grăsimile. De asemenea, se poate practica

utilizarea unor elemente constructive ca de exemplu montarea unor şicane sau a unui strat de umplutură în calea

vaporilor , care au rol să spargă bulele şi să separe lichidul antrenat.

Într-o serie de cazuri de concentrare prin evaporare în industria alimentară pot sa apară depuneri de crustă pe

suprafaţa de transfer de căldură, care în primul rând determină creşterea rezistenţei la transferul de căldură şi drept

consecinţă scăderea fluxului termic unitar. Depunerile de crustă apar datorită componenţilor a căror solubilitate este sub

limita concentraţiei în care se găsesc sau a unor componenţi care la temperatura ridicată a suprafeţei se denaturează şi se

depun pe suprafaţă. Condiţiile în care apar depunerile de crustă sunt diferite în funcţie de tipul de soluţie supusă

concentrării şi chiar de instalaţie. În unele cazuri cum este în industria zahărului apar diferenţieri de depuneri de la

campanie la campanie, sau chiar în timpul unei campanii, în funcţie de anumiţi componenţi nedefiniţi ai sfeclei, care sunt

extraşi odată cu zahărul, aceasta îngreunează atât obţinerea de date, cât şi prelucrarea lor, legată de înlăturarea

depunerilor de crustă.

S-a remarcat că depunerile de crustă nu sunt de aceeaşi mărime de-a lungul unei instalaţii de concentrare şi nici

de aceeaşi compoziţie. Pentru evitarea neajunsurilor provocate de depunerile de crustă, suprafeţele de transfer de

căldură ale aparatelor de evaporare trebuie curăţate periodic de crustă, iar la dimensionarea suprafeţelor de transfer de

căldură trebuie să se ţină seama de apariţia stratului de crustă. Necurăţirea la timp a suprafeţelor de transfer de căldură,

mai ales când acestea sunt sub formă de ţevi poate duce chiar la împiedecarea circulaţiei soluţiei şi în consecinţa la

aducerea instalaţiei în stare de nefuncţionare.


49

S-au făcut şi încercări de împiedecare a depunerilor de crustă, chiar dacă componenţii respectivi au trecut în

stare solidă şi rămân în soluţie. S-au obţinut unele rezultate în această direcţie cu unde ultrasonice şi prin adaosul unor

substanţe care realizează la suprafaţa de transfer o peliculă fină care impiedică depunerea de cruste. Dintre substanţele

cu asemenea proprietăţi se încadrează aminele hidrocarburilor alifatice cu peste 16 atomi de carbon în moleculă.

Solubilitatea componentului de baza, ca de exemplu a zaharozei sau a lactozei limitează concentraţia finală a

soluţiei obţinută prin concentrare. Cum însă solubilitatea este funcţie de temperatură, concentraţia finală a soluţiilor

obţinute prin concentrare prin evaporare este determinată şi de temperatură.

12.2. Sisteme de evaporare

Evaporarea este o operaţie mare consumatoare de energie termică. Energia calorica consumată pentru realizarea

operaţiei poate fi folosită o singură dată ca energie a aburului primar, sau de mai multe ori prin folosirea şi a energiei

calorice a aburului secundar. Când se foloseşte numai energia calorică cedată de aburul primar, aburul secundar degajat

din instalaţia de concentrare este trimis la condensare, sistemul acesta de conducere a evaporării este cunoscut sub

denumirea de evaporare simplă sau evaporare cu simplu efect.

In alte cazuri aburul secundar produs într-unul din corpurile instalaţiei de evaporare se întrebuinţează ca sursă de

energie calorică în alt aparat sau alte aparate ale aceleiaşi instalaţii. Sistemul de utilizare ca sursă de energie termică a

aburului secundar la parametrii la care a fost obţinut, în aceeaşi instalaţie este cunoscut sub denumirea de evaporare cu

efect multiplu.

In cazul când o parte din aburul secundar obţinut într-o instalaţie cu efect multiplu -indiferent de la care efect- este scos

din instalaţie şi utilizat ca sursă de energie termică în alte scopuri, instalaţia este cunoscută sub denumirea de instalaţie de

evaporare cu efect multiplu şi prelevări de abur. Acesta este cazul uzual utilizat la concentrarea prin evaporare în

industria zahărului, unde instalaţia de concentrare a devenit sursa de abur pentru restul instalaţiilor termice care apar la

realizarea produsului în ansamblu. Datorită efectelor sale asupra economiei termice acest sistem s-a extins şi la instalaţiile

de concentrare cu efect multiplu pentru alte produse.

Energia calorică a aburului secundar dintr-o instalaţie de evaporare poate fi folosită şi dacă printr-un anumit

sistem parametrii termici (temperatură, presiune) sunt modificaţi, fiind aduşi la valori la care «r putea fi utilizaţi ca sursă

de energie termică chiar în aparatul în care au fost produşi, codificarea parametrilor, de fapt, se realizează prin ridicarea

presiunii cu ajutorul unui compresor sau al unui injector sistemul este cunoscut sub denumirea evaporare cu pompa de

căldura sau evaporare cu termocompresiune. Pompa de căldură sau termocompresiunea poate fi realizată la o instalaţie

cu simplu efect sau cu multiplu efect, aducând o economie însemnată de energie termică obţinută de la aburul primar.

Rolul instalaţiilor de evaporare cu efect multiplu, cu efect multiplu şi prelevări de abur şi a celor de evaporare cu

termocompresiune este de a reduce consumul specific de energie termică obţinută de la abur primar şi cel de reducere a

consumului de apă ca agent de preluarea căldurii la instalaţiile de condensare care sunt anexele instalaţiilor de evaporare.

12.2.1. Evaporarea cu simplu efect

Cel mai simplu sistem de concentrare prin evaporare şi eliminarea solventului este evaporarea cu simplu efect. In

acest caz concentrarea la concentraţia dorită se realizează cu eliminarea aburului secundar din sistem în atmosferă,

pentru instalaţii mici la presiunea atmosferică sau la instalaţia de condensare în celelalte cazuri. Evaporarea se poate

realiza la presiunea atmosferică, la o presiune mai mare decât presiunea atmosferică sau la o presiune mai mică decât

presiunea atmosferica (sub depresiune). Evaporarea la presiunea atmosferică se poate realiza în aparate deschise sau


50

închise. Evaporarea sub presiune sau subdepresiune nu se poate realiza decât în aparate închise, ceea ce prezintă o serie

de avantaje printre care pentru industria alimentară este important cel de îmbunătăţire a condiţiilor igienico-sanitare.

Evaporarea cu simplu efect poate fi realizată discontinuu sau continuu. Evaporarea discontinuă se realizează în

regim nestaţionar, concentrarea se realizează pe şarjă. La ea s-a renunţat aproape totul, cu excepţia unor instalaţii din

industria conservelor. Evaporarea continua decurge în regim staţionar, concentraţiile, debitele, temperaturile, presiunea

şi alţi parametrii fiind constanţi în timp.

Ca sursa de energie termică uzuală este căldura de condensare a aburului primar care trebuie să aibă o presiune

superioară celei la care se realizează concentrarea, ca pe această cale să se realizeze diferenţa de temperatură necesară

pentru transferul de căldură.

În industria alimentară în cele mai multe cazuri se practică concentrarea sub depresiune, care prezintă o serie de

avantaje, din care trebuie remarcate:

- temperatura de fierbere mai scăzută contribuie la menajarea componenţilor sensibili la temperatură şi reduce energia

termică necesara pentru aducerea produsului la temperatura de fierbere;

- pierderile de căldură în mediul înconjurător sunt mai mici deoarece diferenţa de temperatură între interior şi mediul

înconjurător este mai mica;

- în unele mazuri apare chiar economia de metal pentru construcţia aparatului datorită reducerii solicitărilor mecanice

prin folosirea de abur primar la presiune mai redusă.

Instalaţiile de evaporare cu simplu efect sunt însă mari consumatoare de energie termică primară şi de apă

pentru realizarea condensării aburului secundar, acest aspect se va prezenta ulterior.

Pentru calculul instalaţiei de concentrare cu simplu efect trebuie să se determine:

Bilanţul de materiale, prin intermediul căruia funcţie de anumiţi parametrii cunoscuţi se pot stabili alte elemente

necunoscute. Aburul primar care asigură energia pentru transferul de căldură nu vine în contact cu produsul. Din acest

motiv el nu se ia în considerare la întocmirea bilanţului de materiale.

Pentru o instalaţie de evaporare cu simplu efect se pot scrie două ecuaţii de bilanţ de materiale: o ecuaţia de

bilanţ total şi o ecuaţie de bilanţ parţial referitoare la un component. Utilizarea mai multor ecuaţii de bilanţ parţial nu este

posibilă deoarece componenţii care rămân în produsul concentrat se concentrează în acelaşi raport. În mod normal ca

ecuaţie de bilanţ parţial se ia ecuaţia care urmăreşte conţinutul de substanţă uscată.

Cele două ecuaţii de bilanţ de materiale se pot scrie sub

WSS fi (12.6)

ffii SsuSsu (12.7)

în care: Si, Sf produsul iniţial respectiv produsul final exprimat în cantitate masică sau debit masic după cum se urmăreşte

un bilanţ pentru sistem discontinuu sau sistem continuu, W apa evaporată, exprimată în acelaşi sistem, sui, suf conţinutul

de substanţă uscată (sau de component urmărit) iniţial şi la sfârşitul operaţiei de concentrare.

Cele două relaţii conţin cinci termeni. Ca sistemul sa fie rezolvabil trei trebuie să fie cunoscute şi să se determine

două necunoscute. Pentru operaţia de concentrare în mod normal se impune să fie cunoscute concentraţiile şi unul din

termenii cantitativi, ca de exemplu debitul de soluţie iniţială Si. Pentru rezolvare, însă, se poate aplica oricare variantă cu

condiţia să fie trei cunoscute şi două necunoscute.

Bilanţul caloric trebuie să se întocmească pentru stabilirea consumului de energie termică, respectiv consumul

de abur primar. Bilanţul caloric se scrie pentru întreaga instalaţie de evaporare cu simplu efect.


51

Fig. 12.1. Evaporarea cu simplu efect.

Dacă se neglijează pierderile de căldură în mediul înconjurător, care pentru evaporatoarele izolate termic, în

genere, reprezintă sub 1 % din căldura transmisă, bilanţul caloric, ţinând seama de notaţiile din figura 12.1. se poate scrie

sub forma:

WQQQQQ ,54321 (12.8)

sau pentru a exprima căldura transmisă în instalaţie poate fi adusă la forma:

WQQQQQQ ,14352 (12.9)

Tinând seama de ecuaţia de definiţie a fiecărui termen al ecuaţiei (12.8), relaţia poate fi adusă la forma:

,

00

„„

00 iWWitcSiWtcS fffiii (12.l0)

În această relaţie ordonându-se termenii şi înlocuind pe Sf cu valoarea sa din ecuaţia generală de bilanţ de materiale

(12.6) se poate obţine debitul de abur primar necesar (W0):

skgii

tciW

ii

tctcSW

ffiiff

i /,,

0

„

0

„

,

0

„

0

0

(12.11)

în care Si, Sf, W au notaţiile precizate la bilanţul de materiale, W0 debitul de abur primar necesar, ci, cf căldura specifică a

soluţiei iniţiale respectiv a soluţiei finale, ti, tf temperatura la care este adusei soluţia iniţială, respectiv temperatura la care

este eliminată soluţia, i0, i entalpia aburului primar, respectiv a aburului secundar, i0 entalpia condensatului rezultat din

aburul primar.

Tinând seama de influenţa efectului ebulioscopic şi hidrostatic asupra temperaturii de fierbere a soluţiei, tf este

diferit de temperatura aburului secundar, care este corespunzătoare presiunii la care are loc evaporarea şi la care se ia şi

valoarea lui i . Dacă produsul cf .tf=ci.ti , relaţia (12.11) se reduce la:

skgii

tciWW

ff/,

'"

"

00

0

(12.12)

În relaţia (12.12) cf.tf = i’ şi io” – io’ = ro, iar i” – i’ = r

În această situaţie relaţie devine:

skgr

rWW /,0

0 (12.13)

sau dacă r0 = r se poate aproxima W0 = W, adică necesarul de abur primar este aproximativ egal cu debitul de abur

secundar care se produce prin evaporare. În realitate, deoarece aburul primar trebuie să fie la o presiune mai mare decât

aburul secundar şi ca o consecinţă r0r , raportul r/rQ este supraunitar şi cu atât mai mare cu cât diferenţa de presiune


52

între aburul primar şi cel secundar este mai mare. În mod normal într-o instalaţie de concentrare cu simplu efect se

consumă 1,05-1,2 kg.abur primar/kg.abur secundar (apă evaporată) şi aburul secundar se trimite în întregime pentru

condensare.

Relaţia (12.11) se poate pune şi sub forma:

ff

ffii

i

ff tci

tctcS

tci

iiWW

""

'

0

"

00 [kg/s]

sau sub forma: iSWW 0 [kg/s]

În care: ff tci

ii

"

'

0

"

0 şi ff

ffii

tci

tctc

"

Coeficientul este numit şi coeficient de evaporare, reprezentând raportul între căldura cedată de aburul primar

la condensare şi căldura primită de aburul secundar pentru evaporare. El s-ar putea considera ca raportul r0/r. Ţinând

seama de cele precizate este totdeauna subunitar cu tendinţă de apropiere de unitate.

Coeficientul este numit şi coeficient de autoevaporare şi reprezintă diferenţa de entalpie a soluţiei la intrare şi

ieşire în evaporator raportată la căldura primită de aburul secundar pentru evaporare. Valoarea lui poate fi pozitivă sau

negativă, după cum diferenţa de entalpie a soluţiei la intrare sau ieşire este pozitivă sau negativă, sau egală cu zero când

entalpia soluţiei la intrare este egală cu entalpia soluţiei la ieşire din evaporator. Valoarea lui pozitivă presupune

existenţa unui fenomen de autoevaporare la intrarea soluţiei iniţiale în evaporator. Valoarea lui negativă se datoreşte

situaţiei când temperatura de alimentare a soluţiei în evaporator este sub temperatura de fierbere la parametrii de lucru

din evaporator.

În cazul bilanţului caloric real ar trebui să se introducă şi un al şaselea termen, în categoria căldurilor ieşite care

să reprezinte căldura pierdută în mediul înconjurător. În mod normal la evaporatoarele izolate termic pierderile de

căldură variază între 0,25-1% din căldura transmisă pentru concentrarea produsului, funcţie de mărimea instalaţiei,

temperatura la care se realizează concentrarea şi condiţiile în care este realizată izolarea termică.

Elemente de calcul termic. Suprafaţa de transfer de căldură (A) necesară pentru realizarea operaţiei de

concentrare prin evaporare se determină din relaţia de bază a transferului de căldură:

mtk

QA

[m

2]

în care: Q este căldura necesară să fie transmisă, determinată cu ajutorul relaţiei (12.9). In cazul evaporării suprafaţa de

transfer de căldură nevenind în contact cu mediul înconjurător, la determinarea ei nu trebuie să se ţină seama de

pierderile de căldură, care se realizează prin suprafaţa în contact cu mediul înconjurător;

k - coeficient total de transfer de căldură

tm - diferenţa de temperatură medie

La calculul diferenţei medii de temperatură trebuie să se ţină sea-ma numai de temperatura de condensare a aburului

utilizat ca sursă de căldură (ta) şi temperatura de fierbere a soluţiei la care se ia în considerare efectul ebulioscopic şi

hidrostatic (tf):

tm=ta-tf [K]

Aplicarea acestui sistem de calcul este indicată deoarece soluţia indiferent că are la alimentare o temperatură

mai mică sau mai sare decât temperatura de fierbere din evaporator, intrând în aparat prin amestec cu soluţia existentă în

aparat va lua temperatura acelei soluţii producânduse, fie un fenomen de încălzire, fie de autoevaporare.


53

12.2.2. Evaporarea cu efect multiplu

În industria alimentară pentru concentrarea soluţiilor se evaporă cantităţi însemnate de apă. Numai în industria

zahărului în instalaţiile de concentrare se elimină prin evaporare circa 6 kg apă/kg zahăr. Utilizând instalaţii de evaporare

cu simplu efect ar fi necesar un consum mare de energie termică şi în consecinţă un consum mare de combustibil. De

asemenea, pentru condensarea vaporilor eliminaţi ar fi necesar un consum mare de apă, ceea ce în multe situaţii ar putea

face produsul neeconomic.

Evaporarea cu efect multiplu urmăreşte atât reducerea consumului de abur primar raportat la întreaga cantitate

de apă evaporată cât şi reducerea consumului de apă de răcire, acestea făcându-se pe seama măririi suprafeţei totale de

transfer de căldură.

Principiul evaporării cu efect multiplu constă în utilizarea aburului secundar ca abur de încălzire în evaporatorul

următor, cu parametrii la care a fost obţinut.

Prin aceasta se realizează:

- economie de abur primar, pentru că 1 kg.abur primar introdus în primul efect al instalaţiei evaporă aproape un

kg.apă care devine abur secundar şi la rândul său evaporă aproape un kg.apă în efectul următor. Aceasta se poate

continua în mai multe efecte. În acest mod cu 1 kg.abur primar într-o instalaţie cu n efecte se vor evapora aproape n

kg.apă. În acest mod consumul de abur primar se va reduce la ceva mai mult de l/n kg/kg.apă evaporată;

- economie de apă de răcire necesară pentru condensarea vaporilor secundari în condensator. Într-o instalaţie cu

efect multiplu va ajunge la condensator numai aburul secundar obţinut în ultimul efect al instalaţiei deoarece aburul

secundar din celelalte efecte ale instalaţiei se condensează în instalaţie cedând căldura de condensare. In această formă

debitul de apă de răcire se reduce aproape de n ori, n fiind numărul de efecte de evaporare al instalaţiei.

Principiul de funcţionare. Caracteristica principală a instalaţiei de evaporare cu efect multiplu constă în aceea că

fiecare efect al instalaţiei funcţionează la parametrii diferiţi (temperatură, presiune), aceştia fiind din ce în ce mai mici, de

la primul spre ultimul efect al instalaţiei. Dacă la primul efect vine abur primar cu temperatura t şi presiunea p0 , în primul

efect se va degaja abur secundar la temperatura t1t şi presiunea p0<p1 , care va fi folosit ca sursă de energie termică în

efectul doi, unde se va produce abur secundar cu temperatura t2t1 şi presiunea P2P1 care va putea fi folosit ca sursă de

energie termică în efectul trei şi apoi în următoarele. Pentru o instalaţie cu n efecte la care temperatura aburului din

efectul n este tn şi presiunea pn , trebuie să se respecte condiţiile:

t0t1t2...tn-1tn

şi

p0p1p2...pn-1pn

În principiu, t0 şi p0 sunt parametrii determinaţi de aburul primar de care dispunem şi tn, pn parametrii admişi la

condensatorul instalaţiei determinaţi de caracteristicile apei de răcire sau alte elemente. Pentru o serie de produse din

industria alimentară care sunt sensibile la temperatură, temperatura t1, ar putea să fie o valoare limită superioară şi ca o

consecinţă şi presiunea p1. În aceste situaţii, parametrii t0 şi p0 pentru aburul primar vor fi aleşi în funcţie de t1, şi p1.

Pentru a evita mărirea suprafeţei de schimb de căldură diferenţa de temperatură între agentul de încălzire şi soluţia

supusă concentrării într-un efect trebuie să se menţină peste o anumită valoare. Pe considerente economice se ia ca

valoare minimă pentru diferenţa de temperatură 5 K.

Într-o instalaţie de concentrare cu efect multiplu se poate vorbi de o diferenţă totală de temperatură şi de o

diferenţă utilă de temperatură. Diferenţa totală de temperatură este dată de:

tt = t0 - tn


54

iar diferenţa utilă de temperatură de relaţia:

i

n

i

phetu tt

1

în care reprezintă efectul creşterii temperaturii de fierbere datorită ebulioscopiei în fiecare aparat (e), efectul creşterii

temperaturii de fierbere datorită fenomenului hidrostatic în fiecare aparat (h) şi efectul căderii de temperatură a

aburului secundar la trecerea dintr-un aparat în altul, trecere care se realizează cu pierderi de energie prin frecare, care se

manifestă prin micşorarea presiunii şi ca o consecinţă a temperaturii (e).

Pentru o instalaţie de evaporare cu efect multiplu, diferenţa utilă de temperatură tu se poate distribui între

efectele instalaţiei după diferite criterii. Cel mai interesant criteriu ar fi cel de împărţire egală între cele n efecte. Aceasta

este însă numai o variantă ipotetică, deoarece poate să fie limitată de căderile de presiune dintre efecte şi în acelaşi timp

o asemenea instalaţie este greu de condus. Cea de-a doua posibilitate limită este de împărţire a diferenţei totale de

presiune în n părţi între cele n efecte şi stabilirea diferenţei de temperatură la fiecare efect în funcţie de aceasta, cu

urmărirea ca nici o diferenţă de temperatură să nu ajungă sub valoarea minimă. Aceasta este o variantă mai aproape de

realitate şi practicată la cele mai multe instalaţii de concentrare cu efect multiplu din industria zahărului. Se pot alege şi

variante de distribuţie între cele două limite, cu condiţia să se poată asigura funcţionarea instalaţiei la diferenţele de

presiune programate pentru fiecare efect. Varianta limită cu distribuţia la diferenţe de temperatură egale şi cât mai

aproape de limita economică ar permite numărul cel mai mare de efecte în instalaţie. Toate celelalte variante limitează

numărul de efecte, limitarea cea mai mare făcând-o distribuţia diferenţelor de presiune egale la toate efectele.

Pentru produsele alimentare sensibile la temperatură valoarea lui tn fiind limitată de natura produsului, din cauza

valorii mai mici a acestei mărimi face ca şi numărul de efecte al instalaţiei de concentrare pentru aceste produse să fie

limitat.

Scheme de instalaţii cu efect multiplu. Schema unei instalaţii de evaporare cu efect multiplu este caracterizată de o serie

de elemente.

Un prim element îl reprezintă numărul de efecte din instalaţie. Putem avea instalaţii cu două efecte, cunoscute

sub denumirea de instalaţii cu dublu efect, instalaţii cu trei efecte numite instalaţii cu triplu efect, instalaţii cu patru, cu

cinci sau cu n efecte.

Un alt element important într-o instalaţie de evaporare cu efect multiplu este circulaţia fluidelor într-o instalaţie de

evaporare circulă două fluide: agentul de încălzire care cedează căldura prin intermediul unei suprafeţe de transfer de

căldură şi soluţia supusă concentrării care primeşte căldura. Cea mai uzuală circulaţie este cea în paralel, în sensul că atât

aburul primar cât şi soluţia iniţială sunt introduse în primul efect în care începe concentrarea soluţiei, care apoi se

continuă la efectele următoare în care agentul termic este aburul secundar obţinut în efectul precedent.

Se întâlnesc însă şi instalaţii în care circulaţia celor două fluide amintite se realizează în contracurent, în sensul că

aburul primar este introdus în efectul în care soluţia se evacuează la concentraţia finală, în timp ce concentrarea iniţială se

realizează pe seama căldurii cedate de aburul secundar. La acest tip de instalaţii numerotarea efectelor se realizează în

ordinea descrescătoare a temperaturilor respectiv presiunilor, primul efect fiind cel în care se introduce aburul primar.

Instalaţiile de evaporare cu efect multiplu în contracurent sunt mai rare. Totuşi, în industria alimentară se găsesc în

funcţiune instalaţii cu dublu efect în contracurent.

În unele situaţii circulaţia este astfel realizată încât numărul de aparate legate în serie prin care circulă aburul

utilizat ca agent termic nu corespunde cu al aparatelor legate în serie pentru circulaţia soluţiei supuse concentrării.

Numărul de efecte este determinat de abur, totuşi se face şi precizarea numărului de efecte pentru soluţie. Aşa de


55

exemplu, se întâlnesc instalaţii cu dublu efect (pentru abur) în care circulaţia soluţiei este aranjată pe trei efecte, situaţie

în care aburul secundar este sursă de căldură pentru ultimele două efecte pentru circulaţia soluţiei. De asemenea, se

întâlnesc instalaţii cu trei sau patru efecte pentru abur şi un număr mai mare de efecte pentru circulaţia soluţiei.

Instalaţiile cu efect multiplu se calculează în principiu după numărul de efecte de la abur, apoi efectul de la abur, care are

două efecte pentru soluţie, se recalculează ţinând seama de circulaţia soluţiei.

În instalaţiile de concentrare cu efect multiplu pe lângă circulaţia aburului şi soluţiei supuse concentrării trebuie

luată în considerare circulaţia gazelor necondensabile şi circulaţia condensatului. Atât gazele necondensabile cât şi

condensatul au aceeaşi direcţie de circulaţie cu aburul şi este foarte important să nu se acumuleze la suprafaţa de transfer

de căldură nici gaze necondensabile, nici condensat.

Prin caracteristicile fazei gazoase, gazele necondensabile se adună în partea superioară a suprafeţei de schimb de

căldură şi creează în această parte o zonă cu coeficient total de transfer de căldură foarte mic în comparaţie cu restul.

Pentru evitarea acestui neajuns, spaţiile prin care circulă agentul termic sunt prevăzute cu ventile de aerisire care se

deschid periodic. Odată cu eliminarea gazelor necondensabile inevitabil se elimină şi o cantitate de abur de încălzire,

aceasta fiind o sursă de pierderi de agent termic. Pentru reducerea pierderilor de agent termic gazele necondensabile din

spaţiul agentului termic se elimină în spaţiul de abur secundar al aceluiaşi efect care se găseşte la o presiune mai mică

decât spaţiul de agent termic.

Condensatul fiind în fază lichidă, cu densitate mai mare, se acumulează şi se elimină la partea inferioară a

suprafeţei de transfer de căldură. Condensatul micşorează coeficientul total de transfer de căldură, însă mult mai puţin

decât gazele necondensabile. Condensatul acţionează negativ prin micşorarea diferenţei de temperatură, ceea ce impune

să fie evitată acumularea sa. Pentru evitarea acumulării condensatului, este necesar ca racordul de evacuare a

condensatului să fie în partea cea mai de jos a spaţiului prin care circulă agentul termic. O altă caracteristică importantă

pentru condensat este aceea că este lichid la temperatura de fierbere, de la care prin scăderea presiunii se poate recupera

o cantitate de abur rezultat prin fenomenul de autoevaporare. La evacuarea condensatului sunt dispozitive care împiedică

eliminarea împreună cu condensatul a unei părţi din aburul de încălzire. Aceste dispozitive se numesc separatoare de

condensat. Ele pot avea construcţia astfel realizată încât condensatul să se elimine la presiunea aburului cu care este

alimentat efectul următor, ceea ce face să se producă fenomenul de autoevaporare. În aceste situaţii aburul rezultat din

fenomenul de autoevaporare este utilizat ca agent termic.

Pentru economia termică în ansamblul întreprinderii, în multe situaţii se ia abur secundar de la diferitele efecte

ale instalaţiei, care să asigure sursa de căldură pentru diferite scopuri în afara instalaţiei de evaporare. Instalaţiile din

această categorie sunt cunoscute sub denumirea de instalaţii de evaporare cu efect multiplu şi preluare de abur

secundar. Acest tip de instalaţie, deşi raportat numai la instalaţia de evaporare, consumă mai mult abur primar decât

instalaţia fără prelevări, în ansamblu, economia de abur pe întreprindere este mai mare. Aceasta se poate evidenţia uşor

printr-un calcul simplificat.

Considerând că dintr-un kg.abur primar rezultă un kg abur secundar şi din acesta alt kg de abur secundar în

efectul următor, pentru o instalaţie de evaporare cu efect multiplu în primă aproximaţie se poate considera existentă

egalitatea:

WWWWW n3210 [kg/s] (12.21)

Apa total evaporată în instalaţie este:

n

i

iW1

n321 WWWWW [kg/s] (12.22)

Ţinând seama de relaţiile (12.21) şi (12.22) rezultă că în primă aproximaţie se poate considera:


56

iWnW şi n

WW 0 [kg/s]

în care n este numărul de efecte al instalaţiei de evaporare.

Relaţiile amintite sunt valabile pentru o instalaţie de evaporare cu efect multiplu fără prelevări. Când dintr-o

instalaţie de evaporare cu efect multiplu se prelevează abur secundar pentru alte scopuri, cantităţile de abur secundar

prelevat diminuează sursa de energie termică secundară şi atrage după sine mărirea consumului de abur primat. Mărirea

consumului de abur primar este legată de locul de unde se realizează prelevarea. Dacă s-ar prelua abur secundar obţinut

prin evaporare în ultimul efect, acesta n-ar aduce nici o mărire a consumului de abur primar, deoarece el nu mai este

utilizat ca sursă de căldură. Această preluare aduce economie de apă la condensator, deoarece se duce spre condensator

o cantitate mai mică de abur secundar. Preluarea de abur secundar din penultimul efect nu aduce o prea mare ere stere a

consumului de abur primar deoarece acesta este un abur secundar care a fost utilizat în celelalte efecte. Se poate de-

monstra că sporul de abur primar, prin aproximaţie, datorită prelevărilor faţă de o instalaţie fără prelevări, este:

121

1...

21

nos E

nE

n

nE

n

nW [kg/s] (12.24)

în timp ce aburul pus la dispoziţie pentru alte scopuri este:

n

i

innt EEEEEE1

121 ... [kg/s] (12.25)

care este mult mai mare decât aburul primar suplimentar cerut de instalaţia de evaporare cu efect multiplu. Din relaţia

(12.24) se observă că, necesarul de abur primar suplimentar scade pe măsură ce prelevarea se realizează dintr-un efect

mai îndepărtat de efectul I.

Deoarece E1 este o parte din W1,E2 o parte din W2 şi aşa mai departe apare condiţia ca:

EtW şi EiWi [kg/s] (12.26)

12.2.3. Calculul instalaţiilor de evaporare cu efect multiplu

Pentru instalaţiile de evaporare eu efect multiplu se iau în considerare următoarele ipoteze simplificatoare, care

nu depărtează calculul de realitate.

Singurele diferenţe de temperaturii sunt cele necesare transferului de căldură de la abur -agentul termic- la

lichidul în fierbere -soluţia- care se consideră la temperatura de fierbere. Prin această aproximaţie se neglijează creşterea

punctului de fierbere datorită fenomenului ebulioscopic şi al presiunii hidrostatice şi căderea de presiune de pe conducta

de abur la trecerea dintr-un efect în altul. Această aproximaţie pentru bilanţul caloric aduce erori neînsemnate.

Aproximaţia nu mai poate fi făcută pentru determinarea suprafeţei de transfer de căldură unde ar duce la erori neadmise,

în special pentru ultimele efecte ale instalaţiei unde soluţia este mai concentrată.

Pierderile de căldură sunt neglijabile. În genere în instalaţiile de evaporare cu efect, multiplu pierderile de

căldură în mediul înconjurător datorită suprafeţei exterioare mici în comparaţie cu suprafaţa de transfer de căldura şi

izolaţiei termice realizate corespunzător, astfel ca între suprafaţa exterioară a peretelui şi mediul înconjurător să nu fie o

diferenţă de temperatură mai mare de 10 grade, sunt mici reprezentând sub 0,3% din căldura transmisă ceea ce poate fi

neglijat. Pentru suprafaţa de transfer de căldură acest tip de pierderi de căldură nu interesează deoarece pierderile se

realizează printr-o suprafaţă care nu face parte din suprafaţa de transfer de căldură. O a doua sursă de pierderi de căldură

provine din pierderea de abur cu gazele necondensabile. Aburul respectiv nu mai este folosit ca agent termic în efectul


57

respectiv, de aceea intervine în mărirea necesarului de abur pentru a se realiza un anumit flux termic. La o exploatare

raţională această pierdere nu depăşeşte 0,5% din căldura transmisă, ceea ce, în primă etapă, pentru bilanţul caloric, nu

interesează. La o exploatare neraţională însă efectele negative se resimt.

Aburul folosit ca agent termic este saturant, iar condensatul este eliminat la temperatura de fierbere

(condensare), astfel că în spaţiul agentului termic, temperatura este constantă şi egală cu temperatura de condensare a

agentului termic. Caracteristicile aburului agent termic pot fi reglate uşor ca să fie abur saturant. În partea inferioară a

suprafeţei de schimb de căldură ar putea apare efecte de răcire a condensatului. Pentru evitarea acestui fenomen

condensatul trebuie să se elimine prin partea inferioară a suprafeţei de schimb de căldură. Aceste efecte însă sunt

suficient de mici şi se pot neglija atât pentru bilanţul caloric cât şi pentru calculul termie al instalaţiei.

Pentru instalaţiile de evaporare ai efect multiplu trebuie să se cunoască o serie de elemente în legătură cu

instalaţia şi funcţionalitatea ei. Dintre acestea enumerăm:

- numărul de efecte din instalaţia de evaporare (n); .

- schema circulaţiei vaporilor şi soluţiei în instalaţie;

- repartiţia diferenţei de presiune, respectiv a diferenţei de temperatură utilă, pe efecte. Aceasta, de fapt,

atrage condiţia de cunoaştere a temperaturilor aburului şi soluţiei în fiecare efect.

Bilanţul de materiale se rezolvă ca şi pentru instalaţia de evaporare cu simplu efect, ca un bilanţ în ansamblu

pentru întreaga instalaţie care se scrie printr-un bilanţ total şi un bilanţ parţial de materiale (12.6) şi (12.7). Din cele cinci

mărimi care intervin în cele două relaţii trei trebuie să fie cunoscute şi două determinate. În genere şi aici se pleacă de la

cunoaşterea concentraţiei iniţiale şi finale a soluţiei şi de la o încă o mărime cantitativă (de obicei debitul de soluţie

iniţială) şi se determină debitul de apă (total) eliminat prin evaporare şi debitul de soluţie obţinută prin concentrare.

Se pot scrie cele două ecuaţii de bilanţ de materiale şi pentru fiecare efect, însă cu ajutorul acestora -numai pe

bază de bilanţ de materiale- nu se pot determina elemente în plus, deoarece din motive de echilibrare nu se pot fixa valori

pentru concentraţiile soluţiei în faze intermediare. 0 asemenea condiţie se poate pune numai cu consecinţe pentru

funcţionalitatea instalaţiei.

Ecuaţiile bilanţului de materiale parţial-după ce s-au determinat mărimile cantitative de debite pe bază de bilanţ

caloric- pot folosi la determinarea concentraţiei soluţiei între diferitele efecte ale instalaţiei, concentraţiile iniţială şi finală

făcând parte din mărimile determinate iniţial.

Din bilanţul de materiale se determină debitul total de apă de evaporat, însă despre acest debit se poate scrie

relaţia:

n

i

iWW1

[kg/s] (12.27)

ceea ce ne precizează că suma debitelor de apă evaporată în cele n efecte ale instalaţiei este egală cu debitul total de apă

evaporat în instalaţie.

Ecuaţiile de bilanţ total de materiale pentru un efect al instalaţiei sunt de fapt ecuaţii de bilanţ parţial pentru ansamblul

instalaţiei şi pot folosi în calcule pentru înlocuirea unor mărimi necunoscute. Legat de acest aspect din relaţii de bilanţ de

materiale se pot obţine ecuaţii de forma:


58

1

1

01

211

101

.

.

.

2

n

i

in WSS

WWSS

WSS

[kg/s] (12.28)

sau de forma:

212

212

.

.

.

nnn WSS

WSS

(12.29)

Ecuaţiile de tipul (12.28)-(12.29) sunt ecuaţii suplimentare la care se poate recurge pentru rezolvarea

problemelor de bilanţ caloric ale instalaţiei de evaporare cu efect multiplu.

12.2.3.1. Bilanţul caloric al instalaţiei de evaporare cu efect multiplu, determinarea ecuaţiei

generalizate a bilanţului caloric

Bilanţul caloric al instalaţiei de evaporare cu efect multiplu trebuie să fie analizat în strânsă legătură cu schema

de circulaţie a vaporilor şi soluţiei în instalaţie şi cu parametrii impuşi pentru funcţionare, deoarece fiecărei scheme i se

impun unele particularităţi.

Pentru fiecare efect al unei instalaţii de evaporare se poate scrie o ecuaţie de bilanţ caloric ţinând seama de

fluxurile materiale şi parametrii termici. Ecuaţiile acestea, însă, în genere, nu se pot rezolva individual, deoarece, de

obicei, apar fluxuri materiale necunoscute care intervin în ecuaţia de bilanţ caloric. Scriindu-se ecuaţiile de bilanţ caloric

pentru fiecare efect şi folosind în plus o ecuaţie de bilanţ de materiale de tipul (12.27) se obţin un număr de ecuaţii egal

cu numărul de necunoscute din sistem.

Figura 12.2. Instalaţia de evaporare cu efect multiplu.

Pentru o instalaţie de evaporare cu efect multiplu şi circulaţia fluidelor în paralel se poate scrie câte o ecuaţie de

bilanţ caloric pentru fiecare efect, aşa cum s-a scris ecuaţia de bilanţ caloric pentru instalaţia de evaporare cu simplu


59

efect. Respecţând notaţiile din fig.12.2 şi neglijând pierderile de căldură ecuaţia bilanţului caloric pentru primul efect este

dată de relaţia:

'

00

''

11111

''

00000 iWiWtcSiWtcS (12.30)

în care înlocuind pe S1 cu valoarea sa din ecuaţia de bilanţ de materiale a efectului 1 (S1=S0-Wn) şi considerând căldurile

specifice aditive, încât se poate considera acWcScS 10011 (ca= specifică a apei) şi ordonând termenii se ajunge

la:

1

''

1

100

1

''

1

'''

01tci

ttcS

tci

iiWW

a

o

a

oo

(12.31)

sau, ţinând seama că ne aflăm la temperatura de fierbere, că c1t1 = i’ , şi i” – i’ = r relaţia (12.30) devine;

skgr

ttcS

r

rWW /,

)(

1

1000

001

(12.32)

În care înlocuind pe r0/r şi 1

1

100 )(

r

ttcrelaţia devine:

skgSWW /,01011 (12.33)

1 este coeficientul de evaporare iar 1 coeficientul de autoevaporare, aşa cum au fost definiţi la bilanţul caloric al

instalaţiilor cu simplu efect.

Pentru efectul doi, respectând notaţiile din fig.12.2. ecuaţia de bilanţ caloric devine:

'"" 112222211111 iWiWtcSiWtcS (12.34)

în care înlocuind pe S1, cu valoarea sa din bilanţul de materiale (S1 = S0 – W1) şi pe S2 cu valoarea sa din bilanţul de

materiale (S2 = S0 – W1 - W2) şi considerând căldurile specifice aditive ca şi la bilanţul caloric al primului efect, prin

ordonarea termenilor relaţia (12.34) devine:

]/[,"

)()(

"

'"

22

2101

0

0

22

1112 skg

tci

ttcW

c

cS

tci

iiWW

a

a

a

sau înlocuind pe i” – i’ = r şi c.t = i’ , relaţia devine:

]/[,)(

)(2

211

0

0

2

112 skg

r

ttcW

c

cS

r

rWW aa

(12,35)

Şi dacă r1/r2 = 2 şi c0(t1-t2)/r2 = 2 relaţia (12.35) devine:

]/[,1

0

02122 skgWc

cSWW a

(12.36)

Pe acelaşi principiu ca pentru primul efect, respectiv efectul doi se poate scrie ecuaţia de bilanţ caloric pentru

efectul trei, respectiv pentru efectul n. Scriind ecuaţia pentru efectul n, după ce s-au făcut toate înlocuirile indicate, se

ajunge la:

skgWc

cSWW

n

ia

nnnn /,1

10

01

(12.37)

Relaţia (12.37) este o ecuaţie generală a bilanţului caloric pentru oricare efect al instalaţiei de evaporare cu efect

multiplu şi circulaţie în curent paralel - cu funcţionare după o schemă simplă, fără prelevări de abur şi fără recuperări de

autoevaporat de la condensat. Se observă că prin introducerea aditivităţii căldurii specifice se ajunge la o ecuaţie de bilanţ

calorie care nu depinde de căldurile specifice ale soluţiilor pe parcursul instalaţiei, ci numai de căldura specifică a soluţiei


60

iniţiale şi a apei. Pe de altă parte la calculul valorilor lui intervin numai călduri de vaporizare, iar la calculul lui numai

căldura specifică a soluţiei iniţiale, temperaturi şi căldura de vaporizare.

Dacă se doreşte să se ţină seama de pierderile de căldură şi acestea se iau procentual faţă de căldura transmisă în

efectul respectiv, se modifică relaţia de calcul ai lui aducându-se la forma:

n

nnn

r

r 11

(12.38)

în care n este pierderea de căldură transmisă exprimată sub formă de fracţie zecimală.

Pentru instalaţiile cu efect multiplu şi circulaţie în contracurent, relaţiile bilanţului caloric sunt asemănătoare cu

cele scrise pentru circulaţia în paralel, însă în cazul contracurentului relaţiile pentru fiecare efect trebuie să fie rescrise,

ţinând seama de schema de circulaţie pentru acea instalaţie.

Din analiza relaţiei (12.37) se observă că pentru o instalaţie de evaporare cu n efecte se pot scrie n ecuaţii de bilanţ caloric

în care, dacă se calculează valorile lui şi pentru fiecare efect, avem (n+1) necunoscute (W0, W1, W2,....,Wn). Folosind o

ecuaţie de bilanţ de materiale de tipul (12.27) care nu aduce o nouă necunoscută, sistemul se poate rezolva dacă se ţine

seamă că avem un sistem de (n+1) ecuaţii cu (n+1) necunoscute, căruia îi lipseşte o ecuaţie care să conţină toate

necunoscutele.

Pentru instalaţiile de evaporare cu efect multiplu din care se prelevează abur pentru alte scopuri, la întocmirea

bilanţului caloric trebuie să se ţină seama de acest fapt. Considerând o instalaţie care funcţionează în curent paralel ca cea

din fig.12.3 şi luând în considerare prelevările notate cu E (E1, respectiv E2,...., En ) se observa următoarele:

- La bilanţul caloric al primului efect nu apare nimic modificat faţă de cazul precedent deoarece prelevarea se face în afara

primului efect. Ca o consecinţă relaţiile (12.30)-(12.33) rămân valabile;

- Bilanţul termic pentru efectul doi, ţinînd seama de prelevarea aburului E1, sursa de energie termică se reduce la (W1 –

E1), iar ecuaţia de bilanţ caloric devine:

')("")( 11122222111111 iEWiWtcSiEWtcS (12.39)

care, transformată ţinând seama de valorile lui S1 şi S2 din bilanţul de materiale, de aditivitatea căldurilor specifice şi de

relaţiile de calcul pentru şi , devine:

skgWc

cSEWW a /,)()( 1

0

021122 (12.40)

Scriind bilanţul termic pentru efectul trei şi făcând înlocuirile amintite, relaţia este adusă ,1a forma:

skgWWc

cSEWW a /,)()( 21

0

032233

(12.41)

sau generalizând pentru efectul n al instalaţiei:

skgWc

cSEWW

n

ia

nnnnn /,)()(1

10

011

(12.42)


61

Figura 12.3. Instalaţie de evaporare cu efect multiplu şi prelevare de abur.

Observând relaţiile (12.40-12.42) şi comparându-le cu relaţiile (12.36-12.37) se constată că ele sunt

asemănătoare. Deosebirea apare la termenul prim din dreapta egalităţii la care în cazul al doilea se ţine seama de

prelevarea de abur. Este de remarcat că pentru rezolvarea bilanţului caloric al unei instalaţii de evaporare cu efect

multiplu şi prelevare de abur trebuie să se cunoască cantitativ prelevările iar prelevările trebuie să respecte condiţia

impusă: Ei<Wi.

În cazul în care în instalaţiile de evaporare cu efect multiplu apar şi alte elemente, ca de exemplu recuperarea

aburului obţinut prin autoevaporare din condensat, trebuie să se ţină seama de fiecare element care intervine în schemă.

Forma cea mai complexă sub care se poate prezenta o instalaţie de evaporare cu efect multiplu pentru bilanţul caloric

este cea de a exista în acelaşi timp prelevări de abur şi recuperare de abur prin autoevaporare de la condensat. În fig.12.4

este prezentată o asemenea schemă. Caracteristic acestei scheme spre deosebire de cea din fig.12.3 este apariţia

separatoarelor de condensat de tip special în care condensatul este adus în partea superioară la presiunea, respectiv

temperatura efectului următor, ceea ce produce efectul de autoevaporare. Aburul obţinut este utilizat ca sursă de energie

termică împreună cu aburul secundar venit de la efectul de la care vine condensatul. Se remarcă pe linia de circulaţie a

condensatului ca el poate trece din efect în efect şi se elimină numai în partea finală a instalaţiei de evaporare sau se

poate scoate din sistem pe parcursul instalaţiei, parţial sau total. În genere, condensatul de la efectul unu care provine de

la abur primar obţinut în centrala termică, pentru economia termică a centralei termice se elimină din sistem fără să se

amestece cu alt condensat şi se reîntoarce la centrala termică.

Figura 12.4. Instalaţie de evaporare cu efect multiplu, prelevare de abur şi recuperare de abur din autoevaporarea din condensat

Urmărind scrierea bilanţului caloric gentru fiecare efect se constată următoarele:


62

- La bilanţul termic al primului efect nu apare nimic modificat faţă de cazul fără prelevări şi recuperarea

autoevaporatului de la condensat, deoarece aceste elemente se petrec în afara primului efect. Ca o consecinţă relaţiile

(12.30)-(12.33) rămân valabile.

- Ecuaţia bilanţului termic pentru efectul doi, ţinând seama de prelevarea aburului E1 şi utilizarea autoevaporatului din

condensat A1, devine:

')("")( 1111222221111111 iAEWiWtcSiAEWtcS (12.43)

care transformată ţinând seama de valorile lui S1 şi S2 din bilanţul de materiale, de aditivitatea căldurilor specifice şi de

relaţiile de calcul pentru şi devine:

skgWc

cSAEWW a /,)()( 1

0

0211122 (12.44)

- Bilanţul termic generalizat la efectul n al instalaţiei apare în forma:

skgWc

cSAEWW

n

ia

nnnnnn /,)()(1

10

0111

(12.45)

Relaţiile (12.44) şi (12.45) se observă că se deosebesc de relaţiile (12.40)-(12.42) numai prin apariţia termenului

care reprezintă autoevaporatul de la condensat.

Se observă că pentru efectul doi valoarea lui A1, se poate scrie sub forma:

1

1001

''

r

iicA

(12.46)

pentru efectul trei valoarea lui A2 se poate scrie sub forma:

2

2112

''

r

iicA

(12.47)

iar pentru efectul n valoarea lui An-1, se poate scrie sub forma:

1

1221

''

n

nnnn

r

iicA (12.48)

Dacă 1

1

122

2

211

1

10 ''...;

'';

''

n

n

nn

r

ii

r

ii

r

ii (12.49)

121212101 ...;; nnn CACACA (12.50)

în care i poate fi considerat coeficient de autoevaporare al condensatului.

Pe de altă parte se observă că:

n

i

n

i

n

in skgDEWC110

/, (12.51)

Introducând în relaţia (12

skgWc

cSCEWW

n

ia

nnnnnnn /,()(1

10

01211

(12.52)

Relaţia (12.52) poate fi considerată ecuaţia cea mai generală a bilanţului caloric al instalaţiei de evaporare cu

efect multiplu, indiferent care ar fi varianta de instalaţie. Relaţia (12.52) poate fi redusă la forma (12.42) dacă nu este

recuperare de autoevaporat de la condensat sau la relaţia de forma (12.37) dacă nu sunt prelevări de autoevaporat de la


63

condensat. Din relaţia (12.52) poate dispare termenul E- dacă nu sunt prelevări şi se face recuperare de autoevaporat de

la condensat.

12.2.3.2. Transferul de căldură şi relaţia dintre mărimea suprafeţelor de transfer de căldură la

instalaţia de evaporare cu efect multiplu

Transferul de căldură şi mărimea suprafeţelor de transfer de căldură ale fiecărui efect al unei instalaţii de

evaporare cu efect multiplu reprezintă una din problemele importante.

Transferul de căldură se calculează pe baza legilor generale ale

transferului termic, determinându-se în mod normal suprafaţa de transfer

de căldură pe baza relaţiei:

2, mtk

QA

ii

ii

(12.53)

În această relaţie valoarea lui Qi se determină ţinând seama de aburul necesar pentru realizarea schimbului termic,

căldura de condensare şi coeficientul de pierderi pe baza relaţiei:

WrWQ iiii ,)1(11 (12.54)

În relaţia (12.54) pentru Wi-1 , se introduce debitul de abur din efectul respectiv, calculat pe bază de bilanţ caloric.

Termenul Wi în ecuaţia generală a bilanţului caloric este scris sub forma 1211 nnnn CEW calcuat cu valoarea

coeficientului de evaporare fără să se ţină seama de pierderi. Dacă la calculul lui s-a ţinut seama de pierderi, în relaţia

(12.54) i = 0.

Coeficientul total de transfer de căldură trebuie determinat pentru fiecare efect al instalaţiei deoarece are valori

diferite, ţinând seama de condiţiile specifice ale fiecărui efect. Valorile diferite ale lui k pentru fiecare efect al instalaţiei

sunt determinate în special de următoarele elemente:

- temperatura şi concentraţia soluţiei diferită în fiecare efect ceea ce atrage pentru soluţie parametrii diferiţi şi ca o

consecinţă, valori ale coeficientului parţial de transfer de căldură de la perete la lichidul în fierbere diferit;

- condiţii de depunere a crustei diferite, prin cercetările experimentate din industria zahărului a rezultat că atât grosimea

cât şi compoziţia crustei care se depune în acelaşi timp se dezvoltă progresiv. Cantitativ se ajunge la un maxim care se află

în jurul concentraţiei soluţiei de 50-40%, după care grosimea crustei scade. În acelaşi timp şi compoziţia crustei se

schimbă. Aceasta atrage după sine rezistenţă termică diferită pentru crustă în fiecare efect;

- regimul de temperatură, respectiv presiune, diferit în fiecare efect poate atrage anumite diferenţieri chiar în valoarea

coeficientului parţial de transfer de căldură al aburului care se condensează pe perete.

Toate aceste elemente complică suficient de mult determinarea corectă a coeficientului total de transfer de căldură.

Însăşi diferenţa de temperatură la care funcţionează fiecare efect prezintă unele complicaţii pentru stabilirea

corectă, deoarece la soluţie trebuie să se ţină seama de creşterea de temperatură ebulioscopică şi hidrostatică, iar la abur

de căderea de temperatură datorită pierderilor de presiune la trecerea dintr-un efect în altul. Pe înălţimea stratului s-ar

putea ca soluţia să aibă temperatură diferită datorită fenomenului hidrostatic şi acţiune redusă a convecţiei libere, ceea

ce atrage după sine funcţionarea suprafeţei pe diferite porţiuni, la valori diferite de diferenţă de temperatură.

Pe de altă parte unele tipuri de evaporatoare impun luarea tuturor parametrilor soluţiei la concentraţia de ieşire

din aparat, alte tipuri de construcţii impun luarea parametrilor la concentraţia medie între intrare şi ieşire. De aceea

pentru un calcul corect trebuie să se ţină seama şi de tipul de aparat care se foloseşte.


64

La calculul unei instalaţii de evaporare elementul cel mai important este cel de definire corectă a parametrilor de

lucru calitativ şi cantitativ. La instalaţiile de evaporare cu efect multiplu, însuşi efectul de la care se propune prelevarea de

abur, poate atrage după sine influenţe negative în funcţionarea instalaţiei. Prelevarea de abur la debite mari din efectul

unu şi doi, pe lângă ca reduce economicitatea instalaţiei poate atrage funcţionare defectuoasă în restul instalaţiei.

În cele ce-au fost prezentate s-a arătat că o instalaţie de evaporare cu efect multiplu poate funcţiona condiţionat

între două limite: diferenţe de temperatură egale la cele n efecte sau diferenţe de presiune egale. Între aceste limite însă

pot apare şi alte condiţionări în special legate de raportul suprafeţelor de transfer de căldură sau suprafaţa totală de

transfer de căldură.

Una dintre condiţiile care se pot impune este egalitatea suprafeţelor de transfer de căldură ale efectelor instalaţiei:

....21 constAAA n (12.55)

Această condiţie atrage o proiectare, construire şi întreţinere mai comodă a instalaţiei. Ea însă limitează extrem

de mult prelevarea de abur secundar.

Cu condiţia egalităţii suprafeţelor de transfer de căldură ale efectelor, suprafeţele de transfer de căldură trebuie

să fie definite din relaţia de transfer de căldură:

nn

nn

tk

QA

tk

QA

tk

QA

...;;

22

22

11

11 (12.56)

Dacă se ţine seama de condiţia impusă prin relaţia (12.55), trebuie să existe egalitatea:

nn

n

tk

Q

tk

Q

tk

Q

...

22

2

11

1 (12.57)

sau aplicând regula proporţiilor:

u

n

i

i

n

n

n

jj

j

t

k

Q

ttt

k

Q

k

Q

k

Q

tk

Q

1

21

2

2

1

1

...

...

(12.58)

din care:

n

i

i

j

j

uj

k

Q

k

Q

tt

1

(12.59)

Din relaţia (12.59) rezultă că, daca se cunoaşte diferenţa de temperatură utilă şi dacă se apreciază corect valorile lui Q i şi ki

pentru fiecare efect, se pot deduce diferenţele de temperatură la care funcţionează fiecare efect şi pornindu-se de la

temperatura aburului primar, se poate deduce temperatura de fierbere a soluţiei. Cunoscând căderea de temperatură

ebuliopcopică şi hidrostatică se deduce temperatura aburului secundar, care se produce în primul efect. In continuare,

cunoscând căderea de presiune între efecte se cunoaşte căderea de temperatură şi ca o consecinţă temperatura aburului

secundar sursă de energie termică pentra efectul doi. Apoi se reia ciclul de calcule la fiecare efect în continuare în ordinea

de creştere a numărului efectului.

Rezolvarea este însă destul de greoaie deoarece este complicat să se stabilească corect valorile Qi şi ki. La valori

corecte se poate ajunge numai aplicând metoda aproximaţiilor succesive.

O altă condiţie care se poate impune şi care la prima vedere pare cea mai raţională, este cea care impune ca suprafaţa

totală de transfer de căldură să fie minimă, sau:


65

.min...21 nt AAAA (12.60)

Această condiţie de asemenea limitează prelevările atât cantitativ cât şi sub aspectul locului de prelevare. Dar deşi la

prima vedere condiţia pare cea mai economică, economicitatea ei se referă numai la consumul de metal. Din punct de

vedere economic în ansamblu ea poate fi inferioară altor variante.

Condiţia impusă de relaţia (12.60) atrage după sine condiţia:

.min...22

2

11

1

nn

n

tk

Q

tk

Q

tk

Q (12.61)

Punând condiţia dată de relaţia (12.61) pentru o instalaţie de evaporare cu dublu efect, aceasta devine:

.min22

2

11

121

tk

Q

tk

QAAAt (12.62)

Pentru instalaţia cu dublu efect t1+t2=tu şi ca o consecinţă se poate scrie: t2 = tu - t1. Introducând această valoare

în relaţia (12.62), aceasta devine:

)( 12

2

11

1

ttk

Q

tk

QA

u

t

(12.63)

Pentru determinarea valorii minime a funcţiei (12.62) se derivează funcţie de t1. Făcându-se derivata întâi şi a

doua şi constatând că derivata a doua este pozitivă prin anularea derivatei întâi se ajunge la valoarea minimă a funcţiei:

0)( 2

12

2

2

11

1

1

ttk

Q

tk

Q

td

Ad

u

t (12.64)

Din (12.64) rezultă:

2

12

2

2

11

1

)( ttk

Q

tk

Q

u

(12.65)

Dar tu – t1 =t2 şi condiţia minimă a funcţiei (12.65) se poate extinde la:

22

22

2

2

11

1 ...nn

n

tk

Q

tk

Q

tk

Q

(12.66)

Relaţia (12.66) se poate aduce la forma:

ij

ji

j

i

kQ

kQ

t

t

(12.67)

sau aplicând regula proporţiilor ca şi în cazul condiţiei suprafeţei egale pentru toate efectele se ajunge la:

n

i

i

j

j

uj

k

Q

k

Q

tt

1

(12.68)

din care aplicând acelaşi principiu ca la condiţia suprafeţei egale pentru toate efectele se pot determina diferenţele de

temperatură şi temperaturile în fiecare efect al instalaţiei.

De remarcat că atât la rezolvarea cu ajutorul relaţiei (12.59) -cazul suprafeţelor egale- cât şi al relaţiei (12.68) -

cazul suprafeţei totale minime- la aproximaţii succesive se poate porni de la:

nQQQQ ...321 (12.69)


66

Pentru rezolvarea problemei se poate pune şi o condiţie care să le cumuleze pe cele două: suprafeţele efectelor egale şi

suprafaţa totală minimă. In acest caz trebuie să se respecte şi relaţia (12.59) şi relaţia (12.68). Respectând condiţia dublă,

trebuie să apară egalitatea:

ji

ij

ji

ij

i

f

kQ

kQ

kQ

kQ

t

t

(12.70)

care nu poate fi satisfăcută decât dacă:

nij ttttt ...... 21 (12.71)

condiţie care reprezintă una din limitele între care trebuie să funcţioneze instalaţia şi limită care este mai greu de realizat

pentru că trebuie să se ţină seama de căderile minime de presiune admise.

Nici unul din cele trei cazuri de condiţii impuse nu duce la varianta economică. Pentru o variantă economică

trebuie să se ţină seama de ansamblul condiţiilor care determină funcţionalitatea instalaţiei de evaporare cu efect

multiplu în ansamblul instalaţiei sau chiar legat de economicitatea termică a intreprinderii când apar condiţii de preluare

de abur la parametrii şi debite determinate.

In anumite situaţii calculul bilanţului caloric poate fi combinat cu una din variantele legate de suprafaţa de

transfer de căldură, considerându-se necunoscute temperaturile intermediare din instalaţie, care să fie determinate de

condiţii de debit, de transfer de căldură şi raport între suprafeţele de transfer de căldură. Rezolvarea pe această cale se

complică prin numărul de relaţii care intervin şi prin necesitatea aproximării succesive a unor mărimi. Un calcul realizat pe

această cale ajunge la rezultate corespunzătoare numai cua ajutorul unui program de rezolvat cu ajutorul calculatorului,

scriind relaţiile corespunzătoare elementelor care se impun pentru schema luată în considerare.

12.2.3. Optimizarea dimensionării instalaţiilor de evaporare cu efect multiplu

Problema optimizării soluţiei de urmat pentru o instalaţie de evaporare cu efect multiplu este complexă şi

complexitatea creşte cu apariţia necesarului de preluare de abur secundar la debite şi parametrii determinaţi. Rezolvarea

corectă a unei probleme de optimizare impune o analiză competentă a condiţiilor tehnologice care se cer.

Introducerea în tehnică a instalaţiilor de evaporare cu efect multiplu a fost legată în primul rând de reducerea consumului

de abur primar faţă de instalaţiile cu simplu efect care consumă l,05-l,20 kg.abur primar/kg.apă evaporată şi a consumului

de apă de răcire la condensator unde instalaţiile cu simplu efect în funcţie de depresiune şi parametrii iniţiali ai apei de

răcire consumă 15-60 kg/kg.

Într-o instalaţie de evaporare cu efect multiplu de la care nu se iau prelevări de abur secundar consumul de abur

primar scade cu numărul de efecte din instalaţie. In primă aproximaţie într-o instalaţie cu simplu efect se consumă

1kg.abur primar/kg.apă evaporată, într-o instalaţie cu dublu efect 1/2 kg/kg, într-o instalaţie cu triplu efect 1/3 kg/kg, într-

o instalaţie cu patru efecte 1/4 kg/kg. In aproximativ acelaşi raport se reduce şi consumul de apă necesar la condensator.

Tinând seama de acestea s-ar părea că mărind numărul de efecte într-o instalaţie de evaporare, este posibil să se

reducă consumul de abur primar şi de apă de răcire la cantităţi foarte mici. In realitate prin introducerea unui nou efect

scade economia de abur primar şi apă de răcire realizată de efectul precedent, economia realizată pe efect devenind din

ce în ce mai mică cu cât numărul efectului luat în considerare este mai mare. In anumite situaţii, prin introducerea unui

nou efect, economiile realizate nu mai acoperă cheltuielile legate de realizarea şi întreţinerea efectului respectiv.

In realitate, consumul de abur primar, respectiv de apa de răcire, raportat la un kg.apă evaporată într-o instalaţie de

evaporare este mai mare decât cel prezentat la limita teoretică ca primă aproximaţie.


67

Numărul efectelor unei instalaţii de evaporare este limitat şi de alte considerente. Pentru transferul de căldură în

fiecare efect trebuie să fie o diferenţă de temperatură minimă, care s-a apreciat t = 5 K.

Scăderea diferenţei de temperatură pentru a transmite acelaşi flux termic, atrage mărirea suprafeţei de transfer

şi în consecinţă mărirea costului utilajului.

Pentru stabilirea numărului de efecte într-o instalaţie de evaporare cu efect multiplu, se poate recurge la o soluţie

stabilită prin opti mizare, luând în considerare costurile care intervin. Soluţia optimă va fi cea la care cheltuielile de

întreţinere şi exploatare anuale au valoare minimă. Ca să se poată stabili soluţia optimă este necesar ca unele tipuri de

cheltuieli să scadă cu mărirea numărului de efecte §i altele să crească. La instalaţia de evaporare cu efect multiplu se

întâlneşte această situaţie.

Scrierea unei funcţii unice căreia să i se determine minimul este mult mai complicată din cauza variabilelor care

intervin. Din aceste motive, în cazul instalaţiilor de evaporare cu efect multiplu se recurge la urmărirea mărimii

principalelor tipuri de cheltuieli de întreţinere şi exploatare pentru instalaţii care funcţionează pe acelaşi principiu, dar

care au în instalaţie număr de efecte diferit. In fig.12.5 este prezentat un grafic care arată variaţia costurilor funcţie de

numărul de efecte din instalaţie şi din care reiese existenţa unui minim al cheltuielilor anuale.

Fig. 12.5. Optimizarea instalaţiilor de evaporare funcţie a cheltuielilor operaţiei de numărul de evaporatoare.

Tipurile de cheltuieli care trebuie să fie luate în considerare sunt:

- Cheltuielile anuale pentru aburul primar care să asigure funcţionarea instalaţiei la parametrii luaţi în considerare (c).

Aceste cheltuieli depind de consumul de abur primar pe l kg de apă evaporată, de producţia orară, de numărul de ore de

funcţionare anual şi de costul unitar al aburului primar. Elementul deosebit între diferite tipuri de instalaţii, funcţie de

numărul de efecte al instalaţiei este consumul de abur primar/ kg.apă evaporată. Acesta scade pe măsură ce numărul de

efecte creşte.

- Cheltuielile anuale pentru apa necesară la condensator ca să asigure funcţionarea instalaţiei (b). Cheltuielile anuale

pentru apă depind de consumul de apă pe kg.apă evaporată, de producţia orară, numărul de ore de funcţionare anual şi

costul unitar al apei. Elementul deosebit este consumul de apă/kg.apă evaporată, care scade pe măsură ce creşte numărul

de efecte;

- Cheltuielile anuale pentru amortizarea investiţiei şi întreţinerea Şi repararea instalaţiei se poate considera că variază

proporţional cu valoarea de investiţii, iar valoarea de investiţii este cu atât mai mare cu cât numărul de efecte din

instalaţie este mai mare (d) ;

http://lcg.de/


68

- 0 altă categorie de cheltuieli care trebuie luate în considerare este cea de retribuire a personalului care asigură

exploatarea (a). Deşi exploatarea unei instalaţii cu mai multe efecte pune mai multe probleme, cere o supraveghere mai

atentă, la capacităţi mari ale instalaţiei este greu sa se facă deosebiri între instalaţiile cu număr de efecte diferit. Din acest

motiv cheltuielile de retribuire se pot considera aproximativ constante .

Prin însumarea grupelor de cheltuieli amintite se obţin cheltuielile totale anuale de exploatare (e), care la un

număr de efecte redus se constată că scad cu creşterea numărului de efecte. Cheltuielile totale cu creşterea numărului de

efecte ating un minim, după care cu creşterea ncupă rului de efecte încep să crească. Numărul de efecte la care costurile

totale ating valoarea minimă, depind printre altele şi de costul unitar al aburului primar şi apei necesare la condensator,

care sunt costuri energetice. In mod normal costul âptim total apare la instalaţiile cu trei până la şase efecte depinzând şi

de o altă serie de elemente care nu s-au enumerat, printre care unul destul de important este diferenţa utilă de

temperatură care se poate realiza în instalaţie. In fig.12.5 este prezentat un grafic care arată variaţia costurilor amintite

funcţie de numărul de efecte din instalaţie şi din care reiese existenţa unui minim al cheltuielilor anuale.

12.2.4. Evaporarea cu termocompresiune

O altă posibilitate de mic şorare a consumului de abur primar şi de apă de răcire într-o instalaţie de concentrare

prin evaporare, este utili zarea sistemului de ridicare a parametrilor aburului secundar, astfel ca să poată fi utilizat în locul

aburului primar, pe aşa zisul principiu al pompei de căldură sau termocompresiune. Pe acest principiu se realizează

comprimarea aburului secundar astfel ca să fie adus la presiunea cerută aburului primar necesar pentru buna funcţionare

a instalaţiei. Pentru comprimarea aburului secundar se pot folosi compresoare cu piston, turbocompresoare sau

injectoare. La instalaţiile utilizate în industria alimentară efectul de comprimare uzual se realizează cu injectoare la care

fluidul motor pentru ridicarea presiunii este abur cu o presiune mai mare decât presiunea la care se aduce aburul

secundar.

Utilizarea evaporării simple cu termocompresiune prezintă unele avantaje faţă de evaporarea cu dublu efect cu

care poate fi comparată sub aspectul consumului de abur primar şi apa de răcire. Dintre acestea amintim:

- Prin evaporarea cu termocompresiune concentrarea poate fi realizată la temperaturi mai scăzute -lucrându-se sub

depresiune- care să nu influenţeze negativ posibilităţile soluţiei concentrate. Aceasta este foarte important pentru

industria alimentară care în multe cazuri are de concentrat soluţii cu componenţi sensibili la temperatură ca în cazul in-

dustriei sucurilor, gelatinei, laptelui, etc.

- Costul instalaţiei de comprimare a aburului secundar ca să fie adus la parametrii corespunzători, din punct de vedere

termic, este mai redus decât costul unui efect într-o instalaţie cu dublu sau multiplu

efect.

Utilizarea instalaţiilor de evaporare cu termocompresiune, în special când comprimarea se realizează cu

injectoare, prezintă şi unele inconveniente. Dintre acestea amintim:

- Pentru comprimarea aburului secundar, este necesar abur motor care trebuie să aibă presiune mai ridicată decât cea a

aburului primar pentru o instalaţie de concentrare prin evaporare. In genere, pentru instalaţiile de comprimare cu

injectoare în industria alimentară, care lucrează sub depresiune, este necesar abur primar cu presiunea 8.10-12.10 Pa.

- Funcţionarea corespunzătoare a instalaţiei da termocompresiune realizată cu injector, impune realizarea unui regim de

lucru cât mai constant atât legat de debit cât şi de parametrii de lucru. Eficacitatea instalaţiei scade, în general, mult când

se lucrează la parametrii diferiţi de cei pentru care a fost construit injectorul.


69

Sistemul de termocompresiune poate fi utilizat la o instalaţie de concentrare prin evaporare cu simplu efect,

aceasta devenind instalaţie de evaporare cu termocompresiune şi simplu efect, ea devenind sub aspectul consumului de

abur motor şi de apă de răcire echivalentă cu o instalaţie de evaporare cu dublu efect. Dar sistemul de termocompresiune

poate fi utilizat şi la instalaţii de evaporare cu dublu sau multiplu efect, uzual aburul secundar fiind luat de la primul sau al

doilea efect al instalaţiei şi utilizat -după comprimare- ca abur primar pentru primul efect. Sub acest aspect schema

instalaţiei de evaporare cu termocompresiune se poate particulariza în diferite moduri. Utilizarea injectorului pentru

termocompresiune la o instalaţie de evaporare echivalează cu un efect nou asupra consumului de abur primar şi apă de

răcire. Aspirarea aburului de către injector sub aspectul instalaţiilor de evaporare cu efect multiplu este echivalentă cu o

prelevare de abur şi pentru buna funcţionare trebuie să se ţină seama de condiţiile impuse prelevărilor de abur.

Calculul instalaţiilor de evaporare cu termocompresiune se realizea ză similar cu al instalaţiei de evaporare cu

simplu efect, respectiv cu efect multiplu în care se încadrează, cu excepţia elementelor injectorului. Dacă injectorul la

instalaţiile de evaporare cu simplu efect poate fi calculat separat, deoarece aburul preluat aparţine aburului care altfel s-

ar fi dus la condensator, la instalaţiile de evaporare cu termocompresiune şi efect multiplu, aburul aspirat de injector fiind

o prelevare, calculul elementelor de bilanţ de materiale şi de bilanţ caloric al injectorului trebuie să se înglobeze în calculul

instalaţiei respective.

Pentru utilizarea injectorului drept compresor se impune o corelare între parametrii aburului de antrenare

(aburului motor), a aburului aspirat de la instalaţie (aburul secundar) care trebuie să fie comprimat pentru a-i schimba

parametrii şi ai amestecului de abur ce iese din injec tor, care este utilizat ca instalaţie de evaporare ca agent termic.

Parametrii celor două categorii de abur care se introduc în injector şi parametrii aburului amestec, impun un anumit

raport cantitativ între aburul motor (Ab) şi aburul secundar (W1’ ) aspirat de injector. In fig.12.6. este prezentată o schemă

pentru instalaţia de evaporare cu termocompresiune cu simplu efect din care reiese modul de legare al injectoru-lui de

instalaţia de evaporare când aburul aspirate de injector (W1’) după comprimare este utilizat ca abur primar (W0) în acelaşi

efect. se observă că oricare ar fi instalaţia de evaporare cu termocompresiune, injectorul trebuie sa fie prevăzut pe

reţeaua aburului motor cu o conductă de ocolire pe care este montat un reductor de presiune.

Fig. 12.6. Instalaţie de evaporare cu simplu efect şi termocompresie

Conducta de ocolire este necesară pentru alimentarea cu abur a instalaţiei în perioada de pornire, reductorul de presiune

este necesar pentru aducerea presiunii aburului motor la presiunea aburului primar.Necesarul de abur motor (Ab) cu

parametrii termici ridicaţi care să comprime aburul secundar (W1’) la parametrii aburului primar (W0) care este necesar

pentru asigurarea transferului de căldură în instalaţia de evaporare, se poate stabili ţinând seama de bilanţul de materiale

şi caloric, care pooate fi redat prin relaţiile:

- bilanţul de materiale: 01' WWAb (12.72)

- bilanţul caloric: 0011 '”” WiWiAbiab (12.73)


70

In relaţia (12.73) iab” i1” şi i0” sunt entalpiile aburului motor, aburului secundar, respectiv aburului primar obţinut

ca rezultat al amestecului şi comprimării aburului secundar, iar indicele de randament termic al injectorului, raportat la

energia termică a aburului motor. In mod normal variază între 0,95...0,99%.

Pentru calculul injectorului mărimea W -debitul de abur primar- necesar instalaţiei de evaporare- este

determinat prin relaţia de bilanţ caloric al efectului în care se introduce. Valorile Ab şi W1’, se deduc din relaţiile (12.72) şi

(12.73). Ca să se poată determina cele două valori cantitative, trebuie să se cunoască entalpiile şi indicele de randament

termic. Ca relaţia (12.73) sa fie corectă, se impune respectarea inegalităţii

""” 10 iiiab (12.74)

Fenomenul de comprimarea aburului secundar în injector este relativ simplu. Aburul motor este adus în injector la

parametrii (i, p, w ) şi introdus în ajutajul de destindere (fig.12.7.). In acest ajutaj energia de presiune a aburului motor

este transformata în energie cinetică prin scăderea presiunii şi mărirea vitezei. Ajutajul trebuie să fie astfel dimensionat ca

prin transformarea energiei de presiune în ener gie cinetica , presiunea aburului motor să ajungă sub presiunea aburului

secundar. Datorită vitezei mari şi presiunii mici la care se ajunge la ieşirea din ajutajul 1, aburul motor aspiră din camera

de amestec în ajutajul 2 aburul secundar cu care se amestecă prin uşoară comprimare şi scădere de viteză. Amestecul

ajunge în difuzorul 3 unde prin mărirea secţiunii de curgere se transformă o mare parte din energia cinetică în energie de

presiune, aducând amestecul la ieşire din injector la presiunea necesară aburului primar. In fig. 12.7. este prezentată

schema injectorului, împreună cu curbele de variaţie a presiunii şi vitezei.

Fig. 12.7. Schema funcţionării injectorului.

Procesul din injector poate fi reprezentat şi în diagrama i,S (fig.12.8.) pe care este marcată destinderea aburului motor în

ajutaj (1), fenomenul care se petrece la aspirarea aburului secundar (2) şi comprimarea din ajutaj (3). Destinderile cât şi

comprimarea sunt prezentate atât ca fenomene adiabatice cât şi politropice. Dreapta AB (A’B’) reprezintă camera de

amestec, respectiv începutul intrării în ajutajul 2 şi nu este altceva decât o reprezentare a bilanţului de materiale, în care

segmentul AC (A'C) este proporţional cu aburul secundar, iar segmentul BC (B'C) este proporţional cu aburul motor.

Dreapta DE reprezintă bilanţul caloric la ieşirea din difuzor, segmentul DF (DF') fiind proporţional cu (i,W^) şi segmentul EF

(EF*) proporţional cu O'i-Ab).


71

Fig. 12.8. Procesul din injector.

12.3. Tipuri de evaporatoare pentru concentrare

Numărul tipurilor de evaporatoare utilizate în instalaţiile de concentrare prin evaporare în industria alimentară

este destul de mare. Tendinţa nouă în construcţia evaporatoarelor este îndreptată spre realizarea unor aparate în care

transferul de căldură să se producă la un coeficient total de transfer cât mai mare, iar durata de contact între produs şi

suprafaţa de transfer de căldură să fie cât mai mică. Se poate afirma că această ultimă tendinţă este o consecinţă a

industriei alimentare pentru evitarea denaturării unora din componenţii produselor care se concentrează. Tipurile de

evaporatoare, în funcţie de construcţie şi funcţionarea lor, pot fi clasificate în;

- evaporatoare cu suprafaţa de transfer în interiorul aparatului;

- evaporatoare cu suprafaţa de transfer sub formă de schimbător de căldură;

- evaporatoare cu concentrarea în peliculă;

- evaporatoare de construcţie specială.

Indiferent de tipul de construcţie, aparatele pot fi utilizate în instalaţii care funcţionează cu simplu efect, cu efect multiplu

sau în instalaţii în care este utilizată termocompresiunea.

12.3.1. Evaporatoare cu suprafaţa de transfer în interiorul aparatului

În această categorie de aparate se întâlnesc o serie de tipuri constructive, unele tipuri fiind cele mai vechi aparate

de concentrare prin evaporare. Cele mai multe tipuri şi cele mai vechi au suprafaţa de transfer de căldură alcătuită dintr-

un fascicul mulţitubular cu circulaţia soluţiei prin convecţie naturală. Pe lângă acestea, însă, au apărut şi alte tipuri care se

încadrează în aceeaşi categorie.

O altă caracteristică comună aparatelor din acest grup este durata de contact mare între produs şi suprafaţa de

transfer de căldură, ca urmare a volumului mare de soluţie raportat la unitatea de suprafaţă de transfer de căldură.

Aceasta reprezintă un dezavantaj pentru concentrarea în industria alimentară şi apariţia altor tipuri de aparate a făcut să

se nască tendinţa de reducere pe cât posibil a volumului de soluţie în contact cu suprafaţa caldă raportat la unitatea de

suprafaţă.

Un alt dezavantaj al acestei grupe de aparate pentru cele mai multe tipuri este suprafaţa liberă de degajare a

vaporilor mică în comparaţie cu debitul de vapori. Aceasta atrage după sine tendinţa de spumare, ceea ce a făcut ca în

construcţia acestor aparate să se introducă dispozitive de reţinerea picăturilor.


72

Fig. 12.9. Evaporator tip Robert.

Evaporatorul tip Robert este unul din cele mai vechi tipuri de aparate utilizat pentru concentrarea prin evaporare.

Suprafaţa de transfer de căldură este un fascicul multitubular vertical 2 (fig.12.9), care în funcţie de mărimea sa este

prevăzut în centru cu o ţeava de circulaţie de diametru mai mare 3 sau în secţiunea circulară cu mai multe ţevi de

circulaţie cu diametru mare. Ţevile la cele două capete sunt fixate în două plăci tubulare 4. Tot sistemul este închis în

mantaua 1, de obicei prevăzută în exterior cu piese de prindere pentru montare în poziţie verticală. Ţevile, plăcile

tubulare şi mantaua separă două spaţii, unul în exteriorul ţevilor şi interiorul mantalei, spaţiu în care aburul se

condensează şi cedează căldura care se transmite prin suprafaţa ţevilor şi celălalt în interiorul ţevilor în care se află soluţia

care este adusă la fierbere şi datorită căldurii transmise o parte din soluţie se evaporă degajând vapori.

Pe manta, sub placa tubulară superioară este montat racordul de alimentare cu abur (sau când mantaua are

diametru mare racorduri de alimentare), iar aproape de placa tubulară inferioară racordul (sau racordurile) de evacuare a

condensatului.

Spaţiul soluţiei este închis în partea inferioară cu un fund tron-conic sau "bombat pe care este montat racordul de

evacuare a soluţiei concentrate. In partea superioară, spaţiul soluţiei este continuat cu o cameră de vapori 5 de acelaşi

diametru cu mantaua în care sunt ţevile sau de diametru mai mare. Creşterea diametrului camerei de vapori s-a făcut

pentru acăderea vitezei vaporilor ca să permită âedimentarea picăturilor care se antrenează în vapori. In partea

superioară, camera de vapori, în mod normal este prevăzută cu un separator de picături', de diferite construcţii, toate

bazate pe şicanarea drumului vaporilor înainte de a ieşi din aparat. Alimentarea cu soluţie la unele aparate se face printr-

un racord la partea superioară a plăcii tubulare, alteori sub placa tubulară inferioara.


73

Fascicolul multitubular are lungimea 1,5-4 m, construcţiile modera nizate având ţevi mai lungi şi este construit

din ţevi cu diametrul 30-60 mm. Diametrul tubului central este cuprins între 200-l000 mm. şi are rolul de a favoriza

curenţii de convecţie în soluţie. Aceasta prin faptul că în interiorul ţevilor datorită transferului de căldură se produce

fierberea şi degajare de vapori care în amestec cu soluţia micşorează densitatea şi favorizează circulaţia ascensională, în

timp ce în ţeava centrală soluţia concentrată separată de vapori are densitate mai mare asigurând circulaţia descendentă.

In cazul când diametrul aparatului este mai mare în fasciculul multitubular se montează mai multe ţevi tubulare de

diametru minim 200 mm., distribuite astfel ca să se activizeze circulaţia soluţiei. In mod normal, secţiunea ţevii sau a

ţevilor de circulaţie trebuie să fie de cel puţin 1/5 din secţiunea tuturor ţevilor.

Aparate din acest tip se construiesc în diferite variante cu suprafeţe cuprinse între 20-3000 m. Coeficientul total de

transfer de căldură poate varia între 600-2000 W/(m .K), funcţie de concentraţia soluţiei şi de circulaţia care se realizează.

Aparatul se caracterizează prin simplitatea construcţiei, care permite să se realizeze uşor curăţirea ţevilor şi depunerile de

crustă care apar pe partea soluţiei. Aceasta face ca apa râtul, deşi cu dezavantajele clasei de aparate din care face parte,

să se întrebuinţeze încă destul de mult în instalaţiile de concentrare din industria zahărului, a glucozei şi altele.

Aparatele de acest tip se dimensionează ca schimbătoare de căldură multitubulare, plecând de la suprafaţa dată şi

caracteristicile unei ţevi, determinându-se numărul total de ţevi necesar şi dimensiunile aparatului.

Evaporatorul BMA are acelaşi principiu de construcţie cu evaporatoarele tip Robert fiind aparate multitubulare.

Elementele deosebitoare:

- Ţeava centrală de circulaţie este înlocuită cu o fantă centrală de circulaţie care împarte secţiunea aparatului în două

segmente laterale fiind cu ţevi, spaţiul central fiind spaţiu de circulaţie.

- Spaţiul de vapori în construcţiile cunoscute este de acelaşi diametru cu spaţiul multitubular, nu mai are separator de

picături însă pe înălţimea sa cilindrică are o tablă perforată pe care introdus un strat de umplutură, de obicei din inele

Haschig care are rolul de spărgător de spumă şi de reţinerea picăturilor de lichid antrenate.

- Alimentarea cu soluţie se realizează printr-un racord la partea inferioară, iar evacuarea soluţiei concentrate prin una sau

două ţevi care au pâlnia colectoare în interiorul spaţiului central de circulaţie;

- Fundul aparatului original este bombat, însă pentru reducerea volumului de soluţie stagnată în aparat, la unele

construcţii de aparate din această grupă în ţara noastră acest fund s-a modificat printr-o bombare interioară ca cea din

fig.12.10.

- Spaţiul de abur are un număr de racorduri pentru legarea cu spaţiul de vapori pentru asigurarea eliminării gazelor

necondensabile. Un sistem de eliminare a gazelor necondensabile au şi aparatele tip Robert.

Aparatele BMA se construiesc numai pentru suprafeţe mari de evaporare, care să permită realizarea unei secţiuni

diametrale de circulaţie de lăţime convenabilă care să permită intrarea omului pentru curăţirea suprafeţei. Aparatul

rămâne cu toate avantaleje şi dezavantajele evaporatoarelor tip Robert şi se dimensionează pe aceleaşi principii. La noi

aparatele BMA sunt utilizate numai în industria zahărului.


74

Fig.12.10. Evaporator Robert şi evaporator BMA.

Aparatele de evaporare cu suprafaţă de transfer de căldură din inele concentrice statice au fost introduse la

concentrarea sucului de roşii în instalaţiile de concentrare tip Manzini. Aparatul este un cilindru vertical 1, prevăzut în

interior cu o suprafaţă de transfer de căldură din elemente inelare concentrice 2, fixate de o cameră inferioară, pentru a

forma un ansamblu. Acest sistem închide spaţiul prin care circulă aburul utilizat ca agent termic. Camera inferioară, în

spaţiul dintre inelele prin care circulă aburul este străbătută de o serie de ţevi care permit comunicarea între partea

inferioară a aparatului şi spaţiile inelare din afara sistemului abur-condensat. Partea centrală a sistemului de suprafeţe

inelare are rolul ţevii,de circulaţie de la evaporatoarele multitubulare.

Fig.12.11. Evaporator cu inele concentrice


75

In partea superioară şi acest aparat are o cameră de vapori care se termină cu un separator de picături 3 şi racordul de

eliminare a aburului secundar produs în timpul concentrării. Spre deosebire de alte tipuri de evaporatoare acest tip de

aparat este prevăzut cu un dispozitiv de agitare 4, construit dintr-un arbore central vertical care are la partea superioară

două braţe orizontale, de care sunt fixate braţe verticale care se rotesc în spaţiile inelare în care se află soluţia supusă

concentrării. Sistemul de agitare pus în mişcare de rotaţie prin grupul moto reductor de la partea inferioară, are rolul să

activizeze circulaţia soluţiei şi să împiedice formarea de depuneri pe suprafaţa de transfer de căldură.

Atât activizarea circulaţiei cu ajutorul dispozitivului de agitare, care face ca transferul de căldură să se realizeze în

regim de convecţie forţată, cât şi împiedecarea depunerilor au rolul de a asigura realizarea transferului de căldură la un

coeficient total de transfer mai mare. Cu toate acestea aparatul prezintă suficiente inconveniente, care probabil au

determinat chiar firma constructoare să renunţe la această construcţie. Printre inconveniente amintim;

- Suprafaţa de transfer de căldură mică raportată la unitatea de volum a aparatului şi imposibilitatea de a se construi

aparate cu suprafaţă de transfer de căldură mare.

- Consum de energie pentru sistemul de agitare care la alte aparate de evaporare nu apare.

- Posibilităţile de depunere de substanţă uscată pe suprafaţa de transfer nu sunt eliminate şi curăţirea suprafeţei este mai

greoaie decât la aparatele multitubulare.

Dezavantajele aparatelor multitubulare se menţin şi la acest aparat.

Evaporatoarele cu suprafaţă de schimb de căldura în serpentină cu mişcare de rotaţie au apărut cu destinaţia de

utilizare la concentrarea lichidelor vîscoase şi cu tendinţă de depunere, ca, de exemplu, concentrarea sucului de roşii la

pastă în ultima etapă de concentrare şi au fost introduse de aceeaşi firma care a introdus aparatul eu suprafeţe inelare

concentrice, înlocuindu-1 pe acesta.

La acest aparat în interiorul spaţiului în care se află lichidul în fierbere, este montată o suprafaţă de transfer de

căldură sub formă de serpentină în mişcare de rotaţie. In funcţie de mărimea suprafeţei de transfer necesare se pot

monta două sau chiar trei serpentine concentrice, sau dacă suprafaţa necesară este mai mare se montează două

elemente cu serpentină în paralel. Serpentina este montată pe un arbore orizontal gol în interior, dar închis în porţiunea

dintre cele două legături ale serpentinei, astfel ca unul din capete să fie racordul de alimentare cu abur al serpentinei,

celălalt racordul de evacuare al condensatului.

Fig.12.12 Evaporator cu serpentină în mişcare de rotaţie.


76

Serpentina, prin suprafaţa sa laterală reprezintă suprafaţa de transfer de căldură, iar prin mişcarea de rotaţie

asigură o agitare puternică a lichidului din vas şi face ca transferul de căldură să se realizeze prin convecţie forţată

puternică, ceea ce atrage după sine un coeficient de transfer de căldură mare şi evitarea depunerilor de crustă pe

suprafaţa caldă. Aparatul însă menţine dezavantajele principale ale aparatelor cu suprafaţă inelară concentrică, deoarece

mărimea suprafeţei de transfer de căldură pe unitatea de volum şi la acestea este mult mai mică decât la aparatele cu

suprafaţă multitubulară, iar consumul de energie pentru agitarea soluţiei este chiar mai mare decât la aparatele cu

suprafeţe cilindrice inelare. Dezavantajul aparatelor din această clasă, cum este durata de contact mare a produsului cu

suprafaţa caldă nu este eliminat. Pe de altă parte, apar probleme noi, de etanşeitate la abur între părţile fixe şi mobile.

Calculul aparatului se face pornind de la suprafaţa de schimb termic, determinându-se lungimea totală de serpentină

necesară. Diametrul ţevii serpentinei nu este indicat să treacă de 75 mm., iar viteza aburului la intrarea în serpentină nu

este indicat să fie mai mare de 25 m/s. Aceste două elemente impun condiţia de realizare de serpentine concentrice sau

de serpentine prin care să circule aburul în paralel.

12.3.2. Evaporatoare cu suprafaţa de transfer sub formă de schimbător de căldură

Acest tip de evaporatoare este caracterizat prin construirea din două elemente: un schimbător de căldură în care

să se realizeze suprafaţa de transfer şi transferul dei căldură însăşi şi un separator lichid-vapori pentru separarea fazei

vapori de faza lichid concentrat. Construcţia în această formă reduce mult durata de contact dintre produs şi suprafaţa

caldă. Evaporatoarele care funcţionează pe acest principiu se împart în două grupe: - evaporatoare în care circulaţia fazei

lichide se realizează pe cale naturală, pe bază de diferenţă de densitate;

- evaporatoare în care circulaţia fazei lichide se realizează forţat, prin intermediul unei pompe de circulaţie.

La toate evaporatoarele din această categorie suprafaţa de transfer de căldură este în general simplă, un schimbător de

căldură multitubular cu o singură trecere în care soluţia circulă în interiorul ţevilor şi abu rul care se condensează în

spaţiul dintre ţevi. Suprafaţa de schimb de căldură poate fi asigurată şi prin schimbătoare cu plăci. Oricare ar fi sistemul,

suprafaţa de transfer de căldură este uşor de curăţat, durata de menţinere în contact cu suprafaţa calda mult redusă,

chiar dacă soluţia este re circulată de multe ori. Sistemul de separare lichid-vapori practic împiedică formarea spumei.

Evaporatoarele cu circulaţie naturală au suprafaţa de transfer de căldură formată dintr-un schimbător de căldură

multitubular 1 montat în poziţie verticală sau înclinată cu înclinaţie mare, în legătură cu separatorul lichid-vapori 2.

Legătura între schitabatorul de căldură şi separatorul lichid-vapori se realizează prin racordul 3, care are intrare

tangenţială la peretele vertical al separatorului lichid-vapori, iar la partea inferioară printr~un racord de circulaţie 4, prin

care circulaţia lichidului este asigurată pe principiul vaselor comunicante.

In schimbătorul de căldură, datorită transferului de căldură o parte din lichid se transformă în vapori, care datorită

situaţiei se deplasează sub formă de amestec neomogen de densitate mai mică şi prin racordul 3 de la partea superioară,

amestecul ajunge în separatorul lichid-vapori, în care are loc separarea fazei vapori de faza lichid concentrat. Separatorul

lichid-vapori poate funcţiona pe diferite principii de separare a celor două faze. Când intrarea se realizează tangenţial,

separarea se realizează pe principiul centrifugal ca în cicloane, lichidul scurgându-se pe peretele interior, în timp ce vaporii

sunt împinşi spre centru şi datorită densităţii reduse se ridică şi se evacuează printr-un racord la partea superioară, uneori

apărând un separator sau un dispozitiv pentru separarea picăturilor 6. Alteori separarea sistemului lichid-vapori se rea

lizează pe principiul şicanarii 5. Datorită densităţilor diferite lichidul se scurge spre partea inferioară, iar vaporii spre

partea superioară.


77

Fig.12.13. Evaporatoare cu circulaţie naturală.

Evacuarea lichidului concentrat se realizează în genere din coloana de legătură inferioară între schimbătorul de

căldură şi separatorul lichid-vapori, care asigură şi circulaţia naturală pe principiul vaselor comunicante, deoarece lichidul

din coloana 4 are densitate mai mare, în timp ce amestecul lichid-vapori din schimbătorul de căldură pe măsură ce se

ridică are densitate din ce în ce mai mică. Evacuare în unele cazuri se poate realiza şi prin racorduri laterale pe înălţimea

coloanei inferioare situate la diferite nivele . In unele cazuri evacuare în acest sistem are şi racord de eliminarea fazei

vapori apărută întâmplător în partea inferioară şi întoarcerea lor în separatorul lichid-vapori.

Alimentarea cu soluţie diluată se face în toate cazurile la partea inferioară, de cele mai multe ori printr-un racord

la partea inferioară a schimbătorului de căldură, unde se amestecă, cu lichidul revenit pentru recirculare.

Construcţia schimbătorului de căldură se realizează de obicei, din ţevi cu diametrul 25-50 mm., ţevile putând

ajunge până la o lungime de 80 ori diametrul ţevii.

Evaporatoarele cu circulaţie forţată au suprafaţa de transfer de căldură sub formă de schimbător de căldură multitubular

montat orizontal, înclinat sau vertical sau schimbător de căldură cu plăci, ca element separat în legătură cu un separator

lichid-vapori, care a apărut şi la evaporatoarele cu circulaţie naturală.

Evaporarea şi în cazul acesta se realizează de-a lungul suprafeţei de schimb de căldură. Pe porţiunea suprafeţei

de schimb de căldură, există un amestec neomogen lichid-vapori care datorită fazei vapori are densitate mai mică.

Separarea amestecului se face tot în separatoare lichid-vapori ca şi la evaporatoarele cu circulaţie naturală. Separatoarele

lichid-vapori sunt de aceleaşi tipuri şi legătura prin care trece amestecul în separator este realizată pe aceleaşi principii.

In ceea ce priveşte circulaţia forţată aceasta este asigurată de o pompă, însă funcţia pompei face să se

deosebească două tipuri de circulaţie forţată. Un tip de circulaţie forţată este cel care asigură alimentarea cu soluţie

iniţiala la debitul indicat şi soluţia are o singură trecere de-a lungul schimbătorului de căldură, realizându-se o trecere în

contact cu suprafaţa totală de ordinul secundelor. Al doilea tip de circulaţie forţată este cel care face ca pompa să asigure

atât alimentarea cât si recircularea soluţiei concentrate. Uneori, recircularea poate ajunge chiar la de 80 ori debitul

soluţiei de alimentare, mărind pe această cale durata de contact soluţie-suprafaţă caldă la valori de ordinul minutelor,

care poate fi considerată o durată de contact scurtă în comparaţie cu cea realizată în evaporatoatele cu suprafaţa de

încălzire în interiorul aparatului. Evacuarea lichidului concentrat se realizează de la partea inferioară a separatorului lichid-

vapori care nu mai are racord cu schimbătorul de căldură sau din coloana de recirculare.


78

Fig.12.14. Evaporatoare cu circulaţie forţată.

La acest tip de evaporatoare viteza de circulaţie a lichidului în aparatul de transfer de căldură este mai mare ca în

cazul circulaţiei naturale în genere depăşindu-se viteza de 1 m/s. putându-se ajunge până la viteze apropiate de 4 m/s.

Pentru lichidele care depun uşor crustă pe ţevi sau în care apar cristale în timpul concentrării, se recomandă ca viteza de

circulaţie să fie peste 2,5 m/s. la care se împiedică depunerea criastei sau lipirea cristalelor de suprafaţa caldă.

Viteza de circulaţie mare favorize ază creşterea coeficientului de transfer de căldură, ceea ce face ca aceste

aparate să funcţioneze la coeficienţi totali de transfer de căldură de 1800-3500W/(m2.K). Viteza mare de circulaţie şi în

special, mărirea numărului de recirculări şi ca o consecinţă mărirea debitului, măreşte mult consumul de energie necesar

pentru antrenarea pompei, deoarece acesta este proporţional cu debitul şi pătratul vitezei de circulaţie.

12.3.3. Evaporatoare cu concentrare în peliculă

Principiul de funcţionare al evaporatoarelor cu concentrare în peliculă este bazat pe realizarea la partea

superioară a suprafeţei de schimb de căldură cmrgerea soluţiei supusă concentrării sub forma unei pelicule subţiri, pe

înălţimea suprafeţei de schimb de căldură. Pelicula care se scurge ar putea avea grosimea rezultată din fenomenul de

curgere peste prag sau ar putea avea o grosime determinată realizată pe diferite evaporatoarele peliculare se pot încadra

în grupa evaporatoarelor cu suprafaţa de schimb de căldură separată de separatorul lichid-vapori, dar se deosebesc de

acestea în principal prin realizarea concentrării în timpul curgerii peliculare. Evaporatoarele peliculare pot funcţiona cu

deplasarea peliculei asecendent sau descendent, Evaporatorul Kestner,care este primul evaporator pelicular a funcţionat

şi funcţionează cu peliculă ascendenta. Pelicula ascendentă însă, prezintă pericol ca în timpul concentrării pe înălţime să

apară suprafeţe uscate pe care să se depună chiar produs care a ajuns la o concentrare care să-1 aducă la fază solidă.

Acest neajuns a făcut să apară şi a permis dezvoltarea construcţiei de evapora-toare peliculare cu peliculă descendentă.

Astăzi construcţiile de evapo-ratoare peliculare care se realizează sunt numai cu peliculă descendentă.

Evaporatoarele peliculare cu peliculă descendentă se împart în două grupe: evaporatoare cu peliculă

descendentă realizată prin curgere liberă în diferite sisteme şi evaporatoare cu peliculă descendentă la care pelicula este

realizată şi menţinută cu dispozitive mecanice, palete în mişcare de rotaţie.

Evaporatoarele peliculare, în care se realizează de fapt fierberea în peliculă, se caracterizează prin funcţionare la

coeficient total de transfer de căldură ridicat, ceea ce face să fie recomandate pentru concentrarea produselor cu


79

coeficient de productivitate termică scăzut. Durata de contact a produsului cu suprafaţa de transfer de căldură (suprafaţa

caldă) este de ordinul fracţiunilor de sdcundă sau 1-3 secunde, ceea ce face ca acest tip de aparat să se preteze la

concentrarea produselor termosensibile chiar la temperaturi mai ridicate decât în alte aparate, deoarece durata de

contact fiind foarte scurtă efectele negative nu se produc. Evaporarea având loc în peliculă subţire, efectul fenomenului

hidrostatic nu mai joacă rol la creşterea temperaturii de fierbere. Curgerea continuă a peliculei face ca concentraţia

lichidului să crească de-a lungul peliculei de la alimentare spre evacuare şi în acelaşi timp grosimea peliculei să scadă.

Vîscozitatea soluţiei supusă concentrării şi soluţiei finale obţinută după concentrare, este unul din parametrii de

seamă, care are influenţă asupra funcţionării aparatului în bune condiţii. Cu cât vîscozitatea este mai mare cu atât se

îngreunează formarea peliculei şi se impune o grosime mai mare pentru asigurarea continuităţii peliculei. Evaporatoarele

cu dispozitive mecanice sunt cele mai indicate pentru concentrarea produselor cu vîscozitate ridicată, deoarece la acestea

formarea şi menţinerea continuităţii peliculei este asigurată de paletă. Aceste aparate au dat rezultate bune chiar în

cazurile în care vîscozitatea concentratului a depăşit 100 Pa.s. Este de remarcat şi faptul că la oricare produs supus

concentrării peliculare vîscozitatea variază pe înălţimea aparatului în acelaşi sens în care variază şi concentraţia, ceea ce

face ca acolo unde pelicula are grosimea mai mică să aibă şi vîscozitatea mai mare.

Grosimea minimă a peliculei de evacuare este un factor limitativ pentru toate evaporatoarele peliculare. De

aceea grosimea iniţială a peliculei trebuie sa fie astfel aleasă ca să se asigure menţinerea peliculei continui pe toată

suprafaţa de schimb de căldură şi în acelaşi timp să nu ajungă sub grosimea minimă de evacuare. Este limitativă şi

grosimea maximă a peliculei, deoarece viteza de deplasare a peliculei este proporţională cu pătratul grosimii, ceea ce

atrage după sine o creştere a debitului şi o micşorare a concentraţiei finale. In genere, grosimea medie a peliculei la

evaporatoarele cu peliculă prin curgere liberă oscilează în jurul lui 1 mm., cu condiţia ca grosimea finală să se încadreze în

grosimea minimă care pentru cele mai multe produse se apropie ca limită inferioară de 0,5 mm.

Evaporatoarele cu peliculă descendentă realizată prin curgere liberă au în construcţie pentru realizarea suprafeţei

de transfer de căldură un schimbător de căldură multitubular montat perfect vertical, care spre deosebire de celelalte

aparate sunt construite din ţevi cu diametru mai mare, putând ajunge până la diametru de 100 mm. Alimentarea cu

soluţie iniţială trebuie să se realizeze totdeauna la partea superioară pentru a se asigura formarea peliculei prin curgere

liberă. Evacuarea se realizează în toate cazurile atât pentru faza lichidă -soluţia concentrată- cât şi pentru faza vapori pe la

partea inferioară într-un separator lichid-vapori.

In fig.12.15 sunt prezentate schematic câteva tipuri de evaporatoare cu peliculă descendenta realizată prin

curgere liberă. Deosebirile dintre ele apar" datorită unor particularităţi constructive sau de aşezare a unor elemente care

intră în ansamblu în construcţia evaporatorului. La toate tipurile de evaporatoare cu peliculă descendentă realizată prin

curgere liberă separatorul lichid-vapori este montat la partea inferioară. La unele aparate este montat chiar sub aparatul

multitubular dar aceasta aduce o înălţime mai mare pentru evaporator în ansamblu, la altele separatorul lichid-vapori

este montat tot la partea inferioară însă lateral. Intrarea în separatorul lichid-vapori poate fi tangenţială sau

perpendiculară pe suprafaţă, depinzând de construcţia separatorului. Unele aparate au în construcţia lor şi o serpentină

care realizează o operaţie de încălzire. Aceasta poate fi montată la partea superioară înconjurând sistemul multitubular şi

lărgind în acea porţiune mantaua, sau poate fi montată la partea superioară a separatorului lichid-vapori, ceea ce

modifică construcţia părţii superioare a acestuia, modificarea fiind impusă de colectarea condensatului din aburul

secundar care cedează căldură. Este de remarcat că pentru transferul de căldură în serpentina montată în jurul sistemului

multitubular sursa de căldură este asigurată de aselaşi tip de abur ca şi cel pentru sistemul multitubular, pe când la

serpentina montată în separatorul lichid-vapori sursa de căldură este aburul secundar realizat în aparat.


80

Fig.12.15. Evaporatoare cu peliculă naturală.

Sistemul de realizare a peliculei diferenţiază construcţia părţii superioare a aparatului după modul în care se

realizează curgerea liberă. Cele mai multe tipuri de aparate evită formarea peliculei prin curgere peste prag, realizând

curgere liberă prin orificii, aşezarea orificiilor având rolul uniformizării peliculei. In fig.12.16 este prezentat sistemul de

formare a peliculei la aparatele firmei Silkeborg (aparate care se încadrează în tipul din fig.12.15.c). Pentru realizarea

peliculei ţevile evaporatorului 1 sunt fixate în placa tubulară 2 la nivelul plăcii tubulare. In partea superioară a aparatului

mai sunt montate două plăci 3 şi 4 în care sunt practicate orificii cu rolul sa asigure o distribuire cât mai uniformă a

lichidului în peliculă. Orificiile din placa 4 au diametru mai mic şi sunt plasate cu centru în centrul ţevilor (un număr egal

de orificii cu numărul de ţevi), orificiile din placa 3 au diametrul mai mare şi sunt plasate în centrul geometrie al

trunghiului echilateral format de centrele a trei ţevi. Alimentarea se realizează cu ajutorul pompei prin racordul prevăzut

în capacul aparatului 5. Curgerea prin orificiile din plăcile 4 şi 3 se face pe baza unor detente succesive deoarece presiunea

în partea superioară este mai mare decât cea corespunzătoare pentru spaţiul de fierbere propriuzis.

Fig.12.16. Sistemul de formare a peliculei.

La toate aparatele multitubulare cu peliculă descendentă prin curgere liberă, în funcţie de debitul necesar pentru

realizarea peliculei corespunzătoare poate să fie sau să nu fie recirculare de lichid.


81

Pentru calculul aparatelor cu peliculă descendentă realizată prin curgere liberă apar unele condiţii de

dimensionare şi construcţie legate de suprafaţa de transfer de căldură A şi debitul volumic de lichid iniţial Qv . Pentru

funcţionare corespunzătoare trebuie satisfăcute relaţiile:

LndA (12.78)

care reprezintă re|aţia între suprafaţa de transfer de căldură, diametru şi lungimea ţevii (d respectiv L) şi numărul de ţevi

din aparat (n),

wndQv (12.79)

care reprezintă relaţia continuităţii debitului, .d..n fiind secţiunea de curgere în care este grosimea peliculei şi w viteza

de curgere pelicula. Din condiţiile de curgere peliculară relaţia între viteză şi grosimea peliculei este dată de relaţia:

3

2

gw (12.8o)

în care este vîscozitatea cinematică.

Înlocuind viteza din (12.8o) în (12.79) se obţine:

3

3

gndQv (12.81)

Scoţând valoarea lui din din relaţia (12.78) şi înlocuind-o în relaţia (12.81) prin ordonarea acesteia se ajunge la:

vQ

gAL

3

3

(12.82)

obţinându-se pe această cale o relaţie care dă lungimea ţevii funcţie de suprafaţa de transfer de căldură, grosimea medie

a peliculei şi debitul volumic din aparat.

Înălţimea ţevilor variază între 3-5 m. Se poate recurge la o alegere de înălţime şi pe baza relaţiei (12.82) să se

stabilească dacă este sau nu nevoie de recirculare şi care sunt condiţiile care se impun pentru recirculare. Cunoscând pe L

şi alegând un diametru pentru ţevi, din relaţia (12.78) se stabileşte numărul de ţevi necesare pentru construcţie.

Calculul se poate face şi prin reluare dacă numărul de ţevi nu este convenabil, menţinându-se însă constantă

suprafaţa de transfer de căldură.

Evaporatoarele cu peliculă descendentă realizată prin dispozitive mecanice sunt utilizate în special pentru

concentrarea soluţiilor cu vîscozitate ridicată şi la debite de apă de evaporat mici. In cazul soluţiilor cu vîscozitate ridicată,

filmul realizat prin curgere liberă devine uşor neomogen. Pentru concentrarea acestui tip de produse se pot folosi cu

succes evaporatoarele în care pelicula se formează la suprafaţa interioară prin care se realizează transferul termic cuu

ajutorul unui dispozitiv în mişcare de rotaţie. Apariţia dispozitivului în mişcare de rotaţie a făcut să se renunţe la aparatele

multitubulare şi să se utilizeze vase cilindrice înalte prevăzute cu manta. In fig.12.17 sunt prezentate trei tipuri de aparate

de evaporare peliculară cu pelicula realizată şi menţinută prin dispozitive cu palete. In fig.12.17.a este prezentat

evaporatorul Luwa realizat sub formă de cilindru vertical prevăzut pe anumita porţiune din înălţime cu manta, care la

aparatele cu înălţime mai mare este compartimentată în două sau trei porţiuni. La partea superioară este montat un

cilindru de diametru mai mare, fără manta, care este, de fapt, un separator de picături din aburul secundar care se

evacuează la partea superioară. In interior coaxial este montat un arbore de care sunt fixate palete pe toată lungimea.

Paletele au astfel aleasă dimensiunea ca să lase între piletă și faţa interioară a aparatului o distanţă egală cu grosimea

admisa pentru peliculă.


82

Fig.12.17. Evaporatoare cu peliculă realizată cu ajutorul unor dispozitive mecanice

Prelungirea paletei în interiorul separatorului de picături are rolul sa activeze separarea picăturilor. Separarea

mantalei pe porţiuni de înălţime limitată are rolul să mărească coeficientul parţial de transfer de căldură de la abur la

perete şi să împiedice răcirea condensatului.

Filmul format şi menţinut la o anumită grosime cu ajutorul paletelor, se deplasează pe verticală în regim turbulent

ceea ce contribuie la mărirea coeficientului parţial de transfer de căldură de la perete la fluidul supus concentrării.

Aparatul Sambay (fig.12.17.b) se deosebeşte de aparatul Luwa în special prin sistemul de palete. La acest aparat paletele

care servesc la formarea și menţinerea peliculei sunt sub forma unor lame de curăţire liber oscilante ca să poată presa

lichidul spre faţa interioară a aparatului. Lamele de pe diferite porţiuni sunt de diferite lăţimi, ceea ce creează posibilitatea

ca grosimea peliculei pe înălţimea peretelui să fie menţinută la diferite dimensiuni.

Faptul că lamele oscilează liber la capetele celor două braţe fixate de arborele central, în timpul mişcării de

rotaţie, datorită forţei centrifuge, exercită o presiune asupra lichidului și astfel reglează grosimea peliculei. Presiunea

exercitată este dependentă de turaţie, respectiv viteza periferică a paletei şi de unghiul de acţiune al lamei. Viteza

periferică a lamelor liber oscilante este circa 3 m/s. mai mica decât viteza periferică a paletelor rigide din celelalte tipuri

de aparate.

Aparatul Rotovak (fig.12.17.c) are palete rigide ca şi aparatul Luwa, însă spre deosebire de aparatele descrise are

separatorul de picături montat la partea inferioară ca separatorul lichid-vapori al aparatelor cu peliculă descendentă

realizată prin curgere liberă. Pe această cale se micşorează puţin înălţimea de montare.

Evaporatoarele cu peliculă descendentă realizată sub acţiunea dispozitivelor cu palete în mişcare de rotaţie,

datorită construcţiei lor, sunt aparate cu suprafaţă de transfer de căldură mică (maxim 20 m2 ) şi volum mare raportat la

unitatea de suprafaţă. Debitul de alimentare este determinat de diametrul aparatului şi grosimea admisă pentru peliculă.

Raportul de concentrare în principal este determinat de înălţimea aparatului.


83

Evaporatoarele cu concentrare în peliculă, indiferent de tipul peliculei sunt indicate pentru concentrarea

produselor termosensibile și a celor cu vîscozitate mai ridicată. In aceste aparate transferul de căldură se realizează în

condiţii avantajoase, ajungându-se la coeficienţi totali de transfer de căldură de 2000-7000 W/(m .K). Cu aparate de

laborator din această categorie s-a ajuns la un coeficient total de transfer de căldură de 20000 W/(m2.K).

12.4. Instalaţii de concentrare prin evaporare

Concentrarea produselor alimentare prin evaporare, în vederea măririi conţinutului de substanţă uscată, se

realizează în diferite tipuri de evaporatoare. Intr-o instalaţie, pe lângă evaporatoare se mai includ o serie de alte aparate

necesare realizării procesului la parametrii doriţi şi anume: pompă pentru asigurarea circulaţiei, preîncălzitoare pentru

adu-cerea produsului la o temperatură cât mai apropiată de temperatura de fierbere din evaporatorul în care este

alimentat, condensator pentru condensarea aburului secundar rezultat în partea finală a instalatiei,pompă de vid sau alte

dispozitive similare pentru realizarea depresiunii necesare şi eliminarea gazelor necondensabile, separatoare de

condensat, pentru eliminarea condensatului rezultat din aburul -agent termic-condensat în timpul transferului de căldură,

etc. Uneori instalaţia de concentrare în industria alimentară este completată cu altă serie de aparate pentru a se realiza

operaţii suplimentare cerute de asigurarea calităţii produsului, ca de exemplu instalaţiile necesare pentru recuperarea

aromelor, care se evacuează fără voie cu aburul secundar rezultat la concentrare.

Instalaţia poate avea un singur evaporator, dacă este o instalaţie cu simplu efect sau simplu efect şi

termocompresiune, sau mai multe evaporatoare dacă este o instalaţie cu efect multiplu. Numărul de evaporatoare din

instalaţie în genere măreşte numărul de aparate anexe. Când într-o instalaţie sunt mai multe evaporatoare acestea pot fi

de acelaşi tip şi aceeaşi mărime, de acelaşi tip şi diferite mărimi sau de diferite tipuri.

Pentru menţinerea calităţii produsului concentrat prin evaporare, în industria alimentara are foarte mare

importanţă natura produsului şi regimul de lucru care-1 poate suporta sub aspect temperatură maximă, durată de contact

cu suprafaţa caldă. De aceea, în industria alimentară pentru concentrarea prin evaporare, la alegerea schemei instalaţiei

pe lângă considerent de economie trebuie să se ţină seama de considerentele tehnologice care limitează în unele cazuri

mai mult decât considerentele economice, limitarea făcându-se în diferite moduri.

Numărul combinaţiilor de scheme de instalaţii de evaporare pentru concentrare prin evaporare a unui produs

oarecare .totuşi rămâne destul de larg, ceea ce face ca în diferitele subramuri ale industriei alimentare să se găsească

pentru concentrarea aceluiaşi produs diferite instalaţii de evuporare care se deosebesc prin tipurile de aparate, prin tipul

de schemă propriu zis şi alte elemente. In cele ce urmează se vor prezenta câteva cazuri pentru evidenţierea unora din

particularităţile instalaţiilor de concentrare din industria alimentară.

In fig.12.18 este prezentată schematic o instalaţie de evaporare cu simplu efect, prevăzuta cu anexele necesare

pentru recuperarea aromei. Instalaţia este destinată concentrării sucurilor de fructe pentru care aroma prezintă

importanţă. Instalaţia prezentată este utilizată pentru concentrări la debite de apă de evaporat mici, din care cauză are

drept aparat de concentrare un evaporator Luwa. In instalaţie preîn-calzirea sucului iniţial se realizează prin recuperare de

căldură în două etape, o etapă pentru recuperarea unei părţi din căldura de condensare în coloana de rectificare , cea de-

a doua etapă prin recuperarea căldurii de la sucul concentrat. Particularitatea esenţială a instalaţiei este lipsa

condensatorului şi înlocuirea lui cu instalaţia pentru recuperarea aromelor, care în procesul de concentrare au ajuns în

aburul secundar. Partea principală a instalaţiei pentru recuperarea aromelor este coloana de rectificare care funcţionează

cu raport de reflux foarte mare (1oo-5oo) pentru a realiza o separare cât mai bună. La partea inferioară a coloanei se

elimină apa condensată, la partea superioară sub forma de două fracţiuni se elimină aroma, care după condensare şi

răcire este amestecată cu sucul concentrat. Gazele necondensabile, după ce au fost eliberate de ultimele resturi de arome


84

sunt eliminate în atmosferă prin intermediul unui scruber. Instalaţia poate funcţiona la presiunea atmosferică aşa cum

este prezentat în figură sau sub depresiune.

Fig.12.18. Instalaţie de evaporare cu simplu efect şi recuperare de aromă.

In fig.12.19 este prezentată schema unei instalaţii de concentrare cu dublu efect, în curent paralel tip Jedinstva

destinată concentrării sucului de roşii, având evaporatoare peliculare şi. condensator semibarometric, câteva date

funcţionale fiind marcate pe figură.

Fig. 12.19. Instalaţia tip Jedinstva.

In fig.12.20 este prezentată schema unei instalaţii de concentrare cu dublu efect în contracurent tip Titan,

destinată tot concentrării sucului de roşii. Sub aspectul aparatelor de concentrare caracteristic acestei instalaţii este

comasarea celor două evaporatoare într-un aparat etajat. Primul efect al acestei instalaţii (aparatul inferior) este un


85

evaporator cu serpentine în mişcare de rotaţie, al doilea fiind un evaporator multitubular cu ţeava centrală de circulaţie.

In primul efect are loc concentrarea finală a pastei. Rotaţia serpentinei urmăreşte atât mărirea coeficientului total de

transfer de căldură cât şi împiedecarea depunerilor pe suprafaţa caldă. Condensatorul este de tip semibarometric.

Fig. 12.20. Instalaţia de evaporare Titan.

In fig,12.21 este prezentată schema instalaţiei de concentrare cu dublu efect în contracurent tip D.P.F.(Rossi-

Catelli) utilizată tot pentru concentrarea sucului de roşii. Instalaţia funcţionează în aceleaşi condiţii ca şi instalaţia Titan,

însă utilizează alte tipuri de evaporatoare.

Fig. 12.21. Instalaţia de evaporare D.P.F. (Rossi-Catelli).

Primul efect al instalaţiei are suprafaţa de transfer de căldură sub forma unui schimbător de căldura montat înclinat cu

circulaţie cu o singura trecere de sus în jos în sistem forţat, asigurând circulaţia forţată descendentă la o viteză de trecere


86

de peste 2 m/s., prin recircularea soluţiei în mare proporţie. Cel de-al doilea efect este tot un aparat cu suprafaţa de

transfer de căldură ca schimbător de căldură multitubular cu circulaţie forţată cu o singură trecere, însă circulaţia este

aseendentă. Ambele efecte sunt deservite de câte un separator lichid-vapori, cele două separatoare fiind realizate sub

forma unui singur corp cu două compartimente suprapuse. Condensatorul este tot de tip semibarometric cu unele

particularităţi constructive.

Cele trei tipuri de instalaţii cu dublu efect prezentate funcţionează toate sub depresiune şi se găsesc în industria

pastei de tomate din ţara noastră. In prima şi ultima, datorită tipului de evaporatoare utilizate, produsul stă în contact cu

suprafaţa caldă o perioadă scurtă, în timp ce în instalaţia Titan timpul de contact al produsului cu suprafaţa caldă este

îndelungat.


87

Capitolul 13

PASTEURIZAREA ȘI STERILIZAREA

Pasteurizarea şi sterilizarea sunt operaţii prin care se urmăreşte mărirea duratei de menţinere a calităţilor,

respectiv de conservabilitate a produselor alimentare, prin distrugerea microflorei care acţionează pentru modificarea

unor caracteristici ale produselor.

Prin paateurizare se urmăreşte distrugerea formelor vegetative ale microorganismelor şi în special a bacteriilor

patogene nesporulate conţinute în produs. Prin sterilizare se urmăreşte distrugerea tuturor microorganismelor (forme

vegetative şi forme sporulate) din produsul tratat. Deoarece în operaţia industrială este posibil să nu se poată realiza

distrugerea tuturor microorganismelor din produs, în loc de sterilizare se foloseşte noţiunea de „sterilizare industrială"

care admite că produsele alimentare prelucrate prin această metodă, pot conţine unele specii de spori viabili, care nu se

dezvoltă în condiţii normale de depozitare.

Principala metodă de realizare a pasteurizării şi sterilizării industriale este tratamentul termic într-o relaţie

temperatură-timp dată. Pentru pasteurizare temperatura nu depăşeşte niciodată 100°C în timp ce pentru sterilizare ea

este aproape totdeauna superioară lui 100°C.

Pasteurizarea şi sterilizarea fac parte dintre operaţiile cele mai importante specifice industriei alimentare.

Pasteurizarea se aplică în special produselor în stare lichidă, pentru a le păstra calităţile naturale o perioadă de timp mai

mare. împiedecarea activităţii microorganismelor şi enzimelor pe o perioadă oarecare pe baza unui tratament termic se

aplică şi produselor solide proaspete, operaţia purtând de obicei denumirea de opărire. Fără pasteurizare nu poate fi

concepută, de exemplu industria laptelui de consum. Astăzi pasteurizarea este extinsă şi în industria sucurilor de fructe şi

legume, în industria berii etc. Pasteurizarea s-a extins şi ca fază tehnologică necesară pentru pregătirea realizării unor faze

în care se acţionează cu microfloră dirijată (de exemplu în industria brânzeturilor). Sub formă de opărire s-a extins ca fază

strict necesară în industria conservelor de legume şi fructe şi în unele cazuri înainte de congelare pentru unele legume.

Prin sterilizare se aplică un tratament care să asigure conservabilitatea pe o perioadă îndelungată. Sterilizarea se

realizează în genere acceptîndu-ae anumite transformări şi în produs, însă urmărindu-se menţinerea valorii alimentare şi

structura normală a produsului. Produsele sterilizate nu se încadrează în categoria produselor proaspete, ci în cea a

produselor conservate prin sterilizare (conserve vegetale, conserve de carne, conserve de lapte).

Procesul de pasteurizare sau de sterilizare fiind un proces de relaţie temperatură-timp trebuie considerat că se

realizează practic în trei etape succesive:

- încălzirea până la temperatura de pasteurizare, respectiv sterilizare;

- menţinerea pentru o perioadă dată la temperatura de pasteurizare, respectiv sterilizare;

- răcirea la temperatura de depozitare. Dacă temperatura de depozitare pentru produsele conservate prin sterilizare

poate fi considerată temperatura mediului ambiant, pentru unele produse pasteurizate temperatura de depozitare

corespunde temperaturii considerată valabilă pentru refrigerare. În cazurile în care pasteurizarea este urmată de o altă

fază tehnologică, temperatura de răcire este determinată de temperatura pe care o impune faza tehnologică respectivă.


88

13.1. Factori care influenţează pasteurizarea-sterilizarea

Pasteurizarea şi sterilizarea fiind operaţii care urmăresc distrugerea microorganismelor, sunt influenţate de

factori care favorizează sau defavorizează dezvoltarea microorganismelor. Dintre factorii cei mai importanţi care

influenţează dezvoltarea microorganismelor exceptând natura microorganismelor, trebuiesc consideraţi: compoziţia

mediului, presiunea osmotică şi temperatura.

Compoziţia mediului. Drojdiile, mucegaiurile si imensa majoritate a bacteriilor nu pot capta energia solară. De

aceea trebuie să-şi asigure energia necesară vieţii prin degradarea sau oxidarea anumitor compuşi, de cele mai multe ori

organici. Unele microorganisme ca mucegaiurile îşi pot lua energia necesară vieţii din surse foarte variate datorită faptului

că ele au un sistem enzimatic foarte complet, drojdiile şi bacteriile saprofite au exigenţe foarte stricte şi nu atacă decât un

număr limitat de substraturi.

Compoziţia mediului asupra căruia se realizează tratamentul termic prezintă importanţă foarte mare atât prin

natura sa cât şi prin cantitatea şi specificitatea microorganismelor pe care le conţine. Se admite că microorganismele în

stare uscată se distrug mult mai greu decât microorganismele în suspensie apoasă. Aceasta explică distrugerea mai

greoaie a formelor sporulate, decât a formelor vegetative.

Compoziţia mediului influenţează prin aciditate, conţinut de NaCl, conţinut de zaharoză, materii grase etc.

Măsura acidităţii este dată de valoarea pH-ului. pH-ul are o influenţă determinantă asupra dezvoltării

microorganismelor. Dacă unele mucegaiuri ca Fusarium se dezvoltă într-un domeniu larg de pH (1,8-11,2), cele mai multe

mucegaiuri și drojdii se dezvoltă într-un domeniu mai restrâns de pH (3-7,5). Foarte rar se găsesc bacterii care se dezvoltă

în afara domeniului de pH = 5-8. Din cele enumerate, toate microorganismele se pot dezvolta în domeniul pH-ului care

caracterizează apropierea de neutralitate. Distrugerea termică a microorganismelor în vecinătatea neutralităţii este mai

greoaie atât pentru formele vegetative cât şi pentru formele sporulate. Sub pH = 5 distrugerea sporilor de bacterii este

puternic accelerată. La pH = 4,5 durata de distrugere la aceeaşi temperatura este adesea 1/10 din durata de distrugere

când pH-ul este cuprins între 5 - 7.

Unele produse alimentare au în stare normală pH<4,5. În acestea bacteriile nu se dezvoltă şi sunt distruse uşor.

Altele au pH cuprins între 5-7,5 şi sunt atacate de toate microorganismele. La unele produse pentru a se asigura

conservabilitatea şi distrugerea microorganismelor li se poate modifica valoarea pH-ului prin diferite adaosuri. La altele

însă nu se poate acţiona asupra pH-ului deoarece s-ar distruge alte calităţi. De exemplu, la legumele verzi sub pH = 5,5 se

distruge clorofila.

Prezenţa unor săruri §i în special a NaCl în concentraţii de 1-4% în mediu, poate duce la mărirea rezistenţei

microorganismelor, atât a formelor vegetative cît şi a formelor sporulate. Concentraţiile mai mari de NaCl au în general

efect de reducere a rezistenţei microorganismelor datorită creşterii presiunii osmotice.

Mărirea conţinutului de zaharoză conduce la creşterea rezistenţei microorganismelor. Durata de distrugere a

drojdiilor, mucegaiurilor şi bacteriilor nesporulate poate creşte de 4-5 ori cînd soluţia are 30-50% zaharoză, faţă de soluţia

de ser fiziologic.

Prezenţa substanţelor proteice, în special în prezenţa zaharurilor, reduce durata de distrugere termică a

majorităţii microorganismelor.

Influenţa materiilor grase asupra duratei de distrugere termică este foarte importantă. În genere materiile grase

au acţiune protectoare, mărind durata necesară pentru distrugere chiar la temperaturi ridicate. Acţiunea materiilor grase


89

în prezenţa apei nu este aşa de importantă. Acţiunea protectoare a materiilor grase se manifestă tot aşa de bine pantru

forme vegetative, pentru spori şi chiar pentru enzime.

Prezenţa unor săruri ca nitraţi, nitriţi, care în anumite cazuri sunt utilizate ca adausuri, nu manifestă influenţă

sensibilă asupra alurei de distrugere termică a microorganismelor.

Dezvoltarea microorganismelor este influenţată de acţiunea substanţelor antiseptice, fie că ele sunt naturale în

produs, ca de exemplu uleiurile esenţiale, fie că provin dintr-un tratament tetamic (afumare) sau sunt simple substanţe de

adaus ca acid benzoic, acid sorbic sau diverse antibiotice. Aceste substanţe care au efect de a întîrzia sau împiedeca

acţiunea de dezvoltare a microorganismelor nu au aceleaşi caracteristici legate de distrugerea lor.

Oxigenul este indispensabil creşterii microorganismelor, fie că ele sunt mucegaiuri, drojdii sau chiar bacterii dacă

microorganismele sunt obligatoriu aerobe. Microorganismele anaerobe se dezvoltă numai în absenţa oxigenului. Acest tip

de microorganisme nu tolerează decît presiuni parţiale de oxigen foarte scăzute (sub 1 Pa). Bacteriile anaerobe sau

microaerofile se dezvoltă perfect de bine în produsele închise în ambalaje în absenţa oxigenului atmosferic.

Durata şi condiţiile de distrugere sunt determinate şi de numărul și tipul de microorganisme care se află în unitatea de

volum de produs.

Presiunea osmotică. Dezvoltarea microorganismelor este puternic influenţată de presiunea osmotică a lichidului

din capilarele mediului. In medii suficient de concentrate, în care presiunea osmotică creşte mult, nu este posibilă

dezvoltarea nici unui microorganism. Aşa se explică conservarea gemurilor, a dulceţurilor, a laptelui concentrat cu adaua

de zahăr etc.

Influenţa presiunii osmotice este comod să se exprime prin aşa zisa „activitate a apei" sau prin gradul

higrometric al produsului, care este definit prin raportul între presiunea vaporilor de apă din produs şi presiunea vaporilor

de apă din atmosferă la saturaţie la aceeaşi temperatură: a

mr

p

ph (13.1)

Sensibilitatea diferitelor microorganisme la scăderea gradului higrometric este foarte diferită. În timpul

pasteurizării sau sterilizării - ca operaţie de tratare termică - însă nu se poate influenţa gradul higrometric. Acesta ar putea

fi influenţat înainte de a se realiza sterilizarea sau pasteurizarea prin substanţe de adaus care măresc conţinutul de

substanţă uscată şi în acelaşi timp măresc presiunea osmotică şi scad presiunea vaporilor de apă din produs, respectiv

scad valoarea gradului higrometric.

Temperatura influenţează mult dezvoltarea microorganismelor. Fiecare tip de microorganism are o temperatură

optimă de dezvoltare, însă în acelaşi timp are şi un domeniu de activitate deasupra şi sub temperatura optimă. La

temperaturi scăzute chiar dacă-şi încetinesc mult activitatea, microorganismele supravieţuiesc şi îşi reiau din nou

activitatea cînd ajung în domeniul de temperatură optimă. În domeniul temperaturilor superioare temperaturii optime,

sub acţiunea temperaturii ridicate o anumită perioadă de timp pot fi distruse atît formele vegetative cît şi formele

sporulate ale microorganismelor. Temperatura şi relaţia temperatură-tinip pentru distrugerea microorganismelor este

diferită pentru formele vegetative şi cele sporulate şi se poate considera caracteristică microorganismului, produsului în

care se găseşte microorganismul şi chiar încărcăturii ca microorganisme a produsului.

13.2. Distrugerea termică a microorganismelor

Atît pasteurizarea cît şi sterilizarea realizate prin tratament termic asigură mărirea conservabilităţii prin

distrugerea microorganismelor. Distrugerea termică a microorganismelor -fie forme vegetative, fie forme sporulate- după

cercetările lui Deindoerfer şi Humphrey- se realizează analog cu o reacţie monomoleculară. În cazul acesta factorul de

potenţialitate este populaţia microbiană.


90

Tinînd seama de desfăşurarea reacţiilor monomoleculare la temperatură constantă, distrugerea

microorganismelor este funcţie de numărul de microorganisme pe unitatea de cantitate de produs, fenomenul de

distrugere putând fi concretizat prin relaţia:

Nkd

dN.

(13.2)

în care: N - numărul de microorganisme prezente la timpul ; - timpul de acţiune la temperatură constantă; k -

constantă dimensională (l/timp) cu valori diferite în funcţie de temperatură şi de tipul de microorganism. Separînd

variabilele şi introducînd sub semnul integrală, se ajunge la:

N

N

dkN

dN

0 0

.

(13.3)

sau integrînd:

.ln0

kN

N (13.4)

o care poate fi pusă şi sub formă de curbă exponenţială:

.0.

keNN (13.5)

Ecuaţia (13.4) poate fi trecută în logaritmi zecimali, devenind:

.303,2

lg0

k

N

N (13.6)

sau notând k/2,303 = l/D se obţine:

D

N

N /

0

10 (13.7)

ecuaţie care în coordonate semilogaritmice este reprezentată printr-o dreaptă.

In relaţia (13.4) şi următoarele raportul N/N0 reprezintă o măsură a gradului de distrugere a microorganismelor.

Curba care se obţine pe baza relaţiei (13.4)-(13.7) este numită şi curbă de supravieţuire deoarece raportul N/N0 este

raportul între microorganismele viabile la timpul faţă de cele care se găseau la începutul operaţiei.

In această relaţie temperatura este considerată constantă, iar k este o caracteristică cu valoare specifică unui

microorganism şi unei temperaturi. Prezentată în diagramă semilogaritmică, luând în ordonată lg N şi în abscisă timpul de

distrugere curbele pentru o temperatură dată devin drepte avînd înclinaţii diferite funcţie de temperatură şi

microorganism. Pentru un microorganism dat înclinaţia faţă de abscisă creată cu creşterea temperaturii. In fig.13.1 sunt

prezentate în diagrama semilogaritmică curbele de supravieţuire pentru Bacillus subtilis la diferite temperaturi. Din figură

se deduce că pe măsură ce creşte temperatura la care se acţionează, timpul necesar pentru obţinerea unui anumit grad

de sterilizare scade. Este de remarcat că ţinînd seama de datele experimentale relaţia de mai sus nu este o dreaptă pentru

toate microorganismele. Din determinările experimentale pentru Bacillus stearotermofilus prima parte a curbei este o

dreaptă, însă pe măsură ce populaţia microbiană scade, dreptele se curbează cu tendinţă de orizontalizare (fig.13.2).


91

Fig.13.1. Diagrama semilogaritmică curbele de supravieţuire pentru Bacillus subtilis la diferite temperaturi

Fig. 13.2. Diagrama semilogaritmică curbele de supravieţuire pentru Bacillus stearotermofilus la diferite temperaturi

In literatură se găsesc date experimentale asupra timpului necesar pentru reducerea populaţiei microbiene la

1/10 din valoarea sa. Valoarea D din relaţia (13.7) reprezintă timpul necesar pentru reducerea populaţiei microbiene la

1/10 din valoarea sa la o temperatură dată pentru un anumit microorganism. Din fig.13.3 se vede că valoarea D, din

Fig.13.3 punct de vedere matematic, reprezintă reciproca pantei curbei de supravieţuire în diagramă semilogaritmică.

Fig.13.3. Curba timpului de distrugere termică TDT

Tinînd seama de cele prezentate în fig.13.1 şi 13.2 rezultă că ridicînd temperatura, se reduce timpul de distrugere

pentru obţinerea unui anumit grad de sterilizare şi drept consecinţă se reduce şi valoarea luiD

Tinînd seama de datele experimentala disponibile are importanţă practică valoarea lui D la 25O°F respectiv 121,1°C,

aceasta fiind luată ca valoare de referinţă şi fiind notată cu D . Cu cît valoarea lui D respectiv D este mai mare, cu atât

specia de microorganism respectivă este mai rezistentă.

Ball a demonstrat că reducerea temperaturii de sterilizare în progresie aritmetică atrage după sine o reducere a

timpului de distrugere în progresie geometrică şi a arătat că în coordonate semilogaritmice luînd în ordonată durata de

distrugere şi în abscisă temperatura de distrugere se obţine o dreaptă descrisă de relaţia:


92

z

tt

D

D 21

2

1lg

(13.8)

Curba descrisă de relaţia (13.3) poartă denumirea de curba timpului de distrugere termică sau prescurtat curba

TDT. In fig.13.4 este prezentată schematic curba TDT cu panta ztg /11 . In această relaţie D1 respectiv D2 reprezintă

timpul de reducere a populaţiei microbiene la temperatura t1, respectiv t2 la 1/10 din valoarea sa, iar z caracterizează

rezistenţa termică şi reprezintă numărul de grade de temperatură necesare pentru ca curba timpului de distrugere

termică să străbată un ciclu logaritmic. Din punct de vedere matematic z reprezintă reciproca pantei curbei timpului de

distrugere termică trasată în coordonate semilogaritmice. Cu cât z este mai mare cu atât specia de microorganisme este

mai rezistentă. Valoarea lui z se poate da în grade C sau F după cum în diagramă t este luat în °C sau °F.

Din relaţia (13.8), cunoscînd valoarea experimentală a lui z şi timpul de distrugere termică la 1/10 din valoarea sa la o

anumită temperatură de referinţă, se poate calcula valoarea timpului de distrugere termică la o altă temperatură.

Intr-un proces de sterilizare bine condus, pe lîngă distrugerea microorganismelor trebuie să se realizeze şi

inactivarea enzimelor. Valorile lui z pentru inactivarea enzimelor pot fi mai mari decît cele pentru distrugerea

microorganismelor.

In cele expuse s-a considerat constantă de timp temperatura la care se realizează distrugerea microorganismelor.

In practică aproape niciodată nu se poate realiza sterilizare respectiv pasteurizare la o temperatură constantă, deoarece

acţiunea temperaturii se realizează asupra microorganismelor şi în perioada de încălzire la temperatura de sterilizare

respectiv pasteurizare şi în perioada de răcire.

Valorile lui k din relaţiile (13.2)-(13.6) în concordanţă cu ecuaţia lui Arhimede sunt dependente de temperatură si se pot

determina pe baza relaţiei:

RTEeAk /. (13.9)

în care: A este factor de frecvenţă, care în cinetica chimică reprezintă numărul de ciocniri între moleculele care

reacţionează, iar în materie de pasteurizare-sterilizare, numărul de ciocniri între microorganismele care se distrug; E -

constantă de natura unei energii, respectiv energia de activare pentru distrugerea microorganismelor; R - constanta

universală a gazelor; T - temperatura absolută la care se acţionează pentru distrugerea microorganismelor.

Relaţia (13.3), considerînd pe A independent de temperatură se poate aduce la forma:

deA

N

dN RTE / (13.10)

în care în termenul din dreapta egalităţii sunt două variabile: T şi . Dacă se ţine seama de profilul liniar al variaţiei relaţiei

temperatură-timp şi dacă pentru o temperatură dată E/RT = a, aceasta pentru variaţia temperaturii în timpul 0 devine

E/RT = a/(1 + k) în care k este un parametru de timp. Prin această înlocuire relaţia (13.10) devine:

0

1/

0

deAN

dN ka

N

N

(13.11)

Integrarea relaţiei (13.11) nu se poate face decît cu schimbarea variabilei, iar valoarea totală trebuie să se

calculeze separat pentru perioada de încălzire, de menţinere la temperatura de sterilizare şi de răcire ţinînd seama de

domeniul letal.

Pentru ansamblul procesului, dacă se notează N/N0= , efectul total de sterilizare poate fi dat de relaţia:

rmit (13.12)

în care indicii: t este total; i - încălzire; m - menţinere şi r – răcire.


93

O rezolvare mai comodă se poate obţine în cazul cînd se ia în considerare variaţia temperaturii în salturi, în

intervale mici şi se iau în considerare efectele de distrugere la temperaturile medii ale variabilelor t1, t2..., tn în intervale de

timp finite 1, 2, ..., n şi ţinînd seama de timpii de reducere la 1/10 a populaţiei microbiene D1, D2, ..., Dn

temperaturile respective.

In aceste cazuri relaţia (13.6) poate fi adusă la forma:

n

n

n

n

DN

N

DN

N

DN

N

1

2

2

2

1

1

1

1

0 lg...;lg;lg

iar efectul total de distrugere poate fi dat de relaţia:

n

i

i

n DN

N

1

0lg

(13.13)

Dacă se cunoaşte relaţia temperatură-timp a procesului de distrugere, fie t = f(), valoarea lui i se poate exprima pe baza

relaţiei (13.8) în funcţie de un r (timp de referinţă) la o temperatură de referinţă tr şi de valoarea lui z, prin relaţia:

z

ftrespectiv

z

tt r

r

r

r

)(lglg

(13.14)

Relaţia (13.14), dacă se cunoaşte tr, r , z şi f(), se poate determina valoarea lui.

Pentru o rezolvare corectă a problemei în care se impune un anumit grad de sterilizare N0/Nn se observă că din ambele

relaţii, la variaţia temperaturii trebuie să se ţină seama de o însumare de termeni, în care să se cumuleze efectul de

distrugere din zonele letale ale perioadei de încălzire şi răcire în porţiunile cu efect letal, cît şi de cel din perioada de

menţinere la temperatură constantă.

In literatura de specialitate se găsesc şi alte rezolvări matemtice pornind fie de la relaţia (13.8) fie de la relaţia (13.10),

cînd se ia în considerare variaţia temperaturii în timpul procesului.

13.3. Transferul de căldură la sterilizare

Evoluţia temperaturii în produs în timpul realizării procesului de sterilizare este determinată în mare măsură de

condiţiile de transfer de căldură de la agentul de încălzire la produs şi de la produs la agentul de răcire.

Curba care reprezintă evoluţia temperaturii în interiorul produsului funcţie de timp în timpul sterilizării poartă

denumirea de curbă de termopenetraţie sau curba THC.

Sterilizarea, respectiv pasteurizarea , se poate realiza pentru:

- produse ambalate în diferite tipuri de ambalaje;

- produse în vrac.

Condiţiile de transfer de căldură la sterilizarea produselor în vrac sunt condiţii normale de transfer prin

intermediul unei suprafeţe de schimb de căldură sau prin contact direct cu agentul de încălzire, dar prezintă mare

importanţă caracteristicile termice ale produsului. Transferul de căldură în timpul sterilizării sau pasteurizării la produsele

ambalate este influenţat, pe de o parte, de natura şi caracteristicile produsului, pe de altă parte, de natura, forma şi

dimensiunile ambalajului. Atît la produsele sterilizate sau pasteurizate în vrac, cît şi la cele ambalate influenţează şi natura

agentului de încălzire, respectiv răcire și condiţiile în care se realizează operaţia.

Transferul de căldură se realizează prin convectie dacă produsul supus tratării este lichid sau prin conducţie dacă

produsul este solid. In realitatea industrială de multe ori procesul nu este nici o convectie pură, nici o conducţie pură. Este

cazul produselor solide în bucăţi de anumită formă şi dimensiune imersate în lichid, unde există transfer de căldură prin

convectie în lichid şi prin conducţie în particulele solide sau cazul produselor la care în timpul tratamentului termic au loc


94

transformări care modifică vîscozitatea sau consistenţa și la care procesul se poate spune că se realizează predominant

prin convecţie sau prin conducţie total sau numai o anumită perioadă de timp.

In cazul lichidelor cu vîscozitate redusă datorită curenţilor de convecţie care apar în masa lichidă, temperatura

lichidului tinde să se uniformizeze în toată masa şi să se apropie de temperatura feţei interioare a ambalajului. In cazul

produselor cu vîscozitate ridicată, respectiv caracterizate prin consistenţă sau al produselor solide în bucăţi de diferite

forme sau mărime uneori parţial tasate în interiorul recipientului, transferul de căldură se realizează în principal prin

conducţie.

Indiferent de natura produsului şi starea lui (lichid sau solid) de modul în care se realizează operaţia (discontinuu

sau continuu), din cauza închiderii produsului într-un recipient de o anumită formă şi anumite dimensiuni, transferul de

căldură se realizează în regim nestaţionar. Dacă în cazul produselor cu vîscozitate redusă, în realizarea procesului se poate

considera numai variaţia temperaturii produselor în timp, în cazul produselor puternic vîscoase sau a produselor solide

ambalate, trebuie considerată atît variaţia temperaturii în timp cît şi cea pe grosimea produsului în ambalaj (în spaţiu),

deoarece temperatura va varia de la faţa interioară a ambalajului spre interior pînă în centrul geometric al ambalajului,

unde teoretic în perioada de încălzire este punctul de temperatură minimă, iar în perioada de răcire punctul de

temperatură maximă. Cercetările făcute legat de locul critic cu temperatura minimă în timpul încălzirii, respectiv maximă

în timpul răcirii au arătat că acesta nu este în centrul geometric al ambalajului, ci undeva mai sus din cauza pernei

superioare de aer sau pentru cutiile cilindrice, în funcţie de raportul h/d poate fi o zonă inelară în planul median, fie în

două zone simetrice în raport cu planul median.

Indiferent care este tipul de sterilizare, trebuie să se ţină seama că ceea ce se transmite de la agentul de încălzire

produce o acumulare de căldură în produs care provoacă variaţia temperaturii produsului, fenomenul de transfer de

căldură fiind corelat cu fenomenul de acumulare.

Fluxul termic în regim nestaţionar poate fi definit prin relaţia:

dttAkdQ m )(. (13.15)

Fenomenul de acumularea căldurii în produs poate fi descria prin ecuaţia calorimetrică:

dtcMdQ .. (13.16)

Egalând cele două relaţii şi separînd variabilele se obţine:

dcM

Ak

tt

dt

m

..

.

(13.17)

în care considerînd temperatura mediului care cedează căldura (tm ) constantă, prin integrare se ajunge la:

2

1.

.ln

2

1

dcM

Ak

tt

tt

m

m (13.18)

în care t2 respectiv t1, sunt temperaturile produsului după timpii 2 respectiv 1, k - coeficientul total de transfer de

căldură; A - suprafaţa de transfer de căldură a ambalajului; M - masa produsului din ambalaj; c - căldura specifică a

produsului.

Cei doi termeni ai relaţiei (13.18) sunt nedimensionali iar relaţia în sine reprezintă modelul teoretic al transferului

de căldură prin convecţie.

Pentru lichidele cu vîscozitate mare sau solidele ambalate supuse sterilizării, caz în care în principal transferul de

căldură se realizează prin conducţie cu variaţia temperaturii în timp si în spaţiu, cu oarecare aproximaţie se poate


95

determina valoarea temperaturii în timp la o anumită valoare a grosimii () stratului de produs pe baza relaţiei dedusă pe

aceleaşi considerente ca relaţia precedentă:

12

2

1

..ln

ctt

tt

m

m (13.19)

în care temperaturile şi timpii au notaţiile precedente; - coeficientul parţial de transfer de căldură al agentului de

încălzire; -densitatea produsului.

In cazul mediilor omogene pentru un calcul mai exact se poate utiliza ecuaţia diferenţială a conducţiei, înlocuind-

o cu o ecuaţie eu diferenţe finite care în cîmp unidimensional ia forma:

2

2

.x

ta

t

(13.20)

iar pentru cilindru infinit în coordonate cilindrice:

r

tr

rra

t..

1.

(13.21)

în care a este difuzivitatea termică a produsului supus sterilizării; x - grosimea stratului de produs ().

13.3.1. Evoluţia temperaturii la încălzire în centrul ambalajului.

Trasînd curbele de evoluţie a temperaturii produsului în interiorul ambalajului în coordonate semilogaritmice şi

luînd în ordonată diferenţa de temperatură tm - t . fiind temperatura produsului în centrul geometric al ambalajului, iar în

abscisă intervalul de timp Ball şi alţii au observat că se obţine o curbă care pe cea mai mare porţiune este o dreaptă.

Dacă se prelungeşte porţiunea dreaptă pînă la intersecţia ei cu ordonata se obţine o diferenţă de temperatură (tm-ta ) mai

mare decît diferenţa de temperatură iniţială (tm-to). Temperatura ta fost numită pseudotemperatura iniţială a produsului

la încălzire. Curba în sine arată că la începutul procesului de încălzire apare un fenomen de întîrziere a începerii încălzirii

produsului în centrul geometric al ambalajului. Cauzele întîrzierii începerii încălzirii produsului în centrul geometric sunt

legate în special de condiţiile în care se realizează transferul de căldură prin conducţie în regim nestaţionar, dintre care

elementele mai importante sunt:

- încălzirea produsului dinspre margine spre centrul geometric;

- dimensiunile ambalajului care determină cantitatea de produs care trebuie să se încălzească pentru a permite începerea

încălzirii produsului din centrul geometric al ambalajului;

- temperatura mediului de încălzire (tm) şi temperatura iniţială a produsului (t0), respectiv diferenţa de temperatură

iniţială (tm-t0 ).

Ecuaţia dreptei pentru care se cunoaşte ordonata la origine (tm-ta ) si pentru care panta este -l/f, este:

)lg(1

)lg( amm ttf

tt (13.22)

In relaţia (13.22) semnificaţia lui f este cea a timpului necesar pentru reducerea diferenţei de temperatură la 1/10

din valoarea sa pentru anumite condiţii. Valoarea lui f, din punct de vedere matematic, reprezintă reciproca pantei curbei

de variaţie a diferenţei de temperatură în timp.

Pentru trasarea curbei ca o dreaptă a fost necesar ca pentru ordonata la origine, în diferenţa de temperatură să

se ia pseudotemperatura iniţială a produsului. Ball a propus ca ţinînd seama de măsurătorile posibile, determinarea lui ta

să se facă din relaţia:

).( 0ttjtt mam (13.23)


96

respectiv valoarea lui j: 0tt

ttj

m

am

(13.24)

iar relaţia (13.22), ţinînd seama de acestea devine:

jtt

ttf

tt

tt

tt

ttf

m

m

m

m

m

am .lg..lg. 00

0

(13.25)

Ecuaţia (13.25) este definită complet prin parametrii tm , t0 , f şi j. Parametrii f şi j sunt determinaţi pe baze

experimentale şi sunt comentaţi destul de mult în literatura de specialitate. Valoarea lui f depinde de proprietăţile

produsului, mărimea şi forma ambalajului.

Parametrul j, denumit şi factor de lag (factor de întârziere) sau coeficient de intercept, este o măsură a rămânerii

în urmă în stabilirea unei rate de încălzire uniformă. Valoarea lui j este o funcţie de poziţia punctului pentru care se fac

măsurătorile, forma ambalajului şi distribuţia iniţială a temperaturii.

Pentru convecţie pură din relaţia (13.18) valoarea lui j se deduce a fi j = 1. Ball a arătat că se observă experimental în cazul

convecţiei pure valori ale lui j subunitare şi a explicat aceasta prin variaţia coeficientului total de transfer de căldură în

timpul procesului de încălzire. Pentru conducţie pură ţinând seama de relaţia (13.21) valoarea lui j 2, Experimental însă

s-a observat că valorile sunt considerabil mai mici variind între 1,2 până la 1,8.

13.3.2. Evoluţia temperaturii la răcire în centrul ambalajului.

Pentru calculul proceselor de sterilizare, tot atât de important ca variaţia temperaturii în centrul geometric al

cutiei în faza de încălzire, este variaţia temperaturii în faza de răcire, cel puţin pentru perioada cât faza de răcire este

activă pentru distrugerea microorganismelor şi enzimelor.

Transferul de căldură în faza de răcire se realizează în aceleaşi condiţii ca în faza de încălzire, cu următoarele elemente

caracteristice;

- fluxul termic are direcţia din interior spre exterior, punctul cu temperatura cea mai ridicată rămânând de această dată

produsul din centrul geometric, respectiv echivalentul lui;

- dacă la încălzire se putea realiza transferul folosind un agent de încălzire care-şi menţine temperatura constantă^ la

răcire agentul de răcire are totdeauna temperatura variabilă;

- distribuţia temperaturii la începerea fazei de răcire nu este uniformă în produs.

Ultimele două elemente impun ca relaţiile de transfer de căldură indicate pentru faza de încălzire să nu poată fi

utilizate decât numai dacă li se fac modificări importante.

Şi în cazul răcirii, Ball şi colaboratorii au observat că variaţia temperaturii funcţie de timp într-o diagramă

semilogaritmică este dată de o curbă care are două porţiuni; o porţiune curbilinie (sau porţiunea de lag) care apare la

începutul răcirii și o porţiune liniară (sau porţiunea semilogaritmică).

Porţiunea iniţială cea de întârziere a începutului răcirii este provocată de elemente similare ca porţiunea analogă

de la curba de încălzire, respectiv de răcirea iniţială a restului produsului până la cele din centrul ambalajului.

Ecuaţia dreptei de răcire, similară cu cea a dreptei de încălzire se poate scrie sub forma:

wg

wrrr

tt

ttjf

lg. (13.29)

iar curba de răcire se poate prezenta în mai multe variante ca şi curba de încălzire.


97

În ecuaţia (13.29) tg este temperatura produsului la începutul răcirii în centrul geometric al ambalajului, iar tw temperatura

agentului de răcire.

Şi în cazul răcirii se poate vorbi de o pseudotemperatură iniţială a produsului în centrul geometric la începutul

răcirii, care ar putea juca rol la determinarea lui jr . După unii autori jr = 1,41. Flambert şi colaboratorii însă au demonstrat

teoretic şi experimental că valoarea lui jr poate fi diferită de 1,41.

În relaţia (13.29) fr are aceeaşi semnificaţie cu a lui f pentru perioada de încălzire. Ball a propus ca valoarea lui fr

să fie luată egală cu cea a lui f pentru curba de încălzire. Şi asupra valorii lui fr părerile sunt împărţite.

13.3.3. Temperatura medie a masei produsului în cazul transferului de căldură prin conducţie

În multe cazuri cunoaşterea temperaturii medii a produsului (tmed) este importantă pentru proiectarea proceselor

de sterilizare şi evaluarea modificărilor survenite în calitatea produsului. Principial valoarea lui tmed s-ar putea calcula din

relaţia:

M

med tdMM

t0

1 (13.30)

Relaţia (13.30) s-ar putea rezolva dacă s-ar cunoaşte funcţia t.dM în care M este masa produsului.

Pentru temperatura medie (tmed) în timpul încălzirii Kopelman şi colaboratorii au prezentat o expresie analitică

care leagă temperatura medie a produsului de temperatura din centrul geometric al produsului (tg) şi temperatura

agentului de încălzire (tm), care a fost adusă la forma:

)( gmmgmmed ttKtt (13.31)

Valoarea lui Kmg este o funcţie de factorul de lag şi de mărimea criteriului lui Biot. După unii autori Kmg = 0.27.

Este important să se poată calcula temperatura medie a produsului la sfârşitul perioadei de răcire, temperatura

aceasta fiind foarte importantă şi trebuind să fie cuprinsă între 32-44°C. Temperatura minimă este limitată pentru

împiedecarea ruginirii cutiilor, deoarece la temperaturi de 32°C şi superioare, uscarea cutiilor se realizează destul de

rapid. Limita superioară apare pentru împiedecarea dezvoltării bacteriilor termofile care nu au fost distruse, dar care la

temperaturi sub 44°C nu se mai dezvoltă.

Pentru determinarea distribuţiei temperaturii la un moment dat, în cazul ambalajelor cilindrice, se poate aplica

un calcul pe baza metodei diferenţelor finite, împărţind cilindrul în n inele de grosime R = R/n și scriind pentru fiecare

inel un bilanţ termic de tipul:

aciei QQQ (13.32)

unde; Qi este fluxul termic intrat pe o faţă a inelului, transmis prin conducţie; Qie - fluxul termic ieşit pe cealaltă faţă a

inelului, transmis prin conducţie; Qac - fluxul termic acumulat în inel pare poate fi pozitiv sau negativ, şi care modifică

temperatura medie a inelului faţă de cea avută în momentul iniţial.

Dacă se cunoaşte , , c pentru materialul din recipient, dacă se cunoaşte o distribuţie a temperaturilor t0,

t1,.....,tn pe feţele inelelor de la diferite poziţii şi un interval de timp ales pentru transfer se poate determina pe rând

temperatura medie a fiecărui inel (t1’) pornind de la exterior spre interior şi apoi calculele se pot repeta şi pentru alte

intervale de timp când temperatura suprafeţei (t0) exterioare se menţine constantă, putându-se merge până la

temperatura finală de răcire.

Cunoscîndu-se distribuţia la temperatura finală de răcire, se poate determina temperatura medie a produsului la

sfîrşitul operaţiei:

/rluxul


98

V

tV

t

nn

iiii

mr

)1(

10

)1()1( .

(13.33)

în care: Vi-(i+1) este volumul unui inel oarecare; V - volumul total al ambalajului; ti-(i+1) - temperatura medie a inelului

oarecare la sfîrşitul operaţiei de răcire; tm - temperatura medie a produsului la sfîrgitul fazei de răcire.

13.3.4. Optimizarea proceselor de sterilizare

Posibilitatea de optimizare a procesului de sterilizare apare datorită faptului că în timpul realizării operaţiei apar

procese „dorite" - distrugerea microorganismelor şi enzimelor - şi procese „nedorite" ca: distrugerea vitaminelor,

substanţelor de aromă, de culoare etc. Curbele de distrugere pentru procesele nedorite - datorită faptului că acestea se

încadrează în reacţii de ordinul întîi pot fi caracterizate tot prin relaţii de tipul (13.4) respectiv (13.8) însă panta curbei în

diagramă semilogaritmică este diferită pentru fiecare component. Pentru componentele care interesează să se păstreze în

produsul sterilizat, în vederea distrugerii microorganismelor, este important să se aleagă condiţii de relaţie temperatură-

timp astfel încît timpul de reducere la 1/10 a populaţiei microbiene să fie mai mic decît pentru componentele care

interesează, respectiv dreptele de supravieţuire -în diagrame semilogaritmice - pentru componentele care interesează să

aibă înclinaţie mai mică faţă de orizontală, adică valori ale lui z mai mari. Pentru distrugerea vitaminelor, de obicei, este

luat în considerare ca proces nedorit distrugerea tiaminei.

Dacă fenomenul de distrugere este urmărit după relaţia (13.8) respectiv în diagramă semilogaritmică lg D-t, alături de

dreapta de letalitate pentru distrugerea microorganismelor, se pot construi pe acelaşi grafic dreptele similare care

reprezintă distrugerea produselor care nu se doreşte să dispară, apărînd drepte de reducere la l/l0 atât pentru populaţia

microbiană cît şi pentru componentele care interesează și se poate stabili domeniul de sterilizare în care componenţii care

interesează se distrug în raport mai mic decît populaţia microbiană.

În fig.13.8. este dat cazul în care după dreptele de letalitate se constată că până la temperatura t1 componentul A

se distruge mai uşor decât populaţia microbiană, până la temperatura t2 componentul B se distruge mai uşor decît

populaţia microbiană. Din acestea rezultă că pentru păstrarea în proporţii mai mari a componentelor A şi B se alege o

relaţie temperatură-timp în care temperatura de sterilizare ts > t1.

În produsele alimentare există o populaţie microbiană destul de diversă. Pentru stabilirea condiţiilor de sterilizare

se alege o suşe de referinţă, de obicei cea care se distruge mai greu şi faţă de aceasta se stabilesc condiţiile de relaţie

temperatură-timp.

Ţinând seama de elementele de mai sus, prezicerile care favorizau sterilizarea la temperatură înaltă-timp scurt nu

sunt totdeauna valabile pentru produsele solide ambalate, la care apare o distribuţie neuniformă a temperaturii în timpul

încălzirii şi răcirii.

13.4. Pasteurizarea

Aşa cum s-a precizat pasteurizarea urmăreşte distrugerea formelor vegetative ale microorganismelor şi

încetinirea activităţii microorganismelor şi enzimelor. Pentru păstrarea calităţilor produselor apropiate de ale produselor

proaspete pe o perioadă de timp, pasteuriarea prezintă o importanţă mare pentru multe subramuri ale industriei

alimentare.

Tratarea termică pentru realizarea pasteurizării, trebuie să se facă respectînd regimul termic de pasteurizare,

respectiv relaţia temperatură-timp, urmărindu-se şi menţinerea calităţilor iniţiale ale produsului.


99

După modul în care se prezintă produsul, pasteurizarea se poate realiza în vrac sau cu ambalarea iniţială a

produselor, în diferite tipuri de ambalaje (metalice, din sticlă, din materiale plastice).

După durata de menţinere la temperatura de pasteurizară, aceasta poate fi:

- pasteurizare de lungă durată;

- pasteurizare medie;

- pasteurizare instantanee.

Pasteurizarea de lungă durată este caracterizată prin realizarea operaţiei la temperaturi mai scăzute, puţin

superioare temperaturii de 60°C. În acest caz efectul de pasteurizare în perioada de încălzire şi de răcire este neglijabil,

putîndu-se vorbi practic numai de pasteurizare prin menţinerea produsului la temperatura de pasteurizare tp, timpul de

menţinere la acea temperatură m. Acest gen de pasteurizare în unele cazuri este dictat de natura produsului

(pasteurizarea berii), în altele de tehnologia de fabricaţie şi condiţiile de dirijare a procesului tehnologic (paateurizarea

laptelui pentru industria brînzeturilor). Pasteurizarea medie este caracterizată prin efect de pasteurizare atât în perioada

de încălzire şi răcire de la şi pînă la începutul temperaturii cu acţiune letală, cât şi într-o perioadă de menţinere la

temperatura de pasteurizare, perioadă care însă nu depăşeşte cîteva minute. Temperatura de pasteurizare şi durata de

menţinere sunt caracteristice produsului.

Pasteurizarea instantanee este caracterizată prin realizarea pasteurizării în timpul încălzirii şi răcirii de la

temperatura cu acţiune letală pînă la temperatura de pasteurizare. şi de la temperatura de pasteurizare pînă la

temperatura cu acţiune letală, fără ca la temperatura de pasteurizare să mai existe o durată de menţinere. De remarcat că

în toate cazurile răcirea se conduce pînă la temperatura fazei tehnologice următoare sau cînd aceasta nu există, pînă la

temperatura de depozitare. Pentru unele produse -cum este laptele- temperatura de depozitare este o temperatură de

refrigerare (apropiată de 0°C. aproximativ 4°C), astfel că în aceste cazuri pasteurizarea este combinată cu refrigerarea,

ambele fiind operaţii la care produsul îşi păstrează calităţile produsului proaspăt.

În pasteurizările amintite se realizează numai distrugerea formelor vegetative ale microorganismelor şi indiferent

care ar fi produsul supus pasteurizării, temperatura de pasteurizară nu depăşeşte 95.....98°C. In tehnică s-a introdus şi o

pasteurizare instantanee -în special pentru lapte- care are drept scop să distrugă şi cea mai mare parte a formelor

sporulate ale microorganismelor, fără să se modifice prea mult calităţile organoleptice ale produsului tratat. Aceasta se

realizează prin aducerea produsului instantaneu la temperaturi superioare lui 100oC (de obicei 125-140

oC) şi răcire bruscă.

Operaţiei i s-a dat denumirea de ultrapasteurizare sau uperizare. Procedeul iniţial prevedea ca încălzirea bruscă să se

realizeze prin injecţie de abur, care pe lîngă ridicarea temperaturii să realizeze şi un efect ultrasonic care să contribuie la

distrugerea microorganismelor. Ulterior s-a constatat că se pot obţine efecte de distrugere a microorganismelor chiar fără

efectul ultrasonic şi s-a renunţat la injecţia directă de abur. Dacă răcirea bruscă se realizează prin efect de detentă

coborându-se temperatura de fierbere a produsului la 40-70°C, cum se petrece în unele instalaţii, în faza de răcire se

produce un fenomen de auto-evaporare care realizează şi un efect de concentrare. Sunt şi instalaţii în care pasteurizarea

se realizează sub 100°C şi pentru răcire se realizează efectul de detentă, dar autoevaporarea în aceste situaţii realizează

efecte de concentrare mai mici.

În practica industrială sunt şi operaţii care realizează efectul de pasteurizare ca efect secundar, scopul principal

urmărit fiind încetinirea activităţii enzimatice şi/sau favorizarea altor operaţii prin efectul relaţiei temperatură-timp în

domeniul pasteurizării, ca de exemplu extragerea de coloranţi (ex.: suc de roşii, vinificaţie în roşu).

La tratarea solidelor în domeniul regimului de pasteurizare ca relaţie temperatură-timp în genere se urmăreşte

încetinirea activităţii enzimatice (operaţia de opărire). In aceste cazuri încălzirea la temperatura de pasteurizare se


100

realizează numai prin stratul superficial al bucăţilor de produs, datorită transferului de căldură prin conducţie în regim

nestaţionar.

Instalaţiile utilizate pentru pasteurizare în genere se deosebesc între ele datorita cîtorva condiţii de lucru si

anume:

- după tipul de utilaj şi modul în care se realizează transferul de căldură în acesta;

- după modul în care se realizează economie de energie termică pentru încălzire şi de agent de răcire pentru răcire;

- după temperatura la care se realizează efectul de pasteurizare (în domennl temperaturilor normale de pasteurizare sau

în domeniul uperizării);

- după condiţiile tehnologice care se impun realizării pasteuriză-rii şi în special dacă pasteurizarea este o operaţie de sine

stătătoare sau este continuată de altă fază tehnologică;

- după modul în care este supus pasteurizării produsul: în vrac sau ambalat. Pasteurizarea celor mai multe produse se

realizează în vrac, chiar dacă impune condiţii de îmbuteliere aseptică. Sunt însă şi produse care se pasteurizează după ce

în prealabil au fost ambalate (de exemplu berea, unele sucuri etc).

13.4.1. Bazele teoretice ale pasteurizării

Procesul de distrugere termică a formelor vegetative ale microorganismelor, aşa cum s-a precizat, este legat de

relaţia temperatură-timp. Distrugerea termică se consideră că se realizează deasupra unei valori a temperaturii -

considerată cu acţiune letală- fiind de obicei 60oC. In realitate efectul de distrugere cu acţiune mai mică începe imediat ce

s-a depăşit zona de temperatură optimă de dezvoltare. De asemenea se consideră că se continuă acţiunea de distrugere şi

de la temperatura de pasteurizare în perioada de răcire pînă la temperatura cu acţiune letală.

În special în cazul laptelui - pentru că industria laptelui de consum nu poate exista fără pasteurizare- s-au făcut o

serie de cercetări pentru urmărirea condiţiilor optime de realizare, atît sub aspectul distrugerii microflorei cît si al evitării

modificărilor fizico-chimice ale laptelui, încereînd aă se pună o bază teoretică pasteurizării.

Pe baza studiilor prof. Kuck se consideră că există o zonă în care se poate alege regimul de pasteurizare care să

asigure distrugerea totală a bacteriilor patogene, fără să se modifice prea mult proprietăţile fizico-chimice ale laptelui.

Regimul de pasteurizare care asigură distrugerea totală a bacteriilor patogene, pentru lichide pasteurizate în vrac poate fi

redat prin relaţia:

pt.ln (13.34)

în care este timpul de menţinere a produsului la temperatura de pasteurizare (tp) şi , - coeficienţi caracteristici naturii

şi stării produsului sub aspectul gradului de infectare cu microorganisme.

Pentru laptele normal = 36,84 şi = 0,48. Prin lapte normat se înţelege laptele care înainte de pasteurizare a

fost curăţat prin filtrare sau centrifugare, nu conţine bule de aer şi are un conţinut de microorganisme sub 1.106

celule/cm3 .

Relaţia (13.54) presupune că produsul a fost adus instantaneu la temperatura de pasteurizare. In realitate pentru

pasteurizarea medie şi înaltă, pasteurizarea începe în perioada de încălzire după ce s-a depăşit temperatura minimă cu

acţiune letală -considerată 60°C şi se continuă după perioada de menţinere la temperatura de pasteurizare în perioada de

răcire, pînă se ajunge la temperatura minimă cu acţiune letală. Ga să se ţină seama şi de perioada de încălzire şi de cea de

răcire, Kuck a introdus un produs nedimensional -un invariant de similitudine - pe care 1-a numit criteriul lui Pasteur (Pa)

şi 1-a definit prin relaţia:


101

dPa (l3.35)

în care respectiv d reprezintă durata efectivă de acţiune la temperatura de pasteurizare şi durata suficientă de

acţiune a temperaturii pentru distrugerea microflorei, calculată pe baza relaţia (13.34).

Pentru produsele pasteurizate 1a temperaturi superioare lui 60°C, efectul de pasteurizare apare în perioada de

încălzire, de menţinere la temperatura de pasteurizare şi de răcire pînă la temperatura n.inimă cu acţiune letală, 60oC.

Astfel că se poate vorbi de un timp efectiv de încălzire 1 în care se acţionează cu variaţia temperaturii de la 60°C la tp, un

timp efectiv de menţinere m în care se acţionează la tp şi un timp efectiv de răcire r în care se acţionează cu variaţia

temperaturii de la tp la 60oC. Pasteurizarea se consideră realizată corespunzător dacă criteriul lui Pasteur Pa > 1. În cazul

acţiunii de pasteurizare în cele trei perioade, fiecare are valoarea sa pentru criteriul lui Pasteur, iar pasteurizarea se

consideră corespunzătoare dacă:

1jrmi PaPaPaPa (13.36)

Valorile lui Pa. şi Pa se calculează pentru un "5" determinat la o temperatură medie între 60 G şi t .

Relaţia (13.36) este importantă pentru construcţia pasteurizatoarelor, deoarece permite calculul pasteurizării,

ţinînd seama de perioada de încălzire şi răcire cu acţiune letală şi urmărind ca perioada de menţinere la tp să tindă către

zero. Pentru definirea reală a pasteurizării se calculează valorile lui pe baza relaţiei (13.34) separat pentru perioada de

menţinere şi pentru cea de încălzire şi răcire, iar valorile lui pentru cele trei perioade în cazul pasteurizării în vrac sunt

determinate din condiţiile de transfer de căldură şi curgerea fluidelor.

Ţinând seama de condiţiile transferului de căldură, pentru încălzirea produsului în perioada de încălzire de la

60°C la tp trebuie să se asigure un flux termic definit de o relaţie de transfer şi de o relaţie calorimetrică, care poate fi

pusă sub forma:

)(... imiii ttkdAdtcM (13.37)

în care M, c, dti au semnificaţiile de la relaţia (13.16), dAi elementul de suprafaţă luat în considerare, ki coeficientul total

de transfer de căldură în zona de încălzire şi tm ti temperatura agentului de încălzire, respectiv a produsului în zona de

încălzire. Dar:

iiiiu wddLşidLPdA .. (13.38)

în care: pu este perimetrul udat al spaţiului prin care circulă produsul; dLi – lungimea drumului parcurs pe suprafaţa

elementară dA; wi – viteza de circulaţie a produsului şi dӨi – durata de parcurgere a distanţei dLi. Prin înlocuirea lui dA cu

valoarea din relaţia (13.38) şi separarea variabilelor se obţine:

im

i

iiu

itt

dt

kwp

cMd

..

. (13.39)

Făcând acelaşi raţionament pentru perioada de răcire de la temperatura de pasteurizare la 600C în care se preia o

cantitate de căldură de la produsul supus pasteurizării, se obţine pentru durata efectivă în perioada de răcire:

wr

r

rru

rtt

dt

kwp

cMd

..

. (13.40)

Pe de altă parte relaţia (13.34) se poate pune sub forma:

pe t

p

1 (13.41)

Ţinând seama de relaţia (13.36) şi explicând ecuaţiile de definiţie ale valorilor Paj în cele trei perioade se ajunge la:


102

1..

..

..

.. "'

r

p

p

i

t

t wr

r

iiu

t

p

m

t

t im

i

iiu

t

tt

dt

kwp

pecM

tt

dt

kwp

pecM

(13.42)

în care: tp este temperatura de pasteurizare specifică produsului supus operaţiei, 0C; ti, tr – temperatura iniţială respectiv

de răcire minimă cu acţiune letală, de regulă 600C, t’p, t”p – temperatura medie aritmetică pentru perioada de încălzire, t’p

= (ti + tp)/2, respectiv pentru perioada de răcire, t”p = (tp + tr)/2, temperaturi cu ajutorul cărora pe baza relaţiei (13.41) se

calculează durata suficientă de acţiune a temperaturii pentru distrugerea microflorei.

Din relaţia (13.42), prin impunerea unei temperaturi de pasteurizare (tp) şi definirea celorlalţi termeni, se poate

obţine valoarea lui Өm. Pentru o durată de menţinere la temperatura de pasteurizare neglijabilă Өm → 0, deci în care

perioadă de menţinere se poate elimina, relaţia (13.42) devine:

1..

.

..

. '

pett

dt

kwp

cM

tt

dt

kwp

cMp

r

p

p

i

tt

twr

r

rru

t

tim

i

iiu

(13.43)

deoarece t’p =t”p

Relaţiile (13.42) şi (13.43) leagă condiţiile de transfer de căldură şi curgerea fluidelor cu fenomenul de distrugere a

microflorei (pasteurizare). Asupra celor două relaţii se pot face următoarele observaţii:

ti variază de la 600C la temperatura de pasteurizare tp sau invers, 60 şi tp fiind cele două limite pentru ti;

tp pentru o durată de menţinere nulă sau neglijabilă (Өm →0), depinde de o serie de parametrii care stabilesc

relaţia dintre această temperatură şi condiţiile concrete de pasteurizare legate de regimul termic şi hidraulic al

pasteurizatorului.

Determinarea lui tp din relaţia (13.43) în care tp intervine doar ca limită superioară a lui ti, este greoaie deoarece

trebuie rezolvată o funcţie care nu se poate integra prin metode normale, mai ales când tm respectiv tr sunt variabile cum

se petrec fenomenele în realitate. O rezolvare mai simplă s-ar putea obţine pornind de la o temperatură de pasteurizare tp

dată şi în acest caz se cunosc limitele de integrare, se determină valorile lui Өi şi Өr, se calculează τi şi τr şi dacă Pai +Par ≥ 1

se realizează o pasteurizare instantanee la tp, iar dacă Pai + Par < 1 se determină Pam şi τm şi apoi Өm.

Este de remarcat că definind duratele şi respectiv relaţia te,temperatură-timp în operaţia de pasteurizare, se impun şi

o serie de elemente geometrice ale pasteurizatorului deoarece wL . şi mu tkQpLA ./.

13.4.2. Utilaje pentru pasteurizară în vrac

Utilajele pentru pasteurizarea în vrac sunt de construcţia foarte diversificate, diversificarea fiind în general legată

de destinaţia pasteurizării. Ca tipuri de construcţie cele mai multe se încadrează în clasa schimbătoarelor de căldură, însă

sunt astfel construite ca să se poată realiza cele se se impun la pasteurizare.

Pasteurizatorul cu spirală şi manta (fig.13.9) este utilizat pentru încălzirea lichidelor la anumită temperatură

aproape instantaneu şi menţinerea la acea temperatură un timp determinat, cu scopul principal al opririi activităţii

enzimatice pentru o anumită perioadă, al aolubilizării anumitor componenţi etc. Este în special utilizat în liniile de suc de

roşii.

Este construit dintr-un cilindru 1, prevăzut cu manta de încălzire 2 şi are în interior arborele 5 -gol în interior- de

care este solidarizată spirala 4 prin cele două extremităţi ale ei- La unul din capete are fundul de formă specială pentru a

se asigura ulimentaree prin racordul 5 la celălalt capăt de asemeni are un fund de formă specială pentru a se asigura

evacuarea produsului prin racordul 6 şi posibilitatea de recirculare a lichidului sub efectul turbulenţei produsă de spirală


103

în mişcare de rotaţie prin orificiile 7. Arborele pe care este montată spirala este antrenat în mişcare de rotaţie cu scopul

producerii unei turbulenţe puternice ca să asigure uniformizarea temperaturii lichidului în tot spaţiul aparatului.

Fig.13.9. Pasteurizatorul cu manta 1,2-manta de încălzire; 3-tub central; 4-spirala; 5-racord de alimentare;

6-racord de golire; 7-lagăre; 8-alimentare cu agent termic.

Aparatul în sine are trei elemente prin care se realizează transferul de căldură concomitent: suprafaţa laterală a

cilindrului, a arborelui şi a spiralei, ultimele două fiind în mişcare de rotaţie. Aparatul este utilizat pentru aducerea

lichidului la temperatura de 80-90 oC şi menţinerea la această temperatură 3-6 minute. Ca sursă de energie termică se

utilizează căldura de condensare a aburului saturant de (20-30).l04

Pa, care se introduce conomitent în manta si arborelui

central prin racordul 8, iar din arborele central ajunge şi în spirală. Condensatul din arborele central şi spirală este dirijat

în manta, care are un racord de evacuarea condensatului.

Dimensionarea termică se realizează pe sistemul obişnuit al schimbătoarelor de căldură cu funcţionare în regim

staţionar, asigurîndu-se suprafaţa de schimb de căldură necesară pentru încălzirea lichidului de la temperatura iniţială la

temperatura finală. Fiind o încălzire instantanee la temperatura finală, la calculul diferenţei medii de temperatură pentru

determinarea suprafeţei de transfer se ia în considerare diferenţa de temperatură între temperatura aburului care se

condensează şi temperatura finală a lichidului. La calculul coeficientului total de transfer de căldură trebuie să se ţină

aeama de particularitatea construcţiei aparatului - vas cu sistem de agitare puternică. La dimensionarea tehnologică

trebuie să se ţină seama de suprafaţa de transfer de căldură (A) determinată la calculul termic care este distribuită între

cele trei elemente şi de volumul util (V ) necesar pentru a se asigura timpul de menţinere (% ) la temperatura finală.

Volumul util necesar se determină din relaţia:

.vu QV (l3.44)

în care Q este debitul volumic de lichid.

Din elementele de construcţie, suprafaţa de transfer de căldură este determinată de relaţia:

321 AAAA

sau înlocuind cu suprafeţele celor trei elemente cu elementele dimensionale avînd notaţiile din figură şi asimilînd spirala

cu n inele circulare:

nDddLDLA 11. (13.45)

Tinînd seama că n = L/p, că p = a.d1, că D1 = D – bd1, se obţine :

a

dbDdDLA 1.

(l3.46)

Uzual a = 2....2,5 şi b = 1,5. ...2.


104

Volumul util din elementele constructive este determinat de volumul interior al vasului cu manta (V1) din care se

scade volumul arborelui central (V2) şi al spiralei (V3), sau:

321 VVVVu

a

bdDddD

LVu

1122

4

(13.47)

In relaţiile (13.46) şi (13.47) în care se cunosc valorile lui A şi V , calculate conform indicaţiilor anterioare, se

determină dimensiunile, alegîndu-se din cele 4 necunoscute şi 2 constante constantele şi de obicei anumite rapoarte între

dimensiuni ca să se poată rezolva sistemul. Rapoartele uzuale sunt: L/D = 5...8, D/d = 3.....5 şi d > d1.

Pasteurizatoarele cu plăci sunt utilajele tipice de pasteurizară în multe cazuri şi au construcţia organizată ca în

acelagi aparat să se realizeze aducerea la temperatura de pasteurizare, răcirea la temperatura de evacuare, recuperare de

căldură, menţinere la temperatura de pasteurizare. Pentru acest scop sunt organizate în două pînă la cinci zone, funcţie

de destinaţie.

Construcţia fiecărei zone a pasteurizatorului cu plăci este a unui schimbător de căldură cu plăci obişnuit.

Construcţia în ansamblu este legată de numărul de zone de schimb de căldură, de destinaţia acestora şi de existenţa sau

neexistenţa unei zone de menţinere la temperatura de pasteurizare. In fig.13.10 este prezentată schema de ansamblu a

unui pasteurizator cu plăci cu 5 zone de schimb de căldură şi zonă de menţinere la temperatura de pasteurizare, utilizat în

special pentru pasteurizarea laptelui destinat consumului. Aparatul are în construcţia sa de fapt 5 schimbătoare de

căldură cu plăci. Zonele I, II prin care se introduce laptele proaspăt în instalaţia de pasteurizare sunt zone de preîncălzire şi

în acelaşi timp zone de recuperare. Zona III este cea de aducere la temperatura de pasteurizare, zona M reprezintă zona

de menţinere la temperatura de pasteurizare, după care laptele pasteurizat se răceşte prin recuperare de căldură în

zonele II şi I şi apoi se continuă răcirea cu apă de la reţea în zona IV şi cu apă răcită în zona V, unde laptele eate adus la 3-

4°C.

Zonele sunt separate între ele ca orice răcitor cu plăci prin plăci marginale sau intermediare care permit intrarea,

respectiv ieşirea fluidelor în spaţiul dintre placi. Circulaţia în spaţiul dintre plăci se realizează în curent paralel sau mixt,

paralel-serie. Ca anexă a pasteurizatorului apare în mod uzual un boiler în care ae încălzeşte apa folosită ca agent de

încălzire în zona de încălzire la tp. Apa răcită pentru zona V circulă, de asemenea, în circuit închis însă în mod normal

răcitorul H nu este lîngă pasteurizator ci lîngă instalaţia frigorifică care pune la dispoziţie agentul frigorific primar.

Fig.13.10. Pasteurizator cu plăci cu 5 zone.


105

Avantajul principal al pasteurizatorului cu plăci organizat cu cinci zone este cel de realizarea unei însemnate

economii de căldură şi de apă de răcire datorită schimbului de căldură efectuat în zonele I şi II între laptele care se

preîncălzeşte şi laptele care se răceşte. Economia de căldură este cu atît mai mare cu cît diferenţa de temperatură cu care

se încălzeşte laptele în zona de pasteurizare este mai mică. Economia de apă de răcire, pe de o parte, este determinată de

economia de căldură, pe de altă parte, de temperatura iniţială a laptelui.

Economia de căldură poate fi definită ca fiind raportul între diferenţa de temperatură pe care o primeşte

produsul în zonele de recuperare, în timpul preîncălzirii şi diferenţa de temperatură necesară pentru a se ajunge la

temperatura de pasteurizare. Exprimată procentual economia de căldură se obţine din relaţia:

%100.1

12

tt

tt

p

c

(13.48)

Economia de apa de răcire poate fi definită ca raportul între diferenţa de temperatură pe care o cedează

produsul în zonele de recuperare şi diferenţa totală de temperatură cedată în procesul de răcire (exclusiv răcirea cu apă

răcită). Exprimată procentual, economia de apă de răcire se obţine din relaţia:

%100.4

3

tt

tt

p

p

a

(13.49)

Tinînd seama că la debit constant de circulaţie al produsului în tot pasteurizatorul

tp-t3=t2-t1, şi că temperatura de pasteurizare este o constantă determinată de procesul tehnologic, prin înlocuirea lui tp-t3,

cu t2-t1, în relaţia (13.49) se obţine:

%4

12

tt

tt

p

a

(13.50)

ceea ce evidenţiază câ economia de apă de răcire este determinată de economia de căldură determinată de (t2-t1) şi de

temperatura iniţială a laptelui, în sensul că economia este mai mare cu cît temperatura iniţială este mai mică (notaţiile

temperaturilor sunt marcate pe fig.13.10). La pasteurizatorul cu plăci volumul camerei de menţinere este determinat de

debitul pasteurizatorului şi durata de menţinere şi se poate determina pe baza relaţiei:

mMV

.

unde: V este volumul spaţiului de menţinere; M - debitul masic al fluidului pasteurizat; - densitatea fluidului pasteurizat;

m = durata de menţinere la temperatura de pasteurizare.

Zonele de transfer termic ale pasteurizatorului se calculează pe principiile obişnuite ale schimbătoarelor de

căldură cu plăci. Funcţionarea corespunzătoare a pasteurizatorului de căldură cu plăci se realizează în condiţii bune de

transfer de căldură dacă vitezele de circulaţie ale fluidelor sunt între 0,5-2 m/s şi în condiţii corespunzătoare pentru

calitatea produsului dacă circulaţia în fiecare zonă este realizată în contracurent şi se lucrează la diferenţe de temperatură

mici (între 5-15 grd.) în special în zonele în care produsul are temperatură ridicată.

Pasteurizarea cu încălzire directă şi răcire prin efecte de detentă este tot o pasteurizare în vrac. In cazul acestui

mod de realizare a pasteurizării se urmăresc şi alte scopuri, ca cel de dezodorizare parţială a produsului supus

pasteurizării sau de concentrare parţială. In genere instalaţiile de pasteurizare cu răcire prin efecte de detentă nu

urmăresc economia de căldură deoarnce funcţionează la debite mici, deşi ca și pasteurizatorul cu plăci au funcţionare

continuă. Aducerea la temperatura de pasteurizare se urmăreşte să fie aproape instantanee si durata de menţinere la


106

temperatura de pasteurizare redusă la minimum (atît timp cît stau în aparat). Instalaţiile se deosebesc între ele atît prin

modul de a aduce produsul la temperatura de pasteurizare, cît şi prin operaţia secundară pe care urmăresc să o realizeze.

Fig.13.11. Instalație de pasteurizare a smântânii

In fig.13.11 este prezentată o instalaţie de pasteurizare pentru smântână în care aducerea la temperatura de

pasteurizare se realizează prin injecţie de abur care se amestecă cu smântână, iar răcirea prin detentă sub depresiune ca

să se autoevapore o cantitate de apă care să atragă după sine şi realizarea unui efect de dezodorizare. Aducerea

smântânii la temperatura de pasteurizare se realizează în vasul 1 prin pulverizarea smântânii şi injectarea aburului prin

intermediul unui distribuitor. Proporţia de smântână-abur este determinată de temperatura iniţială a smântânii şi

parametrii aburului, deoarece prin amestec ae urmăreşte să se aducă smântână în amestec cu aburul la 93.......97°C.

Răcirea se realizează prin detentă în două trepte, în prima treaptă la (2...3).104 Pa ca smântîna să ajungă la

50o...60°C, în a doua treaptă la (0,3...0,4).10

4 Pa ca smântâna să ajungă la 30...35

oC. Scăderea presiunii în trepte asigură şi

circulaţia smântânii datorită efectului depresiunii. In aparatele de răcire amestecul de smântână-abur este pulverizat

printr-un dispozitiv de pulverizare care să creeze o distribuţie în picături cu suprafaţă mare şi în acelaşi timp să se realizeze

eftctul de dezodorizare.

Aburul rezultat din cele două detente succesive este condensat în condensatorul semibarometric, iar gazele

necondensabile sunt eliminate prin sistemul de realizare a vidului. Datorită sistemului specific, instalaţia nu are suprafeţe

de transfer de căldură

Procesul sub aspectul bilanţului de materiale gi termic poate fi definit prin relaţiile:

- în pasteurizatorul 1: paps tciAbttcS .. 1 (13.52)

- în răcitorul-detentor 2: 111 ... rWttcAbS p (13.53)

- în răcitorul-detentor 3: 22211 ... rWttcWAbS (13.54)

Cu c au fost notate căldurile specifice, cu r căldurile de vaporizare la presiunile din vasele respective. In funcţie de

entalpia aburului i se poate ajunge în trei situaţii:

Ab>W1+Wp - pasteurizarea se realizează cu diluarea smîntînii; Ab = W1+W2 - pasteurizarea se realizează cu menţinerea

conţinutului de grăsime al smîntînii; Ab<W1+W2 - pasteurizarea se realizează cu creşterea conţinutului de grăsime al

smîntînii.

Instalaţiile de uperizare de asemenea sunt diferite în funcţie de scopul care se urmăreşte pentru produsul finit.

In genere aceste instalaţii deocamdată se realizează numai pentru industria laptelui şi se urmăreşte fie obţinerea laptelui


107

destinat consumului, fie laptelui parţial concentrat pentru a fi prelucrat în vederea obţinerii iaurtului. O caracteristică

comună a acestor instalaţii, comună şi cu pasteurizatorul cu plăci este cea de recuperare a căldurii şi de reducere a

consumului de apă.

Fig.13.12. Instalația de uperizare tip Gerbig. 1-condensator-recuperator; 2-detentor-recuperator; 3-uperizator;

4-concentrator-recuperator; 5-pompe; 6-pompă de vid; 7-oală de condens; 8-injector; 9-separator centrifugal.

In fig.13.12 este prezentată instalaţia de uperizare tip Gerbig destinată tratamentului termic al laptelui şi

concentrării lui parţiale ca să poată fi prelucrat ulterior în iaurt. Această caracteristica impune oprirea răcirii finale la

temperatura de 42.....44oC, temperatură necesară pentru însămînţare cu maia pentru iaurt, temperatură care în instalaţie

este dirijată prin depresiunea realizată cu ajutorul pompei de vid în condensatorul-recuperator 1.

Circulaţia laptelui în interiorul aparatelor, parţial se realizează în interiorul unei serpentine, parţial în interiorul

unui sistem multitubular. In figură este prezentat ca aparat multitubular numai concentratorul. In instalaţie poate fi

aparat multitubular şi uperizatorul. Recuperarea căldurii se realizează în două etape pentru încălzirea laptelui, în

condensatorul-recuperator 1 în care are loc încălzirea pînă la 38....40oC şi în detentorul-recuperator 2 în care are loc

încălzirea laptelui la circa 70oC. Uperizarea se realizează prin continuarea încălzirii laptelui în circulaţie la 125-140°C în

uperizatorul 3 după care urmează destinderea bruscă la 75°C în detentorul-recuperator 2, continuată de o a doua detentă

la 42°C în concentratorul-recuperator.

Aburul secundar care se obţine la prima detentă este parţial utilizat pentru preîncălzirea laptelui de la 38oC la

70°C, parţial pentru concentrarea laptelui în concentratorul-recuperator 4.

Aburul secundar rezultat în concentratorul-recuperator parţial este utilizat la preîncălzirea laptelui în serpentina

montată în condensator. Aceasta atrage după sine o construcţie mai aparte pentru condensator. Altă parte este aspirată

în injector şi prin comprimare i se ridică presiunea şi temperatura la cea a aburului degajat în detentorul-recuperator ca

aa poată fi folosit ca sursa de energie termică la concentrator.

Din cele patru apărute cu schimb de căldură incluse în scheme instalaţiei Gerbig, uperizatorul are funcţia de

schimbător de căldură pentru aducerea laptelui la temperatura de uperizare, concentratorul are funcţia de evaporator

pentru a aduce laptele în final la concentraţia necesară pentru însămînţare cu maia pentru iaurt. Prin depresiunea

realizată de condensator, concentratorul realizează şi răcirea la temperatura de însămînţare. Detentorul este un vas de


108

destindere pentru răcirea bruscă a laptelui uperizat, răcire efectuată sub influenţa diferenţei de presiune dintre uperizator

şi detentor. In acelaşi timp însă detentorul este şi un schimbător de căldură pentru preîncălzirea laptelui. Condensatorul

îndeplineşte funcţia de condensator de amestec însă numai pentru aburul care nu s-a condensat în timpul preîncălzirii

laptelui în serpentină. Din aceste motive el trebuie dimensionat ca un aparat dublu: schimbător de căldură pentru

preîncălzirea laptelui pe seama aburului secundar care se condensează şi condensator de amestec pentru aburul secundar

care a rămas necondensat.

13.4.3. Utilaje pentru pasteurizarea produselor ambalate

Pasteurizatoarele pentru produse ambalate sunt utilizate cu succes pentru pasteurizarea produselor în fază

lichidă: pasteurizarea berii şi a sucurilor de fructe. Pasteurizarea urmăreşte acelaşi scop, aducerea produsului la

temperatura de pasteurizare, menţinerea Iu temperatura de pasteurizare şi răcirea la temperatura de depozitare sau cît

mai aproape de aceasta. Temperatura de pasteurizare eate caracteristică produsului. La bere pasteurizarea se realizează

la 63...64°C încadrîndu-se în pasteurizarea de lungă durată, la sucuri temperatura de pasteurizare diferă în funcţie de tipul

de suc.

Modul de evoluţie a temperaturii în interiorul pasteurizotoru-lui este determinat în special de natura

ambalajului, în funcţie de faptul dacă acesta suportă salturi brusce de temperatură sau nu. Această caracteristică

determină în bună parte si alegerea agentului de încălzire. Daca buteliile din sticlă au nevoie de condiţii de temperare şi

nu suportă salturi brusce de temperatură şi ca o consecinţă impun utilizarea ca agent de încălzire apa caldă, ambalajele

metalice suportă salturi brusce de temperatură şi admit utilizarea aburului ca agent de încălzire.

Răcirea se realizează totdeauna prin stropire cu apă. Dacă temperatura de depozitare este inferioară

temperaturii care s-ar putea obţine prin răcire cu apă, în pasteurizator în genere răcirea se opreşte la temperatura la care

se poate obţine prin racire cu apă şi răcirea finală se realizează în spaţiul de depozitare.

Pasteurizatoarele pentru produse ambalate pot fi pasteurizatoare în flux continuu sau pasteurizatoare

discontinui. Caracteristicile principale ale pasteurizatoarelor în flux continuu sunt: productivitate mare, economie de

căldură prin recuperare, economie de apă de răcire. In fig.13.13 este prezentat schematic un pasteurizator continuu

pentru produse ambalate utilizat în industria berii.

Fig.13.13. Pasteurizator continuu pentru produse ambalate utilizat în industria berii. 1-serpentină de încălzire; 2-oală de condens; 3-pompe; 4-dușuri; 5-preaplin; 6-tambur; 7-plăcuțe articulate; 8-motor de antrenare.


109

Deplasarea buteliilor de bere se realizează în interiorul aparatului prin intermediul unei benzi de transport de

construcţie speciala formată din plăcuţe articulate 7. Sistemul de antrenare al benzii 8 este montat în carcasa maşinii.

Pentru asigurarea economiei de căldură şi de apă de răcire instalaţia de pasteurizare în flux continuu pentru bere

prezentată, are opt zone de lucru, din care patru de răcire (V-VIII), trei de încălzire (I-III) şi una de menţinere la

temperatura de pasteurizare (IV). Pentru economia de căldură şi apă de răcire o parte din zonele de răcire sunt conjugate

sub aspectul circulaţiei apei cu zone de încălzire, ca apa să se răcească în zona de încălzire şi să se încălzească în zona de

răcire. In figură pentru a se evidenţia conjugarea zonelor s~a marcat şi circulaţia apei prin intermediul căreia se realizează

schimbul de căldură şi pompele care asigură această circulaţie. Sunt conjugate zona II cu zona V şi zona I cu zona VI, în

sensul că apa încălzită prin răcirea berii în zona V respectiv în zona VI este răcită preîncălzind berea în zona II respectiv I.

Pentru a se putea realiza aceasta, ţinînd seama că debitul de butelii este constant pe toată banda, debitul de apă de

stropire este acelaşi în zonele II şi V şi respectiv în zonele I, VI. De asemenea cele două zone conjugate lucrează la aceeaşi

diferenţă de temperatură, au aceeaşi suprafaţă de transfer de căldură și se realizează acelaşi coeficient de transfer de

căldură. Singura deosebire între cele două zone conjugate este că în zona de răcire buteliile sunt mai calde decît apa de

stropire, iar în zona de încălzire apa este mai caldă decît buteliile.

La economia de apă se adaugă şi recircularea apei stropită în zona VIII prin duzele 4, care apoi circulă prin zona

VII şi este evacuată prin preaplinul 5.

Productivitatea unui pasteurizator pentru produse ambalate este determinată în special, de zona de aducere la

temperatura de pasteurizare care trebuie să asigure încălzirea ambalajelor şi conţinutului lor la temperatura de

pasteurizare tp şi de zona de menţinere la această temperatură care trebuie să asigure menţinerea un timp m necesar

pentru realizarea pasteurizării.

Dacă zonele de încălzire sunt determinate de condiţiile de transfer de căldură care pot limita viteza de ridicare a

temperaturii, zona de menţinere la temperatura de pasteurizare limitează viteza de înaintare a benzii şi ca o consecinţă

debitul de pasteurizare al maşinii. Lungimea sonei de pasteurizare este determinată de numărul de rînduri de butelii dintr-

o zonă şi de distanţa dintre rînduri :

anLp . (13.55)

în care L este lungimea zonei de pasteurizare; n - numărul de rînduri de ambalaje din zonă; a - distanţa între centrele a

două rînduri de ambalaje consecutive.

La rîndul său lungimea benzii în zona de pasteurizare este determinată şi de produsul între durata de menţinere

la temperatura de pasteurizare m şi viteza de înaintare a benzii:

wL mp . (13.56)

în care m durata de menţinere la temperatura de pasteurizare; w - viteza de înaintare a benzii.

Pentru o maşină care are n rînduri de butelii în zona de pasteurizare, la care distanţa între centrele rîndurilor de

butelii este determinată de mărimea ambalajului, respectiv de elementele constructive, dacă durata de menţinere la

temperatura de pasteurizare este impusă apare ca o consecinţă limitarea vitezei de înaintare, deoarece din relaţiile

(13.55) şi (13.56) se obţine:

wan

m

. (13.57)

Limitînd viteza benzii, în funcţie de lăţimea benzii, respectiv numărul de ambalaje pe rînd (m), se limitează

productivitatea pasteurizatorului, deoarece:


110

a

mwmnN

m

..

(13.58)

în care N este productivitatea pasteurizatorului, în ambalaje/s.

Viteza de înaintare fiind limitată de durata de menţinere m la temperatura de pasteurizare tp, pentru celelalte

zone ale pasteurizatorului, elementele limitative sunt date de condiţiile de transfer de căldura, determinate prin debit de

apă în circulaţie, temperaturi şi coeficient total de transfer de căldură.

Din punct de vedere caloric şi al transferului de căldură, în orice zona în care ambalajul şi produsul se încălzesc

sau se răcesc trebuie să se satisfacă condiţia:

medaamm tAktcWtcMNQ ....... (13.59)

în care Mm este masa produsului dintr-un ambalaj plus ambalajul; cm – căldura specifică medie a produsului şi a

ambalajului. Termenul Mm.cm se poate determina ca medie ponderată din: Mm.cm = Mam.cam + Mp.cp , unde Mam, Mp

reprezintă masa ambalajului, respectiv a produsului şi cam, cp căldura specifică medie a ambalajului, respectiv a produsului;

t - diferenţa de temperatură cu care se încălzeşte ambalajul şi produsul în zona respectivă. Prin aproximaţie se consideră

că atît temperatura ambalajului cît şi a produsului variază cu acelaşi număr de grade. Este de menţionat că pentru

ambalajele din sticlă ca să se evite spargerile t < 20.....25 grd.; W - debitul de apă în circulaţie în zona; ca - căldura

specifica a apei; ta diferenţa de temperatură a apei între începutul şi sfîrşitul stropirii ambalajului. In mod normal ta

=1...3 grd.; k - coeficientul total de transfer de căldura la care se realizează transferul de la apă la produs, respectiv de la

produs la apă; tmed diferenţa medie de temperatura la care se realizează transferul, care ţinînd seama că de fapt

transferul se realizează în regim nestaţionar, trebuie calculată în consecinţă; A - suprafaţa udată a ambalajelor ce trec prin

zona respectivă.

Faptul că Q are o valoare determinată legată de fluxul caloric ce trebuie să-l primească sau să-l cedeze produsul

plus ambalajul, funcţie de un debit dat de pasteurizare este determinat şi debitul de apă în circulaţie, condiţionat de

valoarea lui dta ce se poate realiza în condiţiile de transfer. Temperaturile de intrare şi ieşire din zonă a ambalajului şi

produsului, respectiv a apei determinînd pe tmed , iar k fiind de asemenea determinat de tipul de ambalaj, produs şi

condiţiile de circulaţie a apei, se impune existenţa unei anumite suprafeţe de transfer în zonă. Aceasta se poate realiza

numai prin reglarea în consecinţă a duratei de şedere în zonă, respectiv a numărului de rînduri de ambalaje în zonă şi ca o

consecinţă a lungimii zonei, deoarece viteza de înaintare este constantă.

13.5. Sterilizarea

Sterilizarea este operaţia de bază pentru conservarea produselor pe lungă durata. Industria conservelor de

legume şi fructe, industria conservelor de carne şi carne cu legume, industria conservelor de peşte şi a celor de lapte, nu

pot fi concepute fără sterilizare. In industria alimentara sterilizarea raai are şi alte aplicaţii.

Tratarea termică pentru realizarea sterilizării trebuie sa se facă respectînd regimul termic dat de relaţia

temperaturâ-timp, caracteristică produsului sau dacă acesta este ambalat, produsului şi ambalajului.

In practica industrială sterilizarea se realizează în special pentru produse ambalate ermetic, datorită faptului că umplerea

ambalajelor şi închiderea aseptică este mai greu de realizat.

Sterilizarea se realizează tot în trei perioade ca şi pasteurizarea; de încălzire, de menţinere la temperatura de

sterilizare şi de răcire, dar importanţa celor trei perioade este alta, pentru că distrugerea formelor sporulate ale

microorganismelor în genere se realizează la temperaturi mult mai ridicate - peste 100°C. Încălzirea instantanee la


111

temperatura de sterilizare nu este posibilă, în special în caaul produselor ambalate în primul rînd din motive de transfer

de căldură. Dar intervine la împiedecarea încălzirii instantanee şi ambalarea ermetică, deoarece indiferent de natură,

mărimea şi forma ambalajului, odată cu produsul se închide şi o mică cantitate de fază gazoasă (aer), care cu ridicarea

temperaturii se dilată mult mai mult decît faza solidă sau lichidă, se produce presiune în interiorul ambalajului şi apare

posibilitatea ca ambalarea ermetică să fie distrusă. Dacă ambalajele metalice au construite capacele cu inele, care să

poată prelua efectul de dilatare, la ambalajele din sticlă acest lucru nu este posibil, motiv pentru care apare necesitatea sa

se ia măsuri speciale în exteriorul ambalajului ca să poată echilibra presiunea mai mare care apare în interiorul

ambalajului. Din aceste motive în cazul ambalajelor din sticlă se impune să se realizeze aşa zisa sterilizare cu

suprapresiune de aer.

Ca agent de încălzire la sterilizare se întrebuinţează apa la temperatura de fierbere sau aburul saturant uscat la

temperatura de condensare. Sterilizarea propriu zisă realizîndu-se la temperaturi peste 100°C atrage după sine ca agentul

de încălzire (apă sau abur) să fie sub presiune.

Durata perioadei de răcire este influenţată de aceeaşi factori ca şi perioada de încălzire. Agentul de răcire este

apa. Răcirea trebuie să se realizeze astfel ca temperatura produsului şi ambalajului să ajungă sub valoarea temperaturii

optime de dezvoltare a microorganismelor, produsele sterilizate păstrîndu-se prin depozitare la temperatura mediului

ambiant.

In timpul sterilizării produselor ambalate există o diferenţă de temperatură între agentul de încălzire şi produs şi

respectiv între produs şi agentul de răcire, de care trebuie să se ţină seama în special în perioada de menţinere a

temperaturii agentului de încălzire constantă. In fig.13.14 este prezentată schematic variaţia temperaturii în timp a

produsului supus sterilizării, luîndu-se în considerare temperatura produsului în centrul geometric al ambalajului şi a

agentului termic (de încălzire sau de răcire) din care se constată că în centrul geometric al ambalajului supus sterilizării

temperatura este totdeauna mai mare decît temperatura agentului de încălzire şi mai mare decît a agentului de răcire.

Pentru siguranţa realizării sterilizării este necesar ca timpul după care în perioada de menţinere se ajunge în centrul

geometric al ambalajului la o temperatură t1, strict necesară pentru sterilizare să fie i < m. De asemeni este importantă

temperatura ti’, cu care se consideră că produsul intră în perioada de menţinere.

Sterilizarea produselor ambalate, datorită temperaturii de sterilizare (tm>100°0) se realizează în utilaje care

funcţionează sub presiune. Utilajele pot avea funcţionare discontinuă sau continuă. In cadrul utilajelor cu funcţionare

continuă în unele utilaje presiunea în zona de menţinere se menţine la valoarea necesară cu ajutorul unor coloane de

lichid, care acţionează pe principii hidrostatice, în alte utilaje presiunea se menţine la valoarea necesară pe principii

mecanice, prin intermediul unor valve.

Fig.13.14. Variaţia temperaturii în timp a produsului supus sterilizării.

In afară de faptul că productivitatea utilajelor continui este mult mai mare şi condiţiile de lucru pentru personalul

de deservire este mult mai comod, principalul avantaj al sterilizatoarelor continui este economia foarte importantă de

energie termică şi economia de apă de răcire.


112

13.5.1. Sterilizarea cu suprapresiune de aer.

Datorită fazei gazoase care se închide odată cu produsul în ambalaj, care are proprietatea de a se dilata cu

creşterea temperaturii, sau în lipsă de volum disponibil de a-şi mări presiunea mult cu creşterea temperaturii, în special în

cazul ambalajelor din sticlă este absolut necesar să se ia măsuri pentru echilibrarea presiunii în exteriorul ambalajului. In

anumite situaţii se construiesc ambalaje din sticlă care pot fi închise cu un capac special -tip supapă de reţinere- care la

creşterea presiunii în interiorul ambalajului permite evacuarea din interior spre exterior a unei cantităţi de amestec gaz-

vapori, ca să se echilibreze presiunea interioară cu cea exterioară. La cele mai multe tipuri de capace pentru ambalajele

din sticlă însă nu se pot lua măsuri constructive care să asigure echilibrarea şi se impune din aceste motive mărirea

presiunii în exteriorul ambalajului, realizîndu-se aşa zisa sterilizare cu suprapresiune de aer.

Valoarea reală a presiunii din interiorul ambalajului depinde de:

- dilatarea fazei gazoase închise în ambalaj;

- diferenţa de dilatare dintre ambalaj şi produs;

- eventuala emanaţie de gaze din produs, după închiderea ambalajului, în timpul realizării operaţiei de sterilizare.

Ca să se poată realiza sterilizarea fără deteriorarea ambalajelor sau pierderea etanşeităţii în perioada de lucru, se

pot lua două genuri de măsuri:

- să se facă umplerea şi închiderea ambalajelor în asemenea condiţii ca presiunea din interior să crească cît mai puţin

peste presiunea de saturaţie a agentului de încălzire;

- să se asigure o echilibrare a presiunii din interior prin realizarea în exterior a unei presiuni totale mai mari decît

presiunea de saturaţie a agentului de încălzire, fără schimbarea temperaturii de sterilizare.

Pentru micşorarea creşterii presiunii din interiorul ambalajului peste presiunea de saturaţie la temperatura de

sterilizare sau la oricare temperatură pînă la atingerea acesteia, fie în perioada de încălzire, fie în cea de răcire, la

umplerea şi închiderea ambalajelor este necesar să se ia următoarele măsuri:

- să se umple cît mai mult ambalajul cu produs, ca pe această cale să se reducă la minimum spaţiul de faza gazoasă care se

închide în recipient;

- să se mărească cît mai mult temperatura produsului la închidere ca faza gazoasă care se închide să fie cît mai dilatată şi

proporţia de fază vapori în faza gazoasă cît mai mare;

- să se realizeze închiderea sub depresiune ca faza gazoasă să fie cît mai dilatată.

- să se realizeze un ambalaj şi un capac care să permită o creştere cît mai mare a volumului închis în interiorul ambalajului,

în cazul cînd apar fenomene de dilatare. O primă măsură în această direcţie este raportul diametru/înălţime cît mai mare.

Cea de-a doua este utilizarea de capace cu inele de dilatare. Aceste măsuri sunt uşor de luat la ambalajele metalice.

Echilibrarea presiunii interioare printr-o presiune exterioară menţinînd temperatura de lucru, se poate realiza

prin mărirea presiunii parţiale a fazei gazoase în exteriorul ambalajului, faza vapori din amestecul gaz-vapori, ramînînd la

temperatura de saturaţie corespunzătoare regimului de lucru. Aceasta se poate realiza prin introducere de aer în utilajul

de sterilizare, care prin presiunea sa parţială să contribuie la mărirea presiunii totale în exterior.

Pentru echilibrarea exterioară a presiunii din interiorul ambalajului, este necesar sa se cunoască valoarea

presiunii din interiorul ambalajului în diferite momente ale procesului tehnologic. Presiunea din interiorul ambalajului în

momentul închiderii ermetice a acestuia este p1, egală cu presiunea reală la care a-a realizat închiderea (atmosferică sau

alta dacă s-a realizat închidere sub depresiune). Presiunea din interiorul ambalajului corespunde cu suma presiunilor

parţiale a vaporilor de apă, p1’, şi aerului de deasupra produsului închis în ambalaj, p1a :


113

'111 ppp a

Dacă p1, este definit de presiunea de închidere, p1’, este definit de temperatura de închidere şi se poate considera egal cu

presiunea de saturaţie a apei la temperatura de închidere. In aceate condiţii este definit şi p1a, care peprezintă presiunea

parţială a aerului în momentul închiderii. Pentru oricare alt moment după închidere în timpul realizării operaţiei de

sterilizare presiunea din interiorul ambalajului poate fi definită prin relaţia:

'222 ppp a

p2’ fiind presiunea de saturaţie a vaporilor de apă la temperatura din interiorul ambalajului la momentul respectiv, înspre

peretele ambalajului şi p2a presiunea parţială a fazei gaz (aerului) închis în ambalaj.

Considerînd că faza gazoasă (aerul) respectă legile gazelor perfecte între p1a si p2a trebuie sa existe următoarea

corelaţie:

2

22

1

11 ..

T

Vp

T

Vp aa

Sau 1

2

2

112 .

T

T

V

Vpp aa

în care: V1, V2 volumul la dispoziţia fazei gazoase (gaz-vapori), la închiderea ambalajului, respectiv la momentul luat în

considerare; T1, T2 - temperatura absolută a produsului la aceleaşi momente.

Chiar dacă în timpul sterilizării se consideră că nu apar transformări de ordin chimic sau biochimic care ar putea

mări cantitativ faza gazoasă, totuşi valorile lui V1, şi V2 diferă între ele datorită mai multor elemente dintre care oricum

trebuie luat în considerare dilatarea diferită a produsului faţă de ambalaj şi dacă ambalajul are elemente care pot

modifica volumul interior disponibil. De obicei produsul are coeficient de dilatare mai mare decît ambalajul în cazul

ambalajelor din sticlă. Pentru obţinerea valorii lui p2a în funcţie de pla şi celelalte elemente de obicei nu se lucrează cu

valorile lui V1 şi V2 ci cu raportul lor definit prin relaţia:

ya

a

V

V

1

1

2

1 (13.61)

în care a este gradul de umplere al ambalajului, este subunitar apropiat de 1, luînd în mod normal valori între 0,95...0,98,

în funcţie într-o oarecare măsură şi de raportul D/A al ambalajului. Uu cît raportul este mai mic cu atît a se apropie de

unitate; y este raportul între coeficientul de dilatare al produsului şi ambalajelor. Pentru majoritatea produselor ambalate

în ambalaje din sticlă y = l,03...l,05. In valoarea lui y se pot lua în considerare şi alte elemente care influenţează raportul

V1/V2. Înlocuind relaţia (13.61) în (13.60) se obţine:

1

212 .

1

1

T

T

ya

app aa

(l3.62)

Tinînd seama că p1a , T1 şi a reprezintă condiţiile de la închidere, y fiind un termen cunoscut pe alte considerente,

pe baza relaţiei de mai sus se poate determina p2a pentru oricare temperatură T2 şi în consecinţă şi valoarea lui p2 care

este presiunea care se poate măsura în utilajul de sterilizare.

Pentru evitarea spargerii borcanelor sau a aruncării capacelor, excesul de presiune din interior care apare

datorită comportării fazei gazoase închise în ambalaj se poate echilibra croindu-se în exterior o suprapresiune de aer, prin

introducere de aer sub presiune în utilajul de sterilizare. Această situaţie trebuie urmărită pe toată perioada de încălzire şi

menţinere la temperatura de sterilizare şi chiar în perioada de răcire la începutul acesteia cînd temperatura în ambalaj

este încă ridicată. De aceea: pentru conducerea procesului este necesar să se determine o curbă de relaţie p i, Ti între


114

temperatura de închidere si cea de sterilizare şi să se introducă aer astfel ca valorile lui pi să fie corespunzătoare celor

calculate pentru Ti respectiv.

13.5.2. Utilaje pentru sterilizare discontinuă.

Utilajele pentru sterilizarea discontinuă poartă denumirea generică de autoclave. Ele pot fi de diferite construcţii:

verticale, orizontale, pot realiza operaţia în timp ce produsul ambalat se menţine în stare statică sau într-o anumită stare

de mişcare pentru îmbunătăţirea condiţiilor de transfer de căldură.

Pentru sterilizarea produselor ambalate se utilizează destul de mult autoclavul vertical, în care ambalajele sunt în

poziţie statică şi care nu realizează economie de căldură. In industria conservelor de carne s-a extins un autoclav orizontal,

care are în interior un dispozitiv care asigură o mişcare de rotaţie ambalajelor şi în oarecare măsură realizează o economie

de căldură. Sub aspectul consumului de energie termică ambele tipuri de autoclave, au consum de energie termică mult

mai ridicat decît sterilizatoarele continuii.

Autoclavul vertical este un cilindru sudat, montat vertical, cu fundul bombat sudat, capacul bombat demontabil,

fiind fixat de cilindru cu un sistem de balama, care-i permite capacului să basculeze. Capacul se poate etanşa de corpul

autoclavului prin buloane şi piuliţe care fac să fie presată garnitura montata între cilindru şi capac. Pentru uşurarea

manevrării capacul se prelungeşte la balama cu o bată pe care este montată o greutate. Poziţia greutăţii pe bată este

aleasă ca să echilibreze greutatea capacului. La partea inferioara în interior este montat un barbotor prin care se

introduce aburul de încălzire şi aerul cînd se lucrează cu suprapresiune de aer.

Fiind un vas care lucrează sub presiune, trebuie să fie prevăzut cu racorduri şi armături de siguranţă, conform

prescripţiilor metrologiei (ventil de aerisire, supapă de siguranţă, manometru), iar pentru sterilizare la suprapresiune se

impune să aibă teacă pentru termometru. Sterilizarea se realizează în apă, apa încălzindu-se prin barbotare de abur cu

presiunea corespunzătoare temperaturii de sterilizare.

Sterilizarea se realizează discontinuu, funcţionarea fiind ciclică, deoarece toate fazele se realizează în acelaşi vas.

Pentru uşurarea manevrării ambalajelor, acestea se introduc în autoclav după ce în prealabil sunt aranjate în coşuri.

Fig.13.15. Autoclavul vertical. 1-corpul autoclavului; 2-fund ellipsoidal; 3-capac articulate; 4-dispozitiv de închidere; 5-supapă suprapresiune; 6-manometru; 7-contragreutate; 8-barbotor pentru abur;

9-coșuri din tablă perforată; 10-articulație; 11-bară; 12-ventil de aerisire; 13-termometru.


115

Rotoclava este un autoclav orizontal, cu funcţionare discontinuă, dar care are un dispozitiv care permite rotirea

coşurilor cu ambalaje în interiorul autoclavului, ceea ce contribuie la îmbunătăţirea transferului de căldură şi ca o

consecinţă la scurtarea duratei fazelor, în special cea de încălzire şi de răcire. Unul din fundurile cilindrului orizontal este

sudat, celălalt este montat prin balama şi cu posibilităţi de închidere etanşă pe aceleaşi principii ca la autoclava verticală

pentru a permite introducerea şi scoaterea coşurilor cu ambalajele. Deasupra autoclavei există un vas sub presiune, în

care se încălzeşte apa înainte de a fi introdusă în autoclav şi în oarecare măsură prin recircularea apei se face o anumită

economie de energie termică. Atît cilindrul inferior cît şi cel superior sunt izolate termic, ceea ce de asemenea contribuie

la economia de căldură.

Fig.13.16. Rotoclava.

Calculul utilajelor pentru sterilizarea discontinuă, indiferent care este tipul lor, porneşte de la tipul de autoclav

luat în considerare, cu dimensiuni date şi după caz se determină: producţia ce se poate realiza, bilanţul caloric cu

determinarea necesarului de energie termică şi de apă de răcire. In cazul produselor ambalate în sticlă este necesar să se

stabilească relaţia presiune-temperatură care trebuie respectată pentru evitarea aruncării capacelor.

Producţia se dtermină funcţie de numărul de ambalaje care se pot introduce la o şarjă în autoclavă şi de durata ciclului de

sterilizare, ţinînd seama şi de timpii de manevră. Numărul de ambalaje care se pot încărca într-o şarjă n este determinat

de numărul de ambalaje din coş şi numărul de coşuri. Considerînd coşul cilindric şi că spaţiul ocupat de ambalaj -deşi

acesta este cilindric- este paralelipipedic pentru a ţine seama de spaţiile libere dintre ambalaje, volumul coşului este:

ccc HDV ..4

2

iar volumul ocupat de un ambalaj este: aaa hdV .2

şi numărul de ambalaje care se introduc în coş:

a

c

a

c

a

c

h

H

d

D

V

Vn ..

41

(13.63)

şi numărul de ambalaje care se introduc în autoclavul cu z coşuri este:

znn .1 (13.64)

Dacă durata ciclului de sterilizare este i în care se iau în considerare timpii activi şi timpii pentru manevrele de

umplere, închidere, golire, producţia autoclavului exprimată în ambalaje pe unitatea de timp este:


116

nN . (13.65)

în care este un coeficient de utilizare a capacităţii de producţie, subunitar cu tendinţa de apropiere de 1.

Bilanţul termic trebuie să fie determinat pentru fiecare fază de lucru independent, deoarece consumul de abur

diferă în perioada de încălzire faţă de cea de sterilizare, iar în perioada de răcire se consumă apă. In perioada de încălzire

trebuie să se încălzească apa, autoclavul, coşurile și ambalajele la temperatura de sterilizare şi produsul din ambalaj să fie

adus aproape de temperatura de sterilizare. In acelaşi timp trebuie să se acopere pierderea de căldură în mediul

înconjurător. Toată energia termică se ia de la aburul care se condensează, deci energia termică de condensare, și ținând

seama de principiile de întocmire a bilanţului termic se obţine relaţia:

piab QQQ (13.66)

îa care: Qab = Ab.r (produsul dintre cantitatea de abur consumată şi căldura de vaporizare la temperatura de sterilizare); Qi

= Mi.ci.(tfi-tii) ceea ce reprezintă ecuaţia calorimetrică pentru încălzirea unuia din elementele luate în considerare

(autoclav, coşuri, ambalaje, apă şi produs) şi Qp = ka.Aa.tmi.i în care ka coeficientul de transfer de căldură de la apa din

autoclav la mediul înconjurător; Aa suprafaţa autoclavului prin care se realizează pierderea; tmi -diferenţa de tem-

peratură medie la care se realizează pierderile de căldură în mediul înconjurător şi i durata perioadei de încălzire. La

calculul lui k trebuie să se ţină seama dacă autoclavul este izolat sau nu.

Ca să se poată realiza faza de încălzire trebuie să se respecte şi relaţia de transfer de căldură de la apa din

autoclav la produsul din ambalaj:

imipfppp tAkttcMQ ...).(. (13.67)

transfer de căldură realizat în regim nestaţionar, în care k este coeficientul total de transfer de căldură de la apă la

produs; A - suprafaţa totală a tuturor ambalajelor în care se găseşte cantitatea M de produs; tm - diferenţa medie de

temperatură între apa din autoclav şi produsul din ambalaj. Relaţia (13.67) poate fi aplicată si numai pentru un singur

ambalaj, luîndu-se în acest caz A suprafaţa totală a ambalajului prin care trece căldură de la apă la cantitatea M de produs

care se află în ambalaj.

In perioada de menţinere la temperatura de sterilizare pentru bilanţul termic se aplică acelagi sistem însă se ţine

ae taina că se mai consumă căldură doar pentru ridicarea temperaturii produsului şi pentru acoperirea pierderilor de

căldură pentru perioada de menţinere m.

In perioada de răcire transferul de căldură este un caz tipic de transfer de căldură în regim nestaţionar în timp şi

spaţiu, deoarece apa de răcire intră pe toată perioada răcirii la temperatură constantă şi este evacuată la temperatură

variabilă. La început este evacuată la o temperatură mai ridicată, apoi pe măsura ae se realizeasă răcirea temperatura de

ieşire scade.

13.6.3. Utilaje pentru sterilizare continuă cu coloane hidrostatice

Caracteristica principală a utilajelor cu funcţionare continuă din această grupă este închiderea spaţiului de

sterilizare şi menţinerea presiunii în acest spaţiu prin intermediul a două coloane de lichid de înălţime corespunzătoare,

una repreaentînd zona de încălzire, cea de-a doua o parte din zona de răcire.fie asemenea, caracteristic este sterilizarea în

abur.

Se cunosc mai multe construcţii de sterilizatoare hidrostatice. La toate deplasarea produselor ambalate supuse sterilizării

se realizează continuu prin intermediul unui lanţ fără sfîrşit care deplasează ambalajele cu produse de la intrarea în zona


117

de încălzire la evacuarea din zona de răcire. La toate instalaţiile din această categorie lanţul fără sfîrşit are dispozitiv de

blocare, ca în caz de accident ambalajele cu produsele să rămînă în poziţia în care au ajuns.

O caracteristică esenţială comună tuturor instalaţiilor din această grupă este economia de căldură faţă de

instalaţiile cu funcţionare discontinuă. La aceste instalaţii încălzirea se realizează pe seama căldurii recuperate din zona de

răcire, deoarece apa din zona de răcire care circulă în contracurent cu ambalajul în care este introdus produsul după ce a

parcurs zona de răcire trece în zona de încălzire oedînd din căldura acumulată ambalajelor cu produs care se încălzesc.

In coloanele care asigură închiderea zonei de sterilizare pe principii hidrostatice, ambalajul şi produsul sunt supuşi unei

presiuni în creştere, de la presiunea atmosferici la presiunea de sterilizare, respectiv în descreştere după cum se

deplasează în zona de încălzire sau zona de răcire. Presiunea în cregtere sau în descreştere este determinată de înălţimea

coloanei de lichid de deasupra ambalajului.

O altă caracteristică esenţială -care poate fi în anumite situaţii şi o deficienţă- este raportul î : m : r perfect

definit şi caracteristic tipului de instalaţie, raportul variind de la aproximativ 2:7:6 la 1:6:3. Instalaţiile de sterilizare

hidrostatică au precizat domeniul de tip de ambalaj cu care lucrează fiind destinate în special numai pentru ambalaje

metalice şi numai pentru capacităţi 1/4 ... 1/1; pentru ambalaje mai mari se realizează instalaţii speciale.

Temperatura la care se realizează sterilizarea se poate varia prin poziţia racordului de evacuare a apei în zona de

încălzire, instalaţiile uzuale au posibilitatea să realizeze sterilizări la temperatura 110.....120°C dar se poate ajunge chiar la

127°C. Aceasta însă atrage creşterea înălţimii coloanelor hidrostatice.

Faptul că sunt destinate sterilizării produselor în ambalaje metalice, face ca instalaţiile cu coloane hidrostatice să

nu fie întrebuinţate pentru sterilizare cu suprapresiune de aer. Această utilizare este limitată şi de înălţimea care s-ar

impune pentru coloanele hidrostatice. Instalaţiile de sterilizare hidrostatică pot fi cu coloană de sterilizare sau cu cameră

de sterilizare cum este instalaţia Carvallo.

Sterilizatorul Stork. Face parte din categoria sterilizatoarelor hidrostatice. Este prevăzut cu patru coloane de

aceeaşi înălţime: o coloană de încălzire, o coloană de sterilizare şi două coloane de răcire, coloanele avînd înălţimea

uzuală să se poată realiza sterilizări pînă la 120oC prin coloana de încălzire în care lanţul fără sfîrşit se deplasează în două

direcţii de jos în sus şi apoi de sus în jos, se realizează alimentarea la partea inferioară, după care ambalajele cu produse

introduse în coşuri se deplasează în plan vertical, fără să se acţioneze asupra lor în vederea sterilizării. Porţiunea de

coborâre a lanţului fără sfîrşit în coloana este separată printr-un perete vertical. Această porţiune reprezintă adevărata

zonă de încălzire şi coloana de închidere hidrostatică a camerei de sterilizare. După ce lanţul fără sfîrşit pe care sunt fixate

coşurile a ajuns la partea inferioară a coloanei de încălzire, trece la partea inferioară în coloana de sterilizare, în care face

patru drumuri în plan vertical, două de jos în sus şi două de sus în jos şi pe la partea inferioară trece în prima coloană de

răcire. Această coloană ca şi coloana de încălzire, printr-un perete vertical este împărţita în două parţi: în prima parte în

care lanţul fără sfîrşit se deplasează de jos în sus se realizează şi închiderea hidraulică, iar răcirea se face prin imersie în

apă, în a doua parte în care deplasarea se realizează de sus în jos se continuă răcirea prin stropire cu apa.

La partea inferioară a primei coloane de răcire lanţul cu coşurile trece în ultima coloană, care de asemenea este

împărţită printr-un perete vertical în două, o ramură cu deplasare de jos în sus pe care se termină răcirea prin stropire şi o

ultimă ramură cu deplasare de sus în jos în care se realizează uscarea ambalajelor. La partea inferioară a acestei ramuri se

elimină ambalajele cu produsele. Sterilizatorul are formula de sterilizare aproximativ 1:4:3, în camera de sterilizare,

sterilizarea se realizează în abur care se condensează. Răcirea se termină prin pulverizarea apei de la reţea în ultimele

două ramuri din cele două coloane de răcire, după care este pompată în coloana hidrostatică de răcire, iar de la partea

inferioară a acesteia împreună cu condensatul rezultat de la aburul introdus în coloana de sterilizare pătrunde în partea


118

inferioară a coloanei de încălzire, circulă în contracurent cu ambalajele şi produsul si se evacuează la partea superioară

printr-un racord, la înălţime corespunzătoare temperaturii de sterilizare. Antrenarea lanţului fără sfîrşit se realizează la

partea superioară a ultimei coloane de răcire.

Pentru calculul instalaţiilor de sterilizare hidrostatică trebuie să se pornească de la cîteva condiţii impuse de

natura produsului supus sterilizării şi tipul de instalaţie utilizat.

Sub aspectul naturii produsului si tipului de ambalaj sunt determinanţi trei parametrii:

- temperatura de sterilizare, ts

- durata de menţinere în zona de sterilitare m

- debitul de produs de sterilizat.

Fig.13.17. Sterilizatorul Stork.

Dat fiind că temperatura de sterilizare determină înălţimea coloanei de lichid care realizează închiderea hidrostatică,

în cazul când în instalaţie se sterilizează produse cu diferite temperaturi de sterilizare, va trebui să se ia în considerare

temperatura cea mai mare.

Ţinând seama că diferenţa de presiune între presiunea impusă de temperatura de sterilizare (ps) şi presiunea

atmosferică (pa) trebuie să fie echilibrată de coloana de lichid atât la încălzirea cât şi la răcire înălţimea liberă a acesteia

este dată de relaţia:

g

pph as

.

[m] (13.68)

în care: ρ este masa specifică a apei din coloana respectivă.


119

Înălţimea h determină înălţimea constructivă a coloanei şi lungimea lanţului în diferite zone ale instalaţiei (încălzire,

sterilizare, răcire). Lungimea lanţului din zona de sterilizare (Ls) şi durata de menţinere din această zonă determină viteza

lanţului:

e

wnN

.1 [ambalaj/s] (13.70)

Bilanţul termic şi calculul consumatorilor de apă şi abur se reduce la stabilirea bilanţului termic pe cele trei zone.

Ţinând seama de construcţia aparatelor de acest tip este necesar să se înceapă cu analiza zonei de răcire în care se preia

toată căldura de la temperatura de sterilizare la temperatura de depozitare, apa încălzindu-se de la temperatura de la

reţea la temperatura de trecere spre zona de încălzire. In zona de răcire nu are raţiune să se ia în considerare pierderile de

căldură în mediul înconjurător.

Se impune ca debitul de apă de răcire să fie circa 80% din debitul de produs iar trecerea în zona de încălzire să

prezinte o temperatură de circa 1000C. dată fiind forma constructivă şi funcţională în zona de răcire este necesar să se

verifice dacă se respectă condiţiile de transfer termic şi dacă produsul nu părăseşte aparatul cu o temperatură mai mare

decât cea normală.

Pentru bilanţul termic şi determinarea consumului de abur în zona de sterilizare şi încălzire trebuie să se ţină

seama de ambele zone în acelaşi timp şi să se scrie:

- o ecuaţie de bilanţ termic pentru zona de preîncălzire care este de forma:

)().( .. infiinpi ttcAbWQQ [W] (13.71)

în care: în iQ trebuie să se ia în considerare căldura luată de debitul de produs, debitul de ambalaje, coşuri şi lanţ care

însoţesc produsul, iar Qp.in sunt pierderi în regim staţionar, deci nelegat de perioada de încălzire. W şi Ab sunt debitele de

apă care vin din coloana de răcire respectiv de abur care a condensat în zona de sterilizare, ti este temperatura

amestecului la intrare în coloana de încălzire şi se determină din relaţia:

seri tcAbtcWtcAbW .....).( [W] (13.72)

ter fiind temperatura apei la trecerea din zona de răcire, ts fiind temperatura de sterilizare şi tf.in temperatura de ieşire a

apei din coloana de încălzire tf.in > tip ( tip fiind temperatura iniţială a produsului).

Tot pentru coloana de încălzire trebuie considerat fenomenul de transfer de căldură nestaţionar prin care se

realizează încălzirea produsului. De acest lucru se poate ţine seama prin relaţia:

imedipfppp tAkttcM ...)(. [J] (13.73)

relaţia care se poate scrie referindu-se la produsul dintr-un ambalaj şi la elementele legat de acesta.

Pentru zona de sterilizare trebuie să se scrie de asemeni un bilanţ caloric reprezentat prin relaţia:

AbrQttcQ pfpsmp .)(. [W] (13.74)

în care: Qmp este debitul de produs supus sterilizării şi elementele auxiliare, în kg/s;

21 ppp QQQ şi )(.1 mseep ttAkQ [W] (13.75)

reprezentând căldura pierdută în mediul înconjurător de suprafaţă Ae şi temperatura tm;

)(.2 alsep ttAQ [W] (13.76)

reprezentând pierderea de căldură la baza zonei de sterilizare prin suprafaţa liberă a apei (Ae), tae fiind temperatura

suprafeţei libere a apei, care este apropiată de temperatura de sterilizare, iar α este coeficientul parţial de transfer de

căldură la condensare la suprafaţa liberă a apei.


120


121

Capitolul 14

REFRIGEREA ȘI CONGELAREA

Refrigerarea şi congelarea sunt operaţii prin care se urmăreşte mărirea duratei de conservabilitate a produselor

alimentare sub influenţa temperaturii scăzute. Uneori prin realizarea refrigerării sau congelării se urmăresc şi alte scopuri

cum ar fi: crearea condiţiilor favorabile pentru desfăşurarea unor procese biochimice în condiţii optime de temperatură

pentru dirijarea procesului tehnologic (fermentare alcoolică în ind. berii, a şampaniei), modificarea unor proprietăţi fizice

care să faciliteze prelucrarea tehnologică într-un anumit mod (modificarea consideraţiei într-o anumită fază de fabricaţie

la ciocolată, margarină, unt, trecerea apei din stare lichidă în stare solidă pentru a permite liofilizarea), etc.

Reţeaua de unităţi în care se utilizează temperaturile scăzute în vederea conservării produselor alimentare,

poartă denumirea de lanţ frigorific. Denumirea simbolizează legătura care trebuie să existe între verigile care asigură

prelucrarea prin frig a produselor alimentare, depozitarea acestora la temperaturi scăzute, transportul frigorific sau

izoterm între diverse unităţi comerciale cu profil alimentar şi aparatele frigorifice de uz casnic.

Lanţul frigorific este compus din unităţi fixe şi mobile:

-Unităţi fixe (cu exceptia celor comerciale se numesc frigorifere sau depozite frigofice):

-Centre de colectare (lapte, peşte, etc.);

-Unităţi de producţie (abatoare, fabrici de bere, industrializarea cărnii, industrializarea laptelui, etc.);

-Antrepozite frigorifice de stocaj şi distribuţie;

-Unităţi comerciale şi de alimentaţie publică;

-Aparate de uz casnic.

-Unităţi mobile (Mijloace de transport care fac legătura între unităţile fixe):

-Izoterme auto sau CF;

-Transport frigorific (auto, CF, nave, avioane cu compartimente frigorifice) (au instalaţii frigorifice proprii).

De regulă, fiecare categorie de produse alimentare are un lanţ frigorific propriu, aşa cum se observă în figură.

Fig 14.1. Lanţuri frigorifice


122

În mod normal variaţiile de temperatură admise, faţă de optimul recomandat trebuie să fie de maxim 1°C.

Trebuie respectate şi condiţiile de umiditate recomandate. În imagine este prezentat un lanţ frigorific pentru legume şi

fructe congelate.

Fig. 14.2. Schema lanţului frigorific pentru legume şi fructe congelate

Clasificarea frigoriferelor se poate realiza după mai multe criterii:

-Dupa natura produselor depozitate:

-Frigorifere generale (produse diverse mai puţin cele care impun un regim special de depozitare - citrice, peşte, etc.);

-Frigorifere cu profil specializat (pt. produse care necesită condiţii deosebite de păstrare);

-După destinaţie:

-Frigorifere de colectare (pentru produse colectate în vederea industrializării, distribuirii sau colectării);

-Frigorifere industriale sau tehnologice (pentru refrigerare, congelare, şi depozitare de scurtă durată, au capacităţi de

depozitare de 500…5000t şi de congelare de 20…100t/24h);

-Frigorifere de stocaj (pentru uniformizarea ritmului de aprovizionare şi asigurarea lanţului frigorific);

-Frigorifere de distribuţie (alimentare periodică de la cele industriale şi de stocaj, în vederea distribuţiei produselor spre

consum);

-Frigorifere speciale (portuare, din comerţul cu ridicata, pentru export);

-După regimul de temperatură:

-Frigorifere pentru produse refrigerate (0°C);

-Frigorifere pentru produse congelate (-20°C);

-Frigorifere mixte;

-După tipul construcţiei:

-Frigorifere orizontale sau monoetajate (înălţimi mari de stivuire şi paletizare);

-Frigorifere verticale (pe mai multe niveluri, cu capacitate foarte mare);

-După capacitatea de depozitare:

-Frigorifere de capacitate mare (1500…16000t);

-Frigorifere de capacitate medie (300…600t);

-Frigorifere de capacitate mică (12…125t).

Refrigerarea se realizează prin aducerea produselor alimentare la temperaturi în vecinătatea temperaturii de

solidificare a apei, apa rămânând în stare lichidă. Congelarea se realizează prin aducerea produselor la temperaturi

inferioare temperaturii de solidificare a apei pure şi trecerea parţială a apei din stare lichidă în stare solidă. Temperaturile


123

de congelare sunt alese sub temperatura limită de dezvoltare a microorganismelor, temperatură la care este posibilă

frânarea sau chiar împiedicarea unor transformări sau reacţii (în special reacţii de natură enzimatică).

Durata de conservabilitate este cu atât mai mare cu cât efectul inhibitor al temperaturilor scăzute asupra vitezei de

reacţie a anumitor procese biochimice este mai mare, iar efectul inhibitor este mai mare cu cât temperatura este mai

scăzută. Durata de conservabilitate depinde şi de natura procesului, de compoziţia şi starea lui, de respectarea unei

anumite tehnologii pentru realizarea refrigerării sau congelării. In fig. 14.3. este dat un grafic al relaţiei între durata de

conservabilitate şi temperatură. Din grafic rezultă şi influenţa naturii produsului şi stării lui asupra duratei de

conservabilitate.

Fig.14.3. Relația dintre durata de conservabilitate și temperatură.

Refrigerarea şi congelarea ca operaţii, se aplică în special produselor proaspete. Uneori pentru produsele ce se

congelează se aplică în prealabil un tratament termic pentru inactivarea enzimelor, în special în cazul produselor vegetale.

Alteori în produsele proaspete se adaugă anumite substanţe cu acţiune inhibitoare pentru anumite reacţii, ca de exemplu

adausul de zahăr la unele fructe.

Prin refrigerare şi congelare nu se distrug microorganismele şi enzimele produse de acestea. Scăderea

temperaturii duce în general la micşorarea sau la oprirea activităţii lor. Efectul temperaturii scăzute se menţine numai cât

temperatura rămâne la nivelul respectiv. In anumite condiţii, prin congelare rapidă se poate produce distrugerea

mecanică sau prin plasmoliză a microorganismelor.

Temperaturile scăzute la care se realizează tratamentul pentru refrigerare sau congelare sunt obţinute în

instalaţiile industriale în special cu ajutorul instalaţiilor frigorifice. Temperaturile de refrigerare se pot realiza şi prin răcire

cu gheaţă. Temperaturile de congelare se pot realiza şi prin răcire cu dioxid de carbon solid (procedeul denumit cu gheaţă

carbonică), cu azot lichid, etc. In genere, sistemele cu gheaţă, dioxid de carbon solid, azot lichid sau altele sunt utilizate

numai pentru menţinerea temperaturii la un anumit nivel scăzut.

Calitatea de consum, a produselor cărora li s-a mărit durata de conservabilitate prin tratament frigorific depinde de

calitatea materiei prime conservată prin frig, de modul în care s-a realizat tratamentul prin frig (tehnologia refrigerării,

respectiv congelării), de condiţiile de păstrare după realizarea tratamentului prin frig (condiţiile de depozitare, durata de

păstrare) şi de modul de a fi readus produsul la condiţii de folosire după durata de conservare.


124

14.1. Factori care influenţează operaţia

Tratamentul prin frig al produselor alimentare este influenţat de o serie de factori. Aceştia pot fi grupaţi în:

- factori dependenţi de natura şi starea în care se găsesc componenţii produsului;

- factori dependenţi de instalaţia în care se realizează operaţia.

Temperatura la care este adus produsul şi modul de aducere la temperatura de păstrare influenţează esenţial

calitatea produselor şi durata de conservabilitate.

14.1.1. Factori dependenţi de natura şi starea componenţilor în produs

Alimentele conţin substanţe dispersate ionic, molecular, coloidal şi uneori, ca suspensii. Unul din principalii

componenţi ai alimentelor este apa, care în multe produse proaspete depăşeşte 60%, în unele ajung chiar la 92-95%

raportat la total. La tratamentul prin frig, trebuie să se ţină seama de particularităţile de structură şi comportare, pentru

evitarea fenomenelor de destabilizare care se pot reflecta negativ asupra calităţii produsului. Majoritatea componentelor

organice ale alimentelor se găsesc în produs sub formă de sisteme coloidale, la care mediul de dispersie este apa. Face

excepţie de la această formă grăsimea.

Unele componente ale alimentelor se găsesc sub formă de sisteme celulare. La tratamentul prin frig, pentru a se

asigura menţinerea calităţii produsului, trebuie să se ţină seama şi de acest element.

Sistemul în care se găsesc componente într-un produs, particularitatea de structură ale componenţilor alimentelor,

natura şi proporţia lor determină condiţiile tehnologice de realizare a tratamentului prin frig, de păstrare şi de readucere

a produsului la starea iniţială.

Influenţa componenţilor dizolvaţi sub formă de soluţie adevărată.

Datorită conţinutului ridicat de apă al produselor alimentare, unii componenţi, (în special cei de natură anorganică,

dar şi unii de natură organică) se găsesc în produs sub formă de soluţie adevărată în care dizolvantul este apa, iar

dizolvatul este reprezentat de componenţii respectivi.

Tratamentul prin frig – răcirea produsului – până la atingerea temperaturii de congelare, atrage după sine mărimea

solubilităţii gazelor, scăderea solubilităţii substanţelor solide, reducerea coeficientului de difuziune, reducerea presiunii

osmotice, creşterea vâscozităţii fazei care se găseşte în stare lichidă. Mărirea solubilităţii gazelor şi scăderea solubilităţii

substanţelor solide pot determina fie reacţii secundare nedorite, fie fenomene de destabilizare care se reflectă negativ

asupra calităţii produsului.

Conţinutul de substanţe solide dizolvate modifică temperatura de congelare a dizolvatului.

Apa în stare pură se solidifică la 00C. Conţinând substanţe dizolvate scade şi temperatura de solidificare

(congelare).

Scăderea temperaturii de congelare în cazul soluţiilor diluate s-a observat că este proporţională cu modalitatea

soluţiei:

mKcc . [K] (14.1)

unde: ∆c este scăderea punctului de congelare faţă de temperatura de solidificare a solventului pur;

m – concentraţia molală a soluţiei (moli dizolvaţi la 1 kg solvent);

Kc – constantă caracteristică solventului, denumită şi constantă crioscopică. Constanta crioscopică a apei este Kc = 1,86.


125

S-a observat că, la substanţele dizolvate, disociate electronic, scăderea punctului de congelare este mai mare,

pentru aceeaşi concentraţie, în unele cazuri tinzând să devină proporţional cu concentraţia ionică. In cazul soluţiilor de

NaCl s-a observat o scădere a punctului de congelare aproape proporţională cu concentraţia ionică. Constanta crioscopică

a apei raportat la concentraţia ionică este 0,9 Kc. Dacă în soluţie sunt dizolvaţi mai mulţi componenţi scăderea punctului

de congelare este proporţională cu concentraţia molară raportată la suma componenţilor.

In cazul soluţiilor nesaturate, dacă temperatura soluţiei scade, când se ajunge la o anumită valoare a temperaturii

corespunzătoare saturaţiei, o parte din dizolvant se solidifică şi în consecinţă se măreşte concentraţia molară a soluţiei, se

măreşte efectul crioscopic şi scade temperatura de congelare.

Temperatura de congelare are valoare:

cspc tt [0C] (14.2)

unde: tc, tsp este temperatura de congelare a soluţiei, respectiv temperatura de solidificare a solventului pur.

Există o concentraţie la care scăderea temperaturii sub o anumită valoare atrage după sine solidificarea soluţiei sub

forma unei mase compacte. Temperatura respectivă se numeşte temperatura eutectică, iar punctul care este caracterizat

atât prin temperatură cât şi prin concentraţie se numeşte punct eutectic. Fiecare substanţă dizolvată într-un anumit

dizolvant îşi are punctul său eutectic. In cazul când dizolvantului este apa, punctul eutectic poartă denumirea de punct

criohidratic, iar temperatura respectivă temperatură crionidratică. In cazul când soluţia conţine două substanţe care nu

reacţionează între ele şi care au puncte eutectice diferite, temperatura de solidificare totală este de regulă mai scăzută

decât temperatura eutectică individuală cea mai coborâtă. In cazul produselor alimentare care sunt sisteme polidisperse,

nu există un punct eutectic propriu-zis, ci o zonă de eutexie. Pentru cea mai mare parte a produselor alimentare zona de

euxietate este între -50 … -600C.

Corelaţia temperatură-concentraţia soluţiei pentru congelare este caracterizată fiecărui produs datorită naturii

componenţilor dizolvaţi şi raportul dintre ei. In fig. 14.3 este prezentată o asemenea situaţie. La temperatura tA şi

concentraţia XA soluţia este în stare lichidă, temperatura respectivă fiind superioară temperaturii de eutexie şi de

congelare. Răcind soluţia la temperatura tB începe congelarea, se depun cristale de lichid solidificat şi pentru soluţie creşte

concentraţia în dizolvant. Atinsă temperatura te şi concentraţia Xe toată masa se solidificată, punctul E fiind punctul

eutectic.

In unele cazuri deşi este atinsă temperatura de pe curba BE la concentraţia respectivă, nu se formează cristale de

gheaţă cu toate că temperatura scade. Punctul de corelaţie temperatură - concentraţie se găseşte sub curbă în zona

normală de soluţie cu cristale de gheaţă. Fenomene ca: agitarea, atingerea unei temperaturi minime, adăugarea unei

impurităţi sau a unui cristal de gheaţă, determină o creştere bruscă a temperaturii la o valoare corespunzătoare pe curba

BE şi începe depunerea de cristale. Fenomenul de subrăcire este prezentat în diagrama 14.4 unde apare în plus, faţă de

fig. 14.5 o curbă de temperatură minimă şi o zonă de soluţie subrăcită. Starea de subrăcire poate apare şi la punctul

eutectic.

Fig.14.4. Fenomenul de subrăcire. Fig.14.5. Relația concentrație-temperatură a soluției de congelare.


126

Fenomenul de subrăcire apare uşor când scade temperatura brusc, însă nu este stabil, deoarece se atinge uşor

temperatura minimă de subrăcire. Scăderea lentă a temperaturii nu favorizează apariţia fenomenului de subrăcire, însă în

cazurile în care acest fenomen apare, subrăcirea este mai stabilă.

Comportarea descrisă este întâlnită la produsele alimentare, însă nu este valabilă şi pentru soluţiile care au iniţial

un conţinut de substanţe dizolvată mai mare decât concentraţia eucticului.

Scăderea punctului de congelare cu ∆c atrage o scădere a presiunii de vapori a soluţiei din produs în comparaţie cu

presiunea de vapori a dizolvantului la aceeaşi temperatură. Scăderea presiunii de vapori se poate calcula în funcţie de

scăderea punctului de congelare cu relaţia:

c

cp

103

1

1 (14.3)

Influenţa asupra componenţilor prezenţi ca sisteme coloidale.

Majoritatea componenţilor organici ai alimentelor – exceptând grăsimile – reprezintă sisteme coloidale, mediul de

dispersie fiind apa, iar amestecul fiind un hidrosol sau un hidrogel.

Sistemele coloidale nu influenţează punctul de congelare, presiunea parţială de vapori, presiunea osmotică sau

viteza de difuziune. Prin menţinerea temperaturii produsului în zona temperaturilor de refrigerare, în genere, nu apare

nici o acţiune pozitivă sau negativă asupra stării de hidrosol sau de hidrogel.

Hidrosolurile îşi pot pierde stabilitatea prin micşorarea gradului de dispersie, care apare ca urmare a contopirii mai

multor particule. Pierderea stabilităţii are drept consecinţă separarea fazei disperse de faza continuă şi se manifestă prin

fenomene de coagulare, floculare sau precipitare masei disperse.

Stabilitatea hidrosolurilor este asigurată de doi factori care se opun contopirii particulelor şi care acţionează într-o

oarecare măsură compensator unul faţă de celălalt. Cei doi factori sunt: sarcina electrică de acelaşi semn a particulelor

coloidale, care provoacă respingerea particulelor între ele şi învelişul de hidratare al particulelor.

La congelarea, prin cristalizarea unei părţi din apă se reduce gradul de hidratare, apare tendinţa de contopire şi de

pierdere a stabilităţii.

Hidrogelurile îşi pot pierde stabilitatea datorită infestării fenomenului de sinteză. Concentraţia mărită a

electroliţilor după separarea unei părţi din apă prin cristalizare, intensifică fenomenul de sinteză prin coagularea unor

elemente structurale mobile.

Cristalele mari care apar în anumite cazuri la congelare duc la pierderea stabilităţii gelurilor deoarece au acţiune

distructivă asupra macromoleculelor sau agregatelor moleculare care caracterizează starea de gel.

Coloizii proteici fie că sunt soluri sau geluri, la congelare suferă anumite fenomene de denaturare, concretizate în

special prin agregări de particule coloidale, care au drept consecinţă micşorarea capacităţii de reţinere a apei. Fenomenul

acesta poate apărea şi la refrigerare, însă în acest caz este mai puţin intens.

Solurile pe bază de amidon, prin congelare suferă fenomenul de agregare, care poartă denumirea de retrogradare.

Fenomenul se explică prin reducerea învelişului de hidratare.

Fenomenele de acest tip, în genere sunt ireversibile, de aceea procesul tehnologic de refrigerare, respectiv

congelare, trebuie să fie condus urmărindu-se cât mai mult evitarea apariţiei lor.

Influenţa asupra componenţilor emulsionaţi. Emulsiile în genere, îşi micşorează stabilitatea prin căderea

temperaturii, datorită creşterii tensiunii superficiale care variază în sens invers cu temperatura. Congelarea produce


127

destabilizarea şi chiar spargerea emulsiilor datorită modificărilor produse în membranele de protecţie a particulelor

dispersate. Fenomenul este ireversibil şi drept consecinţă, nu mai sunt reconstituibile prin decongelare. Cu cât viteza de

congelare este mai rapidă şi temperatura de depozitare mai scăzută, fenomenul de destabilizare emulsiilor este mai slab.

El poate apărea însă, în timpul fazei de decongelare dacă acesta nu se efectuează rapid.

Influenţa asupra sistemelor celulare din produse. Produsele alimentare de origine vegetală şi animală

neprelucrate prezintă structuri celulare. Prin păstrarea lor în stare proaspătă, în condiţii normale de depozitare, de

exemplu în cazul fructelor, boabelor de cereale,etc. se observă continuarea activităţii fiziologice.

Tratamentul prin frig determină modificări ale metabolismului celular, ale permeabilităţii membranei celulare şi în

cazul congelării se ajunge chiar la distrugerea parţială a structurii celulare.

Astfel scăderea temperaturii sub o anumită limită duce la dereglarea metabolismului normal al celulei, cu

posibilitatea de formare a unor compuşi nocivi pentru celulă.

Temperatura de refrigerare bine aleasă aplicată la fructe recoltate la un anumit stadiu de maturitate, măreşte

durata de conservabilitate şi poate îmbunătăţi chiar calităţile iniţiale ale produselor.

Congelarea, cu formare de cristale, determină de cele mai multe ori modificări ireversibile defavorabile, care sunt

funcţie de natura celulei, de rezistenţa membranei, conţinutul de apă, etc.

Congelarea apei se realizează cu mărirea volumului cristalului în comparaţie cu al lichidului din care provine.

Mărirea volumului creează tensiuni locale care pot afecta structura celulară ireversibil prin dislocări mecanice. Cu cât

cristalele sunt mai mari cu atât efectul dislocărilor mecanice este mai puternic. Structura microcristalină are efecte mai

puţin vătămătoare. Creşterea cristalelor afectează în primul rând pereţii celulari.

Pe lângă efectele mecanice, care apar datorită congelării apei din produs, apar şi unele efecte fizico-chimice. Prin

cristalizarea apei în spaţiile intercelulare, apare efectul mecanic care presează asupra pereţilor celulei din exterior spre

interior şi provoacă, în acelaşi timp, deformarea puternică a celulei. Datorită diferenţei de conţinut de apă între interiorul

celulei şi spaţiul intercelular apare migrarea apei din interior spre exterior. Scăderea conţinutului de umiditate în

interiorul celulei poate atrage chiar moartea celulelor prin plasmoliză.

Prin fenomenele de destabilizare a sistemelor proteice intracelulare au de suferit nucleul, protoplasma şi mai ales

membrana care îşi pierde însuşirea de semipermeabilitate. Rezistenţa celulelor la acţiunea letală a cristalizării

extracelulare depinde în mare măsură de natura produsului. Cristalizarea intracelulară, care se produce în timpul

congelării rapide, are un caracter letal mai important decât cristalizarea intercelulară deoarece efectele mecanice şi fizico-

chimice sunt mai puternice.

14.1.2. Influenţa apei din produs

Cea mai mare parte a însuşirilor produselor alimentare sunt influenţate de conţinutul în apă al produsului şi de

modul de legare a acesteia. Principal apa din produse se poate găsi sub formă de apă liberă sau de apă legată. Apa liberă

este reţinută mecanic în produs şi poate fi cedată mai uşor. Apa legată este, în genere, reţinută prin hidratarea ionilor,

moleculelor sau a particulelor coloidale care au însuşiri hidrofile.

Apa congelabilă este în funcţie de temperatura la care este adus produsul şi de natura produsului (dacă apa este în

stare liberă sau legată). In fig. 14.6 este dat un grafic în care se prezintă variaţia procentului de apă congelabilă faţă de

total apă, funcţie de temperatură şi natura produsului. Este de remarcat că, la temperaturile normale de congelare între -

150C şi -20

0C, se poate congela între 60 şi 95% din apă în funcţie de temperatură şi natura produsului. In genere se

congelează mai puţină apă la produsele de origine vegetală şi mai multă la produsele de origine animală, deoarece la


128

produsele de origine vegetală avem soluţii mai concentrate. Dacă s-ar lua în considerare conţinutul în umiditate (apă) al

produselor se poate constata că, procentual, se congelează mai puţină apă la produsele cu umiditate mare.

Fig.14.6. Variația procentuală de apă congelabilă funcție de temperatură.

Activitatea fiziologică a celulelor şi a microorganismelor se bazează pe reacţii biochimice complexe, a căror viteză

este determinată şi de diluţia soluţiilor, respectiv de conţinutul în apă. Ca o mărime care caracterizează efectul apei

asupra activităţii microorganismelor s-a introdus noţiunea de „activitate a apei” sau de grad higromecanic al apei din

produs, care a fost definit prin relaţia:

s

mr

p

ph (14.4)

în care: pm este presiunea de vapori a apei din soluţia polidispersă conţinută în material;

ps – presiunea de vapori a apei pure la aceeaşi temperatură cu a apei din produs.

Presiunea de vapori a apei la o temperatură dată este o caracteristică precisă, determinabilă şi cunoscută.

Presiunea de vapori a apei din soluţia polidispersă este determinată de o serie de elemente. Se poate aprecia că atât timp

cât produsul mai conţine apă liberă presiunea de vapori a apei din soluţia polidispersă din material rămâne constantă şi

egală cu presiunea de vapori a apei pure la aceeaşi temperatură.

Pentru un produs care în stare naturală conţine apă liberă atât timp cât este tratat prin frig în fază de refrigerare,

activitatea apei, respectiv gradul higrometric, rămâne egal cu 1. Pentru orice produs tratat prin frig în fază de refrigerare,

activitatea apei nu se schimbă atât timp cât nu apare o variaţie a umidităţii produsului.

Prin eliminarea unei părţi din apa conţinută într-o soluţie acesta se concentrează indiferent de modul de eliminare

a apei. In cazul congelării, prin solidificarea unei părţi din apă de fapt soluţia polidispersă se concentrează şi drept

consecinţă îi scade temperatura de congelare, presiunea de vapori şi se modifică şi alte caracteristici. Scăderea presiunii

de vapori se face cu ∆pc definit prin relaţia (14.3) şi ca o consecinţă presiunea de vapori devine:

pm = pmi - ∆pc [Pa] (14.5)

în care: pm, respectiv pmi reprezintă presiunea de vapori a apei din soluţia dispersă la momentul în care s-a produs

pierderea de presiune ∆pc, respectiv presiunea de vapori a apei din soluţia polidispersă iniţială. Ţinând seama de cele de

mai sus, într-o oarecare măsură presiunea de vapori a apei din soluţia polidispersă este funcţie de molalitatea soluţiei.

Ţinând seama de diferenţa gradului higrometric al apei, scăderea presiunii de vapori a soluţiei din produs faţă de

presiunea de vapori a apei la aceeaşi temperatură, atrage după sine scăderea gradului higrometric al produsului.


129

Pentru evitarea schimbului de umiditate între produs şi mediul ambiant este necesară egalitatea dintre gradul

higrometric şi umezeala relativă a aerului, respectiv între presiunea de vapori din produs şi presiunea parţială a vaporilor

de apă din mediu.

Datorită acestui fenomen gradul higrometric al produselor, în funcţie de natura lor variază între 92 … 100%, ceea

ce permite depozitarea produselor fără să apară pierderi în greutate la umezeli relative corespunzătoare gradului

higrometric al produsului. S-a observat că activitatea microorganismelor se desfăşoară numai peste anumite valori ale

coeficientului de activitate a apei, respectiv a gradului higrometric.

La temperaturile obişnuite valoarea lui hr minim este de 0,91 - 0,98 pentru bacterii, 0,88 – 0,91 pentru drojdii şi

0,80 – 0,88 pentru mucegaiuri. O serie de microorganisme osmofile se dezvoltă până la hr minim de 0,6. Creşterea

temperaturii atrage după sine scăderea gradului higrometric minim la care se pot dezvolta microorganismele, iar scăderea

temperaturii atrage după sine creşterea gradului higrometric minim la care se pot dezvolta microorganismele.

Dacă se urmăreşte definiţia gradului higrometric, se constată că el este de fapt un număr nedimensional şi că are o

ecuaţie de definiţie analogă cu a umezelii relative, când acesta nu este exprimată procentual, cu singura deosebire că la

gradul higrometric apare la numărător presiunea de vapori a apei din soluţia polidispersă conţinută în material, iar la

umezeala relativă presiunea parţială a vaporilor din mediul ambiant.

La un produs oarecare, la care presiunea de vapori a apei din soluţia polidispersă conţinută în material este egală

cu presiunea parţială a vaporilor din mediul în care se găseşte produsul, nu apare schimb macroscopic de umiditate între

produs şi mediul şi în consecinţă, nu apare pierderi în greutate la produs. Dacă gradul higrometric este adus la valori care

împiedică dezvoltarea microorganismelor, atunci produsul s-ar putea păstra într-un mediu cu aceeaşi temperatură şi

umezeală relativă egală cu gradul higrometric îndeplinindu-se două condiţii: conservabilitate şi evitarea pierderilor în

greutate.

Conservabilitatea produselor tratate prin frig se datorează, de fapt, corelării între valoarea temperaturii şi gradul

higrometric. Deoarece în cazul refrigerării asupra gradului higrometric nu se poate acţiona, conservarea prin refrigerare se

realizează numai prin efectul temperaturii. Gradul higrometric în acest caz are rol numai la reducerea sau mărirea

pierderilor în greutate.

In cazul congelării prin cristalizarea unei părţi din apă se modifică şi gradul higrometric şi se poate ca el să asigure

sub limitele la care se mai menţine activitatea microorganismelor. Gradul higrometric însă are influenţă asupra pierderilor

în greutate şi în acest caz el permite depozitarea fără pierderi la umezeli relative ale mediului mai mic.

14.2. Influenţa temperaturii asupra conservabilităţii

In afara celor amintite datorită caracterului lor biologic, alimentele în funcţie de compoziţia şi însuşirile lor, pot

suferi diferite reacţii datorită agenţilor biochimici sau fizico-chimici. Viteza de desfăşurare a diferitelor tipuri de reacţii este

influenţată şi de temperatură, în sensul că pe măsură ce scade temperatura scade şi viteza de reacţie.

Ţinând seama că majoritatea reacţiilor din produsele alimentare se încadrează în categoria reacţiilor de ordinul

întâi şi ţinând seama de ecuaţia constantei vitezei de reacţie:

RTEeAk /. (14.6)

se vede clar influenţa de inhibare a temperaturii scăzute. Scăderea vitezei de reacţie poate fi atrasă şi de micşorarea lui A

sau a măririi lui E (energia de activare) ceea ce este normal.

Logaritmând ecuaţia se ajunge la:

RT

EAk lnln (14.7)


130

ceea ce în cazul că A, E şi R sunt constante, reprezintă ecuaţia unei drepte cu ordonata la origine, ln A, şi cu panta E/R.

Făcând diferenţa constantelor vitezei de reacţie la două temperaturi T1 corespunzător cu k1 şi T2 corespunzător lui

k2 se ajunge la:

21

21 lnlnRT

E

RT

Ekk (14.8)

sau adus la numitor comun şi făcând operaţiile relaţia devine:

21

21

2

1lnTT

TT

R

E

k

k (14.9)

Raportul k1/k2 (al constantelor vitezelor de reacţie la două temperaturi), reprezintă de fapt coeficientul care arată

cu cât se măreşte sau se micşorează viteza de reacţie când temperatura variază de la T1 la T2. El este numit şi coeficientul

de temperatură.

Din analiza relaţiei (14.9) se constată că influenţa variaţiei temperaturii este mai mică la reacţiile cu energia de

activare mică cum este cazul reacţiilor enzimatice şi ca o consecinţă acestea să fie inhibate sunt necesare scăderi mari de

temperatură.

Pentru reacţiile chimice obişnuite variaţia temperaturii cu 10 grade, atrage după sine o modificare a valorii

coeficientului de temperatură de 2 – 3 ori, ceea ce arată de fapt variaţia vitezei de producere a reacţiei respective.

Considerând o variaţie medie de 2,5 ori/10 grade, pentru o scădere de temperatură a unui aliment de la 300C la 0

0C s-ar

micşora viteza de reacţie de aproximativ 2,53 ≈ 15 ori.

Trebuie însă remarcat că valoarea energiei de activare variază cu temperatura în sensul că pe măsura scăderii

temperaturii se modifică energia de activare şi în intervalul de la 300C la 0

0C viteza de reacţie scade de circa 20 ori pe când

în intervalul de la 00C la -18

0C mai scade, după datele lui Close, de 18 ori.

Intr-un aliment, datorită naturii sale şi compoziţiei complexe, se produc, în acelaşi timp, diferite tipuri de reacţie, în

unele cazuri interdependente. Dacă activitatea microorganismelor este, în genere, inhibată la -100C, în sensul că sub

această temperatură nu se mai înmulţesc un număr însemnat de enzime continuă să fie active şi în substraturi congelate.

Sub -400C se consideră că încetează practic activitatea tuturor enzimelor.

Reducerea temperaturilor în jurul lui 00C din motive enumerate nu asigură o conservare a calităţilor produselor

proaspăt decât pentru scurtă durată, câteva zile în funcţie de natura produsului.

Reducerea temperaturilor sub 00C prin congelarea unei părţi din apă determină mărirea conservabilităţii, cu cât

temperatura este mai scăzută. Aducând la -400C şi menţinându-l la această temperatură se poate asigura

conservabilitatea fără modificări esenţiale ani de zile. Această operaţie însă este costisitoare prin consumul ridicat de frig

pentru congelarea şi pentru cel de menţinere la această temperatură.

14.3. Refrigerarea

Aşa cum a fost definită iniţial, prin refrigerare se urmăreşte aducerea produselor alimentare la temperatură

apropiată de 00C, fără să se producă congelarea apei.

In funcţie de natura produsului supus refrigerării, de scopul ei, refrigerarea poate fi realizată lent sau rapid, între

cele două limite putând fi diferite trepte.

Răcirea produselor alimentare până la temperaturi apropiate de punctul de congelare, fără formare de gheaţă în

produs, este denumită refrigerare. De regulă presupune transfer de căldură şi masă (umiditate) de la produs la mediul de


131

răcire. Temperatura de refrigerare a produselor alimentare este de 0…5°C. Mediul de răcire trebuie să aibă temperatura

mai redusă cu 3…5°C.

Clasificarea refrigerării se poate realiza după mai multe criterii:

-După natura mediului de răcire utilizat:

-Refrigerare în aer;

-Refrigerare în agenţi intermediari (apă, apă de mare, soluţii de NaCl, etc.);

-Refrigerare prin contact cu gheaţă hidrică;

-Refrigerarea lichidelor în schimbătoare de căldură;

-Refrigerarea în vid;

-După viteza de desfăşurare a procesului:

-Refrigerare lentă;

-Refrigerare rapidă (cea mai recomandatăşi cea mai des utilizată).

Procesul de refrigerare este tipic nestaţionar (viteza de răcire variază de la un punct la altul şi în timp). Procesul

se consideră încheiat când temperatura medie a ajuns la valoarea dorită.

Există câţiva parametri care descriu procesul de refrigerare:

-Viteza de răcire globală - raportul dintre reducerea totală a temperaturii medii şi durata totală

a procesului de refigerare;

-Intensitatea de răcire (timpul de înjumătăţire) - durata în care diferenţa dintre temperatura medie a

produsului şi temperatura mediului de răcire este redusă la jumătate.

Pentru intensificarea refrigerării se poate utiliza în prima fază aer cu -8…-15°C, iar apoi aer cu 0°C. Un proces de

refrigerare este reprezentat în figură:

Fig. 14.7. Variaţia temperaturii medii a unui produs în timpul refrigerării

t0-temperatura constantă a mediului de răcire; z-timpul de înjumătăţire a diferenţei de temperatură

Un exemplu care poate să edifice modul în care se realizează refrigerarea este următorul:

-Timpul de înjumătăţire este z=4h; -Temperatura iniţială este ti=30°C; -Temperatura finală (dorită) este tf=2°C; -

Temperatura aerului utilizat pentru răcire este t0=0°C; -După 4h temperatura medie a produsului ajunge de la 30°C la

15°C; -După alte 4h temperatura medie a produsului ajunge de la 15°C la 7,5°C; -După alte 4h temperatura medie a

produsului ajunge de la 7,5°C la 3,75°C; -După alte 4h temperatura medie a produsului ajunge de la 3,75°C la 1,88°C; -Se

constată că după 16h, produsul a ajuns la cca. 2°C, iar procesul s-a încheiat. Refrigerarea în aer este procedeul cel mai

utilizat pentru refrigerarea produselor solide (carne, produse din carne, brânzeturi, lactate, păsări, peşte, legume, fructe,

ouă, semipreparate culinare, etc.); La refrigerarea cu un singur nivel de temperatură a aerului, aceasta variază uzual între -


132

1…+1°C. La refrigerarea cu două nivele de temperatură (carcase de carne, păsări, unele fructe), temperatura aerului este

de: --8…-9°C la unele fructe; --5…-6°C la bovine; --10…-12°C la porcine. Temperatura scăzută a aerului este menţinută de

regulă pe durata primului timp de înjumătăţire. Apoi aerul are -1…+1°C.În figură sunt reprezentate câteva procese de

răcire pentru o carcasă de bovină.

Fig.14.8. Curbele de variaţie a temperaturii la racirea unei carcase de bovină.

1-suprafaţă; 2-centrul termic; A-refrigerarea într-o fază cu aer la +2°C; B-refrigerarea în două faze cu aer la -5°C şi 0°C

Viteza aerului cu camera de refrigerare goală este de cca.: -0,3m/s la răcirea lentă; -2…3m/s la răcirea rapidă Cu încăperea

plină se ajunge la viteze ale aerului de 5…6m/s în zonele dintre produse. Atât temperatura cât şi viteza aerului

influenţează durata refrigerării, aşa cum se arată în figură.

Fig.14.9. Influenţa temperaturii şi vitezei aerului asupra duratei refrigerării carcaselor de carne

Modul de aşezare a produselor în camerele sau tunelele de refrigerare trebuie să asigure spaţii de curgere pentru

aerul rece. În cazul cărnii s-a dovedit mai eficientă asigurarea unei circulaţii verticale a aerului, de sus în jos, ca în figură.


133

Fig.14.10. Schema distribuţiei aerului la răcirea cărnii în tunele cu circulaţie verticală descendentă

1-canal de aer; 2-ajutaj; 3-linie aeriană de transport; 4-carcasa de carne; 5-canal de distributie a aerului

14.3.1. Procedee de refrigerare

Procedeele de refrigerare se diferenţiază în funcţie de starea fizică a produsului supus refrigerării şi de natura

agentului de refrigerare. Procedeele de refrigerare se pot împărţi în două grupe mari: refrigerarea prin intermediul unei

suprafeţe de schimb de căldură şi refrigerare prin contact direct între produsul supus răcirii şi agentul care preia căldură.

Refrigerarea prin intermediul unei suprafeţe de transfer de căldură se foloseşte în cazul răcirii produselor în stare

lichidă. Suprafaţa de transfer de căldură este a unui schimbător de căldură. Căldura este preluată de un agent frigorific

primar, care se vaporizează, sau de un agent frigorific secundar care, în genere, nu-şi schimbă starea de agregare ci suferă

doar o schimbare de temperatură.

Schimbul de căldură se realizează în regim staţionar sau nestaţionar determină de tipul de aparat şi de circulaţia

fluidelor. Pentru calculul unui asemenea tip de refrigerare se respectă regulile de calcul ale schimbătoarelor de căldură.

Refrigerarea prin contact direct între produsul supus răcirii şi agentul de răcire se aplică în special la răcirea

produselor care se prezintă ca produs solid cu tot conţinutul său de umiditate. Instalaţiile ;i conducerea procesului în

acest caz depind în special de natura agentului de răcire. Se pot folosi ca agenţi de răcire aerul, apa, o soluţie în care

dizolvantul este apa, sau gheaţa.

Alegerea agentului de răcire într-o oarecare măsură este determinată de natura produsului supus refrigerării.

Refrigerarea în gheaţă se realizează prin amestecul produsului supus refrigerării cu bucăţile de gheaţă. Sistemul

este utilizat în special pentru refrigerarea peştelui. Aceasta se realizează prin amestecarea peştelui cu bucăţi de gheaţă în

lăzile în care se şi transportă peştele.

Refrigerarea în apă sau o soluţie răcită, se realizează prin imersarea produselor în apă sau soluţia respectivă, prin

stropire sau în sistem mixt. Agentul de răcire este adus la temperatura 0,5 … 20C, fie prin răcire cu gheaţă, fie prin răcire

cu ajutorul unei instalaţii frigorifice.

Concomitent ce refrigerarea, în acest caz, are loc şi o spălare a produsului, mai mult sau mai puţin avansată.

Răcirea în apă sau cu soluţie răcită se aplică în special pentru răcirea păsărilor în flux continuu, în sistem

conveierizat.

Refrigerarea în aer este procesul cel mai răspândit şi practic, aplicabil oricărui tip de produs, deoarece prin acest

procedeu nu sunt afectate calităţile organoleptice ale alimentelor şi nici integritatea ambalajelor în cazul produselor

ambalate.


134

Pentru refrigerare în aer sunt importanţi trei parametrii ai aerului: temperatura, viteza de circulaţie a aerului şi în

cazul produselor neambalate ermetic la aer, umezeala relativă.

Temperatura aerului trebuie astfel aleasă încât să asigure o diferenţă de temperatură cât mai mare, însă acelaşi

timp să se evite congelarea produsului. Instalaţiile de refrigerare sub aspectul temperaturii aerului pot funcţiona în două

moduri: la o temperatură de intrare a agentului de răcire sau la două temperaturi de intrare a agentului de răcire în timp.

In acest din urmă caz în faza iniţială se lucrează cu aer la -9 … -150C în funcţie de natura produsului , iar după aducerea

stratului superficial al produsului în jur de 00C se ridică temperatura aerului la -1 … -4

0C, astfel încât temperatura stratului

superficial să nu mai scadă, în schimb să scadă temperatura în interiorul produsului.

Viteza aerului depinde de tipul de refrigerare care se urmăreşte să se realizeze. Pentru refrigerare lentă aerul se

deplasează ci viteze până la 0,3 m/s, pentru refrigerare rapidă se poate lucra cu viteze peste 3 m/s, asigurându-se până la

6 m/s sau pentru produse cu grosimi mici chiar până la 16 m/s. Mărirea vitezei de circulaţie a aerului atrage după sine

mărirea coeficientului parţial de transfer de căldură de la suprafaţa produsului la aer, scurtarea duratei de refrigerare,

însă se măreşte şi consumul de energie electrică pentru asigurarea circulaţiei aerului datorită creşterii pierderilor de

presiune proporţional cu pătratul vitezei.

Umezeala relativă este importantă pentru produsele neambalate ermetic faţă de aer. In această situaţie este

important să fie cât mai ridicată pentru a reduce pierderile de apă prin evaporare la suprafaţă, pierderi care de fapt devin

pierderi din greutatea produsului. Mărirea umezelii relative a aerului se realizează prin recircularea aerului. La recircularea

totală aerul intră în sistemul de răcirea produsului cu umezeală relativă de 98 … 100%.

Procesul de transfer de căldură, respectiv de transfer de substanţă în cazul refrigerării produselor în bucăţi, este un

proces de transfer nestaţionar, determinat de variaţia în timp a temperaturii produsului în interiorul bucăţii.

Produsele supuse refrigerării în timpul realizării operaţiei se pot găsi în sistem staţionar sau în spaţiul în care se

realizează refrigerarea.

14.3.2. Pierderile în greutate în timpul refrigerării

Apar ca rezultat al evaporării la suprafaţa de contact produs-aer, prin transfer de substanţă de la suprafaţa umedă

a produsului la aer. Transferul de substanţă este descris de relaţia:

.).( AppkM vms [kg] (14.10)

în care: ∆M este apa evaporată, respectiv pierderea în greutate;

pm, pv – presiunea de vapori a umidităţii din material, respectiv a umezelii din aer;

A – suprafaţa de contact produs-aer;

ks – coeficientul de transfer de substanţă de la suprafaţa de contact la aer;

∆τ – timpul de contact.

Se constată că la aceeaşi parametrii de lucru, pierderile în greutate sunt proporţionale cu timpul de contact,

respectiv durata de refrigerare. De asemenea, se constată că la pm = pv pierderile în greutate sunt nule. Dar sv pp . şi

în consecinţă la φ = hv pierderile sunt nule. Cum 1vh şi umezeala relativă trebuie să tindă către 100%.

Ţinând seama că trecerea apei din produs în aer se realizează prin evaporare şi cantitatea de căldură necesară

pentru evaporare trebuie asigurată prin transfer de căldură, sub acest aspect trebuie să se respecte relaţia:

... AttrMQ am [J] (14.11)


135

în care: r este căldura de evaporare a apei; α – coeficientul parţial de transfer de căldură; tm, ta – temperatura suprafeţei

materialului respectiv temperatura aerului.

Din (14.10) şi (14.11) rezultă:

vm

ams

pp

tt

rh

.

[s/m] (14.12)

din care se poate trage concluzia că coeficientul de transfer de substanţă depinde de α, (tm – ta) şi (pm – pv). Pierderile în

greutate prin înlocuirea lui ks se vor putea determina pe baza relaţiei:

.).( Attr

M am [kg] (14.13)

De remarcat că mărirea umezelii relative nu atrage după sine pericolul apariţiei fenomenului de condensare la

suprafaţa produsului, deoarece aceasta este mai caldă decât aerul, iar aerul în timpul proceselor de transfer se încălzeşte.

14.3.3. Camere și tunele de refrigerare

Camerele de refrigerare se execută în mumeroase variante constructive, în funcţie de natura produselor şi modul

de distribuţie a aerului. De obicei după răcire sunt utilizate şi pentru păstrarea produselor.

Dimensiunile uzuale ajung până la 24x24m sau 18x36m, cu înălţimi până la 7…8m.

Capacitatea poate să ajungă până la 200…800t.

Încărcarea trebuie să se poată realiza în max. 4…5 zile. Peste noapte trebuie să se poată răci întreaga cantitate

introdusă în cameră peste zi astfel încât variaţia maximă a temperaturii să nu depăşească 4…8°C.

Circulaţia aerului este realizată prin canale şi există mai multe sisteme de răcire. În figură este prezentat un

sistem de răcire cu două canale de aer, unul pentru suflarea aerului rece şi unul pentru aspiraţia aerului cald.

Fig.14.11. Sistem de răcire cu două canale de aer

1-canal de aspiraţie; 2-ventilator; 3-baterie de răcire; 4-canal de suflare aer rece

La camerele cu un singur canal de aer pentru distribuţia aerului, acesta prezintă ramificaţii pentru asigurarea

unei distribuţii uniforme. Aspiraţia aerului cald se realizează liber prin deschizături practicate în perete.


136

Fig.14.12. Sistem de răcire cu un singur canal de aer

1-canal de suflare aer rece; 2-canal de aspiraţie aer cald; 3-răcitor de aer şi ventilator; 4-stivă de produse

Se poate realiza suflarea aerului rece şi prin canale amplasate sub podea.

Fig.14.13. Sistem de răcire cu suflarea aerului prin podea

1-comandă automată ventilatoare; 2-admisie aer proaspăt; 3-higrostate; 4-ventilator axial; 5-ceas programator; 6-duze decongelare şi umidificare; 7-baterie de încălzire; 8-baterie de răcire;

9-termostate; 10-umidificator

O parte din aerul uzat iese prin fantele practicate în perete, iar altă parte se amestecă cu aerul proaspăt în

camera de amestec 2 şi este recirculat cu ajutorul ventilatorului 4, peste bateriile 7 (care încălzeşte aerul iarna) şi 8 (care

răceşte aerul vara). Aerul la parametrii doriţi este suflat prin canalele practicate în podea. Umidificarea aerului se

realizează prin umidifiactorul 10 procesul fiind controlat de higrostatele 3. Termostatele 9 controlează funcţionarea

ventilatorului (pornit când este cald şi oprit când este rece), iar ceasul programator 5, realizează decongelarea automată a

bateriilor 7 şi 8 la intervalele de timp reglate.

Camerele de refrigerare din industria cărnii şi a laptelui se prevăd cu răcitoare de aer carcasate, având

ventilatoare proprii. Aceste răcitoare se montează pe unul dintre pereţii longitudinali, iar dacă lătimea camerei este mai

mare de 6m, răcitoarele se montează pe ambii pereţi longitudinali. Pentru intensificarea circulaţiei se utilizează


137

ventilatoare auxiliare, care nu mai supun aerul uscării.

Fig.14.14. Cameră frigorifică cu răcitoare de perete multiple şi ventilatoare auxiliare (1)

Se pot utiliza şi răcitoare de aer prevăzute cu ventilator axial şi difuzor sau ajutaje pentru suflarea aerului.

Acestea se montează pe unul din pereţii frontali, sau pe o platformă montată deasupra uşii de intrare. Aerul poate fi suflat

astfel până la 6…7m. Acest sistem nu asigură o circulaţie foarte uniformă a aerului suflat printre tavan şi produse.

Fig.14.15. Sistem de circulare având răcitor prevăzut cu ventilator axial şi difuzor, fără canale de aer

1-baterie de răcire; 2-tavă de colectarea apei; 3-ventilator axial; 4-difuzor; 5-stive de produse; 6-obturator

Intensificarea circulaţiei aerului se poate realiza prin utilizarea ventilatoarelor centrifugale.

Fig.14.16. Sistem de circulare având răcitor prevăzut cu ventilator centrifugal, fără canale de aer

1-carcasa răcitorului; 2-admisie aer; 3-baterie de răcire; 4-ventilator centrifugal; 5-ajutaj


138

Tunelele de refrigerare se utilizează pentru răcirea rapidă a produselor, asigurându-se curenţi de aer cu viteze

mari de curgere.

Lăţimile uzuale sunt de 3 sau 6 m, iar lungimile sunt de 6, 9, 12, 15, 18 sau 24m. Înălţimile sunt de 3,6…4,8m.

Circulaţia aerului poate să fie longitudinală sau transversală, fiind asigurată de ventilatoare axiale sau

centrifugale.

Funcţionarea poate să fie discontinuă (întreruptă de încărcare-descărcare) sau continuă.

În figură este prezentat un tunel de refrigerare a semicarcaselor cu circulaţia aerului în curent longitudinal.

Fig.14.17. Tunel de refrigerare cu circulaţie longitudinală a aerului

1-tunel; 2-răcitor de aer; 3-ventilator centrifugal; 4-perete fals

Există şi tunele de refrigerare cu circulaţie transversală a aerului.

Fig.14.18. Tunel de refrigerare cu circulaţie transversală a aerului

1-răcitor de aer; 2-perete fals; 3-carcase de carne; 4-tavan fals

Tunelele de refrigerare care asigură o circulaţie verticală a aerului asigură o răcire mai uniformă. O primă variantă

prezentată are răcitoarele de aer montate lateral.

Fig.14.19. Tunel de refrigerare cu circulaţie verticala a aerului şi răcitoare laterale

1-răcitor de aer; 2-tavan fals; 3-spaţiu de refrigerare


139

Răcitoarele de aer se pot monta şi în exteriorul tunelului, de unde este suflat în interior.

Fig.14.20. Tunel de refrigerare cu circulaţie verticala a aerului şi răcitoare exterioare

1-răcitor de aer; 2-ventilator axial; 3-schelet metalic de susţinere a liniilor de transport aerian; 4-tavan fals perforat; 5-carcase de carne

Intensificarea refrigerării se poate realiza utilizând sisteme de suflare a aerului (duşare) de tipul celor din figură.

Temperatura aerului la ieşirea din răcitor este de -5…-7°C, iar viteza de circulaţie este de 8…10m/s.

Fig.14.21. Sisteme pentru duşare cu aer rece

a)-cu canal de aer deasupra liniei aeriene; b)-cu canale de aer sub linii; c)-cu utilizarea bateriilor auxiliare de răcire. 1-canal de aer; 2-cadrul liniei aeriene; 3-ajutaj; 4-linie aeriană; 5-carcase de carne; 6-con de aer; 7-baterii de răcire auxiliare

Faţă de răcirea prin convecţie forţată, se poate reduce durata răcirii carcaselor de carne cu 2…3 ore, iar pierderea

în greutate cu 20…25%, dacă se utilizează tunele de răcire rapidă prin convecţie şi radiaţie.

Fig.14.22. Tunele de refrigerare rapidă a cărnii prin convecţie şi radiaţie

1-răcitoare de aer; 2-ventilatoare; 3-fante de distribuţie a aerului; 4-baterii de răcire prin radiaţie


140

Refrigerarea în două faze în aceeaşi încăpere se poate realiza utilizând un răcitor de aer centralizat ca în figură.

Avantajul constă în reducerea manipulărilor şi a pierderilor de căldură datorate acestora, iar dezavantajul în reprezintă

necesitatea utilizării unei suprafeţe de transfer termic foarte mari.

Fig.14.23. Tunele de refrigerare rapidă în două faze în aceeaşi încăpere cu răcitor de aer centralizat;

1-răcitor de aer centralizat; 2-răcitor de aer propriu fiecărui tunel; 3-şicane; 4-trapă; 5-canale de aer rece; 6-canale se aer cald

Refrigerarea în două faze se poate realiza şi în două încăperi diferite, ca în figură. Prima fază se realizează în

tunelul I timp de 4…5h, la -10…-13°C, la o viteză medie a aerului de 1m/s, iar a doua fază se realizează în tunelul II timp de

10…15h, la o temperatură de 0°C şi cu o viteză medie a aerului de 0,3m/s.

Fig.14.24. Cameră frigorifică pt. rfrigerarea rapidă a cărnii în două faze în spaţii diferite;

a)secţiune longitudinală; b) planul camerei; c) plan de amplasament pt. utilaje 1,3-ventilatoare; 2-4-baterii de răcire; 5-tavă colectoare de condens; 6-linie aeriană de transport; 7-perete fals


141

Mijloacele de transport se utilizează pentru refrigerarea fructelor şi legumelor proaspete, în vederea

transportului pe distanţe mari. În imagine este reprezentat un agregat frigorific pentru refrigerarea fructelor şi legumelor

în vagoane C.F. Sensul de curgere a aerului printre lădiţele cu fructe sau legume din vagon, se inversează automat după

15…20min, cu ajutorul unor clapete prevăzute pe canalele de aer.

Fig.14.25. Agregat frigorific pentru refrigerarea fructelor şi legumelor în vagoane C.F.;

1-ventilator (aspiraţie); 2-vagon; 3-canal de aer; 4-răcitor de aer; 5-ventilator (refulare) 6-furtunuri flexibile de racordare

Imersia în agenţi intermediari se utilizează pentru refrigerarea unor produse vegetale, a păsărilor sau a peştelui. Ca

agenţi utilizaţi pentru imersie, se utilizează: -Apă la 0,5…+2°C; -Apă de mare la -2…0°C. Un asemenea sistem pentru

refrigerarea păsărilor este prezentat în figură.

Fig.14.26. Bazin pentru refrigerarea păsărilor prin imersie;

1-generator de fulgi de gheaţă; 2-palete directoare; 3-transportor; 4-sistem de acţionare; 5-racord de prea-plin; 6-elevator; 7-bazin; 8-celulă

O altă soluţie intâlnită în practică o reprezintă refrigerarea păsărilor în bazine, în curent de apă rece.

Fig.14.27. Refrigerarea păsărilor în bazine în curent de apă rece;

1-canal de circulare a apei glaciale; 2-păsări; 3-bazin iozolat termic; 4-transportor înclinat; 5-reductor; 6-plan înclinat; 7-conveer; 8-masă; 9-serpentină răcire apă; 10-izolaţia bazinului;

11-pompă; 12-conducte de recirculare apă

Pentru refrigerarea peştelui există mai multe soluţii tehnice. O instalaţie care utilizează răcitoare tubulare este

prezentată în figură.

Fig.14.28. Schema instalaţiei de refrigerare a peştelui în răcitoare tubulare;

a) schema instalaţiei: 1-bazin de răcire a apei de mare cu ajutorul saramurii; 2-pompă; 3-răcitor tubular pentru peşte; b) secţiune prin răcitorul tubular: 1-spaţiu de trecere pentru peşte; 2-ajutaje tangenţiale pentru intrare apă de mare răcită; 3-cameră inelară


142

Refrigerarea peştelui se poate realiza şi în cisterne alimentate cu apă de mare.

Fig.14.29. Schema instalaţiei de refrigerare a peştelui în cisterne de răcire alimentate cu apă de mare;

1-pompe; 2-răcitor de apă; 3-cisternă de răcire a peştelui; 4-concentrator de sare; 5-încălzitor apă; 6-filtru grosier; 7-filtru fin

Peştele poate fi refrigerat şi într-un transportor, ca cel din figură.

Fig.14.30. Schema instalaţiei de refrigerare continuă a peştelui prin imersie în apă de mare răcită, cu sistem transportor;

1-pompă; 2-ecluză rotativă pentru descărcare; 3-răcitor de apă de mare; 4-conducte de apă de mare răcită; 5-ecluză rotativă pentru încărcare; 6-transportor (coveer); 7-bazin izolat termic

Se poate realiza răcirea peştelui şi în bazine. Apa este răcită în vase cu manta, prevăzute cu agitatoare mecanice.

Pentru barbotarea peştelui şi intensificarea răcirii, prin partea inferioară a bazinului se suflă aer comprimat. Peretele

filtrant permite recircularea apei.

Fig.14.31. Schema instalaţiei de refrigerarea peştelui în bazine cu apă răcită în vase cu manta, prevăzute cu agitatoare;

1-agitator cu braţe; 2-manta de răcire; 3-electromotor; 4-transmisie prin curea; 5-arborele agitatorului; 6-filtru cu sită; 7-conductă de evacuare; 8-bazin; 9,10,11-distribuitoare de aer; 12-traductor de temperatură


143

Pentru refrigerarea peştelui se poate utiliza stropirea cu apă rece peste peştele care se găseşte pe transportoare

suprapuse.

Fig.14.32. Schema instalaţiei de refrigerarea peştelui prin aspersie, cu transportoare suprapuse;

1-tavă colectoare a apei; 2-transportor de peşte refrigerat; 3,7,9-transportoare intermediare suprapuse; 4-alimentare cu peşte; 5-conducte de stropire; 6,8-dispozitive de ghidare

Ultima variantă prezentată pentru refrigerarea peştelui, o reprezintă utilizarea aspersiei în compartimentele de

răcire a vaselor de transport.

Fig.14.33. Schema instalaţiei de refrigerarea peştelui prin aspersie, în compartimente de răcire ale vaselor de transport;

1-conducte de stropire; 2-pompă de apă; 3-vaporizator; 4-pompă de saramură; 5-filtru; 6-bazin de aspiraţie; 7-serpentine de răcire; 8-lăzi cu peşte

Refrigerarea prin contact cu gheaţă hidrică se utilizează ca procedeu industrial, la refrigerarea peştelui, a

legumelor, sau a altor produse care necesită o răcire rapidăşi menţinerea suprafeţei în stare umedă cât mai lung timp. În

figură este reprezentat un sistem mecanizat pentru încărcarea lăzilor cu fulgi de gheaţă, pentru refrigerarea legumelor.

Masa gheţii reprezintă cca. 40% din masa legumelor supuse refrigerării.

Fig.14.34. Linie mecanizată de încărcare a lăzilor cu fulgi de gheaţă, pentru refrigerarea legumelor;

1-alimentare cu gheaţă; 2-generator de zăpadă; 3-furtun flexibil; 4-buncăr cu fulgi de gheaţă; 5-clapetă; 6-transportor cu role; 7-lăzi cu legume; 8-transportor


144

Refrigerarea în vid este o metodă modernă de păstrare a produselor cu conţinut ridicat în apăşi suprafaţă mare

de răcire. Se utilizează în special pentru legume ca salata şi spanacul, sau pentru alge marine comestibile. Refrigerarea se

bazează pe efectul de răcire datorat vaporizării la presiuni scăzute a unei părţi din apa conţinută de produse şi de apa cu

care au fost stropite acestea.

Fig.14.35. Aparat de refrigerare sub vid; 1-pompă de vid; 2-cameră cu vacuum pentru introducerea produselor

Refrigerarea produselor lichide în aparate schimbătoare de căldură se aplică produselor alimentare cum sunt:

lapte, smântână, bere, vin, sucuri de fructe, etc.

Schimbătoarele de căldură cele mai utilizate sunt de tip:

-Cu plăci;

-Cu manta şi agitator interior;

-Ţeavă în ţeavă;

-Multitubulare.

Cei mai utilizaţi agenţi de răcire sunt:

-Apa glacială;

-Soluţii saline;

-Soluţii alcoolice.

În figură este reprezentat un schimbător de căldură cu plăci pentru pasteurizarea laptelui.

Fig.14.36. Schimbător de căldură cu plăci utilizat la pasteurizarea laptelui;

1-intrare apă; 2,4,5,8-intrare lapte; 3,6,9-ieşire lapte; 7-ieşire saramură; 10-intrare apă caldă; 11-intrare apă rece; 12-intrare saramură


145

Pentru refrigerarea brânzei se poate utiliza un aparat cu doi cilindri, ca cel din imagine.

Fig.14.37. Răcitor de brânză cu doi cilindri

1-capac; 2-palete elicoidale; 3-cuţite; 4-tambur; 5-carcasă exterioară; 6-manta pentru circularea saramurii; 7-con alimentar; 8-tablou de comandă; 9-buncăr de încărcare; 10-cuplaj; 11-reductor; 12-transmisie prin curele;

13-răcitor; 14-electromotor; 15-suport

O altă soluţie pentru refrigerarea brânzei este prezentată în imaginea alăturată.

Fig.14.38. Răcitor de brânză tubular de tip Westfalia;

1-capac; 2-dispozitiv de închidere; 3-spaţiu intertubular; 4-placă tubulară; 5-cilindru interior; 6-fascicul de ţevi; 7-izolaţie termică; 8-cilindru exterior; 9,13-racorduri pentru agentul frigorific;

10-şurub de fixare a capacului; 11-flanşă; 12-stativ tubular

În practică se pot întâlni şi alte procedee, respectiv sisteme de refrigerare a diverselor produse alimentare.

14.4. Congelarea

Aşa cum s-a definit iniţial prin congelare se urmăreşte reducerea din stare lichidă prin congelarea a cât mai mult

din ea sub efectul scăderii temperaturii. Odată cu aceasta se urmăreşte inactivitatea microorganismelor şi enzimelor şi

reducerea vitezei tuturor reacţiilor către zero. In funcţie de produs şi de utilaj se pot realiza următoarele tipuri de

congelare:

- congelarea foarte lentă cu viteza medie de congelare wm < 1 mm/s;

- congelare lentă, cu wm = 1 … 5 mm/h;

- congelare rapidă cu wm = 5 … 50 mm/h;

- congelare foarte rapidă cu wm > 50 mm/h.


146

14.4.1. Procedee de congelare

Congelarea se poate realiza în sistem discontinuu sau în sistem continuu, aceasta depinzând atât de procedeul de

congelare cât şi de utilajele în care se realizează congelarea.

Procedeele de congelare se pot împărţi în două grupe mari: prin intermediul unei suprafeţe de schimb de căldură

sau prin intermediul unui agent frigorific cu care vine în contact produsul, agentul frigorific fiind în stare lichidă sau

gazoasă.

Congelarea prin intermediul unei suprafeţe de schimb de căldură se realizează în mod curent între plăcile unui

aparat cu care vin în contact produsul şi în interiorul cărora circulă în mod normal un agent frigorific, placa fiind

evaporatorul unei maşini frigorifice.

Congelarea cu agent frigorific în stare lichidă se poate realiza practic în două moduri: prin contracurent direct cu

un agent frigorific intermediar, agent rămânând în stare lichidă şi prin contact direct cu un agent frigorific lichid, care în

timpul congelării se evaporă.

Agentul frigorific trebuie să fie necongelabil la temperatura de congelare şi nu trebuie să aibă influenţă negativă

asupra calităţii produsului.

Agenţii frigorifici lichizi utilizaţi în mod normal sunt soluţii de NaCl, CaCl2, glicerină, alcool etilic, etc. care datorită

concentraţiei au temperatura de congelare mai coborâtă decât temperatura de congelare a produsului. Acest sistem de

congelare este utilizat în special la congelarea păsărilor în sistem conveiermzat.

Congelarea în contracurent direct cu un agent frigorific lichid care se evaporă se poate realiza cu azot lichid, aer

lichid sau dioxid de carbon solid este răspândită la mijloacele de transport cu durată de transport mai mare iar a azotului

lichid s-a răspândit în instalaţii de congelare în care produsul vine în contact direct cu agentul frigorific.

Dezavantajul principal al azotului lichid este temperatura de vaporizare la presiunea atmosferică foarte scăzută (-

195,80C) ceea ce face să se formeze, din primul moment la suprafaţa produsului, o crustă dură, care contribuie la apariţia

de tensiuni interioare, datorită creşterii ulterioare a volumului produsului prin congelare. Pericolul acesta este cu cât mai

mare cu cât raportul volum/suprafaţă este mai mare (la produsele în bucăţi mari). De asemenea, pericolul creşte cu

creşterea conţinutului de apă congelabilă.

Acest pericol se poate evita prin:

- congelarea produselor la dimensiuni reduse;

- folosirea unei cantităţi de azot lichid mai mici, astfel ca să se diminueze schimbul de căldură pe această cale.

Congelarea în aer este însă foarte răspândită şi aplicabilă pentru orice tip de produse din aceleaşi motive indicate la

refrigerare.

Parametrii aerului importanţi pentru realizarea congelării sunt temperatura şi viteza de circulaţie. Sub aspectul

umezelii relative, ţinând seama că de obicei se lucrează cu recircularea de aer, întotdeauna aerul va avea la intrare

umezeala relativă apropiată de 100%.

Temperatura aerului trebuie aleasă astfel ca să poată realiza congelarea în condiţiile prescrise, determinat fiind

temperatura de congelare, tipul de congelare realizat şi natura produsului supus congelării. Se adoptă pentru aer

temperaturi care ajung la -30 … -500C, iar în instalaţia de răcire a aerului cu agent frigorific primar, se adoptă diferenţe de

temperatură între 5 – 12 grd., determinat de mărimea suprafeţei de schimb de căldură şi durata anuală de funcţionare. La

durate mari de funcţionare se iau diferenţe de temperaturi mai mari, ca să fie necesare suprafeţe de transfer de căldură


147

mai mici. Micşorarea suprafeţei de transfer de căldură reduce pierderea de presiune a aerului la trecerea peste aceasta şi

drept consecinţă se reduce consumul de energie pentru vehicularea aerului.

Viteza aerului variază în funcţie de natura produsului, de mărimea bucăţii, de faptul dacă produsul este supus

congelării ambalat sau în vrac, de temperatura aerului, de tipul de utilaj în care se realizează congelarea, de tipul de

congelare care se urmăreşte să se realizeze.

Mărirea vitezei aerului, ca şi în cazul refrigerării, atrage după sine o creştere a coeficientului parţial de transfer de

căldură, însă atrage şi o creştere a pierderilor de presiune şi ca o consecinţă, o creştere a consumului de energie. Pentru

determinarea vitezei aerului, este necesar să se facă un calcul de optimizare pe baza căruia să se stabilească condiţia de

consum minim de energie pe tona de produs, ţinând seama şi de variabilele duratei de congelare cu viteza aerului.

Valoarea optimă a vitezei de circulaţie a aerului este determinată şi de dimensiunile produsului supus congelării, care

intervine în mărimea duratei de congelare.

14.4.2. Camere şi tunele de congelare.

In camerele sau în tunele, congelarea se realizează discontinuu, produsul finit staţionar. Agentul care preia căldura de

la produs este aerul care în timpul realizării operaţiei se încălzeşte şi în unele cazuri (la refrigerare în special) preia

umiditate de la produs.

Indiferent dacă congelarea se realizează într-o cameră sau într-un tunel, pe lângă parametrii aerului care trebuie să

fie caracteristici procesului, este important sistemul de circulaţie al aerului. In fig. 14.5 este dată o schemă cu diferite

sisteme de circulaţie a aerului în camere de congelare. Se pot realiza şi alte sisteme de circulaţie, care să urmărească

activitatea transferului de căldură. La toate tipurile de camere aerul este refulat la partea superioară deasupra

produselor, de obicei suspendate în camere, indiferent de tipul camerei, de obicei, rămâne în cadrul operaţiilor lente.

Suprafaţa de schimb de căldură, de obicei, este formată din elemente tubulare montate pe perete.

Fig.14.5. Sisteme de circulație a aerului în camerele de congelare

Celulele de congelare sunt camere frigorifice de dimensiuni reduse, complet izolate termic, destinate produselor

de dimensiuni reduse, de regulă preambalate, aşezate în tăvi, pe rastele mobile.

Produsele pentru care se utilizează cel mai des asemenea celule sunt:

-Unt preambalat în cutii de carton;

-Măruntaie de pasăre preambalate în pungi din material plastic;

-Pachete cu carne tranşată;

-Peşte sub formă de brichete, etc.

Ventilatoarele asigură un debit de 150…200 recirculări pe oră a volumului celulei goale.

În figură este prezentat un sistem de congelare în celule, cu circulare longitudinală a aerului.


148

Fig.14.39. Celule ce congelare cu circulaţie forţată a aerului;

1-răcitoare de aer carcasate cu ventilatoare axiale; 2-spaţiu de congelare

In tunelele de refrigerare respectiv congelare, în funcţie de natura produsului, de sistemul de aşezare, de ambalajul

în care se găseşte produsul, circulaţia aerului poate fi longitudinală, transversală sau în unele cazuri verticală. In fig. 14.40

este prezentat schematic un tunel cu circulaţia aerului în lungul tunelului (longitudinală), iar în fig. 14.41 este prezentat

schematic un tunel cu circulaţia aerului transversală. In ambele cazuri ventilatorul este prevăzut cu motor electric care să

permită schimbarea sensului de rotaţie al ventilatorului şi în acelaşi timp sensul de circulaţie al aerului pentru a se putea

realiza o refrigerare cât mai uniformă în întregul tunel. Aerul are o circulaţie în sistem închis. Surplusul de apă antrenat de

aer prin scăderea în greutate a produsului, se condensează pe suprafaţa de schimb de căldură a răcitorului de aer şi este

colectat în tava de colectare de sub răcitor. Când temperatura aerului este mult sub 00C (în special în cazul congelării)

vaporii se solidifică pe răcitorul de aer şi periodic gheaţa trebuie să fie topită de pe suprafaţa de schimb de căldură.

Temperatura aerului este determinată de operaţia care se realizează: refrigerare sau congelare.

Fig.14.40. Tunel cu circulație longitudinal a aerului. 1-produsul; 2-ventilator; 3-schimbător de căldură; 4-tavă colectare apă; 5,6-șicane.

Fig.14.41. Tunel cu circulație transversal a aerului. 1-produsul; 2-ventilator; 3-schimbător de căldură; 4-apă colectată; 5-tavă de colectare.


149

Tunelele de congelare sunt spaţii frigorifice izolate având lungimea mult mai mare decăt lăţimea. Aerul are

temperaturi de -25…-40°C, iar viteza de minimum 1,5m/s fără produse. Se utilizează pentru congelarea rapidă a

următoarelor tipuri de produse: -Carcase de carne; -Păsări preambalate, etc.

Durata ciclului de congelare depinde de natura produselor:

-2 ore pentru produse mărunte preambalate;

-12…18 ore pentru semicarcase de carne;

-24…40 ore pentru păsări preambalate în cutii de carton.

Circulaţia aerului în tunele poate să fie:

-Longitudinală;

-Transversală verticală;

-Mixtă.

Indiferent de modul de circulaţie, trebuie asigurate spaţii pentru recircularea aerului. Câteva exemple de tunele de

congelare sunt prezentate în figură.

Fig.14.42. Tunele de congelare cu circulaţie forţată a aerului;

a) circulaţie longitudinală utilizând plafon fals; b) circulaţie longitudinală utilizând perete despărţitor (paravan);

c) circulaţie longitudinală utilizând deflectoare;

1-spaţiu de congelare; 2-răcitoe de aer; 3-ventilator; 4-plafon fals; 5-paravan lateral; 6-retur aer recirculat

În tunele, produsele trebuie aşezate în plane paralele cu direcţia de curgere a aerului, pentru a nu stânjeni circulaţia

aerului. Două variante de aşezare sunt prezentate în figură.


150

Fig.14.43. Modul de aşezare a produselor în tunelele de congelare;

a) pe linii aeriene longitudinale; b) pe linii aeriene trnsversale

O circulaţie foarte eficientă a aerului se obţine prin alăturarea a două tunele de congelare, ca în figură,

obţinându-se tunele de congelare îngemănate. Acestea au avantajul că aerul are un rol activ pe întreg circuitul.

Fig.14.44. Tunele de congelare îngemănate;

1-spaţiu de congelare; 2-răcitoare de aer; 3-ventilatoare

Pentru congelarea carcaselor de animale având dimensiuni mai reduse (viţei, berbeci, etc.) este recomandată

circulaţia verticală a aerului rece.

Fig.14.45. Tunele de congelare cu suflare verticală a aerului;

1-spaţiu de congelare; 2-răcitoare de aer; 3-ventilator; 4-plafon perforat; 5-cameră de depresiune

Tunelele de congelare cu circulaţie mixtă au răcitoarele amplasate perfect simetric pe pereţii frontali, ca în figură.


151

Fig.14.46. Tunel de congelare cu circulaţie mixtă a aerului

Aparatele de congelare cu funcţionare semicontinuă sunt caracterizate prin deplasarea mecanizatăşi întreruptă

(sacadată) a produselor în spaţiul de congelare. Sunt întâlnite în unele abatoare pentru congelarea păsărilor preambalate

în cutii de carton.

Fig.14.47. Tunel de congelare cu funcţionare semicontinuă

1-vaporizator; 2-deflector; 3-cărucior rastel; 4-ventilator; 5-cablu de antrenare; 6-tubulatură aer; 7-uşi batante; 8-bară şi dispozitiv de acroşare

Apartele de congelare cu funcţionare continuă sunt în general specializate pentru anumite categorii de produse.

Toate operaţiile de transport sunt mecanizate şi complet automatizate, un exemplu de conveier pentru transportul

produselor congelate fiind prezentat în imagine.

Fig.14.48. Conveier pentru transportul automatizat al produselor congelate

Sistemele de congelare continuă sunt intercalate în linii tehnologice care au asigurat un flux continuu de fabricaţie.

În figură este reprezentat un tunel de congelare cu circulaţie longitudinală a aerului, utilizat pentru congelarea în


152

flux continuu a carcaselor de carne suspendate de cârlige cu role, care se deplasează pe căile aeriene de rulare tractate de

un conveier cu lanţ.

Fig.14.49. Tunel pentru congelare în flux continuu cu circulaţie longitudinală a aerului;

1-spatiu de congelare; 2-racitoare de aer; 3-ventilatoare; 4-plafon fals; 5-conveier

Un alt tunel de congelare cu funcţionare continuă este cel pentru călirea îngheţatei, produs de firma daneză

Hoyer şi reprezentat în imagine:

Fig.14.50. Tunel pentru călirea îngheţatei, produs de firma Hoyer;

1-conveier alimentare; 2-conveier descărcare

14.4.3. Sisteme de congelare prin fluidizare

In categoria utilajelor cu funcţionare continuă, pe plan mondial s-au realizat o serie de tipuri de utilaje caracteristice

unor firme constructoare şi produselor supuse congelării.

Dintre cele mai moderne aparate de congelare sunt aparatele cu funcţionare în strat fluidizat, în care deplasarea

produsului şi transferul de căldură de la produs la agentul de răcire se realizează pe principiile fluidizării sau în aparatele

mixte: fluidizare în paralel cu congelare în strat fix.

Se cunosc o serie de tipuri de utilaje de congelare care funcţionează prin fluidizare. Unele dintre aceste utilaje este cel

de tip Flofreeze. Congelatorul de acest tip (fig. 14.51) are circulaţia aerului transversal pe tunel şi posibilitatea de a realiza

viteze de circulaţie care să asigure fluidizarea produsului ce ajunge în jgheabul de fluidizare, în funcţie de tipul de produs.

Înălţimea stratului de produs fluidizat, de asemenea, variază în funcţie de tipul de produs congelat prin fluidizare. La

mazăre startul de produs fluidizat este de 120 – 150 mm. Grosimea stratului, respectiv debitul de produs se realizează

acţionând asupra ritmului de alimentare şi variind înălţimea pragului de deversare care reglează ritmul de evacuare.


153

Fig.14.51. Congelator Flofreeze. 1-bandă de alimentare cu produs; 2-jgheab de fluidizare; 3-pâlnie de evacuare; 4-prag de deversare.

Datorită pierderilor de presiune mai mari provocate de viteza mare a curentului de aer pentru a se asigura viteza de

fluidizare necesară, ventilatoarele sunt de tipul centrifugal.

Alte aparate au în locul jgheabului o bandă transportoare care asigură deplasarea continuă.

Aparatele de congelare în strat fluidizat cu bandă transportoare, au banda transportoare cu viteză reglabilă, realizată

din sârmă de oţel inoxidabil. În imagine este prezentat un asemenea aparat produs de firma Lewis.

Fig.14.52. Congelator în strat fluidizat de tip Lewis;

1-carcasă izolată; 2-platformă vibratoare pentru separarea apei; 3-dozator pâlnie; 4-bandă alimentare; 5-zonă de suflare aer cu presiune ridicată; 6-dispozitiv de realizare a unui strat uniform; 7-zonă de fluidizare minimă;

8-ventilator radial; 9-ventilator axial; 10-pâlnie evacuare

Congelatorul spiral reprezintă o soluţie foarte modernă pentru congelarea produselor alimentare de dimensiuni

reduse. Acest tip de aparat, reprezentat în imagine, este produs pentru diferite capacităţi de congelare, de compania

suedeză Frigoscandia.

Fig.14.53. Congelator spiral Frigoscandia;

1-încărcare; 2-panou de comandă; 3-uşă de acces; 4-incintă izotermă; 5-vaporizator; 6-ieşirea produselor; 7-întoarcerea covorului transportor; 8-sistem de antrenare; 9-covor transportor Frigobelt, 10-spălarea covorului transportor


154

14.4.4. Sisteme de congelare cu azot lichid

Se cunosc mai multe tipuri de aparate pentru realizarea congelării în azot lichid. Aparatul Cryotransfer fig.14.54. este

format dintr-o bandă transportoare 1, pe care se deplasează produsul care circulă prin trei spaţii separate între ele, un

spaţiu precongelare 2, un spaţiu de congelare în care se pulverizează azot lichid prin duzele 5 din care cu ventilatorul 6 se

recirculă faza gazoasă în zona 2 pentru precongelare. Produsule congelate, după congelare, trec într-un spaţiu de

uniformitate a temperaturii.

Toată congelarea cu azot lichid se realizează sub formă de congelare rapidă între 0,5 – 20 min. după tipul produsului,

mărimea bucăţilor şi debitul de azot lichid introdus raportat la debitul de produs supus congelării. Rapiditatea congelării

se datorează în primul rând diferenţei mari de temperatură între agentul de congelare şi produs.

Consumul specific de azot lichid este determinat de conţinutul iniţial de apă din produs şi de proporţia de apă

congelabilă. Consumul specific de azot lichid variază între 0,6 – 1,6 kg/kg produs. Intr-o măsură consumul specific este şi

un element regulator al vitezei de congelare şi al diferenţei de temperatură dintre azot şi produs.

Fig.14.54. Aparatul Cryotransfer.(schema). 1-bandă transportoare; 2-zona de precongelare; 3-zona de congelare; 4-zona de evacuare;

5-pulverizator de azot lichid; 6-ventilator; 7-conducte pentru azot gazos.

Instalaţia de congelare cu azot lichid este simplă, fiind lipsită de suprafeţe de schimb de căldură. Insă congelarea cu

azot lichid – din cauza preţului acesteia – este scumpă în comparaţie cu alte tipuri de congelare.

Congelarea cu azot lichid se poate aplica atât pentru produse preambalate cât şi pentru produse neambalate, acestea

constituind un avantaj faţă de congelarea prin fluidizare care se aplică numai la produse neambalate.

14.4.5. Utilaje pentru congelarea prin intermediul unei suprafeţe de schimb de căldură

Spre deosebire de celelalte sisteme de refrigerare, respectiv congelare, la care transferul de căldură între agentul

frigorific şi suprafaţa produsului se realizează prin convecţie, la congelarea prin intermediul unei suprafeţe de schimb de

căldură transferul de căldură se realizează prin conducţie. Principalele tipuri de aparate utilizate în acest scop sunt

aparatele cu plăci, la care agentul frigorific circulă în interiorul plăcii, plăcile fiind de fapt evaporatorul unei maşini

frigorifice. Congelatorul funcţionează discontinuu.

In mod curent se folosesc două tipuri de plăci şi anume:

- plăci din oţel în contact cu ţevi interioare prin care circulă agentul frigorific (fig. 14.55.a);

- plăci dintr-un aliaj de aluminiu, obţinute de obicei prin turnare, cu spaţiul interior compartiment pentru dirijarea

circulaţiei agentului frigorific (fig. 14.55.b).


155

Fig.14.55. Tipuri de plăci folosite în mașinile frigorifice. a-plăci de oțel; b-plăci din aliaj de aluminiu.

Plăcile de la ultimul tip sunt mai avantajoase deoarece întreaga suprafaţă este în contact cu agentul frigorific. Pe de

altă parte fiind confecţionate din aluminiu sunt mult mai uşoare decât plăcile cu feţe cărora vin în contact. Plăcile sunt

aşezate orizontal şi branşate la instalaţia frigorifică prin furtune flexibile, rezistente la presiune. Plăcile sunt legate între

ele prin bolţuri care le permit să se îndepărteze sau să se apropie una de alta. Îndepărtarea sau apropierea se realizează

prin intermediul unui dispozitiv hidraulic montat deasupra camerei izolate. Dispozitivul hidraulic are un cilindru cu piston.

La cursa pistonului în sus bolţurile permit deplasarea plăcilor, la cursa pistonului în jos plăcile se apropie una de alta,

distanţa minimă dintre plăci fiind reglată de şipci de distanţare care au rolul să asigure distanţa minimă dintre plăci, fără

să strivească bucăţile de produs. Acest tip de aparat este întrebuinţat, în genere, pentru congelarea produselor

preambalate.

Incinta în care se găsesc plăcile este izolată termic, este prevăzută cu uşi de acces pe două laturi opuse pentru

izolarea şi scoaterea produselor. Pe una din laturile fixe sunt montate racordurile flexibile prin care se realizează circulaţia

agentului frigorific. De regulă fiecare congelator îşi are agregatul său frigorific.

Aparatul Tehnofrig DCP 9, care face parte din această categorie, este construit cu 9 plăci, distanţa între plăci se poate

regla între 30 – 90 mm., răcirea plăcilor se realizează prin detentă directă de amoniac. Capacitatea de congelare este

3000 – 5000 kg/24h.

Fig.14.56. Aparatul Tehnofrig DCP 9. 1-plăci de aluminium; 2-bolțuri; 3-suporți; 4-cilindru de presiune; 5-piston; 6-șipci distanțiere; 7-produs.

Congelatoarele cu plăci orizontale se utilizează pentru produse preambalate având formă paralelipipedică şi

grosimi de maxim 100 mm. Un asemenea congelator de tip Sabroe este prezentat în imagine.


156

Fig.14.57. Congelator cu plăci orizontale;

1-distribuitor agent frigorific; 2-furtun de legătură între distribuitor şi plăci; 3-placă; 4-spaţiu pentru produse; 5-uşă; 6-cilindru hidraulic

Congelatoarele cu plăci rotative, au plăcile dispuse radial în interiorul unui tambur cu arbore orizontal. Asemenea

aparate, ca cel prezentat în figură sunt destinate congelării cărnii dezosate, a peştelui şi fileului de peşte în bloc.

Fig.14.58. Congelator cu plăci rotative;

1-instalaţie alimentare; 2-tablou de comandă; 4-secţie de congelare; 5-cap divizor pentru amoniac; 6-dozator volumic; 7-scară; 8-axul rotorului; 10-dispozitiv de descărcare; 11-masă de descărcare

Aparatele de congelare cu cilindrii metalici sunt prevăzute cu un dispozitiv de îndepărtare a produsului de pe

suprafaţa răcită, în scopul realizării unui transfer termic mai bun de la suprafaţa metalică la produs.

Asemenea aparate sunt freezerele pentru obţinerea îngheţatei la pahar.

Fig.14.59. Freezer pentru obţinerea îngheţatei la pahar;

1-cilindrul freezerului; 2-şnec (amestecător); 3-robinet de curgere a îngheţatei; 4-vas de alimentare a cilindrilor; 5-dispozitiv de curgere a amestecului în cilindrii;

6-dispozitiv pentru deschiderea robineţilor de îngheţată; 7-capac; 8-motoare electrice de antrenare a şnecurilor; 9-compresor; 10-electromotorul compresorului;

11-condensator răcit cu apă; 12-vaporizator; 13-role de rulare


157

Congelarea prin imersie în agenţi intermediari are un domeniu de aplicare mai restrâns, fiind limitat la

congelarea păsărilor preambalate în pungi din materiale impermeabile şi la congelarea directă a unor specii de peşti.

Cele mai utilizate saramuri sunt: -Saramura de clorură de calciu; -Propilenglicol.

Congelarea prin contact cu agenţi criogenici este o metodă foarte utilizată în prezent şi constă în aplicarea unui

şoc termic produsului prin contact direct cu agenţi criogenici având temperaturi foarte scăzute.

Cei mai utilizaţi agenţi criogenici utilizaţi sunt:

-Azotul lichid;

-Aerul lichid;

-Protoxidul de azot.

În imagine este prezentat un tunel criogenic de congelare.

Fig.14.60. Tunel criogenic de congelare cu azot;

1-încărcare; 2-evacuare vapori; 3-ventilatoare; 4-ventil pentru azot; 5-panou de comandă; 6-descărcare; 7-rampă de injecţie; 8-covor transportor; 9-motoreductor

14.5. Calculul instalaţiilor de refrigerare – congelare

Stabilirea dimensiunilor tehnologice se face de la utilaj la utilaj în funcţie de caracteristicile constructive şi funcţionale.

14.5.1. Determinarea necesarului de frig

Cantitatea de căldură care trebuie preluată de la produs la refrigerare se determină pe bază de bilanţ caloric,

ţinându-se seama de tipul instalaţiei şi de agentul de răcire utilizat. Ţinând seama că există numai refrigerare, căldura

preluată este de natura căldurii sensibile şi se calculează pe baza relaţiei de tip:

)(. fipr ttcMQ [J] (14.14)

în care: M este cantitatea de produs supus refrigerării sau debit în cazul instalaţiilor în flux continuu;

c – căldura specifică medie a produsului;

ti, tf – temperatura iniţială respectiv temperatura finală medie a produsului.


158

Căldurile specifice medii ale produselor se pot lua din tabele sau în caz că nu se găsesc date se pot calcula pe baza

relaţiei cunoscute, în funcţie de conţinutul în umiditate. Temperatura finală medie a produsului – considerată şi

temperatura de refrigerare – se ia ca valoare medie între temperatura suprafeţei produsului şi temperatura din centrul

bucăţii de produs supusă refrigerării.

La această cantitate de căldură necesară pentru realizarea răcirii produsului trebuie să se adauge şi căldurile pierdute

şi anume:

- căldura pierdută de la mediul ambiant prin transfer de căldură din exterior spre interiorul incintei, care se calculează

pe baza relaţiei de tip:

... medp tAkQ [J] (14.15)

în care: k este coeficientul total de transfer de căldură la care se realizează transferul între exterior şi incintă;

A – suprafaţa de transfer de căldură prin care se realizează transferul;

∆tmed – diferenţa de temperatură medie, între exteriorul şi interiorul incintei, care trebuie determinată ţinând seama

de condiţiile concrete în care se realizează transferul;

τ – durata operaţiei de refrigerare pentru instalaţiile de refrigerare discontinuă. La inst. de refrigerare continuă τ =1.

Valoarea coeficientului total de transfer de căldură poate fi determinat pe considerente economice, determinându-se

pe această cale grosimea izolaţiei sau se iau valori medii de k şi în funcţie de acestea se determină grosimea izolaţiei.

Valorile medii ale lui k sunt cuprinse între 0,3 … 0,5 W/(m2grd).

- necesarul de căldură care trebuie preluat de la apa care se evaporă din produs (pierderi în greutate). Aceasta

trebuie determinată ţinând seama de căldura de evaporare a apei din produs în condiţiile respective.

rMQpg . [J] (14.16)

în care: ∆M este pierderea în greutate raportată la cantitatea (debitul) de produs supus refrigerării, care se poate

calcula pe baza relaţiei (14.13);

r – căldura de vaporizare la temperatura de refrigerare.

- în cazul în care pentru răcire sunt necesare anumite dispozitive (cărucioare, conveiere, etc.) trebuie să se preia şi

căldura de răcire a acestor dispozitive (Qd). necesarul de căldură de preluat se calculează pe baza unei ecuaţii

calorimetrice de tipul (14.13) înlocuind cu parametrii corespunzători dispozitivele de la care trebuie preluată căldura. De

remarcat că dispozitivele respective fiind de obicei metalice, acestea ajung prin răcire la temperatura spaţiului în care se

realizează refrigerarea, care este mai coborâtă decât temperatura de refrigerare.

Ţinând seama de cele de mai sus necesarul de căldură care trebuie preluat (necesarul de frig care trebuie asigurat)

pentru refrigerare este:

dpgpprr QQQQQ (14.17)

Necesarul de agent de răcire se va determina în funcţie de valoarea lui Qr şi ţinând seama de condiţiile concrete ale

agentului respectiv (aer, fluid care se încălzeşte, agent frigorific care se evaporă).

In funcţie de Qr – în cazul când transferul de căldură se realizează prin intermediul unei suprafeţe – se determină şi

suprafaţa de transfer de căldură necesară. Chiar la răcirea cu aer apare o suprafaţă de transfer de căldură necesară în

utilajul respectiv pentru răcirea aerului.

La congelare bilanţul caloric prezintă particularităţi legate de natura operaţiei şi în unele cazuri chiar de utilajul în

care se realizează congelarea, fapt care impune să se facă adaptările obişnuite legate de pierderile în greutate, de

pierderile de frig datorită mediului înconjurător, de dispozitivele care apar pentru deplasarea produselor.


159

Spre deosebire de refrigerare, pentru calculul căldurii care trebuie preluată de la produs, trebuie să se ţină seama de

starea produsului la începutul operaţiei, de proporţia de apă din produs, de proporţia de apă care se congelează, de

temperatura medie finală după congelare. In cazul stării iniţiale trebuie să se ia în considerare dacă produsul a fost

refrigerat în prealabil într-o altă instalaţie – cazul uzual – sau dacă se introduce în instalaţia de congelare nerefrigerat.

Căldura, care trebuie preluată de la produs pentru realizarea congelării se poate calcula pe baza relaţiei:

)(.

100.

100)(1 fcscipr ttcL

battcMQ [J] (14.18)

relaţia care ţine seama de o răcire iniţială, cu apa în fază lichidă, de fenomenul de solidificare a apei şi de continuarea

răcirii cu o parte din apă adusă în stare solidă.

In relaţia de mai sus M este cantitatea (debitul) de produs supus refrigerării;

c1, cs – căldura specifică a produsului cu apa în stare lichidă (ca la refrigerare), respectiv cu o proporţie de apă în stare

solidă;

ti, tc, tf – temperatura produsului la intrarea în instalaţia de congelare, respectiv temperatura de congelare, respectiv

temperatura medie finală a produsului la sfârşitul operaţiei;

a – conţinutul procentual de apă al produsului (la începutul operaţiei);

b – conţinutul procentual de apă ce congelează din totalul apei (% din a);

L – căldura latentă de solidificare a apei.

Trebuie să se remarce următoarele:

- căldura specifică a produsului cu o parte din apă în fază solidă este mai mică decât căldura specifică a produsului

cu toată apa în stare lichidă, deoarece căldura specifică a gheţii este mai mică decât căldura specifică a apei;

- temperatura de congelare în realitate nu este constantă, ci egală cu temperatura de solidificare a gheţii. Ea

variază în funcţie de conţinutul iniţial de substanţe dizolvate (scăderea punctului de congelare) şi de proporţia de

apă congelabilă. Se poate vorbi de un palier de congelare. La alegerea temperaturii de congelare trebuie să se

ţină seama de aceste elemente.

- În literatură se găsesc relaţii pe baza cărora se determină necesarul de căldură la congelare, cuprinzând căldura

latentă în cadrul căldurii sensibile, prin mărirea căldurii specifice, respectiv prin stabilirea unei entalpii a

produsului la fiecare temperatură. Relaţiile respective prezintă oarecare elemente de comoditate în calcul, însă

pot duce uşor la erori.

Bilanţul caloric pentru congelare este definit de aceeaşi relaţie ca şi pentru refrigerare şi pentru stabilirea necesarului

de frig se poate folosi aceeaşi relaţie (14.18) cu corecturile specifice pentru fiecare termen. De asemenea, la stabilirea

necesarului de agent de răcire trebuie să se ţină seama de condiţiile concrete ca şi la refrigerare.

14.5.2. Durata operaţiei de refrigerare – congelare

Stabilirea duratei de refrigerare, respectiv a vitezei de răcire se reduce de fapt la o problemă de transfer de căldură

prin conducţie în regim nestaţionar, cu flux termic în toate direcţiile, posibil de rezolvat pentru particule de formă definită

regulată prin metoda diferenţelor finite. In special pentru refrigerare s-au elaborat mai multe metode, care ţin seama de

faptul că în acela mai multe cazuri trebuie să se refrigereze particule de diferite forme şi în special care au formă

neregulată.

Dintre metodele care dau rezultate mai apropiate de realitate, este metoda lui Bäckstrom. In procesul de refrigerare

trebuie să se transmită o cantitate de căldură de la produs la agentul de răcire, ca prin aceste, produsul să se răcească pe

seama căldurii preluată de agentul de răcire. Acest fenomen se poate descrie prin relaţia:


160

dttAdttAdtcM scas )(.)(... [J] (14.19)

în care notaţiile sunt cele obişnuite cu precizările următoare:

ts, ta, tc sunt temperaturi la suprafaţa produsului (s), în centrul produsului (c) sau temperatura agentului de răcire (a),

iar δ reprezintă ½ din grosimea particulei supusă răcirii.

Considerând temperatura mediului de răcire o constantă (ta), alura curbei de răcire pe grosimea produsului este o

exponenţială, ţinând seama că şi temperatura suprafeţei produsului şi temperatura din centrul produsului sunt variabile

în timp de la o temperatură iniţială comună, la o temperatură finală diferită. Diferenţa de temperatură între centrul şi

suprafaţa produsului dispare de fapt numai în timpul depozitării. Această diferenţă scade pe măsură ce procesul de

refrigerare avansează. (fig. 14.61).

Fig.14.61. Variația temperaturii la suprafața și în centrul produsului la refrigerare.

Pentru calculul valorii lui α în cazul produselor alimentare neambalate refrigerate în curent de aer, după Bäckstrom se

poate utiliza relaţia:

5,31)4,35(

aim

vm

tt

ppw [W/(m

2K)] (14.20)

în cazul când w < 5 m/s, sau în cazul când w > 5 m/s:

5,3)(10

1)102(

aim

vm

tt

ppw [W/(m

2K)] (14.21)

în care: pm – pv este diferenţa presiunilor parţiale între presiunea de vapori a apei din material şi presiunea vaporilor

de apă din aerul din mediul înconjurător;

tim, ta – temperatura iniţială a produsului respectiv temperatura aerului;

w – viteza aerului.

Valoarea lui pm se calculează la temperatura medie a suprafeţei produsului, care la rândul său se calculează pe baza

relaţiei:

5

m

m

fi

fm

tttt

[

0C] (14.22)

Durata operaţiei de congelare se determină cu o expresie obţinută pornind de la relaţia (14.19), transformată prin

integrare şi anume:

af

ai

tt

tt

Ak

cM

m

m

ln

.

. [s] (14.23)

In această relaţie valoarea lui k se determină din relaţia:


161

.16

311 D

k [(m

2K)/W] (14.24)

în care D este grosimea (dimensiunea) de calcul pentru produsul supus refrigerării. Pentru produsele cu formă

definită D = 2δ din relaţia (14.19). pentru carcasele la care nu se cunoaşte decât masa:

MD 047,0 [m] (14.25)

unde M are aceeaşi semnificaţie ca în relaţia (14.19) respectiv (14.23) reprezentând masa carcasei.

Calculul duratei de congelare este mai dificil decât al duratei de refrigerare. Dificultatea suplimentară provine din

cauza schimbării de stare fizică a unei părți din apă, care se realizează pe un interval de temperatură, cu variația

conductivității termice.

Transferul de căldură la congelare se realizează tot în regim nestaționar ca și la refrigerare. Pe perioada de congelare

datorită variaţiei conţinutului de săruri dizolvate temperatura nu este o constantă. Totuşi în variaţia temperaturii

produsului se regăseşte palierul caracteristic congelării referindu-ne la temperatura din centrul produsului (fig.14.62.).

Fig.14.62. Variația temperaturii la suprafața și în centru produsului în timpul congelării.

Pentru calculul orientativ al duratei de congelare se face unele simplificări şi anume:

- se consideră că întreaga cantitate de căldură se ia la temperatura de congelare;

- se consideră că produsele sunt omogene şi izotrope;

- se consideră că temperatura mediului care preia căldura rămâne constantă;

- pentru conductivitatea termică a produsului se ia o valoare medie.

Durate congelării propriu-zise τc, ca valoare aproximativă se poate determina pe baza relaţiei:

..

1..

BkAt

icc [s] (14.26)

în care: A şi B sunt coeficienţi dependenţi de forma geometrică a produsului supus congelării. Valorile lui A şi B se dau în

tabela 14.1.

Se constată că de regulă B = 4A.

∆t este diferenţa de temperatură între temperatura de congelare şi temperatura medie a agentului de răcire ∆t = tc – tam.

i

i

k

11 [(m

2K)/W] (14.27)

Valoarea termenului ii / caracterizează produsul şi materialul de ambalare. Pentru diverse materiale de

ambalare valorile termenului ii / sunt precizate în tabela 14.2.

Valorile termenului ii / sunt date experimental pentru domeniu restrâns.

δ este grosimea produsului, respectiv ambalajul prin care se produce transferul de căldură prin conductivitate

termică;


162

∆ic – diferenţa de entalpie la congelarea produsului (între începutul şi sfârşitul congelării), deci conţinând căldura

de congelare a cantităţii de apă care trece fin stare lichidă în stare solidă;

λ, λi – conductivitatea termică a produsului, respectiv a materialelor pentru ambalaj;

α – coeficient parţial de transfer de căldură de la produse la agentul de transfer de căldură. La congelare valoarea

lui α se poate determina din relaţia:

α = 7,5 w0,8

[W/(m2K)] (14.28)

w fiind viteza aerului.


163

Partea III

OPERAŢII CU TRANSFER DE MASĂ


164


165

Capitolul 15

USCAREA MATERIALELOR

15.1. Noţiuni introductive. Definirea operaţiei

Materialele naturale sau produsele fabricate conţin proporţii variabile de umiditate provenită din contactul cu

apă lichidă sau cu vaporii de apă din aer; uneori umiditatea este apa reacţiilor chimice care au generat produsul sau apa

de constituţie structurală.

Pentru necesităţi de prelucrare, depozitare sau conservare, convenienţe de transport sau cerinţe de utilizare,

procesele tehnologice prevăd frecvent operaţii pentru reducerea sau înlăturarea practic totală a apei conţinute.

Operaţiile pentru îndepărtarea apei sunt numeroase şi anume:

- operaţii mecanice (sedimentarea, filtrarea, centrifugarea, presarea etc.) ;

- operaţii termice (evaporarea, răcirea prin autoevaporare etc);

- operaţii de difuziune (extracţia, absorbţia);

- operaţii termice şi de difuziune (uscarea, cristalizarea, distilarea, rectificarea).

Uscarea este operaţia unitară care constă în evaporarea superficială a umidităţii, urmată de transportul vaporilor

formaţi, cu ajutorul unui agent purtător de căldură cum ar fi aerul sau gazele calde (proces termic) şi concomitent

difuziunea umidităţii din interiorul materialelor către suprafaţă (proces de transfer de masă).

In industria alimentară, operaţia de uscare este foarte răspândită putându-se afirma că umiditatea se elimină din

produs pentru a asigura conservabilitatea. Conţinutul maxim de umiditate al produselor alimentare la care

conservabilitatea este asigurată variază în funcţie de produs în limite destul de largi (20 - 2 %), corespunzător valorii la

care nu se mai pot dezvolta microorganismele. Utilizarea uscării în industria alimentară trebuie să ţină seama de faptul că

anumite componente ale produselor alimentare sunt termosensibile, ceea ce impune conducerea procesului într-un

anumit mod.

Uscarea se poate realiza prin fierbere sau prin antrenare.

Uscarea prin fierbere, analog evaporării, presupune aducerea produsului la o temperatură la care presiunea de

vapori a lichidului volatil din produs atinge valoarea presiunii din aparat, la care lichidul se vaporiazează eliminându-se sub

formă de fază de vapori. Metoda se întâlneşte şi la uscarea prin depresiune (vid) sau la uscarea prin sublimare (liofilizare)

a produselor congelate.

Uscarea prin antrenare presupune produsul în contact cu o fază gazoasă (independentă), sistemul evoluând spre

echilibru între presiunea parţială a vaporilor lichidului în faza gazoasă şi a celei de la suprafaţa produsului. In acest caz

căldura necesară evaporării lichidului se furnizează prin intermediul gazului-agent de antrenare a umidităţii.

15.1.1. Factori care influenţează uscarea

Operaţia de uscare este influenţată de factori care se referă la: - produsul supus uscării; umiditatea iniţială şi

umiditatea finală;

- debitul, natura şi forma de prezentare a produsului;


166

- termosensibilitatea;

- friabilitatea;

- deformabilitatea, degradabilitatea componenţilor, impurificabilitatea produsului etc;

- agentul de uscare: temperatură, umezeală relativă, conţinut de umezeală, presiune compoziţie chimică, impurităţi etc;

- operaţia de uscare în sine: temperatura maximă admisă, durata uscării, sistemul de funcţionare, viteza de uscare admisă.

15.1.2. Clasificarea materialelor umede

In sistem industrial uscarea se poate aplica atât materialelor cu structură cristaloidă cât şi celor cu structură

coloidă. In industria alimentară, cu foarte puţine excepţii, produsele supuse uscării constituie sisteme coloidale.

In cazul sistemelor cristaloide există apă legata absorbtiv sau reţinută mecanic care se îndepărtează prin uscare.

De la caz la caz poate exista şi apă legată chimic care nu se elimină prin uscare.

Structurile coloidale sunt sisteme formate din aglomerări de particule care cuprind domeniul de dimensiuni

intermediar între molecule şi particule macroscopice (5x10-10

- 2x10-7

m). Există materiale cu o afinitate deosebită faţă de

un lichid, în care se pot dizolva sau forma geluri - aceştia sunt coloizii liofili; materialele care nu au această proprietate

faţă de un anumit lichid se numesc coloizi liofobi.

Materialele hidrofile adsorb moleculele de apă, particulele componente se acoperă cu un film gros de lichid,

ceea ce conduce la creşterea vîscozităţii odată cu creşterea concentraţiei substanţei dispersate.

Materialele hidrofobe se acoperă doar cu un film subţire de molecule de apă, ceea ce nu conduce la creşterea

vîscozităţii prin creşterea concentraţiei substanţei dispersate. După Lîkov materialele umede se clasifică conform:

Soluţii coloidale (soluri, emulsii macromoleculare) Se pretează la uscare prin pulverizare: lapte, sînge, concentrate

fosfatidice, sucuri, etc.

Corpuri coloidale; geluri elastice (ad-sorb lichidele apropiate ca polaritate umflîndu-se, iar prin uscare se contractă fără

pierderea proprietăţilor elastice): gelatină, aluat de făină, materiale plastice, cauciuc, fibre sintetice.

Corpuri gelatinoase (geluri, sisteme coloidale coerente, cu structură spaţială, cu aspect solid şi mare afinitate pentru

lichide)

Corpuri capilar-poroase: geluri casante (prin uscare îşi modifică puţin dimensiunile dar devin sfărâmicioase putându-se

transforma în pulberi prin măcinare; adsorb orice lichid care le udă); nu se întîlnesc in industria alimentară: materiale

ceramice slab arse, mangal, nisip cuarţos.

Corpuri coloidale capilar-poroase: majoritatea materiilor prime pentru industria alimentară precum şi a produselor

alimentare prezintă structură capilar-poroasă cu pereţii porilor elastici - boabe de cereale, fructe, legume etc.

In funcţie de dimensiunile golurilor (capilarelor) din produs clasificarea materialelor umede, se face conform:

Materiale compacte: difuziunea este absentă

Coloizi sau geluri elastice

Materiale poroase prezentând goluri:

macroscopice: corpuri poroase în care presiunea de vapori a apei în porii materialului este practic egale cu cea de

la suprafaţa liberă;

capilare: cînd prezintă diametrul mai mare de 10-7

m, au proprietăţile asemănătoare celor cu goluri

macroscopice; cînd prezintă diametrul de la 10-9

m la 10-7

m, presiunea de vapori a apei din material este mai

mică decît cea de la suprafaţa liberă;

microscopice: prezintă diametrul mai mic decît 10 7 m; in goluri apar forţe moleculare, legături chimice etc.


167

15.1.3. Moduri de legare a apei în materialele umede

Caracterul legăturii dintre material şi umiditate condiţionează parametrii agentului de uscare, influenţează

durata operaţiei de uscare şi consumul său energetic.

La baza clasificării formelor de legare a apei cu materialul se aplică schema propusă de Rebinder, care ia în

considerare intensitatea energiei de legătură dintre umiditate şi material. Conform acesteia legătura dintre material si

umiditate poate fi de trei feluri:

- legătură chimică, exprimată prin relaţii cantitative exacte;

- legătură fizico-chimică, exprimată prin relaţii care nu sunt strict riguroase;

- legătură mecanică, care permite reţinerea apei în proporţii nedeterminate.

Modurile de legare a apei în materialele umede sunt prezentate mai jos:

Chimic- apă compoziţionala: puternic legată ionic (energia de legătură 104-10

5 kJ/kmol); se elimină numai la temperaturi

înalte, de regulă nu in operaţia obişnuită de uscare.

Fizico-chimic (prin interacţiunea moleculara a apei cu materialul):

adsorbtiv: apă reţinută prin forţe moleculare (Van der Waals)f chimice, electrostatice (Coulomb); adsorbţia este

spontană, exotermă; este însoţită de absorbţie şi, de obidei, urmată de fenomene osmotice cu efect termic nul.

osmotic: provoacă umflarea materialului, fără a fi însoţită de efect termic.

structural: apa aflata în interiorul celulelor

Mecanic (conţinută în interiorul şi pe suprafaţa porilor şi capilarelor datorită contactului direct sau prin adsorbţia şi

condensarea vaporilor de apă din aerul umed; este reţinută prin forţe de adeziune peste filmul de molecule legate

adsorbtiv sau prin forţe asociate tensiunii superficiale la materialele granulare):

legată meniscular: numai în punctele de contact ale granulelor;

legată funicular: cantităţile mai mari de apă care se reunesc formînd punţi şi inele de lichid;

legată la saturaţie: umiditatea umple eomplet toţi porii, predominînd faza lichidă.

15.1.4. Echilibrul higroscopic. Umiditatea de echilibru izotermele de sorbţie

Corpurile coloidale capilar-poroase, în categoria cărora sunt incluse cele mai multe corpuri umede, prezintă o

suprafaţă mare în raport cu volumul lor. Pe suprafaţa lor se produc fenomene de adsorbţie şi condensare a vaporilor,

evaporare a umidităţii etc. Evaporarea umidităţii prin uscare nu poate avea loc decât în contact cu un gaz, care în

condiţiile de stare considerate nu condensează şi este insolubil în lichid; de regulă acest gaz este aerul la presiune at-

mosferică. Pentru a se realiza uscarea este necesar ca presiunea parţială a vaporilor de apă existenţi imediat deasupra

suprafeţei umede, pm , să fie mai mare decât presiunea parţială a vaporilor de apă din aer, pv. Presiunea vaporilor de apă

formaţi deasupra materialului umed, la o anumită temperatură, depinde de umiditatea materialului, menţinîndu-se timp

îndelungat un material umed într-o atmosferă cu vapori de apă, la un moment dat, se atinge starea de echilibru

higroscopic pm = pv , corespunzătoare umezelii relative a aerului din incintă; umiditatea materialului in acest caz se

numeşte umiditate de echilibru, ue.

Materialul poate ceda umiditate prin evaporare în exterior sau adsorbi vapori de apă din aerul exterior în funcţie

de relaţia pm – pv. La echilibru higroscopic, care este un echilibru dinamic, cantitatea de apă evaporată în unitatea de timp

este egală cu cantitatea de umiditate adsorbită de material din aer. Umiditatea de echilibru este o caracteristică a

materialului, funcţie de temperatură şi umezeala relativă a aerului:

),( tfue


168

Pentru o anumită temperatură (constantă) a aerului, t, curba ue = f(φ) se numeşte curbă de echilibru sau

izotermă de sorbţie. Starea materialului umed, din punct de vedere al uscării poate fi prezentată grafic, după Lîkov,

conform fig.15.1.

Fig. 15.1. Starea materialului umed în diagrama u = f(φ) (uh max – umiditatea higroscopică maximă; ue – umiditatea

de echilibru; ps – presiunea de saturaţie)

Izotermele de sorbţie diferă ca formă şi expresie matematică de la un material la altul. Forma exactă a curbei se

obţine doar experimental. Expresia matematică, empirică, care redă relaţia intre umiditatea la echilibru şi umezeala

relativă a aerului a fost stabilită de Lîkov şi are forma:

b

aue (15.1.)

în care a şi b sunt constante specifice materialului; pentru unele materiale umede din industria alimentară valorile acestor

constante sunt precizate în tabela 15.4.

Izotermele de sorbţie sunt clasificate în cinci variante, conform fig. 15.2. şi anume:

Izoterma de tip I (izoterma Langmuir) se întâlneşte dacă la suprafaţa corpurilor are loc o adsorbţie

monomoleculară;

Izoterma de tip II, are o formă sigmoidală şi este specifică corpurilor capilar-poroase cu pori fini care permit

formarea de straturi multimoleculare (materiale de construcţii, lemn, săpun, paste etc.);

Izoterma de tip III, este specifică materialelor plastice hidrofobe (polimeri organici); aceste curbe apar când la

valori reduse ale umezelii relative ale aerului, φ, există o atracţie mică între material şi apă, în timp ce la φ mare forţele de

atracţie sunt mai mari decât forţele dintre moleculele substanţei adsorbite;

Izotermele de tip IV şi V provin din tipurile II şi III dacă în corpul capilar poros apare fenomenul de condensare

capilară, ceea ce conduce la o creştere bruscă a umidităţii de echilibru pentru anumite valori ale umezelii relative.

Fig. 15.2. Izoterme teoretice de sorbţie


169

Izotermele de sorbţie, în general, nu coincid cu cele de desorbţie, apărând aşa numitul fenomen de histereză de

sorbţie. Izotermele de sorbţie pot fi împărţite în trei zone, numite izoterme locale (IL), zone care corespundla trei moduri

de reţinere a apei (fig.15.3.)

Fig. 15.3. Histereza de sorbţie-desorbţie şi izoterme locale

- IL I: corespunde apei legată orientat, în strat monoaolecular, formînd o zonă polară;

- IL II: corespunde apei legate în strat multimolecular, chemo-sorbit;

- IL III: corespunde apei libere, capilare, nobile, care formează soluţii.

15.1.5. Gradul higrometric al materialului umed

Pentru conservarea prin uscare a produselor alimentare prezintă importanţă gradul higrometric de echilibru al

produsului, h , definit ca valoare a raportului dintre presiunea de vapori a lichidului volatil (în speţă apa) în masa de

material umed şi presiunea de saturaţie a lichidului pur la aceeaşi temperaturi:

s

mr

p

ph (15.2)

în care: pm -presiunea de vapori a lichidului volatil în masa de produs; ps-presiunea de saturaţie a aceluiaşi lichid, pur, la

aceeaşi temperatură; hr - gradul higrometric de echilibru al produsului. Presiunea de vapori a lichidului în masa de produs

nevolatil, pm depinde de natura sa, a lichidului volatil, de conţinutul de lichid volatil raportat la substanţa uscată,

temperatură modul de legare a lichidului; presiunea de saturaţie a lichidului volatil pur, ps , depinde numai de natura şi

temperatura sa.

Conceptul de grad higrometric de echilibru al materialului umed (denumit adesea şi activitatea apei în produs)

prezintă, pentru industria alimentară, un interes deosebit, fiind o măsură a imfluenţei apei asupra fenomenelor

microbiologice care pot avea loc în produs. Astfel, se consideră că, acţiunea bacteriilor ordinare este inhibată pentru hp <

0,9, a drojdiilor pentru hr< 0,88 Iar a mucegaiurilor pentru hr < 0,8.

Unele suşe de microorganisme osmofile se pot dezvolta pînă la h = 0,6, totuşi prezenţa lor este rară şi dezvoltarea

lentă, încât practic se consideră că hr = 0,75 este o valoare suficient de scăzută pentru ca microorganismele să nu se aai

dezvolte. Această valoare poate fi atinsă atît prin uscare cît şi prin adaos de zahăr sau de sare. In fig.15.4. se prezintă

variaţia gradului higrometric de echilibru pentru câteva produse alimentare în funcţie de conţinutul de apă (umiditate)

raportat la substanţa uscată, usu. Pe figură apare dreapta de higroscopicitate standard, aproximativ corespunzătoare

pentru amidon şi celuloză. Produsele mai puţin higroscopice sunt caracterizate prin curbe situate deasupra, iar cele mai

higroscopice prin curbe situate sub dreapta de higroscopicitate standard. In prima categorie se includ materialele


170

insolubile în apă (bentonită, kieselgur) şi produsele bogate în grăsimi (seminţe oleaginoase, cacao); în cea de-a doua

categorie se includ produsele bogate în zahăr solubil si/sau săruri minerale (ex.fructele deshidratate).

Fig.15.4. Gradul higrometric de echilibru al unor produse alimentare în funcţie de conţinutul de apă (umiditate) raportat la substanţa uscată, usu.

Diferenţa dintre gradul higrometric de echilibru al produsului şi umezeala relativă a agentului de uscare (aerul)

constituie forţa motrice sau diferenţa de potenţial a procesului de uscare care influenţează în mod direct viteza de uscare.

Umezeala relativă a aerului, , definită prin relaţia:

s

v

p

p (15.3)

în care pv - presiunea parţială a vaporilor de apă din aer; ps -presiunea de saturaţie a apei la temperatura aerului,

precizează că va avea loc proces de uscare doar atunci cînd pv (din relaţia 15.3) va fi mai mic decît pm (din relaţia 5.2).

15.2. Calculul procesului de uscare

In calculul unui proces sau operaţii de uscare trebuie să se urmărească o serie de elemente ca: bilanţul de

materiale cu determinarea necesarului de umiditate de eliminat şi a necesarului de agent de uscare; bilanţul caloric cu

determinarea necesarului de aport de căldură pentru realizarea uscării, determinarea duratei operaţiei de uscare în

diferite faze şi în totalitate.

Bilanţul de materiale şi bilanţul caloric urmăresc procesul de uscare la limită, precizându-se doar condiţii

marginale de desfăşurare a procesului. Din aceste motive calculele legate de bilanţul de materiale şi de bilanţul caloric

cuprind împreună ansamblul de fenomene de statică a uscării. Determinarea duratei operaţiei de uscare pătrunde în

cinetica de desfăşurare a procesului de uscare şi în ansamblu redă cinetica uscării.

15.2.1. Statica uscării

Moduri de exprimare a umidităţii materialelor

Umiditatea materialului poate fi exprimată:

- faţă de cantitatea totală de material; se notează cu u şi se exprimă în procente. Poate căpăta valori cuprinse între 0 şi

100 %;

- faţă de cantitatea de substanţă absolut uscată; se notează cu u' şi se exprimă în procente; poate căpăta valori cuprinse

între 0 şi 100 %.


171

Umiditatea raportată la substanţa absolut uscată u', se poate exprima în funcţie de umiditatea raportată la total u prin

relaţia

%,100100

'

u

uu (15.4)

Bilanţul de materiale al uscării

De regulă în calculele de proiectare se cunosc:

- masa (sau debitul M\ de material iniţial, kg. sau kg/s.;

- umiditatea materialului iniţial, u sau u', %;

- umiditatea materialului final, u2 sau u2’, %;

- parametrii aerului proaspăt şi uzat (respectiv conţinutul de umezeală), x1 şi x2 kg vapori apă/kg aer uscat;

şi se cer a fi determinaţi:

- masa (sau debitul) M2 de material final, kg. sau kg/s.;

- masa (sau debitul) U de apă îndepărtată, kg. sau kg/s.;

- cantitatea (sau debitul) L da aer care realizează uscarea, kg. sau kg/s, sau 6 consumul specific de aer pentru realizarea us-

cării, kg.aer uscat/kg.apă evaporată.

Pentru aceasta se scrie bilanţul de materiale pentru uscător (fig.5.5.).

Fig.15.5. Schiţă pentru întocmirea bilanţului de materiale

In uscător intră:

- masa (sau debitul) M1 de material conţintnd:

- M material uscat, kg sau kg/s;

- U1 apă în stare lichidă, kg sau kg/s;

- masa (sau debitul) L1 de aer, conţinînd:

- L aer uscat, kg sau kg/s;

- X1 vapori de apă, kg sau kg/s.

Din uscător ies:

- masa (sau debitul) M2 de material, conţinînd:

- M material uscat, kg sau kg/s;

- U2 apă în stare lichidă, kg sau kg/s;

- masa (sau debitul) L2 de aer, conţinînd:

- L aer uscat, kg sau kg/s.;

- X2 vapori de apă, kg sau kg/s. Bilanţul total de materiale:

Bilanţul total de materiale:

2211 LMLM (15.5.)

2211 XLUMXLUM (15.6.)


172

2211 XUXU (15.7.)

2211 ; xLXxLX (15.8.)

)( 1221 xxLUU (15.9.)

1212

1

xx

ULşi

xxU

Ll

(15.10.)

rezultând astfel consumul specific de aer-agent de uscare si necesarul (masă sau debit masic) de aer uscat cu ajutorul

căruia se realizează uscarea.

Bilanţul termic al uscării

În figura 15.6. se prezintă schema de principiu a unui uscător în care materialul cu debitul M de material uscat trece prin

uscător reducându-şi cantitatea de umiditate de la U1 la U2. Aerul cu debitul L are uscat este preîncălzit de la temperatura

t0 la temperatura t1 într-un calorifer care îi transferă fluxul termic Qc. În uscător se mai introduce căldura Qi

suplimentară; pierderile de căldură sunt Qp.

Figura 15.6. Schema de principiu a unui uscător pentru întocmirea bilanţului termic.

Fluxuri termice intrate în uscător:

- cu materialul uscat '111 tcMQ

- cu umiditatea materialului '1112 tcUQ u

- cu suportul şi transportul materialului '113 tcMQ tt

- de la caloriferul pentru încălzirea aerului, Qc

- de la încălzitorul interior al uscătorului, Qi

- cu aerul 04 iLQ

Fluxuri termice ieţite din uscător:

- cu materialul uscat '225 tcMQ

- cu umiditatea materialului '2226 tcUQ u

- cu suportul şi transportul materialului '227 tcMQ tt

- cu aerul 28 iLQ

- pierderi de căldură Qp

Bilanţul termic al uscătorului se exprimă prin ecuaţia:

pic QQQQQQQQQQQ 87654321 (15.22)

puictu QILtcUtcMILQQtcMtcUtcM 222222011211111 .'..'...'..'..'. (15.23)


173

Notăm )'.'.()'.'.( 112221122 tctcUtctcMQ uum - fluxul termic pentru încălzirea materialului considerat cu

umiditatea finală;

)'.'.( 1122 tctcMQ tttt - fluxul termic preluat de suportul şi transportorul materialului la trecerea prin uscător.

Se introduc notaţiile: U

Ll

U

Qq

U

Qq

U

Qq

U

Qq

U

Qq

p

pt

tm

mi

ic

c ;;;;; şi se obţine pentru fluxul

termic necesar îndepărtării unui kilogram de umiditate din materialul care se usucă expresia:

)('. 0211 IIlqqtcqqqq ptumie (15.27)

Fluxul termic necesar preîncălzirii aerului este:

12

0101 )(

xx

IIIIlqc

(15.29)

De unde rezultă '. 11

12

12 tcqqqxx

IIq uptmi

(15.30)

Notând: )()'.( 11 ptmui qqqtcq (15.32)

Se obţine:

)(, 12

12

12 IIlsauxx

II (15.33)

Aşa după cum se observă este excesul căldurii introduse în uscător (pentru încălzirea interioară în uscător plus

căldura adusă de umiditatea care se vaporizează în uscător) faţă de căldurile luate de materialul care se usucă, de

suportul şi transportorul aterialului şi de căldura pierdută în exterior prin pereţii uscătorului. şi toate căldurile implicate

sunt raportate la vaporizarea unui kilogram de umiditate. Deoarece x2>x1, semnul lui este şi semnul diferenţei I2-I1.

Când > 0 … I2 > I1

< 0 … I2 < I1

= 0 … I2 = I1

În condiţiile care corespund la = 0, uscarea se realizează fără variaţie de entalpie (la enalpie constantă). Uscătorul

care funcţionează în aceste condiţii se numeşte uscător ideal.

Transformările suferite de aer corespunzând lui mai mare mai mic sau egal cu 0 sunt reprezentate în diagrama I-x

(fig.15.7.) prin dreptele 1 – 2’ ( > 0); 1 – 2” ( < 0), respective 1-2 ( = 0).

Figura 15.7. Reprezentarea în diagrama I-x a operaţiei de uscare pentru > 0,

(1-2’), < 0, (1-2”), = 0, (1-2).


174

15.2.2. Cinetica uscării

Pentru îndepărtarea apei dintr-un material prin uscare cu aer, este necesar ca:

- apa să migreze din interiorul materialului la suprafaţa sa;

- apa de la suprafaţa materialului să fie vaporizată şi preluată de aerul înconjurător.

Transportul umidităţii prin material se face după mai multe mecanisme, depinzînd de felul în care apa este legată

şi după cauza care provoacă transportul: prin capilaritate, prin difuziune în stare de vapori sau în stare lichidă ş.a.

Apa existentă iniţial la suprafaţa materialului sau venită din interiorul lui trece în aerul înconjurător prin

difuziune.

Există deci două operaţii distincte care se petrec simultan:

- transportul de apă prin material (proces complicat, considerat ca difuziune interioară);

- vaporizarea apei şi trecerea vaporilor formaţi în mediul ambiant (difuziune exterioară),

Fenomenul de difuziune exterioară este un fenomen complex apărînd ca rezultat al suprapunerii transferului de

căldură de la aerul înconjurător la materialul supus uscării şi apa conţinută în el, vaporizării apei de la suprafaţa

materialului şi uneori din interiorul lui, difuziunii vaporilor formaţi la interfaţa lichid-gaz în mediul înconjurător. Uscarea

este ansamblul acestor două procese considerate elementare, iar viteza de uscare este viteza celui mai lent dint procesele

elementare.

Încercările pentru obţinerea unor ecuaţii care să dea viteza de uscare în funcţie de proprietăţile iniţiale şi finale

ale materialului şi de condiţiile uscării, pe consideraţii teoretice asupra transportului umidităţii, au dus la ecuaţii

complicate şi greu de aplicat de aceea se recurge la date experimentale, aşa cum se pot obţine în condiţii de laborator şi la

transpunerea acestor date la condiţiile industriale, pe baza unor ecuaţii deduse cu ajutorul unor modele fizice idealizate

ale proceselor elementare.

In procesul de uscare a unui material umed supus unor condiţii de uscare constante în timp se disting în general

perioade succesive în care conţinutul de umiditate al produsului variază într-un anumit mod determinat în special de

modul de legare al apei, de condiţiile de transfer de căldură şi de substanţă. In fig.15.9 este prezentată variaţia cîtorva

parametri în funcţie de timp în procesul de uscare.

Fig.15.9. Variaţia valorilor cîtorva parametri caracteristici uscării, în funcţie de timp, în procesul de uscare 1-temperatura aerului agent de uscare; 2-temperatura materialului supus uscării; 5-umiditatea materialului;

4viteza de uscare; 5-gradul higrometric (activitatea apei) al materialului.


175

Fazele uscării. O primă fază a procesului este caracterizată prin tendinţa suprafeţei materialului şi a materialului

însuşi de a ajunge la o temperatură egală cu temperatura termometrului umed caracteristic mediului ambiant. Dacă

temperatura iniţială este mai mică, materialul se va încălzi pînă cînd temperatura suprafeţei atinge temperatura

termometrului umed.

In această perioadă vor apărea şi fenomene de vaporizare a umidităţii, însă în cantităţi mici (viteză de evaporare

mică)şi umiditatea materialului va avea o uşoară scădere (porţiunea A-B). Dacă temperatura iniţială a materialului umed

este mai mare decît temperatura termometrului umed al mediului în care are loc uscarea, într-o primă fază va apare un

fenomen de autoevaporare prin scăderea temperaturii la temperatura termometrului umed şi cu o scădere a umidităţii

materialului. La tot acest timp suprafaţa materialului rămâne umedă iar presiunea de vapori a lichidului de la suprafaţa

produsului este egală cu presiunea de saturaţie a lichidului la temperatura respectivă. In acelaşi timp presiunea de vapori

a apei (soluţiei) din material are aceeaşi valoare cu presiunea de saturaţie a apei la aceeaşi temperatură. După ce

suprafaţa materialului a atins temperatura termometrului umed, in timp ce suprafaţa materialului rămâne umedă (mate-

rialul se comportă ca un termometru umed) uscarea are loc la o presiune de vapori egală cu presiunea de saturaţie a

lichidului pur la temperatura respectivă (temperatura termometrului umed) (curba 2, fig.15.9). In această perioadă

(porţiunea B-C), pe baza transferului de căldură de la aer la suprafaţa materialului şi a transferului de substanţă de la

suprafaţa materialului la aer are loc un proces de evaporare la viteză constantă cu scăderea liniară a umidităţii produ-

sului raportată la substanţa uscată (curba 3, fig.15.9). In acelaşi timp din interiorul materialului spre suprafaţă are loc un

fenomen de transfer de substanţă (de umiditate) sub influenţa gradientului de concentraţie. Presiunea de vapori a

lichidului din material (pm ) In această perioadă se menţine constantă şi egală cu presiunea de saturaţie la temperatura

termometrului urnea, ceea ce face ca gradul higrometric de echilibru al produsului să se menţină constant şi egal cu

unitatea curba 5, fig.15.9). Eliminarea umidităţii în această perioadă este limitată de fenomenele de transfer de căldură.

Perioada aceasta se numeşte uscare la viteză constantă (curba 4, fig.15.9). In această perioadă în genere singurul factor

care poate mări viteza de uscare este mărirea diferenţei de temperatură între agentul de uscare şi temperatura suprafeţei

materialului, deoarece suprafaţa materialului practic rămîne constantă şi asupra coeficientului parţial de transfer de

căldură aer-suprafaţă se poate influenţa puţin. Acest fenomen aşa cum a fost descris este perfect valabil pentru uscarea

prin fierbere.

In cazul uscării prin antrenare în aer cald, cînd căldura este furnizată de aerul cald, de fapt are loc un proces

adiabatic care atrage după sine scăderea temperaturii aerului. Ca să se respecte constantă temperatura se impune ca

viteza de deplasare a aerului la suprafaţa materialului să fie suficient de mare ca să deplaseze aerul care s-a încărcat cu

umiditate şi suprafaţa materialului să fie mereu în contact cu aer cu aceeaşi temperatură şi aceeaşi umezeală. Mărirea

vitezei aerului contribuie la mărirea coeficientului de transfer de căldură. Cînd produsul supus uscării se află în echilibru

dinamic cu aerul, procesul de evaporare la viteză constantă poate fi descris prin:

- o relaţie de transfer de substanţă:

vss ppKAd

dU

(15.47)

- o relaţie de transfer de căldură. In această relaţie ţinând seama că la suprafaţa de transfer de

căldură, respectiv de substanţă, are loc de fapt un proces de evaporare gi trecere a vaporilor în

stratul gazos, dacă înlocuim dQ = dU • r, relaţia generală de transfer de căldură poate fi pusă

sub forma:


176

)'( uttr

Ad

dU

(15.48)

In relaţiile (15.47 şi 15.48) notaţiile au semnificaţiile: dU/d - debitul de apă eliminat din produs, kg/s; A-suprafaţa

liberă a produsului (suprafaţa de transfer de substanţă de la produs la gaz, respectiv suprafaţa de transfer de căldură de la

gaz la produs, m; r -coeficient de transfer de substanţă la suprafaţa de contact produs-gaz, exprimat în s/m dacă

presiunile se iau în N/m ; p , p -presiunea lichidului pur la temperatura termometrului umed (f) respectiv presiunea

parţială a vaporilor în gaz, N/m ; α - coeficient parţial de transfer de căldură de la aer la suprafaţa umedă a produsului,

W/(m2.K); r-căldura de vaporizare a umidităţii din produs la temperatura lichidului (t'), J/kg; t, tu’ - temperatura gazului,

respectiv temperatura suprafeţei produsului egală cu temperatura termometrului umed a gazului, °C.

Deoarece coeficientul de transfer de substanţă este mai puţin accesibil, debitul de apă evaporată în perioada de

uscare la viteză constantă în curent de aer este determinat de diferenţa de temperatură intre temperatura aerului şi

temperatura termometrului umed a aerului (temperatura suprafeţei produsului) şi coeficientul parţial de transfer de

căldură α de la aer la suprafaţa produsului. Diferenţa de temperatură se poate mări scăzînd umezeala relativă (încălzind

mai mult aerul din mediul ambiant de care dispunem). Valoarea lui α se mai poate mări prin mărirea vitezei de circulaţie a

aerului. In momentul în care migraţia apei din interior spre suprafaţă nu mai compensează apa evaporată la suprafaţă,

desfăşurarea procesului de uscare se schimbă brusc. Pe suprafaţa produsului încep să apară pete uscate, temperatura

suprafeţei produsului şi chiar în masa produsului începe să crească, umiditatea produsului scade din ce în ce mai lent,

viteza de uscare scade din ce în ce mai mult, gradul higrometric de echilibru al produsului scade devenind subunitar.

Uscarea nu mai este dominată de condiţiile superficiale, ci de fenomenul de migraţie a umidităţii prin capilarele

produsului care are loc sub influenţa coeficientului de transfer de substanţă şi a diferenţei de concentraţie a umidităţii

dintre interior şi suprafaţa produsului. Momentul în care migrarea apei din interior spre suprafaţă nu mai compensează

apa evaporată la suprafaţă coincide cu eliminarea apei de umectare şi a apei legată mecanic şi începerea eliminării apei

legată osmotic şi apoi adsorbtiv. Umiditatea produsului la acest punct este o umiditate caracteristică şi se numeşte

umiditate critici principală (uc). Ea caracterizează sfîrşitul perioadei de uscare la viteză constantă şi începutul perioadei de

uscare la viteză descrescîndă. Valoarea umidităţii critice principale pentru un anumit produs, poate fi considerată în

general o constantă. Ea variază puţin însă, în funcţie de temperatura aerului, în sensul că valoarea acesteia scade cu

creşterea temperaturii agentului de uscare.

Perioada de uscare la viteză descrescîndă (porţiunea C-D, fig.15.9) se caracterizează prin variaţia tuturor

parametrilor care caracterizează produsul chiar dacă se menţin constante caracteristicile agentului de uscare

(temperatură, umezeală, viteza de mişcare la suprafaţa produsului). Umiditatea produsului va scădea din ce in ce mai

încet, viteza de uscare tinzînd către zero. Temperatura suprafeţei produsului şi în interiorul produsului creşte, la început

mai repede, apoi din ce în ce mai încet tinzînd să atingă temperatura agentului de uscare. Gradul higrometric de echilibru

al produsului va începe să scadă la început mai încet şi apoi mai repede, însuşi transferul de căldură de la gaz la suprafaţa

produsului va scădea deoarece scade diferenţa de temperatură între agentul de uscare şi produs.

Cînd presiunea de vapori a lichidului din material (pm) devine egală cu presiunea parţială a vaporilor de apă din

aer (pv) eliminarea umidităţii din produs încetează, viteza de uscare devine zero. Umiditatea produsului din acest moment

se numeşte umiditate de echilibru (ue). Această valoare se atinge cînd gradul higrometric de echilibru al produsului a

ajuns la aceeaşi valoare cu umezeala relativă a aerului folosit ca agent de uscare.


177

Perioada de uscare la viteza deacrescîndă poate fi Împărţita în două sau mai multe faze. In prima fază viteza de

uscare descreşte uniform, după care pot să apară descreştere uniforma dar cu altă pantă a curbei, sau descreştere

neliniară. La orice schimbare a pantei curbai după care variază viteza de uscare, pe curbă apere un punct de inflexiune.

Aceste puncte de inflexiune sunt caracterizate printr-o anumită valoare a umidităţii produsului. Umiditatea produsului la

punctele de inflexiune de pe curba vitezei de uscare este ienumită umiditate critică secundară. In fig.15.9 punctul de

coordonate ucs, E reprezintă o umiditate critică secundară.

La materialele higroscopice, cum sunt cele mai multe din produsele alimentare supuse uscării, umiditatea iniţială

în cea cai sare parte este legată osmotic sau adsorbtiv. Aceasta face cfc perioada ce uscare la viteză constantă să fie foarte

scurtă sau chiar inexistentă, procesul de uscare puţind începe chiar în perioada ce uscare it viteză deacrescîndă.

Pentru a realiza un proces de uscare care să asigure conservabilitatea produsului şi în acelaşi timp procesul să fie

economic, uscarea trebuie să fie condusă până la reducerea gradului hicrometric de echilibru al produsului raportat la

condiţiile de depozitare sub 0,75 şi nu la o uscare prea avansată, care ar face să fie simţită acţiunea degradativă a

oxigenului din aer.

In timpul depozitării ca şi în timpul uscării între material şi aer va avea în continuare schimb de umiditate dacă

acest schimb nu este împiedicat de ambalaj. Schimbul de umiditate va deveni staţionar cînd presiunea de vapori a

lichidului rezidual din material devine egală cu presiunea parţială a vaporilor din atmosfera depozitului. In acest caz gradul

higrometric de echilibru al produsului devine egal cu umezeala relativă a aerului din depozit. Ţinînd seama că pentru

conservabilitate gradul higrometric de echilibru al produsului trebuie să fie sub 0,75 rezultă că pentru a realiza un schimb

staţionar de umiditate între produs şi aer, umezeala relativă a aerului, , trebuie să fie egală cu gradul higrometric de

echilibru si produsului, hr.

15.3. Metode de realizare a uscării. Tipuri de uscare. Clasificarea uscatoarelor

In funcţie de modul în care se realizează transferul căldurii necesară evaporării umidităţii, uscarea se poate

realiza prin următoarele metode:

- uscarea convectivă: transferul căldurii se realizează prin convecţie de la aer sau alte gaze (în special gaze de ardere), care

reprezintă şi agentul care preia şi transportă vaporii formaţi;

- uscarea conductivă: transferul căldurii se realizează prin conducţie prin intermediul unei suprafeţe de transfer de

căldură;

- uscarea radiant-convectivă: transferul căldurii se realizează prin radiaţie;

- transferul căldurii în mai multe moduri în cadrul unor tipuri speciale de uscare:

- uscarea prin sublimare (liofilizare): este o uscare conductiv-radiantă;

- uscarea prin fluidizare: convectiv-radiantă;

- uscarea prin pulverizare;

- uscarea cu curenţi de înaltă frecvenţă; este uscare dielectricâ;

- uscarea în cîmp sonor.

După presiunea la care lucrează uscătoarele, acestea se pot grupa în: .

- uscătoare care lucrează la presiune atmosferică sau la valori apropiate de aceasta;

- uscătoare care lucrează sub depresiune (vid).

După varianta constructivă, uscătoarele se clasifică în:

- uscătoare tip cameră (dulap);

- uscătoare tip tunel;


178

- uscătoare tip bandă;

- uscătoare rotative;

- uscătoare prin fluidizare şi pneumatice;

- uscătoare tip valţuri;

- uscătoare prin pulverizare.

15.3.1. Uscarea convectivă

Uscarea convectivă a fost şi a rămas şi în prezent cea mai răspândită metodă de eliminare a umidităţii din

materiale, datorită simplităţii procesului şi numeroaselor variante aplicabile în vederea obţinerii unei uscări de calitate, cu

un consum energetic şi într-un interval de timp minime.

Aerul cald sau gazele de ardere constituie atît agentul termic cît şi cel de antrenare a umidităţii evaporate din

material. Transferul de căldură și masă în timpul uscării este condiţionat de parametrii agentului de uscare (viteză,

temperatură, umezeală relativă etc.) şi de legătura umiditate-material.

In timpul uscării, agentul îşi modifică temperatura, umezeala relativă, viteza, Iar materialul umed căldura masică,

densitatea, conductivitatea termică, uneori dimensiunile şi structura sau proprietăţile mecanice.

Variantele uscării convective

Varianta normală de uscare

Varianta normală de uscare, cu cele trei posibilităţi de realizare s-a prezentat în fig.15.7. Schema unei asemenea

instalaţii s-a prezentat în fig.15.6.

In această variantă de uscare se presupune că la intrarea în uscator, aerul prezintă întotdeauna aceeaşi

temperatură.

Varianta de uscare cu preîncălzirea aerului în camera de uscare

Această variantă corespunde variantei normele de uscare la care A > 0, Necesarul total de căldură pentru

realizarea uscării este constant dar, o parte sau întreaga cantitate de căldură necesară pentru eliminarea umidităţii se

introduce chiar în camera de uscare, suprafaţa de încălzire fiind uniform distribuită pe lungimea uscătorului. In fig.15.10 s-

a reprezentat procesul de uscare cu preîncălzirea aerului în camera de uscare. Apar următoarele situaţii:

- Uscarea după 012 - un astfel de proces reprezintă practic o uscare fără încălzire suplimentară a aerului în uscător (uscare

teoretică) ;

- Uscarea după 01'2 - fluxul termic Qc scade, apărând un flux termic Qi suplimentar în uscător;

- Uscarea după 01"2 - fluxul termic Qc scade şi mai mult crescând concomitent fluxul termic suplimentar Qi;

- Uscarea după 02 - fluxul termic total necesar realizării uscarii este dat sistemului sub forma de căldură suplimentară Qi.

Fig.15.10. Elemente pentru analiza procesului de uscare cu preîncălzirea aerului în camera de uscare.


179

Cercetînd cele patru posibilităţi de realizare ale procesului de uscare cu preîncălzirea aerului în camera de uscare,

se constată că:

- pentru o stare iniţială şi finală dată a aerului, consumul total de căldură pentru uscare rămîne constant;

- la variaţia temperaturii de încălzire a aerului, consumul de căldură în bateria de calorifere scade cu scăderea

temperaturii aerului si consumul de căldură suplimentară creşte corespunzător. Aerul are o temperatură maximă în

uscător atunci cînd nu se face în acesta încălzirea lui suplimentară, iar temperatura este minimă -cînd nu se încălzeşte

aerul în bateria de radiatoare. De aceea, încălzirea suplimentară a aerului în camera de uscare se foloseşte în toate

cazurile cînd se urmăreşte obţinerea unei temperaturi moderate a aerului în uscător (uscarea pastelor).

Varianta de uscare cu încălzirea intermediară a aerului

In fig.15.11 ae reprezintă schema unui uscător în varianta cu încălzirea intermediară a aerului, iar în fig.15.12 ae

dă reprezentarea în diagrama l-x a procesului de uscare în această variantă.

Fig.15.11. Schema unui uscător în varianta cu încălzire intermediară a aerului.

Pentru a micşora cît mai mult temperatura aerului în us-. cător, camera de uscare se împarte deseori în cîteva

zone, între care se instalează suprafeţele de încălzire pentru încălzirea intermediară a aerului.

Fig.15.12. Reprezentarea în diagrama l-x a procesului de uscare, într-un uscător real, în varianta de încălzire intermediară a aerului.

Pentru starea iniţială şi finală dată a aerului, temperaturile intermediare şi gradele de saturaţie a aerului pot fi

luate arbitrar (fixate de condiţiile tehnologice). Practic la calculul uscătoarelor cu încălzirea intermediară a aerului, se

porneşte sau de la temperaturile date de încălzire a aerului după zone, sau se dă starea finală a aerului în fiecare zonă.


180

Varianta de uscare cu recircularea parţială a aerului utilizat

In fig.15.13 se prazintă schema unui uscător care lucrează în varianta de uscare cu recircularea parţială a aerului

utilizat.

Fig.15.13. Schema unui uscător în varianta cu recircularea parţială a aerului utilizat

Uneori procesul de uscare se efectuează cu recircularea parţială a aerului utilizat în uscător. In acest caz la ieşirea

aerului din uscător curentul de aer utilizat se împarte în două: o parte din aer se elimină în atmosferă, iar cealaltă parte

intră din nou în uscător, după ce trece prin bateria de radiatoare sau direct în camera de uscare.

Pe diagrama i-x (fig.15.14), procesul realizat într-un asemenea uscător teoretic este reprezentat prin linia 0M32

care poate fi construita uşor după punctele 02M sau 023. In ultimul caz este suficient să se cunoască numai temperatura

t1 a aerului la intrarea în uscător.

Fig.15.14. Reprezentarea în diagrama l-x a procesului de uscare, într-un uscător teoretic, în varianta cu recircularea parţială a aerului utilizat.

Dacă pentru 1 kg aer complet uscat, care intră în uscător, se adaugă n kg aer complet uscat, atunci entalpia

amestecului va fi:

n

nIIIam

1

20 , J/kg aer uscat (15.49)

iar conţinutul de umezeală:

n

xnxxam

1

. 20 , J/kg aer uscat (15.5o)

Starea amestecului se caracterizează pe diagramă prin punctul M a cărui poziţie se determină din raportul:


181

p

r

am

am

L

Ln

xx

xx

D

DD

M

M

2

0

2'

'

2

0 (15.51)

Consumul de aer proaspăt este acelaşi ca şi pentru un proces normal de uscare:

2

11

02 DMxxl

x

p

(15.52)

Consumul de aer de recirculaţie va fi:

2

11

2 DMxxl

xam

n

(15.53)

Poziţia punctului M în diagrama I-x se poate determina şi grafic prin regula pîrghiei: raportul între cantităţile de

aer proaspăt şi recirculat este egal cu inversul raportului segmentelor de dreapta OM şi M2, adică:

- aer recirculat:

022

0

022

11

xxxx

xx

xxxxlll

am

am

am

pnr

(15.54)

şi

nM

M

xx

xx

xx

xxxx

xxl

l

am

am

am

am

r

p 1

0

21

0

2

0

022

02

(15.55)

Uscarea cu recircularea parţială a aerului utiilizat prezintă următoarele avantaje:

- permite uscarea materialelor care se pot usca numai în aer umed;

- dă posibilitatea de a conduce procesul de uscare la diferente mici între temperatura aerului la intrarea lui în camera de

uscare şi la ieşirea din aceasta;

- permite trecerea aerului prin uscător cu viteze mari;

- permite o micşorare a consumului de căldură prin micşorarea pierderilor datorită micşorării temperaturii de intrare;

- permite reglarea foarte exactă a umezelii aerului în camera de uscare.

Astfel de uscătoare se utilizează la uscarea produselor sensibile la temperatură şi la umezeala relativă.

Varianta de uscare în circuit închis

Această variantă de uscare se adoptă atunci când procesul necesită aer cu puritate ridicată, cînd se usucă

produse cere degajă componenţi volatili valoroşi care condensează la temperaturi joase, cînd umezeala relativă a aerului

exterior este egală sau mai mare decât a aerului utilizat, sau cînd acest sistem prezintă avantaje tehnico-economice în

raport cu celelalte variante. Schema acestui tip de instalaţie este prezentată în fig.15.15., iar reprezentarea procesului în

diagrama l-x în fig.15.16.

Lucrîndu-se în circuit închis, aerul utilizat se supune răcirii-condensării în vederea eliminării unei părţi din conţinutul de

umezeala, x=x3-x1 , după care este preîncălzit în bateria de încălzire înainte de reintroducerea în uscător.


182

Fig. 15.15. Schema instalaţiei de uscare în varianta Fig. 15.16. Reprezentarea în diagrama I-x a procesului

de uscare în circuit închis. uscare în varianta de uscare în circuit închis.

Varianta de uscare cu gaze de ardere

In cazul acestei variante de uscare, agentul termic este constituit din amestec de gaze de ardere provenite dintr-

un focar și aer din mediul exterior. Schema instalaţiei este prezentată în fig.15.17, iar reprezentarea procesului în

diagrama l-x în fig.15.18.

Datorită apei rezultate din arderea hidrogenului, component al combustibilului, conţinutul de umezeală al

amestecului de aer şi gaze de ardere, x1, este mai mare decît cel ăl aerului proaspăt, x0.

Fig. 15.17. Schema instalaţiei de uscare în varianta de Fig. 15.18. Reprezentarea în diagrama I-x a uscare cu gaze de ardere în amestec cu aer. uscării în varianta cu gaze de ardere-aer.

In afara variantelor simple de uscare prezentate se mai utilizează variante complexe rezultate din combinarea sau

repetarea variantelor simple: cu recirculare şi încălzire intermediară, cu recirculare succesivă de aer utilizat etc.

15.3.2. Instalaţii de uscare prin convecţie

Uscătoarele convective au o largă utilizare datorită eficacităţii ridicate şi simplităţii constructive.

Tipurile constructive de instalaţii convective de uscare sunt foarte variate. Se pot clasifica în două grupe mari

funcţie de modul de funcţionare: uscătoare convective cu funcţionare discontinuă şi uscătoare convective cu funcţionare

continuă.

15.3.2.1. Uscătoare tip cameră sau dulap

Uscătoarele tip cameră sunt formate dintr-o încăpere de la mărimea unui dulap pînă la mărimea unei camere,

care uneori se poate întinde pe mai multe nivele. Ele sunt prevăzute de obicei cu uşi prin care se introduc şi se evacuează

materialele supuse uscării, care în anumite situaţii sunt aranjate pe stelaje, pe poliţe sau chiar atârnate de un conveier

care le deplasează în interiorul camerei. Agentul de încălzire şi de transport al umidităţii din produs este aerul care poate

avea diferite sisteme de circulaţie şi diferite sisteme de a i se regla parametrii.


183

Uscătoarele tip cameră sunt de diferite construcţii, dintre care unele cu funcţionare pe şarje, altele realizând un

regim de uscare continuizat sau chiar continuu. In această categorie se găsesc construcţii din cele mai simple pînă la

construcţii complicate ca diferite destinaţii.

In industria malţului majoritatea uscătoarelor sunt din categoria uscătoarelor cameră. In fig.15.19 este

prezentată schema uscătorului basculant de mare productivitate (tip Müger) cu o cameră orizontală, întrebuinţat pentru

uscarea malţului, caracterizat prin faptul că fundul camerei orizontale care este din taală perforată este rabatabil ca să

permită evacuarea uşoară a malţului uscat. Uscătorul funcţionează discontinuu. In partea superioară, într-un spaţiu închis

este montat un transportor melc 1 prin care se asigură alimentarea cu malţ verde în perioada de umplere a camerei.

Banda 2 contribuie 1a repartizarea malţului pe toată suprafaţa grătarului 3. Grătarul este construit din două elemente de

tablă perforată ca să permită accesul aerului cald de jos în sus şi care au pe porţianile laterale pereţi care fac ca în poziţie

orizontală să se prezinte sub forma unei cutii. Cele două porţiuni ale grătarului oscilează în jurul unui ax 4 asigurînd în

acest nod evacuarea naltului uscat în pîlnia 5 construită tot din tablă perforată, care-1 conduce în redlerul 6 prin care este

evacuat spre siloz. Aerul proaspăt sau amestecat cu aer recirculat este încălzit în caloriferul 7 şi ventilatorul 8 îl împinge

prin stratul de material supus uscării. Pentru evacuarea aerului la partea superioară este prevăzută fanta 9 şi coşul de

evacuare 10, o parte din aer putând fi recirculat prin canalul 11 spre calorifer.

Uscarea are loc la parametrii variabili în timp, la început la temperatură mai scăzută t=45-55°C şi umezeală

relativă mai ridicată ca să permită continuarea activităţii amilazelor, apoi la temperaturi din ce în ce mai ridicate.

Grosimea stratului de malţ poate varia între 90-120 mm. Uscarea unei şarje durează în mod normal 24 ore.

Fig. 15.19. Schema uscătorului basculant de mare productivitate (tip Müger) 1-transportor cu melc; 2-bandă transportoare; 3-grătar; 4-ax; 5-pâlnie din tablă perforată; 6-transportor cu racleţi; 7-calorifer; 8-ventilator; 9-fantă

evacuare aer; 10-coş evacuare aer.


184

Dimensionarea unui asemenea uscător în funcţie de producţia necesară se realizează pe baza relaţiei:

vh

PA

(15.56)

în care: P-producţia de malţ raportată la unitatea de timp; -durata uscării, produsul P • reprezintă mărimea şarjei de

malţ (masic); h-grosimea stratului de malţ, m; v -densitatea aparentă (masa volumică aparentă), kg/m3 .

Pentru determinarea necesarului de aer trebuie să se ţină seama de umiditatea de eliminat pe diferitele etape ale

uscării, procesul de uscare fiind discontinuu.

In fig.15.20. este prezentată schema unui uscător cu camere verticale întrebuinţat tot în industria malţului, pentru care

funcţionarea se poate considera continuizată. Uscătorul este o cameră înaltă din zidărie, compartimentată prin pereţi

verticali din tablă perforată care separă spaţiile destinate usdării şi circulaţiei malţului de spaţiile prin care se dirijează

circulaţia aerului necesar uscării. Tabla perforată trebuie să aibă 35-40 % secţiune vie pentru circulaţia aerului. Spaţiile

destinate circulaţiei malţului sunt verticale, terminate la partea inferioară printr-o pîlnie al cărui fund este un transportor

elicoidal. Grosimea stratului de malţ este 30-50cm. Spaţiile destinate dirijării circulaţiei aerului sunt compartimentate pe

verticală în trei compartimente, comunicarea între compartimente putînd fi deschisă sau închisă pentru a forţa aerul cald

să treacă prin material, prin intermediul unor clapete de reglare a circulaţiei aerului.

Alimentarea cu malţ verde se realizează prin pîlnia longitudinală de la partea superioară a fiecărei camere, iar

evacuarea produsului prin intermediul transportoarelor elicoidale de la partea inferioară a fiecărei camere. Alimentarea şi

evacuarea, aşa cum este realizată construcţia poate fi efectuată continuu sau intermitent.

Aerul în mod normal este încălzit într-un calorifer cu aripioare amplasat la partea inferioară a uscătorului, în care

este împins prin intermediul unui ventilator. Din acest spaţiu aerul cald ajunge în unele camere de dirijare a circulaţiei

aerului şi forţat să străbată transversal straturile de malţ, conform săgeţilor de pe figură. La partea superioară fiecare

spaţiu care dirijează circulaţia aerului are un canal colector care conduce aerul utilizat la canalul colector central din care

este evacuat în atmosferă. Datorită modului de compartimentare al spaţiului destinat circulaţiei aerului, uscătorul

lucrează similar ca un uscător cu trei zone. Parametrii aerului din zonele superioare pot fi reglaţi prin introducere de aer

cu parametrii mediului, de aer încălzit sau de amestec de aer cu parametrii mediului si aer încălzit.

Uscarea la partea inferioară se realizează la parametrii cei mai ridicaţi din uscător (8o-9o°C pentru malţul blond,

95-115°C pentru malţul brun), temperatura aerului reducîndu-se de la compartiment la compartiment pe verticală. In

compartimentele superioare temperatura aerului este 45-60°C, după caz. Pentru ca uscarea să se realizeze cît mai uniform

pe toata grosimea stratului de malţ la intervale de maxim 4 ore se schimbă direcţia de deplasare a aerului prin stratul de

malţ.

Dimensionarea uscătorului pentru o producţie dată se face determinînd un volum necesar (V) pentru a menţine

malţul timpul necesar contactului cu aerul cald în uscător:

v

PV

(15.57)

notaţiile fiind cele de la relaţia (15-56). Din volum, în funcţie de grosimea stratului de material se determină constructiv

celelalte dimensiuni ale unei camere şi numărul de camere verticale.

Necesarul de aer se determină în funcţie de debitului de aer eliminat şi de parametrii care se impun pentru aer la

fiecare nivel de uscare.

Este indicat ca parametrii punctului dfinal care caracterizează aerul la evacuarea din uacător la partea superioară

să fie verificaţi astfel încît temperatura punctului de rouă a aerului să fie inferioară temperaturii de intrare a malţului în


185

uacător. Altfel, în condiţiile iniţiale, suprafaţa malţului va funcţiona ca o oglindă rece şi pînă la ridicarea temperaturii

malţului la o temperatură cel puţin egală cu a punctului de rouă, vor avea loc condensări. In asemenea situaţii diluarea

finală trebuie realizată cu un amestec de aer cald plus aer rece, care să ducă la o scădere a umezelii amestecului şi ca o

consecinţă şi la o scădere a temperaturii punctului de rouă. Amestecul de aer cald în diagrama din fig.15.21 se află pe

verticala AB.

Uscătorul cu zone este unul din uscătoarele tip cameră întrebuinţat în industria conservelor de legume şi fructe.

Din punct de vedere constructiv este o cameră în care uscarea produsului are loc în tăvi care îşi pot schimba poziţia în

timp în uscător.

Fig. 15.22. Uscătorul cu zone. 1-camera uscătorului; 2-tavă; 3,4-elemente de încălzire

5-uşă pentru manevrarea tăvilor; 6-ventilator; 7-scheletul macaralei; 8-dispozitiv de împingere; 9-sisem de ridicare.

In tipul de uscător uzual se introduc zece tăvi suprapuse (fig.15.22) pe care se găseşte produsul supus uscării.

Tăvile au fun-rtul perforat. Interiorul camerei este împărţit în două printr-un sistem de ţevi pentru încălzirea aerului.

Uscătorul mai are un al doilea grup de elemente de încălzire pentru aer, montat în canalul din spatele uscătorului prin

care se aspiră aerul din atmosferă şi se amestecă cu aerul recirculat. Tăvile în fiecare zonă sunt menţinute pe umerii fixaţi

de grupuri de lanţ gall, formând lanţuri fără sfîrşit, care se deplasează la comandă prin rotirea roţilor de lanţ împreună cu

arborii pe care sunt montate roţile de lanţ. Rotirea arborilor se efectuează prin intermediul unui motor electric cti co-

mandă astfel realizată ca la o cursă să se realizeze o deplasare pe o distanţă egală cu distanţa dintre doi umeri pe care

sunt agexate tăvile, astfel ca tava să se deplaseze de pe o poziţie pe alta. Ultima tavă din zonă trebuie eliminată fie pentru

a fi introdusă în oar-tea superioară a zonei următoare, fie scoasă din sistem pentru ci s-a terminat procesul de uscare.

Pentru manevrarea tăvilor în exteriorul uscătorului, în faţa uscătorului există un schelet metalic pe care este

montat un dispozitiv cu macara prevăzut cu posibilitatea de a realiza atît miţcări în plan vertical cît şi în plan orizontal

pentru a se putea realiza introducerea şi evacuarea tăvilor în uscător.

In uscătorul cu zece tăvi, acestea se deplasează de la o poziţie la alta la un interval de 1/10 din durata de uscare,

astfel că de la începutul pînâ la sfîrşitul procesului tava cu produsul să treacă prin toate poziţiile. Se pot organiza în

principiu două sisteme de circulaţie a tăvilor în uscător. Cel mai uzual este introducerea tăvii cu produsul proaspăt în

poziţia superioară şi deplasarea tăvii din poziţie în poziţie pînă la partea inferioară a uscătorului, de unde este evacuată.

Pentru trecerea din zona superioară în zona inferioară, tava cu produsul este deplasată prin exterior cu ajutorul

macaralei, aşa cum se realizează alimentarea şi evacuarea.

Tava cu produs iniţial poate fi introdusă şi în porţiunea superioară a tonei inferioare. In acest caz la început

circulă în zona inferioară, apoi este ridicată în partea superioară a zonei superioare. Procesul de uscare se termină în

partea inferioară a zonei superioare, de unde este evacuată tava cu produsul uscat.


186

Fig. 15.23. Reprezentarea în diagrama I-x a transformărilor aerului în uscătorul cu zone

Drumul de urmat este ales în funcţie de temperatura pe care o suportă produsul în timpul procesului de uscare,

deoarece de obicei în cele două zone se lucrează cu temperaturi diferite, mai mare în zona superioară, mai mică în zona

inferioară. Indiferent de circulaţie tăvilor cu produsele, aerul are un singur sens de circulaţie în uscător: de jos în sus. Aerul

proaspăt în amestec cu o parte din aerul evacuat care este recirculat este trecut peste caloriferul din canalul din spatele

uscătorului, încălzit la temperatura corespunzătoare (t1 pe fig.15.23) şi apoi ajuns la partea inferioară a uscătorului

străbate zona inferioară de jos în sus. In partea superioară a zonei inferioare ajunge la cel de-al doilea calorifer în care se

realizează o nouă încălzire (pînă la t3 pe fig.15.23), parcurge o zonă superioară şi este evacuat prin intermediul unui

ventilator.

Productivitatea uscătorului (P) este determinată de suprafaţa unei tăvi (A), de numărul de tăvi (n), de grosimea

stratului de produs supus uscării (h), de densitatea aparentă a stratului de produs ( v ) şi durata totală a procesului de

uscare (). Ea poate fi determinată prin relaţia:

vnhAP

... (15.61)

Pentru stabilirea debitului de aer se determină debitul total de apă evacuată pe bază de ecuaţii de bilanţ de

materiale. Debitul de aer se poate determina pe baza relaţiei:

amxx

UL

4

(15.62)

Debitul de aer proaspăt (L ) se calculează ţinînd seama de regulile amestecului, respectiv de proporţionalitatea pe

dreapta AE:

AE

MELL tp (15.63)

Cele două calorifere vor fi dimensionate pentru a transmite fluxurile termice:

- în caloriferul din canal:

)( 1 amtI IILQ (15.64)

- în caloriferul din camera uscătorului:

)( 23 IILQ tII (15.65)

Parametrii aerului se aleg în funcţie de regimul de lucru, ţinîndu-se seama că apa eliminată în zona superioară (Us)

raportată la apa eliminată în zona inferioară (Ui), ţinînd seama că debitul de aer în uscător este constant, trebuie să

respecte raportul:


187

ami

s

xx

xx

U

U

2

34 (15.66)

cantitatea totală de apă eliminată fiind U.

Uscarea pastelor făinoase în cele mai multe cazuri se realizează în uscătoare cameră. In fig.15.24 este prezentată

o cameră de preuscare pentru paste lungi după firma Pavan. In această cameră pastele lungi după ce ies din presă şi sunt

aşezate pe bastoane se deplasează în lungul camerei reducîndu-şi umiditatea de la 27-32% la 21-26% în funcţie de

sortiment, timpul de preuscare fiind 45-60 minute. Deoarece pastele au tendinţa da crăpare fiind mai apropiate de golu-

rile coloidale , uscarea trebuie realizată în condiţii blînde (temperatură scăzută şi aer cu umezeală relativă ridicată,

temperatura aerului variind între 35-48°C şi umezeala relativă = 8o-9o%, menţinîndu-se produsul la o umiditate

apropiată de umiditatea de echilibru funcţie de umezeala relativă şi temperatura aerului.

Fig. 15.24. Preuscător pentru paste lungi al firmei Pavan. 1-cameră de preuscare; 2-lanţ transportor; 3-bastoane; 4-roţi de lanţ; 5-ventilator

axial de aspiraţie; 6-ventilator axial de refulare; 7-motor electric; 8-element de încălzire superior; 9-element de încălzire inferior.

Pentru a se realiza un proces blînd de uscare aerul circulă în curent paralel cu produsul cu încălziri şi recirculări în

patru etape succesive, cu încălzire crescîndă, menţinîndu-se în ansamblu umezeala relativă aproximativ constantă.

Recircularea aerului în fiecare etapă se realizează prin intermediul a două ventilatoare axiale. Elementele de încălzire a

aerului sunt montate atît la partea superioară, care realizează o aşa zisă încălzire exterioară cît şi la partea inferioară, care

realizează o încălzire interioară.

Procesul de uscare în diagrama l-x este prezentat în fig.15.25 unde se poate vedea că se urmăreşte menţinerea

umezelii relative constante. Faptul că în fiecare compartiment apare o creştere a en-talpiei indică prezenţa elementelor

de încălzire de la partea inferioară.

Fig.15.25. Reprezentarea în diagrama I-x a transformărilor aerului În preuscătorul pentru paste lungi ale firmei Pavan


188

In fig.15.26 este prezentată schema camerei de uscare pentru paste lungi după firma Pavan în care uscarea

propriu zisă se realizează la trei nivele suprapuse, continuîndu-se uscarea de la 2o-26 % la 11-13 %. In cele trei camere

temperatura aerului variază între 43-35 0C vara şi 38-30

0C iarna, umezeala relativă variind în lungul drumului de uscare

între 85 şi 65 %, timpul de uscare fiind 24-36 ore.

Fig.15. 26. Uscătorul pentru paste lungi al firmei Pavan. 1-cameră de uscare; 2-lanţ transportor; 3-bastoane; 4-roţi de lanţ;

5-elevator; 6-ventilator; 7-răcitor-condensator.

Aerul utilizat pentru uscare în fiecare compartiment circulă în circuit închis, eliminarea umidităţii realizîndu-se

prin condensare, prin răcirea aerului (răcire-uscare) şi apoi încălzire la parametri la care se introduc în uscător.

Distribuirea uniformă a aerului în compartimentul în care are loc uscarea se realizează prin tuburi telescopice care se

lungesc automat. In compartimentul inferior, circulaţia aerului în contact cu produsul se realizează de sus în jos, iar în

celelalte compartimente circulaţia se realizează de jos în sus, ca în fig.15.27.

Fig. 15.27. Secţiune prin uscătorul de paste lungi în zona de răcire a aerului. 1-camera uscătorului; 2-roţi de lanţ; 3-baston; 4-răcitor-condensator; 5-încălzitor; 6-colector de condensat; 7-ventilator; 8-motor electric; 9-tub telescopic; 10-lanţ.

Procesul de uscare dinur-un compartiment este reprezentat în fig.15.28, în care faza 1-2 se realizează în uscător;

faza 2-5 în răcitorul condensator, iar faza 0-1 în încălzitorul de aer. Ventilatorul care asigură circulaţia aspiră aerul din

încălzitor şi-1 refulează în tubul telescopic cere intră în uscător. După răcitorul condensator, construcţia este prevăzută cu

posibilitatea de colectare a condensatului, care corespunde cu apa evaporată din paste.


189

Fig.15.28. Reprezentarea în diagrama I-x a transformărilor aerului pentru unul din nivelurile uscătorului Pavan.

Lungimea lanţului transportor necesar pentru preuscare, respectiv pentru uscare este determinată de durata

uscării şi viteza de înaintare a lanţului:

L w (15.67)

In care w viteza de înaintare a lanţului, care trebuie considerată 4,8-7,2 m/h; -durata uscării, h; L-lungimea utilă a

lanţului, m.

Debitul preuscătorului, respectiv uscătorului, se determină din relaţia:

m b bQ m n w (15.68)

În care: Qm-debitul masic de paste uscate, kg/h; mb-masa pastelor încărcate pe un baston, raportat la pastele uscate,

kg/baston; nb-numărul de bastoane ce se montează pe metru de lanţ; w-viteza lanţului (cea din relaţia 15.67).

15.3.2.2. Uscătoare tunel si rotative

Uscătoarele tunel sunt întrebuinţate în special pentru uscarea fructelor si legumelor. Construcţia tunelului de

uscare propriu zis este de obicei din zid cu planşeu şi pardoseală din beton armat (fig.15.29). Tunelul este închis la cele

două capete cu uşi metalice din pereţi dubli avînd îr interior izolare termică. In partea superioară pe planşeu sunt

montate: ventilatorul sau ventilaxoarele, caloriferul, canalul de circulaţie a aerului, inclusiv golurile pentru admisia aerului

cald şi evacuarea aerului umed din uscător.

Fig. 15.29. Uscător tunel. 1-tunel; 2-cărucior; 3-ventilator; 4-calorifer; 5-clapetă de reglare.

Fructele sau legumele pentru uscare se aşează în tăvi pe cărucioare şi se introduc în tunel, cărucioarele putînd fi

de tipul cu roţi care se deplasează pe şine sau cu roţi care se deplasează pe pardoseală de beton. Cărucioarele se introduc


190

la un capăt şi se evacuează la celălalt capăt. Introducerea cărucioarelor se realizează la intervale; pe măsură ce unul se

evacuează, altul se introduce.

Circulaţia aerului se realizează de obicei în contracurent faţă de deplasarea produsului. Pentru a realiza uscarea la

umezeală relativă mai mare, în cele mai multe cazuri se asigură o recirculare parţială a aerului. Temperatura de intrare,

respectiv de evacuare a aerului, precum şi umezeala relativă trebuiesc alese în funcţie de tipul de produs. Pentru

încălzirea aerului se poate folosi aburul saturant sau se pot utiliza chiar gaze de ardere.

Uscarea în aceste uscătoare este un proces continuizat, prin introducerea şi evacuarea produselor pe cărucioare.

Insă intrarea şi evacuarea se realizează totuşi discontinuu.

Uscătoarele rotative fac parte din grupa uscătoarelor continui. Ele sunt construite dintr-un tub cilindric, uşor

înclinat în care materialul supus uscării se deplasează în curent paralel sau în contracurent cu agentul de uscare.

In industria alimentară uscătoarele rotative se utilizează în special la uscarea borhotului în industria zahărului, la

uscarea zahărului şi uneori la uscarea tutunului tăiat şi a lactozei. In toate cazurile de uscare în industria alimentară

circulaţia produsului se realizează în curent paralel cu agentul de uscare. Pentru uscarea borhotului se utilizează ca agent

de uscare gaze de ardere diluate cu aer, în celelalte cazuri aer cald.

In fig.15.3o este prezentată schema unui uscător rotativ destinat pentru borhot, alcătuit dintr-un cilindru 1

montat orizontal sau înclinat puţin, avînd în interior dispozitive de repartizare a produsului în interiorul uscătorului.

Cilindrul este prevăzut cu două bandaje exterioare netede 2, care la rîndul lor se sprijină pe cîte o pereche de role 3. Pe

cilindru este fixată o coroană dinţată 4 cuplată cu dispozitivul de acţionare 5 al tamburului. Dispozitivul de acţionare este

format dintr-un motor electric, un roductor şi o roată dinţată. Materialul care intră în uscător prin dispozitivul de ali-

mentare, cade pe paletele dispozitivului de repartizare şi se deplasează în curent paralel cu gazele de ardere, care sunt

agentul de uscare.

Fig.15.30. Uscător rotativ. 1-cilindru de uscare; 2-bandaje exterioare netede; 3-role de sprijin; 4-coroană dinţată; 5-electromotor; 6-focar; 7-cameră de amestec;

8-ventilator; 9-ciclon.

Datorită şicanelor (fig.15.31) materialul se repartizează mai uniform pe secţiunea cilindrului şi se creează o

suprafaţa de evaporare a umidităţii mai mare şi un contact mai bun între produsul supus uscării şi agentul de uscare.

Fig.15.31. Şicane interioare în uscătorul rotativ. a-palete elevatoare; b-palete distribuitoare

c-palete combinate.


191

Materialul se deplasează de-a lungul cilindrului şi la capătul celălalt este evacuat prin dispozitivul de descărcare.

Gazele de ardere produse în focarul 6 şi diluate cu aer în camera de amestec 7, pentru a le aduce la temperatura dorită,

circulă în paralel cu materialul şi cu ajutorul ventilatorului 8 sunt evacuate în atmosferă. Pentru recuperarea urmelor de

produs antrenat de agentul de uscare, acesta este evacuat prin intermediul ciclonului 9. Dispozitivul de alimentare şi cel

de evacuare ale produsului sunt părţi fixe şi la legătura cu cilindrul rotativ sunt prevăzute dispozitive de etanşare. Pentru

evitarea scăpărilor de gaze datorită nereelizării unei etanşări corespunzătoare, ventilatorul prin care se asigură evacuarea

gazelor realizează o mică depresiune în interiorul uscătorului.

15.3.2.3. Uscătoare tip bandă de transport

Uscătoarele tip bandă de transport se încadrează în categoria uscătoarelor cu funcţionare continuă. In industria

alimentară se întrebuinţează pentru uscarea mai multor tipuri de produse, cele mai importante fiind legumele, fructele,

amidonul, pastele făinoase.

In industria conservelor de legume şi fructe se întrebuinţează uzual un uscător cu patru benzi suprapuse

(fig.15.32), în care materialul supus uscării este ridicat cu ajutorul unui elevator la banda superioară, pe care este

distribuit şi circulă de pe bandă pe bandă pînă ajunge la partea inferioară, la dispozitivul de evacuare, care poate fi o

bandă sau un alt element de transport. Banda propriu-zisă în mod normal este o placă din sîrmă de oţel. Pentru

uniformizarea pe benzile superioare sunt prevăzute dispozitive de amesteca-uniformizarea stratului, iar la trecere de pe o

bandă pe alta un plan înclinat pentru dirijare şi un dispozitiv de curăţire. Tot sistemul poate fi antrenat de la un singur

electromotor, însă unele uscătoare din această categorie au două sau chiar trei grupuri de antrenare. Suprafaţa de

transfer de căldură este distribuită între cele două ramuri ale fiecărei benzi. In consecinţă un uscător cu patru benzi

suprapuse are patru grupuri de ţevi cu aripioare care formează cele patru zone de transfer de căldură necesare pentru

încălzirea aerului. Deoarece sub banda inferioară se încălzeşte aerul din nediul înconjurător şi este nevoie să se transmită

de obicei un flux caloric mult mai mare decît la celelalte benzi, pe lîngă mărirea suprafeţei de transfer de căldură se

practică şi mărirea diferenţei de temperatură prin utilizarea ca agent de transfer de cilldură a aburului satu-rant la

presiunea de 0,6-1,2 MPa, în timp ce la celelalte calorifere se foloseşte abur de 0,2-0,3 MPa. Circulaţia aerului utilizat ca

agent de încălzire pentru produs şi transportor de umiditate se realizează transversal pe direcţia de deplasare a

materialului supus uscării, aerul circulînd de jos în sus şi suferind alternativ operaţii de încălzire urmate de străbaterea

materialului pentru realizarea uscării.

Fig.15.32. Uscător cu benzi cu tiraj natural. 1-carcasă; 2-benzi; 3-ţevi cu aripioare; 4-elevator; 5-bandă de evacuare;

6-plan înclinat; 7-dispozitiv de amestecare; 8-dispozitiv de curăţire; 10-coş de evacuare; 11-clapetă de reglare tiraj; 12-separatoare condensat.


192

Circulaţia aerului se poate realiza pe bază de tiraj natural ca în fig.15.32, in care caz construcţia este prevăzuta cu

un coş, de tiraj și clapete de reglare a deschiderii coşului care ajută la reglarea tirajului. Circulaţia aerului poate avea loc gi

pe bază de tiraj forţat realizat prin intermediul unui ventilator montat la partea superioară. Tirajul forţat este necesar

pentru toate cazurile de reglare automată si impune modificarea părţii superioare In sensul că apare un acoperiş înclinat

pe direcţia de deplasare a produsului pe banda superioară. Din punctul cel mai înalt al uscatorului aerul cald este aspirat

de un ventilator din care o parte este evacuat în atmosferă (în exteriorul încăperii), iar altă parte este recirculat printr-un

canal la partea inferioară unde se amestecă cu aer din mediu si se reintroduce în uscător.

Producţia uscătorului este determinată de lăţimea benzii, grosimea stratului de material şi viteza de înaintare a benzii:

whlP v... (15.69)

în oare: P-productivitatea benzii, kg/a.; l -lăţimea utilă a benzii, m.; h-grosimea stratului de material pe bandă, m.

Grosimea stratului de material pe bandă în funcţie de produsul supus uscării variază între 3-8 cm; ρv -densitatea aparentă

(masa volumică aparentă), kg/m3; w-viteza de deplasare a benzii, m/s. Valoarea uzuală a vitezei de deplasare a benzii este

de 0,2-0,5 m/min., însă ea este determinată de lungimea utilă a tuturor benzilor (L) pe care se realizează uscarea

produsului si durata necesară pentru realizarea procesului de uscare (τ).

Lw (15.70)

Durata de uscare este caracteristică produsului, formei sub care se prezintă produsul (mărimea particulelor),

grosimii stratului de produs pe bandă, temperaturii aerului, umezelii relative a aerului etc. Până în prezent ea trebuie

determinată de baze experimentale.

Umiditatea totală de eliminat din produs ca şi în cazul celorlalte uscătoare, se determină pe bază de bilanţ de

materiale. Debitul de aer se determină în funcţie de parametrii aerului şi debitul de apă de evaporat. Parametrii iniţiali ai

aerului sunt determinaţi de condiţiile climatice (localitate, perioadă a anului). Parametrii finali sunt determinaţi de o serie

de elemente care sunt legate de condiţiile de funcţionare a uscătorului. In cazul uscătorului care funcţionează cu tiraj

natural, procesul în diagrama l-x este prezentat în fig.15.33. Din analiza procesului de pe diagramă se constată că pentru

determinarea procesului în caz de proiectare trebuie să se impună temperaturile aerului la intrare în material pe fiecare

bandă şi temperaturile de ieşire a aerului din material la fiecare bandă, la care apreciindu-se pierderile de căldură prin

căderile de entalpie la fiecare bandă s-a trasat complet diagrama; se cunosc pe lângă temperatură entalpia şi umezeala

aerului în fiecare punct. Ţinând seama că acelaşi aer trece prin materialul de pe fiecare bandă, se respectă relaţia:

)(:)(:)(:)(::: 022446684321 xxxxxxxxUUUU (15.71)

sau raportul debitelor de apă evaporată pe fiecare bandă este egal cu raportul diferenţelor între umezeala aerului la ieşire

şi intrare pe fiecare bandă. Din condiţiile experimentale determinându-se umiditatea produsului de pe fiecare bandă, se

poate determina debitul de apă evaporată pe fiecare bandă. Cunoscându-se apa evaporată se pot determina rapoartele

între diferenţele de umezeală a aerului de la o bandă la alta şi detarmina întregul sistem.

Cantităţile de căldură necesare pe fiecare bandă se determină prin ecuaţia obişnuită şi se pot dimensiona

caloxiferele.

In fig.15.34. este prezentată construcţia diagramei parametrilor aerului în diagrama l-x pentru uscătorul cu benzi

cu recirculare de aer. Construcţia diagramei se realizează pe aceleaşi principii ca cea fără recirculare, cu condiţia să se ţină

seama de raportul de recirculara care este dat de raportul segmentelor AM/KM, raportul dând proporţia de aer recirculat

faţă de aerul din mediul ambiant.


193

Fig. 15.34. Reprezentarea în diagrama I-x a transformărilor aerului pentru uscătorul cu benzi ci tiraj forţat.

In cela doua diagrame s-a considerat temperatura maximă pe banda superioară unde are loc alimentarea

uscătorului cu produsul supus uscării şi temperaturile pe ultimele benzi (benzile inferioara) minime şi egale între ele.

Aceasta este valabil pentru unele produse, ca de exemplu pentru mere la uscarea cărora se poate admite pe banda

superioară 110-120°C, în timp ce pe benzile inferioare nu se poate depăşi 75-80°C. Pentru alte produse regimul

temperaturilor trebuie stabilit funcţie de produs.

Se construiesc uscătoare cu benzi suprapuse care au lungimea benzii între axele tamburilor de 10-14 m. şi lăţimea

de 1,6-2,0 m.

Uscătoarele cu benzi suprapuse se utilizează şi la uscarea pastelor medii şi scurte. In fig.15.35. este prezentată

schema uscătorului Pavan pentru paste scurte. Este un uscător cu cinci benzi suprapuse şi cu circulaţia aerului în

contracurent cu pastele supuse uscării. Pastele scurte sunt aduse în partea superioară a uscătorului şi circulă de pe bandă

pe bandă ca şi în cazul uscării fructelor şi legumelor. Spre deosebire da uscătorul de fructe şi legume însă, la acest uscător

nu mai apar dispozitive de uniformizare a stratului, de amestecare a produsului de pe bandă sau de curăţire a benzii.

Planul înclinat la trecerea de pe o bandă, pe alta in cazul acestui uscător ara rolul de a separa spaţiul pentru circulaţia

aerului.

Pentru circulaţia aerului, în spaţiul dintre cele două ramuri ale benzii, la fiecare bandă sunt patru zone distincte

de circulaţia , aerului, prevăzute fiecare cu ventilator şi element de încălzire a aerului. In fiecare din aceste zone aerul este

recirculat. La aspiraţie în ventilator aerul asta amestecat cu aer utilizat în zona prece-j dentâ, iar la recirculare o parte din

aerul încălzit după ce a străbătut stratul de produs supus uscării de jos în sus trece în zona următoare a uscătorului pe

aceeaşi bandă sau pe banda imediat superioară prezentind o circulaţie în contracurent. La intrare în uscător se aspiră prin

stratul de material aer din mediul ambiant din camera în care este amplasat uscătorul şi care are regim de cameră cu aer

condiţionpt, aerul acesta avînd rolul de a contribui la răcirea produsului. La începerea uscării produsului o parte din aer

este eliminat în mediul ambiant, în camera în care este amplasat uscătorul. Luat în ansamblu, uscătorul de paste scurte

poate fi considerat un uscător ca încălzire interioară a agentului de uscare.


194

Fig. 15.35. Uscătorul cu benzi, tip Pavan, pentru paste scurte 1-carcasă; 2- danda de uscare; 3- bandă de alimentare; 4- plan înclinat; 5- perete despărţitor

pentru circulaţia aerului; 6- electromotor; 7- ventilator; 8- element de încălzire.

Fiecare din cele douăzeci de zone, dintre care doar 14 zone sunt active, reprezintă un uscător cu recircularea

aerului şi utilizare ca aer din sediul ambiant a aerului cald utilizat parţial în zona precedentă. Procesul de uscare pentru

trei zone învecinate se prezintă în diagrama l-x (fig.15.36). Această schemă de diagramă poate fi extinsă la toate cele 20 de

zone ale uscatorului. Din analiza acestei porţiuni de proces se constată că aerul este supus la încălziri cu valoarea

diferenţei de temperatură mica şi parametrii aerului de la zonă la zonă variază destul de puţin. Parametrii aerului în

uscător, ţinând seama de produs, se menţin la temperaturi de 35-45°C şi umezeala relativă de 65-85 % scăzând de la in-

trarea produsului spre evacuarea sa.

Fig. 15.36. Prezentarea în diagrama I-x a transformărilor aerului pentru uscătorul cu benzi, tip Pavan, pentru paste scurte, în zone, învecinate.

15.4. Uscarea conductivă

15.4.1. Realizarea uscării conductive

In cazul uscării conductive materialul umed rămâne continuu în contact cu o suprafaţă caldă de la care priveşte

căldura prin conducţie, pentru realizarea unui transfer de căldura corespunzător contactul între suprafaţa caldă şi

materialul umed trebuie să fie cît mai bun.

Uscarea conductivă se realizează ca şi cea convectivă, în mai multe faze. Deoarece căldura necesara evaporării

umidităţii este transmisă prin conducţie, fluxul termic şi de masă au acelaşi sens, de la suprafaţa caldă către cea rece.

Vaporii de apă difuzează către suprafeţele mai reci realizîndu-se astfel atât transferul termic, cât şi cel de masă între

straturile materialului. Dacă suprafaţa liberă a materialului este mai rece decât suprafaţa caldă, vaporii de apă formaţi pot


195

condensa în drumul lor spre partea mai rece a stratului, asigurând o redistribuire permanentă a umidităţii şi temperaturii

între straturile materialului.

Primul punct critic al vitezei de uscare se atinge când forţele capilare din material nu mai sunt capabile să

transporte către suprafaţa calda cantitatea de umiditate care se evaporă. Materialul din apropierea suprafeţei calde

ajunge în domeniul higroscopic sau devine complet uscat, temperatura sa putând depăşi 100°C. In a doua fază a uscării,

căldura care pătrunde în zona de evaporare (care se depărtează continuu de suprafaţa caldă), trebuie să învingă

rezistenţa conductivă a stratului de material uscat, care este o rezistenţă suplimentară şi variabilă, încât viteza de uscare

scade continuu. Uscarea prin contact depinde de variaţia coeficientului de conductivitate termică al materialului umed în

timpul procesului care influenţează condiţiile de transfer de căldură şi masă, viteza de uscare şi durata procesului.

Materialele poroase umede pot avea porii dispuşi paralel sau normal faţă de direcţia fluxului termic. Dacă λs şi λl

reprezintă coeficienţii de conductivitate termică pentru materialul solid uscat respectiv pentru lichidul (apa) din pori,

relaţia teoretică de calcul a coeficienţilor de conductivitate termică pentru materialul umed cu porii umpluţi cu apă,

paraleli cu direcţia fluxului termic, va fii:

lsa .).1( (15.72)

iar pentru materialul cu porii umpluţi cu apă, perpendiculari pe direcţia fluxului termic:

ls

b

1

1 (15.73)

In general porii nu au această orientare unică în material şi în plus există pori cu aer, ai căror pereţi sint umeziţi

cu lichid.

La suprafaţa de contact se stabileşte temperatura tc , iar pe partea"rece" a materialalui unec t0 . Vaporii de apă

rezultaţi la uscare sunt preluaşi de un curent de aer cu temperatura t2 . Considerând un câmp de temperatură staţionar,

întrega cantitate de căldură primită de la suprafaţa caldă serveşte pentru evaporarea umidităţii şi încâlzirea curentului de

aer. Coeficientul total de transfer de căldură, k de la agentul termic de încălzire la suprafaţa "rece" a corpului umed se

exprimă prin relaţia:

m

m

p

p

k

1

1

1 (15.74)

Fluxul termic unitar transmis de la agentul de încălzire la corpul umed va fi:

q=k(t1 – t0) (15.75)

O parte dia acest flux de călduri trece la aerul care scaldă materialul umed, )( 202 ttqe , iar restul serveşte

pentru evaporarea umidităţii.

Fluxul unitar de vapori mv, formaţi de unitatea de suprafeţe umedă în unitatea de timp va fi:

r

ttttkmv

)()( 20201

, )./( 2 amkg (5.76)

în care r este căldura latentă de vaporizare a apei.

Acest flux unitar de vapori este identic vitezei de uscare în prima fază de uscare:

)(.

vs

v

mv pp

TR

km (15.77)


196

în care k este coeficientul de transfer de masă; Rv este ecnatenta gazelor pentru vaporii de apă; T este temperatura

termodinamici; ps este presiunea de saturaţie a vaporilor de apă la suprafaţa materialului umed; pv este presiunea parţială

a vaporilor de apă în aerul umed de deasupra materialului.

Coeficientul de transfer de masă se poate calcula cu relaţia lui Lewis:

p

m

ck

.2

(15.78)

în care: ρ este densitatea; cp este căldura masică la presiune constantă.

15.4.2. Uscătoare conductive

Uscătoarele conductive pot avea funcţionare continuă sau discontinuă, la presiune atmosferică sau sub vid.

Din punct de vedere constructiv aceste uscătoare pot fi: cu cilindri (tăvălugi); cilindrice; tubulare rotativa; cu şnec,

etc.

In industria alimentară uscarea conductivă se aplică, ca şi uscarea prin pulverizare, produselor care înainte de

uscare se prezintă sub formă fluidă.

Deşi din punct de vedere economic uscarea prin conducţie este dintre cele mai avantajoase realizând cele mai

mici consumuri de căldură, din punct de vedere tehnologic prezintă dezavantaje care se repercutează asupra calităţii

produsului, în sensul denaturării unor componenţi.

In industria alimentară, dintre variantele constructive de uscătoare conductive existente se folosesc uscătoare cu

tasaiburi şi uscătoare tubulare şi multitubulare.

Uscătoarele cu tamburi, construite în variantele cu un tambur sau cu doi tamburi (fig.15.38 şi 15.39) sunt utilizate

pentru uscarea laptelui şi a zerului concentrat, respectiv a drojdiei de bere, laptelui proaspăt sau concentrat, a sângelui, a

piureurilor de fructe şi legume.

Fig. 15.38. Schema unui uscător cu un tambur. 1-tambur; 2- materialul supus uscării; 3- cuvă; 4- dispozitiv de curăţire;

5- limitator de strat; 6- agitator; 7- racord de golire.

Fig. 15.39. Schema unui uscător cu doi tamburi. 1-cuvă; 2- tamburi; 3- cuţite de răzuire; 4- racord pentru evacuarea materialului

uscat şi intrarea aerului; 5- racord pentru evacuarea aerului uscat.


197

In fig.15.39 este prezentat un uscător cu doi cilindri 2 care se rotesc în sens de întâmpinare în interiorul carcasei

uacătorului 1. Materialul supus uscării este introdus în uscător pe la partea superioară în spaţiul dintre cei doi cilindri.

Distanţa dintre cei doi cilindri fiind mică nu permite decât scurgerea celor două pelicule care se formează la suprafaţa

celor doi tamburi. Prin rotirea tamburilor pe suprafaţa lor se deplasează pelicula de produs care se formează şi se usucă

pe seama căldurii transmisă de la aburul care se condensează în interiorul cilindrului. Produsul uscat este ras de pe

tambur prin intermediul cuţitelor 3, după ce au parcurs circa 270° din circumferinţa cercului. Produsul ras - care este us-

cat - cade şi este evacuat printr-un orificiu la baza carcasei. Umiditatea care se elimină este evacuată printr-un coş de tiraj

fiind antrenată de aerul care se deplasează la suprafaţa cilindrului. Aerul în acest caz serveşte pentru transportul

umidităţii evaporate şi parţial pentru răcirea produsului.

Aburul necesar acoperirii consumului de căldură pentru realizarea proceaului de uscare, este introdus în

interiorul cilindrului prin arborele gol pe care se sprijină tamburul şi prin care se asigură mişcarea de rotaţie a tamburului.

La celălalt capăt al cilindrului prin arborele gol iese o conductă îndoită spre partea inferioară a cilindrului prin care se

elimină condensatul ce apare în interiorul cilindrului.

Instalaţiile construite să funcţioneze după acest principiu, utilizează tamburi cu diametru de 0,6-2,5 m. care

fureţioneazâ la turaţii de 2-8 rot/min., realizând uscarea în peliculă cu grosimea de 0,1-1 mm. La transferul de căldură se

realizează un coeficient total de transfer de 150-2000 W/(m grd), pentru evaporarea unui kg. umiditate se condensează

1,2-1,5 kg.abur saturant.

In procesul de uscare prin conducţie, după experienţele lui Kovalence în 7 % din timp (iniţial) se elimină 45 % din

umiditate, iar în 40 % din timp (final) se elimină numai 9 % din umiditate. In faza intermediară care reprezintă 53 % din

timp se elimină 46 % din umiditate.

Debitul uscătorului tambur în care uscarea se realizează prin conducţie, ţinând seama că există un echilibru în

mişcarea de rotaţie, se poate determina pe baza relaţiei:

.....2 LRnP (15.79)

în care: P-productivitatea uscătorului raportată la produsul iniţial supus uscării, kg/s; R, L-raza respectiv lungimea

tamburului, m.; n-turaţia tamburului, rot/s.; δ -grosimea stratului de materiei supus uscării la începutul procesului sau 1/2

din distanţa dintre cei doi tamburi; ρ -densitatea produsului în starea iniţială (la începutul procesului cînd produsul încă

este fluid).

Turaţia tamburului trebuie aleasă în funcţie de durata uscării adecvată produsului şi condiţiilor de umiditate

finală a acestuia.

Uscătoarele tubulare şi multitubulare sunt uscâtoare continue, utilizate în locul uscătoarelor tambur convective,

când produsul nu trebuie să intre în contact direct cu agentul de uscare şi se utilizează pentru produse granulară şi

pulverulente. Agentul de încăltire circulă prin ţevi, iar produsul printre ţevi.

In general, circulaţia material-agent este de tip contracurent, preluând vaporii de apă degajaţi din material.

Ca agent de încălzire a fascicolului multitubular se foloseşte de obicei aburul.

15.5. Uscarea radiant-convectivă

15.5.1. Realizarea uscării radiant-convective

Transferul de căldură prin radiaţie apare alături de cel prin convecţie în cazul utilizării gazelor de ardere ca agent

de uscare în uscarea convectivă, datorită componenţilor heteropolari, C02 şi vapori de apă. Alături de această modalitate


198

combinată de desfăşurare a uscării în practică există uscătoare care utilizează radiaţii intraroşii cu λ= 0,4-300 m.,

produse de lămpi speciale sau ecrane radiante încălzite la 500-600 0C.

Efectiv în uscare folosesc aşa numitele radiaţii IR scurte (λ = 0,4-0,8 m), procesul având loc prin absorbţia lor

parţială şi transformarea energiei radiante în căldură. Absorbţia radiaţiilor de către un corp depinde de natura sa şi de

starea suprafeţei sale. Uscarea materialelor capilar-poroase, cum sunt produsele alimentare, în general, poate avea loc

numai în măsura pătrunderii radiaţiilor în interiorul corpului. Prin creşterea lungimii de undă a radiaţiilor, adâncimea de

penetraţie scade, conform legii lui Wien (λ = 2886/T m.), ceea ce conduce la scăderea temiperaturii (de exemplu,

pentru pâine adâncimea maximă de penetrare este de cea.. 7 mm..). Produsele alimentare sunt caracterizate, în general,

de permeabilitate mare sau medie faţă de radiaţiile IR. Conform legii lui Bouger, atenuarea intensităţii radiaţiei după

trecerea printr-un strat de grosime x este exponenţială în raport cu intensitatea radiaţiei incidente:

).exp(.0 xKII W/m3 (15.80)

în care: I-intensitatea radiaţiei după trecerea prin stratul de material de grosime x; I0 este intensitatea radiaţiei incidente;

Kλ este coeficientul de extincţie (atenuare) a radiaţiei şi x este grosimea stratului. Coeficientul Kλ, coeficient liniar de

absorbţie, depinde de natura şi umiditatea materialului precum şi de lungimea de undi a radiaţiei.

In cazul uscării radiant-convective, gradientul de temperatură poate atinge valori mari (20-50°C/cm.).

Principalul avantaj al uscării cu radiaţii IR constă în scurtarea considerabilă a duratei de uscare, în special în etapa

de uscare la viteză descreseândă. Deoarece materialele supuse uscării în industria alimentară sunt corpuri coloidale

capilar-poroase, fluxul radiant pătrunde în material pe o adâncime de 0,1-20 mm., funcţie de material şi lungimea de

undei a radiaţiei. Pătrunzând în capilare, prin numeroasele reflexii pe pereţii acestora, radiaţiile sunt absorbite aproape

complet şi transformate în căldură în interiorul stratului, ceea ce face ca temperatura materialului să fie maximă în

interiorul stratului, iar gradientul termic să aibă acelaşi sens cu gradientul de umiditate, ceea ce conduce la mărirea

fluxului termic şi a vitezei de uscare. Curbele de uscare confirmă şi în cazul uscării cu radiaţii IR existenţa celor două etape

distincte de uscare: uscarea cu viteză constantă şi uscarea cu viteză deecrescânlă, dar în a doua etapă viteza de uscare

este net superioară celei din uscarea convectivă.

Radianţii de IR pot fi obscuri sau luminoşi.

Radianţii luminoşi sunt lămpi cu filament de wolfram, de puteri de ordinul 125 - 1000 W, realizând o densitate a

radiaţiilor de 4 - 18 kW/m ; distanţa minimă la care trebuie amplasate lămpile de materialul supus uscării este de cea. 40

cm., pentru ca uscarea să fie uniformă, amplasarea lor făcându-se decalat din acelaşi motiv. Temperatura suprafeţei unei

asemenea lămpi este 150 - 170°C.

Radianţii obscuri pot fi radianţi metalici sau ceramici. Radianţii metalici pot fi prevăzuţi cu încălzire electrici seu cu

gaze de ardere, inclusiv de la o flacără deschisă. Radianţii metalici încălziţi electric sunt prevăzuţi cu rezistenţe electrica

din crom-nichel îngropate într-un strat de oxid (de obicei MgO), închişi într-o manta de oţel sau oţel aluminat;

temperatura suprafeţei radiantului este de 400-650 0C, iar densitatea radiaţiilor produse poate

o atinge 100 kW/m . Radianţii ceramici şi unii metalici pot fi încălziţi cu gaze de ardere direct de la flacără sau indirect; în

ambale cazuri gazele de ardere părăsesc instalaţia cu temperatură ridicată motiv pentru care sunt dotate cu

recuperatoare care folosesc căldura pentru preuscarea materialului. Temperatura plăcilor radiante poate atinge valori de

440°C, iar densitatea radiaţiei valori de 11 JcW/m2.


199

15.5.2. Instalaţii de uscare radiant-convectivă

Instalaţiile de uscare cu radianţi infrarogii folosesc în aer obişnuit pentru deplasarea materialului, în cazul

uscătoarelor continue benzile de transport pe care materialul este supus acţiunii radiaţiilor, de sus în jos, de jos în sus sau

din ambele direcţii. In fig.15.40 este prezentat schematic uscătorul cu radianţi încălziţi cu gaze prin combustie. Sunt

prezentate cele două variante posibile: radiaţii de la flacără deschişi sau de la suprafaţa radiantului în interiorul căruia

circulă produsele de ardere. In ambele variante gazele de ardere părăsesc uscâtorul la temperatură ridicată. Cu toate

acestea folosirea radiaţiilor de la radianţi încălziţi cu gaze prin combustie este mai economică decît folosirea radiaţiilor

provenite ain surse electrice. In procedeul de uscare cu radiaţii infraroşii s-au analizat mai multe variante:

a) menţinerea materialului la acţiunea continuă a radiaţiilor;

b) menţinerea materialului la acţiunea intermitentă a radiaţiilor.

Fig. 15.40. Uscătoare cu radianţi a-cu radianţi încălziţi cu flacără deschisă; b-cu radianţi cu gaze de ardere.

1-arzător; 2-radiant; 3-bandă de transport; 4-cameră de ardere; 5-preîncălzitor; 6-injector; 7-ventilator; 8-racord evacuare gaze.

Pentru rodusele alimentare la care trebuie să se evite ridicarea temperaturii în stratul de material acţiunea

intermitenta a radiaţiilor este mai indicată şi în acelaşi timp mai economică. In toate cazurile de uscare cu radiaţii infraroşii

realizate la presiunea atmosferica, vehicolul care îndepărtează umiditatea de lângă produs este aerul în mediul

înconjurător. In cazul acţiunii intermitente a radiaţiilor, în perioada în care materialul nu se găseşte sub acţiunea

radiaţiilor, aerul joacă rol şi de agent de uscare.

15.6. Uscarea sub depresiune

15.6.1. Realizarea uscării sub depresiune

Pentru produsele termosensibile se recomandă uscarea la presiune redusă. Datorită reducerii presiunii

temperatura de fierbere a lichidului de eliminat prin uscare este mai scăzută, ceea ce conduce la eliminarea umidităţii din

material prin vaporizare, în locul evaporării. Ca urmare a acestui fapt creşte viteza de uscare şi scade durata uscării, ceea

ce pentru produsele alimentare constituie avantaje suplimentare evitându-se fenomene nedorite cum ar fi oxidări,

modificarea culorii, distrugerea unor principii nutritive, a enzimelor etc.

Funcţionarea sub depresiune conduce la o uscare conductivă, radiantă sau radiant-convectivă. Pentru reducerea

consumului energetic, la uscarea sub depresiune, trebuie asigurată evacuarea umidităţii vaporizate şi împiedicată

condensarea vaporilor de apă în spaţiul de uscare printr-o izolare corespunzătoare.


200

Transferul de substanţă presupune unele particularităţi faţă de uscarea la presiune normală: în perioada de

uscare la viteză constantă la suprafaţa materialului se produce vaporizare care măreş-te viteza de uscare, iar în perioada

cu viteză descrescândă migrarea umidităţii este influenţată de structura produsului, distribuţia şi dimensiunile capilarelor,

umiditatea produsului, tensiunea superficială şi vâscozitatea mediului în care are loc migrarea. Uscarea sub depresiune se

poate aplica atât proauselor lichide cât şi solide.

15.6.2.Instalaţii de uscare sub depresiune.

Instalaţiile de uscare sub depresiune pot funcţiona continuu sau discontinuu. Instalaţiile continue ridică probleme

de etanşare,care se rezolvă prin închidere hidraulică, în cazul lichidelor, şi prin ecluze, în cazul solidelor. Uscarea continuă

sub depresiune se poate realiza în instalaţii cu tamburi rotativi ca cea descrisă la uscarea prin conducţie, dacă carcasa în

care se află tamburii este închisă ermetic şi este pusă în legătură cu un condensator şi o instalaţie de realizare a vidului. In

fig.15.41. este prezentată o instalaţie sub depresiune cu funcţionare continuă în care se realizează uscarea produselor

care în fază iniţială sunt fluide ca şi în instalaţiile cu tamburi rotativi. Uscătorul este o bandă continuă care funcţionează

într-un spaţiu închis, adaptată să preia filmul de lichid dintr-un mic bazin 5 în care lichidul este menţinut la nivel constant.

Fig.15.41. Uscător continuu sub depresiune cu bandă pentru produse lichide: l-bandă; 2-tambur încălzit; 2-tambur răcit; 4-carcasă; 5-bazin; 6-tambur pentru formarea peliculei;

7-cuţit; 8-pâlnie cu ecluză pentru evacuare; 9,10-radianţi; 11-racord evacuare vapori spre condensator.

Căldura este transnisă prin radiaţie cu radianţi montaţi deasupra celor două ramuri ale benzii şi prin conducţie de

la tamburul 2 care este încălzit. Poziţia radianţilor face ca materialul să fie supus radiaţiilor pe o ramură a benzii dintr-o

parte a stratului iar pe cealaltă din partea opusă. In interiorul uscătorului se realizează şi o răcire a materialului prin

conducţie pe tamburul 3 care este rătit. Produsul uscat ras cu un cuţit de pe bandă cade în pîlnia ecluzei de evacuare după

ce în prealabil a fost răcit.

Fig.15.42. Uscător continuu sub depresiune cu benzi suprapuse: l-carcasă; 2-bandă; 3-pâlnie cu ecluză de alimentaie; 4,5-bandă de alimentare respectiv evacuare;

6-pâlnie cu ecluză de evacuare; 7-racord evacuare vapori spre condensator; 8-ra-dianţi.

In fig.15.42. este prezentat un uscător sub depresiune cu funţionare continuă destinat în special pentru uscarea

tutunului. Produsul supus uscării se deplasează în incinta închisă care se află sub depresiune pe o serie de benzi


201

suprapuse, alimentarea şi evacuarea realizându-se prin sisteme cu ecluze. Energia electrică necesară procesului de uscare

este asigurată prin radiaţie.

Ambele instalaţii prin racordurile respective sunt legate la un condensator şi o instalaţie de realizare a vidului.

Unele instalaţii sunt prevăzute şi cu un racord de admisie aer care să antreneze umiditatea mai uşor. La aceste instalaţii

racordul trebuie să fie montat în poziţie opusă racordului de evacuare a vaporilor. Instalaţiile de acest tip prin sistemul

indicat măresc instalaţia de realizare a vidului şi consumul de energie pentru antrenare.

15.7. Uscarea prin sublimare

15.7.1. Realizarea uscării prin sublimare

Unele materiale din industria chimică, farmaceutica, alimentară şi uşoară, ca de exemplu: diferite soluţii,

antibiotice, plasmă sanguină, biopreparate, laptele, peştele , drojdia, sucurile de fructe şi legume etc., nu se pot usca la

temperaturi ridicate, deoarece îşi modifică proprietăţile tehnologice, compoziţia, calităţile nutritive etc.

Uscarea la presiune atmosferică şi temperaturi scăzute decurge prea lent, motiv pentru care se practică uscarea

în vid, ceea ce are ca efect creşterea vitezei de evaporare şi a coeficientului de transfer de masă.

In procesul de uscare prin sublimare, denumit şi liofilizare, materialul destinat uscării este supus congelării şi

sublimării umidităţii îngheţate, sub presiune redusă, de ordinul a 10-40 Pa, la temperaturi cuprinse în limitele de la -10 la -

40 0C. Umiditntea sublimată este condensată în condensatoare prevăzute cu sisteme de răcire. Căldura de sublimare este

furnizată prin conducţie sau radiaţie. Sublimarea umidităţii îngheţate începe la suprafaţa la materialului. După

îndepărtarea umidităţii, stratul uscat de material care se formează şi care se găseşte în stare congelată, îşi păstrează

structura.

Operaţia de uscare se desfăşoară, de regulă, în două stadii. In primul stadiu, în urma presiunii joase şi a furnizării

anuaitor cantităţi de căldură are loc sublimarea gheţii din materialul congelat, temperatura materialului fiind mult mai

joasă decât temperatura de congelare. In acest stadiu se îndepărtează 98 pînâ la 99 % din umiditatea conţinută în

material. Cantitatea de căldură furnizată constituie factorul decisiv pentru deplasarea suprafeţei gheţii spre interiorul

corpului, pe măsura sublimării umidităţii şi trebuie să fie controlată astfel ca să se obţină presiunea parţiala cee cai mare a

vaporilor de apă deasupra gheţii, fără ca materialul să se topească. In stadiul al doilea, încălzirea nu este atât de importan-

tă, umiditatea rămasă în material datorită structurii poroase a produsului se îndepărtează uşor cu toate că îndepărtarea

ultimelor 2 % de umiditate poate dura destul de mult. Viteza de uscare depinde de grosimea stratului de material.

Productivitâţile optime se obţin, de regulă, pentru materiale cu grosimea stratului de la 12 la 18 mm.

In fig.15.43 este redată diagrama „p-T" pentru apă. Se observă că dacă se transferă căldura fazei solide, în condiţii

izobare, sub punctul triplu (curba KD) se produce evaporarea fazei solide fără a trece prin faza lichidă, deci sublimarea.

Prin răcirea vaporilor de-a lungul curbei ED, se obţine cristalizarea continuă a fazei gazoase, proces denumit uneori

ablimaţie.

Evaporarea corpului solid se poate produce şi la valori ale presiunii mai mari decât presiunea punctului triplu, dar

în acest caz faza solidă nu se mai află în echilibru cu faza de vapori saturaţi, corespunzătoare curbei de sublimare.


202

Fig.15.43. Diagrama p-T pentru apă.

In condiţiile presiunii atmosferice, uscarea prin sublimare se poate produce la temperaturi ale aerului umed mai

mici decît 0°C (273,15 K), în fig.15.44. se reprezintă, cu caracter informativ, curba de variaţie a umidităţii materialului

supus uscării prin sublimare în funcţie de timp. Se constată prezenţa celor două stadii precizate anterior.

Fig.15.44. Variaţia în timp a temperaturii şi umidităţii materialului la uscarea prin sublimare.

15.7.2. Instalatii de uscare prin sublimare

In fig.15.45. este reprezentată schema aparaturii pentru uscarea prin sublimare. Instalaţia pentru uscare prin

sublimare se compune din următoarele elemente:

- camera sau o serie de camere, prevăzute cu încălzitoare sub formă de plăci radiante sau elemente cu circuit de

agent de încălzire; materialul supus uscării este dispus pe talere sau in containere;

- un sistem de adsorbţie şi de condensare a vaporilor;

- un sistem de creare a vidului; într-un sistem obişnuit vidul preliminar (130 pânâ la 260 Pa) este creat de o

pompă sau de un ejector, comune pentru toate camerele, în schimb reducerea în continuare a presiunii, pînă la nivelul

necesar, se realizează prin pompe corespunzătoare conectate la fiecare cameră.

Fig. 15.45. Schema de principiu a instaliţiei de uscare prin sublimare: 1- camera de uscare; 2- condensator; 3- pompă rotativăde vid (cu ulei)

Un ciclu normal de lucru al uscătorului prin sublimare cuprinde următoarele operaţii:


203

- încărcarea camerei (pentru scurtarea duratei aceatei operaţii materialul trebuie să fie congelat în prealabil);

- cuplarea sistemului de răcire;

- închiderea camerei, cuplarea sistemului de creare a vidului, deachiderea ventilului către condensator;

- mărirea cantităţii de căldură adusă la elementele de încălzire; temperatura camerei şi a materialului în această

perioada creste rapid;

- înainte de a atinge temperatura finale de uscare, pentru a proteja produsul respectiv împotriva deteriorării, se

reduce furnizarea căldurii;

- răcirea produsului: de obicei în scopul de a se evita umectarea acestuia la contactul cu mediul ambiant,

produsul este scos din cameră înainte de răcirea lui;

- restabilirea presiunii normale prin introducerea în cameră a unui gaz neutru sau a aerului.

Uscătoarele industriale prin sublimare se execută în prezent cu suprafaţa talerelor de la 50 la 150 m . De regulă,

la 1m2 suprafaţă se aşează în jur de 12 kg material umed. Talerele sunt răcite până la temperatura de -40°C, iar

serpentinele condensatorului până la -70°C. Durata medie a unui ciclu de uscare prin sublimare este pentru produsele

alimentare de la 5 la 10 ore iar pentru lichide biologice de la 20 la 50 ore. Produsele alimentare uscate prin sublimare se

pot păstra un timp foarte îndelungat fără necesitatea congelării (până la 2 ani la un conţinut de umiditate de 2 %).

Reducerea importantă a masei produselor, în comparaţie cu materialul brut, oferă economii mari la costurile de stocare şi

transport. Produsul, după o perioadă lungă de păstrare, prezintă aceleaşi proprietăţi ca şi un produs proaspăt (de

exemplu: cafeaua uscată prin sublimare). In prezent, uscarea prin sublimare constituie o metodă economică de uscare a

penicilinei, streptomicinei, hormonilor, plasmei de sânge, a preparatelor cu vitamine, drojdiei, mucegaiului, enzimelor

proteinice, sucurilor de fructe şi de legume etc.)

15.8. Uscarea în pat fluidizat şi suspensie (cu transport pneumatic)

15.8.1. Realizarea uscării prin fluidizare şi suspensie

Dezvoltarea rapidă a studiilor teoretice şi în special experimentale din ultimii ani au permis extinderea la scară

industrială a sistemelor disperse de tipul „gaz-solid".

Un mare interes pentru tehnica uscării, îl reprezintă actualmente adoptarea pe scară largă a sistemelor disperse

„gaz-solid" în domeniul instalaţiilor de uscare termică de mare eficacitate. Există o gamă variată de uscătoare cu pat

fluidizat, în suspensie sau cu antrenare pneumatică pentru diverse materiale umede: produse chimice, îngrăşăminte,

pudre farmaceutice, cereale, fructe, legume etc.

La scopul creşterii cantităţii de apă eliminată din material, a îmbunătăţirii amestecării fazelor, a intensificării

transferului de masă şi căldură şi, în final, a reducerii timpului de uscare se dezvoltă actualmente noi procedee de uscare

industrială: uscarea în pat fluidizat cu curgere pulsatorie a fazei solide, cu vibraţii mecanice, cu generatoare de

ultrasunete, cu radianţi infraroşii imersaţi în pat, uscare combinată (în suspensie şi transport pneumatic).

Principiul general al metodei de uscare prin fluidizare se bazează pe trecerea gazului fierbinte prin stratul de

material aflat pe distribuitorul de gaz sau grătarul de fluidizare. Dacă viteza ga-zului este mai mare decât viteza minimă de

fluidizare (viteza începutului de fluidizare), stratul este supus relaxării până la starea care aminteşte un lichid în

fierbere.Ca urmare a contactului între gazul fierbinte şi materialul granular fluidizat se realizează transferul de căldură şi

de masă realizându-se uscarea.

Principalele avantaje ale uscătoarelor în pat fluidizat şi transport pneumatic sunt:

a) Intensitatea ridicată a uscării; cantitatea de apă eliminată din material este de câteva ori mai oare decât în

cazul uscătoarelor clasice;


204

b) Consumul redus de căldură; de exemplu pentru obţinerea a 15-30 t/h.produs uscat, prin reducerea umidităţii

de la 2,8 % la 0,1 % se consumă 100-120 kJ/kg. faţă de 190-320 kJ/kg în cazul uscătorului convectiv;

c) temperatura uniformă şi controlabilă a fazelor; pentru majoritatea uscătoarelor în pat fluidizat, temperatura

fazelor poate fi ridicată, alături de convecţie intervenind favorabil şi radiaţia termică; uscătoarele de joasă temperatură (tg

≤ 80°C) se utilizează numai în cazul materialelor termolabile: pudre farmaceutice, produse alimentare etc;

d) Timpul redus de uscare în raport cu uscătoarele convenţionale; în uscătoarele cu pat fluidizat sau pneumatic,

el este de ordinul minutelor sau secundelor; de asemenea, se poate realiza o combinare cu uscare pneumatică, prin

alegerea unui timp scurt de staţionare a materialului în uscătorul de fluidizare;

e) Posibilitatea combinării proceselor în uscâtor; materialul uscat poate fi antrenat pneumatic, amestecat, sortat

sau răcit, prin utilizarea mai multor trepte;

f) Dimensiuni reduse şi construcţie compactă. Principalele dezavantaje sunt:

a) Pierderi de sarcină mari; pentru uscător şi ciclon de ordinul a 300-800 mm.H20;

b) Pierderea formei la o parte din materialul uscat. Dezavantajele precizate apar drept minore în

comparaţie cu performanţele şi avantajele enumerate.

Dimensiunile aparatelor de fluidizare sunt determinate de următorii factori:

- randamentul materialului supus uscării;

- cantitatea de umiditate îndepărtată;

- viteza de curgere a gazului;

- durata de staţionare a materialului în aparat, stabilită pe baza cineticii de uscare;

- posibilitatea de utilizare a surselor suplimentare de căldură în funcţie de factorii enumeraţi, volumul uscătorului

variază în limitele de la cca. 1 m3 până la câteva zeci de m

3.

Materialul adecvat pentru uscarea în strat fluidizat trebuie sa prezinte următoarele caracteristici:

- diametrul particulelor trebuie să fie cuprins în limitele 0,01 - 20 mm.;

- în cazul materialelor polidisperse, limitele diametrelor trebuie să fie destul de înguste (gradul de polidispersie 8-10);

- forma particulelor trebuie să fie izometrică deoarece acele şi fulgii nu se fluidizează bine;

-materialul introdus în uscător nu trebuie să cuprindă bulgări greu de spart;

- produsul final nu trebuie să se lipească la temperatura de uscare.

15.8.2. Instalaţii de uscare prin fluidizare şi suspensie

Există o mare varietate de uscătoare în care este utilizat stratul fluidizat. In tabela 15.6. se prezintă o clasificare a

instalaţiilor de uscare în pat fluidizat şi suspensie (cu transport pneumatic) după diverse criterii.

Tabelul 15.6.Clasificarea instalaţiilor de uscare în pat fluidizat şi suspensie (cu transport pneumatic).

Criteriul de clasificare Tipul instalaţiei de uscare

Regimul de lucru (modul de acţiune) Acţiune periodică Acţiune continua Acţiune semi - continuă

Regimul de uscare Ou regim constant Cu răgim variabil Cu regim ciclic (oscilant)

Forma materialului supun uscării Pentru materiale granulare (disperse) Pentru materiale pasta Pentru materiale lichide (soluţii)


205

Jiodul introducerii căldurii

Prin convecţie Prin conducţie Combinat (convectiv-conductiv) Cu radiaţii infraroşii

Construcţia (tipul) instala- ţiei

Cameră Conveier (ou bandă rulantă) Rotativă Cu şnec Vibratoare

Capacitatea de amestecare a materialului Cu amestecare spontană a materialului (şi deplasarea stratului) Cu amestecarea forţată a materialului

Numărul şi forma camerelor de uscare

Cu una sau mai multe camere

Camere de formă cilindrică, conică, paralelipipedică, cilindro-conică etc.

Pâna în prezent în industria alimentară s-au introdus o serie de tipuri de uscătoare prin fluidizare. In fig.15.46

este prezentată schema instalaţiei de uscare prin fluidizare SFT-6 întrebuinţată pentru uscarea cerealelor. Instalaţia

lucrează în flux continuu şi procesul de uscare are loc după următoarea schemă: cerealele supuse uscării prin pîlnia 1 câd

în uscâtorul 2 care are la partea inferioară sita 3 şi în partea superioară este închis cu capacul 4, care comunică prin sita 5

cu racordul 6 prin care se realizează evacuarea aerului sau gazelor după caz din stratul de cereale uscate. Sita 5 are rolul

de a reţine particulele uscate care eventual s-au ridicat datorită circulaţiei prea intense a aerului în camera de uscare.

Agentul de uscare - aer cald sau gaze de ardere - este aspirat de ventilatorul 7 şi refulat prin pâlnia inferioară 8 şi sită

în camera de uscare propriu -zisă.

Camera de uscare este împărţită în două compartimente, iar particulele din stratul fluidizat din compartimentul I

trec în compartimentul II, realizîndu-se prin aceasta şi o bună amestecare. In compartimentul II cînd stratul ajunge la

nivelul de legături dintre camera de uscare şi pâlnia de golire, boabele ajung la partea inferioară a elevatorului 9 care le

ridică şi printr-un jgheab le trimite în camera de răcire 10, unde răcirea se realizează pe seama aerului aspirat de

ventilatorul 11.

Fig.15.46. Uscător prin fluidizare SFT-6 pentru cereale: 1-pâlnie alimentare; 2-camera de uscare; 3-sită distribuire aer agent de uscare; 4-capac superior; 5-sită; 6-racord evacuare aer uzat; 7-ventilator aer

cald; 8-pâlnie inferioară; 9-elevator; l0-coloană de răcire cereale; 11-ventilator aer rece.; 12-evacuare cereale uscate şi răcite; 13-calorifer. I, II -

compartimente ale camerei de uscare.


206

In fig.15.47 este prezentat un uscător în strat vibrdfluidizat întrebuinţat pentru seminţe oleaginoase. Uscătorul

este orizontal şi este prevăzut cu un grătar 4, limitat de un prag peste care trebuie să treacă materialul uscat prin

fluidizare. Sub grătar este un fund dublu 5, în legătură cu conducta de aer necesar procesului de fluidizare, întreaga

cameră este montată pe un sistem de bielă cu excentric şi arcuri, astfel ca să i se asigure o mişcare de oscilaţie.

Materialul supus uscării este adus în camera da fluidizare prin pâlnia de alimentare la un debit reglat, deasupra grătarului.

Datorită oscilaţiilor dispozitivului, materialul supus uscării are o mişcare de înaintare în plan orizontal. Datorită curentului

de aer cald ce vine de la calorifer la o viteză corespunzătoare stratului este fluidizat şi supus acţiunii transferului de

căldură şi substanţă care face ca materialul să se usuce şi umiditatea să treacă din produs în aer. In timpul procesului

datorită celor două tipuri de mişcări ajunge la pragul 7 şi-1 depăşeşte căzând în pâlnia de evacuare. Aerul este eliminat din

uscător printr-o conductă care este în legătură cu partea superioară a uscătorului.

Fig.15.47. Uscător în strat vibrofluidizat cu cameră orizontală: 1-calorifer; 2-ventilator; 3-camera de uscare; 4-grătar; 5-fund dublu; 6-canal cu secţiune variabilă;

7-prag; 8-arbore; 9-excentrie; 10-bielă; 11-arcuri amortizoare; 12-motor electric.

15.9. Uscarea prin pulverizare

15.9.1. Realizarea uscării prin pulverizare

Uscarea prin pulverizare este destinată în special pentru uscarea produselor care în faza iniţială sunt lichide

(soluţii, suspensii, paste subţiri) care în vederea uscării sunt pulverizate în particule de dimensiuni mici de ordinul 2-200

m. Datorită dimensiunilor operaţia de pulverizare poartă numele şi de atomizare. Produse la care se aplică: produse

lactate, sânge, lapte de drojdie, sucuri de fructe şi legume, siropuri de glucoza etc.

Fenomenele care fec avantajoasă uscarea prin pulverizare sunt:

- crearea unei suprafeţe de evaporare foarte mare raportată la unitatea de cantitate de produs;

- asigurarea unui potenţial de vîarfl mare prin introducerea agertului de uscare la temperaturi ridicate, fără să se

depăşească pentru produs temperaturi care să-i pericliteze calitatea;

- reducerea consumului de căldură şi energie mecanică pentru unitatea de cantitate de apă evaporată, prin utilizarea unei

căderi de temperatură şi a unei încărcări de umezeală mai mare pentru agentul de uscare;

- asigurarea unei circulaţii a aerului care să intensifice transferul de căldură şi substanţă la suprafaţa de contact particulă-

aer.

Toate aceste avantaje conduc la scurtarea duratei de contact între produs şi agentul de uscare.

0 instalaţie de uscare prin pulverizare este formată în principiu din:

- o cameră de uscare în care se realizează contactul direct între particulele de produs şi agentul de uscare. Camera de

uscare trebuie să fie prevăzută şi cu sistemul care asigură pulverizarea lichidului la dimensiunile necesare;


207

- un aparat pentru încălzirea aerului sau producerea gazelor de ardere care să fie aduse la temperatura admisă pentru

intrarea în uscător;

- o instalaţie pentru reţinerea şi recuperarea produsului antrenat, sub formă de praf, de agentul de uscare, la evacuarea

din uscător.

Camera de uscare uzuală este sub formă de turn de diferite construcţii (fig.15.48).

In cele mai multe cazuri se folosesc turnuri cilindrice cu diametrul apropiat de înălţimea părţii cilindrice a

turnului. Fundul turnului poate fi cu înclinaţie mică (10-15 ) sau cu înclinaţie mare (45-50°). Turnul este izolat termic sau

prevăzut cu manta de aer.

Turnul este camera de contact între produs şi agentul do uscare, este locul în cere se realizează transferul de

căldură de la agentul de uscare la produs şi transferul de substanţă de la produs la agentul de uscare. El trebuie să fie

prevăzut cu:

- dispozitiv pentru pulverizarea produsului la dimensiunile la care aste indicat să se realizeze uscarea;

- un racord sau un sistem prin care să se asigure evacuarea produsului uscat;

- racorduri pentru admisia şi evacuarea agentului de uscare;

- gură de vizitare pentru a se putea realiza controlul interior al turnului.

Sistemul de pulverizare este cea mai importantă anexă directă a turnului de pulverizare, deoarece trebuie să

realizeze pulverizarea şi distribuirea particulelor în interiorul turnului pentru ca să se poată realiza uscarea. Uzual se

folosesc trei tipuri de dispozitive de pulverizare: centrifuge; mecanice; pneumatice.

Fig.4.48. Tipuri de turnuri de uscare: a-cu fund cu înclinare mică spre centru; b-cu fund cu înclinare mică spre periferie;

c-cu fund cu înclinare mare spre centru; d-cu fund cu înclinare mare spre centru şi manta de aer; l-camera de uscare; 2-izolaţie termică; 3-manta de aer; 4-dispozitiv de pulverizare;

5-alimentare aer cald; 6-evacuare aer; 7-evacuare produs; 8-evacuare aer + produs; 9-dispozitiv de amestecare.


208

Fig. 15.49. tipuri de discuri centrifugale de pulverizare a- cu canale spirale; b- cu canale drepte.

Fig.15.50. Ansamblul dispozitivului de pulverizare centrifugală: 1-disc de pulverizare; 2- arbore; 3- şurub; 4- roată melcată; 5- motor de antrenare; 6- conductă de alimentare;

7- carcasă de protecţie; 8- placă de susţinere ţi fixare de corpul uscătorului.

Pulverizarea centrifugala se realizează cu ajutorul discurilor (fig.15.49), denumite şi atomizoare, care au

diametrul 50-350 mm. şi turaţia de 60-300 rot/s., corelate astfel încât să rezulte o viteză periferică de 70-200 m/s.

Pulverizarea centrifugă este indicată în cazul suspensiilor şi pastelor fluide. Construcţia discului se realizează în funcţie de

natura lichidului supus pulverizării. Ansamblul dispozitivului de pulverizare centrifugală este prezentat în fig.15.50.

Pulverizarea mecanică sau sub presiune se realizează cu ajutorul duzelor de pulverizare (fig.15.53) cu diametre

ale orificiilor de 0,33-2 mm., duze în care lichidul se introduce sub o presiune de 5-70 MPa şi pulverizarea se realizează

datorită destinderii de la această presiune la presiunea atmosferică în momentul scurgerii prin orificii.

Fig.15.51. Dispozitiv de pulverizare sub presiune: l-duză; 2-conductă; 3-cameră de pulverizare.


209

Procesul se realizează astfel încîât viteza la ieşire să fie cuprinsă între 70-140 m/s. Sistemul nu se pretează la

suspensii şi lichide prea vâscoase.

Pulverizarea pneumatică se realizează utilizând energia furnizată de aerul comprimat la presiuni moderate de

0,5-2 MPa, utilizând şi în acest caz sistemul de duză (fig.15.52) cu ajutorul căreia se poate ajunge la viteze de 200 m/s.

Fig.15.52. Dispozitiv de pulverizare pneumatică: 1-fluid motor sub presiune; 2-lichid de pulverizare.

Pulverizarea centrifugă are cea mai largă utilizare.

Avantaje: siguranţă mare în exploatare şi durata de funcţionare mare.

Dezavantaje: datorită debitării în plan aproximativ perpendicular pe axa de rotaţie necesită turnuri de uscare cu

diametre mai mari faţă de pulverizarea mecanică.

15.9.2. Instalaţii de uscare prin pulverizare

Ansamblul oare reprezintă instalaţia de uscare prin pulverizare este determinat de natura produsului supus

uscării, de unele condiţii locale şi de tipul de instalaţie în sine.

Natura şi debitul de umiditate de eliminat determină: mărimea instalaţiei, sistemul de pulverizare, temperatura

la care poate fi introdus aerul pentru a se realiza uscarea in condiţii cât mai favorabila , anumite condiţii care trebuie să le

îndeplinească atât turnul de uscare cât şi instalaţia pentru separarea produsului de aer. Condiţiile locale determină în

special mărimea şi tipul de calorifer legat de posibilităţile de care se dispune pentru a aduce aerul la temperatura dorită.

In unele cazuri posibilităţile de realizare a construcţiei impun tipul de turn. Furnizorul instalaţiei determină anumite

particularităţi constructive prin experienţa acumulată.

In fig.15.52 este prezentată schema de ansamblu a unei instalaţii de uscare prin pulverizare după concepţia firmei

Annidro. Instalaţia are un turn de uscare 1, prevăzut cu dispozitiv de pulverizare centrifugală 2 şi un fund cu înclinaţie

mică. Pentru evaonarea produsului la partea inferioară este dispozitivul cu paletă robitoare 3, produsul împreună cu aerul

fiind antrenat în cicloanele 5 în care se separă de aer, apoi prin transport pneumatic ajunge în ciclonul 6 prevăzut la

partea inferioară cu un rezervor de reţinere 9 şi ecluza 8, din care ajunge la instalaţia de ambalare. In cazul laptelui praf

separarea produsului din aer este indicat să se realizeze cu cicloane de diametru mic care au randament de separare mai

bun, aceasta fiind posibilă şi datorită faptului că laptele praf uscat în condiţii corespunzătoare nu este aderent la pereţii

ciclonului. Cu acest sistem de separare pierderile de pulbere de lapte praf în aer se reduc la 0,1-0,4 % fiind mai mari în

cazul conţinutului de grăsime mai ridicat.


210

Fig.15.53. Schema instalaţiei de uscare prin pulverizare a laptelui praf, după firma Annidro: l-turn de uscare; 2-dispozitiv de pulverizare centrifugală; 3-paletă în mişcare de rotaţie; 4-pompă; 5,6-cicloane; 7-ventilator; 8-ecluză; 9-rezervor de reţinere produs; 10-filtru de aer; 11-calorifer; 12-canal circulaţie aer cald.

Laptele în prealabil concentrat este trimis în instalaţia de pulverizare cu ajutorul pompei 4. Aerul necesar

realizării uscării este aspirat din mediul ambiant prin filtrul 10, caloriferul 11 şi introdus în uscător prin camera de

dispersare 12. Ventilatorul 7 evacuează aerul utilizat pentru uscare şi separat prin cicloane, în atmosferă. In

documentaţiile firmei Anhidro se precizează că transportul pneumatic are şi rolul de a realiza răcirea laptelui praf. Pe

traseul scurt şi durata de contact redusă însă nu se poată realiza o răcire de mare proporţie.

In fig.15.54. este prezentată schema instalaţiei de uscare prin pulverizare a firmei Niro cu porţiunea de separare

aer-praf adaptată pentru sînge praf. Instalaţia are aproximativ aceeaşi componenţă ca şi cea precedentă. Turnul însă este

de tipul cu fund tronconic (cu înclinaţie mare), partea tronconică a turnului jucând rol şi de ciclon de separare a aerului de

produsul uscat. In această instalaţie produsul uscat se elimină pe la partea inferioară şi este luat de o iastalaţie de

transport pneumatic şi dus la ciclonul instalaţiei de îasăcuire. Aerul cald este eliminat printr-un racord central, însă

separarea produsului praf nu este realizată în mod corespunzător în interiorul riscâtorului.

Fig.15.54. Schema instalaţiei de uscare prin pulverizare a sângelui praf după firma Niro: l-turn de uscare; 2-dispozitiv de pulverizare; 3-rezervor de alimentare; 4-pompă; 5,6-cicloane;

7-buncăr ; 8-filtru de aer; 9-calorifer; lo,ll,12-ventilator; 13-coş.


211

In mod normal se antrenează în aerul cald circa 10-20 % din produs (în special particulele de dimensiuni mici care au

viteza de plutire suficient de scăzută). Aceste particule se separă în ciclon şi ajung prin aceeaşi instalaţie de transport

pneumatic la ciclonul de la instalaţia de încălzire. Pentru separarea sângelui praf din aer este indicată folosirea unui ciclon

cu diametru mai mare care să se poată curăţa de eventualele depuneri care aderă la suprafaţa interioară a peretelui.

In fig.15.55. este dată schema instalaţiei de uscare prin pulverizare pentru praf de roşii, care este tot o instalaţie

cu fund cu înclinare mare. Instalaţia are o serie de particularităţi determinate de caracteristicile pastei şi pulberei de roşii.

Pasta de tomate datorită conţinutului său de substanţe celulozice are caracter abraziv, iar produsul opune o rezistenţă

mai mare la difuziunea vaporilor de apă în comparaţie cu majoritatea produselor uscate prin pulverizare. Produsul final

are higroscopicitate ridicată, din care cauză are tendinţa de aglomerare. Aceste trei caracteristici provoacă greutăţi în

realizarea procesului şi complicaţii în realizarea instalaţiei. Datorită caracterului de abrazivitate şi al tendinţei de separare

a componenţilor pastei între ei, sistemul de pulverizare al instalaţiei trebuie să îndeplinească condiţii speciale. Unele firme

indică din aceste motive pulverizarea mecanică prin faptul că duzele fiind demontabile există posibilitatea de a fi curăţate

mai uşor şi înlocuite mai uşor. In acelaşi timp pulverizarea mecanică ar asigura şi o omogenizare a produsului la

alimentare, împiedicând astfel formarea ceţii din componenţi lichizi, care se distruge greu şi are tendinţa de condensare

pe pereţii turnului sub forma unui strat lipicios. Se găsesc însă şi instalaţii cu sisteme de pulverizare centrifugală, la care

orificiile discului de pulverizare sunt prevăzute cu bucşe din material foarte dur care, pe de o parte, are rezistenţă mai

mare şi pe de altă parte, se înlocuieşte mai uşor. Rezistenţa mai mare la difuziunea vaporilor impune o durată de

menţinere a particulelor mai mare decât în alte cazuri şi în consecinţă turnuri mai înalte şi volumul turnului la acelaşi debit

de apă evaporată mai mare. Higroscopicitatea şi tendinţa de aglomerare impun uscarea produsului la umiditate finală

redusă (in mod normal sub 3 %) şi evacuarea produsului din uscător cu anumite precauţiuni. Instalaţia prezentată în

figură este prevăzută cu o manta care are rolul să menţină suprafaţa peretelui la o anumită temperatură.

Fig. 15.55. Schema instalaţiei de uscare prin pulverizare pentru praf de roşii: 1-turn de uscare; 2-manta dublă circulaţie aer; 3-dispozitiv de pulverizare; 4-calorifer; 5-filtru de aer;

6,8-ventilator; 7-ciclon; 9-coş evacuare aer; l0-bandă de transport; 11-buncăr.


212

Evacuarea produsului se realizează la partea inferioară în instalaţia prezentată prin intermediul unei benzi de

transport, iar praful antrenat de aerul cald este recuperat într-un ciclon cu diametru mare care să poată fi curăţat mai

uşor. Aerul cald la evacuare trebuit să aibă umezeală relativă cât mai scăzută. Dacă este cazul să se facă transport

pneumatic după realizarea separării, aerul utilizat în acest scop trebuie să fie încălzit pentru ca să i se reducă umezeala

relativă sub 25 %. Ambalarea trebuie să se realizeze în spaţii condiţionate aduse la umezeală relativă redusă şi în

ambalaje impermeabile pentru vaporii de apă.

15.10. Alegerea uscătoarelor

Alegerea uscătoarelor pentru realizarea unei operaţii date este o problemă dificilă din cauza marelui număr ue

elemente de care trebuie să se ţină seama. Intre acestea se încadrează: natura lichidului care trebuie eliminat prin uscare

şi natura componenţilor părţii solide care impun condiţii tehnologice, factorii care influenţează uscarea, marele număr de

tipuri de uscătoare şi restricţiile funcţionale care le impun unele uscătoare şi economicitatea operaţiei.

Pentru alegerea unui uscător, în funcţie de problema studiată, trebuie să se analizeze toţi factorii care influenţează

uscarea şi să se facă comparaţie cu caracteristicile funcţionale ale uscătoarelor, eventual acestea să fie completate cu

încercări de laborator sau în uscătoare pilot şi industriale. Când la realizarea operaţiei respective corespund mai multe

tipuri de uscătoare, consideraţiile economice comparative între acele tipuri decid alegerea.

In cazul când lichidul de eliminat este altul decât apa, vaporii, în principiu, trebuie să fie recuperaţi. Este indicată

utilizarea uscătoarelor în care eliminarea vaporilor se realizează prin fierbere la presiune atmosferică sau sub depresiune,

vaporii să ajungă într-un condensator unde să fie recuperaţi. Pentru industria alimentară această situaţie este

caracteristică uscării şroturilor îmbibate cu solvent. Eliminarea solventului în aceste situaţii se poate realiza şi prin

antrenare cu abur supraîncălzit.

In cazul când lichidul de eliminat în uscare este apa, factorul determinant pentru alegerea tipului de uscător în

industria alimentară trebuie să rămână sensibilitate la alterare şi păstrarea texturii produsului. De asemenea, la alegerea

tipului de uscător influenţează debitul de produs care trebuie uscat şi costul uscării.

Produsele care se denaturează uşor sub influenţa temperaturii sau prin oxidare, pot fi uscate mai convenabil prin

uscare sub depresiune sau uscare prin liofilizare. Liofilizarea permite aă se evite aproape toate alterările şi în acelaşi timp

să se evite migrarea substanţelor dizolvate, însă rămâne totuşi o uscare al cărui cost încă este foarte ridicat şi care se

poate realiza în instalaţii care au debit mic. Uscătoarele cu tambur care func ţioneazâ sub depresiune sau alte tipuri de

uscătoare sub depresiune în care uscarea depinde aproape exclusiv de transferul de căldură pot da rezultate bune pentru

această categorie de produse, uscarea realizîndu-se într-o mare categorie din aceste uscătoare într-un timp relativ scurt,

de obicei sub un minut sau de ordinul minutelor.

Produsele care se denaturează uşor prin încălzire pot fi uscate şi prin antrenarea umidităţii în curent de aer cu

condiţia să se realizeze conducerea uscării astfel încât produsul să nu ajungă la temperaturi care ar putea produce

alterarea. Aceasta se poate realiza prin uscarea aerului şi conducerea uscării la temperaturi scăzute. In aceste cazuri

trebuie să se urmărească atent temperatura termometrului umed a agentului de uscare care nu este depăşită de material

în perioada de uscare la viteză constantă. Pentru produsele care în fază iniţială sunt fluide şi se denaturează uşor prin

încălzire se poate aplica cu succes uscarea prin pulverizare la care temperatura aerului se poate ridica destul de mult,

urmărindu-se însă ca temperatura termometrului umed să nu depăşească temperatura periculoasă pentru material. Acest

gen de uscare prezintă avantaj şi prin reducerea timpului de contact al produsului cu aerul cald. Pentru produsele solide


213

se impune să se lucreze la temperaturi adecvate care ae pot realiza în uscător, însă apare necesitatea eă se urmărească in-

fluenţa relaţiei temperatură-timp asupra calităţii produselor.

Uscătoarele discontinue în genere sunt utilizate pentru uscarea la debite mici şi în cazurile în care compoziţia şi

structura produsului alimentar sunt foarte variabile.

Uscătoarele care funcţionează în curent paralel sub aspectul circulaţiei produsului şi aerului cald nu se

întrebuinţează decât pentru produse relativ omogene şi pentru produse care pot conţine componente care s-au

denaturat în timpul procesului de uscare, cum este cazul produselor uscate care intră în alimentaţia animalelor.

Uscătoarele în contracurent sunt utilizate adesea când trebuie prelucreze produse cu compoziţie omogenă. In

cazul uscfitoarelor încălzire intermediară temperatura termometrului umed a agentului în uscare rămîne constantă pe tot

parcursul uscării. In cazul încălzirilor intermediare temperatura termometrului umed creşte de la fază de încălzire la fază

de încălzire. Acest sistem permite realizarea uscaţii în fază finală la temperaturi mai reduse şi ridicarea temperaturii

agentului de uscare pe parcurs prin încălzirile ulterioare, ceea ce duce la posibilitatea de a se ajunge în faza de evacuare a

aerului la temperaturi ridicate şi cu încărcătură de umiditate mai mare fără pericol de degradare pentru produs, care din

cauza con-tracurentului se găseşte în faza iniţială a procesului de uscare şi în genere temperatura produsului nu depăşeşte

temperatura termometrului umed al agentului de uscare.

Pentru produsele sensibile la alterarea texturii este indicat sa se folosească uscătoare cu recirculare de aer, astfel

ca să se poată ridica umezeala relativă a aerului la valori ridicate, să încetinească procesul de uscare şi să evite în special

apariţia crăpăturilor . Pentru uscarea produselor care în fază iniţială sunt fluide cum sunt produsele pe bază de lapte,

sânge, sucurile, laptele de drojdie, diferite emulsii care în acelaşi timp sunt şi produse sensibile la temperatură sunt

recomandate următoarele tipuri de uscătoare:

- la debite de apă de evaporat mari uscarea prin pulverizare, temperatura de intrare a aerului fiind determinată

în funcţie de produs;

- la debite de apă mai mici uscarea prin conducţie pe tamburi rotativi sau uscarea sub depresiune pe tamburi

rotativi sau pe uscător cu bandă.

Pentru produse păstoase ca amidon, drojdie sunt indicate uscătoare cu cameră sau tambur rotativ pentru şarje

mici, uscătoare tunel, turbină, prin fluidizare sau cu benzi suprapuse pentru debite mari.

Pentru paste făinoase care se încadrează în categoria produselor fasonate sensibile la temperatură sunt indicate

uscătoarele cu recirculare mare de aer.


214


215

Capitolul 16

DISTILAREA ȘI RECTIFICAREA

Operaţia de separare a componenţilor unui amestec omogen de lichide pe baza diferenţei de volatilitate a

componenţilor se numeşte distilare. Distilarea se realizează printr-o operaţie dublă: fierberea (evaporarea) amestecului

urmată de condensarea vaporilor rezultaţi.

In cazul în care separarea se realizează printr-o singură evaporare urmată de condensarea părţii mai volatile din

amestec fără ca aceasta să mai vină în contact cu lichidul neevaporat, operaţia se numeşte distilare simplă. Prin distilare

se urmăreşte în general o separare cit mai înaintată a componenţilor amestecului. In procesul de distilare simplă nu se pot

realiza separări satisfăcătoare decât pentru componenţi a căror temperaturi de fierbere în condiţiile de presiune date sunt

foarte depărtate (diferenţă mare între volatilităţi).

Separarea componenţilor cu volatilităţi apropiate, datorită influenţei reciprocă, se realizează printr-o succesiune

de evaporări urmate de condensări. Operaţia de repetare a perechii de operaţii simple evaporare-condensare se numeşte

rectificare. In această succesiune de operaţii vaporii se îmbogăţesc continuu în component mai volatil în timp ce lichidul se

îmbogăţeşte în component mai greu volatil. Separarea prin rectificare este cu atât mai uşoară şi mai completă cu cât

diferenţa de volatilitate a componenţilor este mai mare sau cu cât raportul volatilităţilor este mai îndepărtat de unitate.

In procesele de distilare şi rectificare separarea şi condiţiile separării depind de relaţiile dintre faza lichidă şi faza

vapori a sistemului, care este concretizat prin echilibrul lichid-vapori. În industrie distilarea se aplică într-o gamă de

variante: distilare integrală, distilare diferenţială (simplă), antrenare eu vapori, rectificare, fracţionare, distilare azeotropă,

distilare extractivă etc.

Prin distilare şi rectificare sa pot separa amestecuri de lichide care conţin doi componenţi (amestecuri binare),

amestecuri de lichide care conţin trei componenţi (amestecuri ternare), amestecuri de lichide care conţin un număr mai

mare de componenţi, numărul de componenţi fiind definit (amestecuri multicomponente), amestecuri de lichide cu un

număr mare de componenţi, numărul componenţilor fiind nedefinit nici ca indivizi şi nici ca participare procentuali

(amestecuri complexe).

In operaţia de distilare şi rectificare fluxurile de materiale se exprimă de regulă în unităţi de cantitate de

substanţă, kmoli, iar competiţia amestecurilor în fracţii molare, pentru lichid notată cu x iar pentru vapori cu y.

Compoziţia vaporilor emişi dintr-un lichid care conţine mai mulţi componenţi depinde de compoziţia lichidului,

de condiţiile de temperatură si presiune la care are loc vaporizarea. Echilibrul lichid-vapori poate fi descris de o serie de

reguli şi legi.

16.1. Reguli si legi care descriu echilibrul lichid-vapori

Un lichid format dintr-un singur component (lichid unar) fierbe la temperatura la care presiunea de vapori a

substanţei este egală ea presiunea sub care se realizează fierberea. Compoziţia vaporilor este aceeaşi cu a lichidului şi nu

variază în timpul fierberii; temperatura rămâne constantă dacă nu se schimbă presiunea.

Intr-un lichid format din doi sau mai mulţi componenţi, fiecare component fiind conţinut într-o anumită

proporţie, fierberea începe când suma presiunilor parţiale a componenţilor este egală cu presiunea sub care se realizează


216

fierberea. Temperatura se schimbă în timpul fierberii, compoziţia lichidului fiind diferită de compoziţia vaporilor, aceştia

fiind mai bogaţi în component mai volatil. Compoziţia lichidului şi a vaporilor variază în timp. Separările prin distilare se

bazează pe diferenţa de compoziţie dintre faza lichidă şi faza de vapori a amestecurilor lichide aflate în fierbere.

Amestecurile de lichide sunt de mai multe tipuri (fig.16.1).

Fig.16.1. Tipuri de amestecuri de lichide.

Amestecurile ideale prezintă următoarele caracteristici:

- presiunea de vapori este o funcţie liniară de compoziţia molară;

- la amestecarea componentelor nu apar efecte termice sau variaţii de volum;

- toate proprietăţile sunt aditive;

- curbele de echilibru izobare sau izoterme, determinate experimental prezintă o variaţie unidirecţională, fără maxime sau

minime;

- presiunile de vapori şi temperaturile de fierbere variază in tot intervalul de concentraţii a amestecului, în limitele co-

respunzătoare componentelor pure.

Amestecurile reale manifestă o serie de abateri determinate de prezenţa fenomenelor de asociere-disociere,

solvatare, efecte termice etc. Aceste amestecuri prezintă puncte extreme pe curbele de echilibru determinate

experimental, majoritatea formând azeotropi.

Aplicarea legii fazelor la procesul de distilare a sistemelor binare, arată că sistemul este bivariant: F + L = C + 2

unde: F = 2, numărul de faze.(lichid + vapori); C = 2, numărul de componente; L = 2 + 2 – 2 = 2, numărul de grade de

libertate (numărul de variabile independente care pot avea modificări valorice fără a modifica numărul de faze existent în

sistem, respectiv fără a distruge starea de echilibru).

Relaţii care se pot stabili: p = f(x), (presiune-compoziţie, la temperatură constantă); t = f(x,y), (temperatură-compoziţie li-

chidului x şi a vaporilor y, la presiune constantă); y = f(x), (compoziţia lichidului x şi a vaporilor y, la presiune constantă); i =

f(x,y), (entalpie-compoziţia lichidului x şi a vaporilor y, la presiune constantă).

16.1.1. Amestecuri ideale

Conceptul de "ideal" - gaz ideal -, amestec de gaze ideale, lichid ideal, amestec de lichide ideale, formează baza

cantitativi a relaţiilor care descriu echilibrul.

Pentru distilare prezintă un interes deosebit, sub acest aspect legea lui Dalton si legea presiunilor parţiale a lui

Raoult.

Legea lui Dalton se referă la amestec de gaze ideale fi precizează că presiunea totală a amestecului gazos, p, este

egală cu suma presiunilor parţiale, pi, a componenţilor din amestec.


217

n

i

ni ppppp1

21 ... (16.1)

Din legea lui Dalton rezultă postulatul: presiunea parţială, pi, a unui gaz dintr-un amestec de gaze ideale este

egală cu produsul dintre fracţia molară, yi, a componentului în amestec şi presiunea totală, p, a amestecului:

p

pysaupyp i

iii (16.2)

Legea lui Raoult se referă la presiunea parţială în faza gazoasă a unui component din faza lichidă cu care faza

gazoasă este in contact şi în echilibru dinamic. Se enunţă astfel: presiunea parţială in fază gazoasă, pi a unui component i

dintr-un amestec omogen de lichide ideale, este egală cu produsul între fracţia molară, xi a componentului i în faza lichidă

a amestecului şi presiunea de vapori, pi, a lichidului pur la temperatura de fierbere a amestecului.

iii Pxp (16.3)

Prin combinarea legii lui Dalton cu legea lui Raoult rezultă expresia care descrie echilibrul lichid-vapori în cazul

unui amestec de lichide ideale.

p

pxysauPxpyp i

iiiiii (16.4)

Expresia (16.4) reprezintă relaţia dintre compoziţia (fracţia molară yi) in vapori şi compoziţia (fracţia molară xi) în

lichid a componentului i dintr-un amestec ideal în echilibru.

Considerând un amestec ideal binar format din componentul 1 mai volatil şi componentul 2 mai greu volatil, se

poate scrie:

ppp

xx

21

21 1 (16.5)

Utilizând relaţia (16.3) se obţine:

pxPPPx 12211 (16.6)

Din care 21

21

PP

Ppx

(16.7)

Relaţia (16.7) dă compoziţia lichidului care fierbe sub presiunea p ca o funcţie de aceasta şi de presiunile P1 şi P2 a

componenţilor puri.

Compoziţia vaporilor emişi din amestecul binar lichid şi în echilibru cu acesta se poate obţine ca o funcţie de

aceeaşi parametri, considerând relaţia (16.4):

12

21

211 1 yyşi

PP

Pp

p

Py

(16.8)

Volatilitatea unui component i dintr-un amestec este dată de raportul dintre presiunea parţială pi şi fracţia

molară a componentului respectiv în fază lichidă xi. Pe baza acestei definiţii volatilitatea unei substanţe pure (la care xi = 1)

este egală cu presiunea de vapori Pi. Pentru amestecurile ideale, ţinând seama de definiţie, volatilitatea unui component

este egală cu presiunea de vapori a substanţei pure:

i

i

ii

i

i Px

xp

x

p

(16.9)


218

Volatilitatea relativă ij este raportul dintre volatilitatea a doi componenţi dintr-un amestec. Pentru

amestecurile ideale, ţinând seama de definiţia volatilităţii, volatilitatea relativă este dată de raportul presiunilor de vapori

a celor doi componenţi puri luaţi in considerare. Pentru un amestec binar din componenţi ideali:

2

112

P

P (16.10)

sau ţinând seama de valoarea presiunii de vapori a componentului pur din relaţia (16.4):

12

2112

xy

xy

(16.11)

Pentru cei doi componenţi ai unui amestec binar relaţia (16.4) poate fi scrisă sub forma:

222111 .... PxypşiPxyp

Prin împărţirea acestor relaţii se obţine:

22

11

2

1

.

.

Px

Px

y

y (16.12)

Deoarece: 12

2

11212 1;1

P

Pşixxyy relaţia (16.12) devine:

12

1

1

1

1

11

x

x

y

y

de unde:

112

1121

11 x

xy

(16.15)

Ecuaţia (15.13) este cunoscută sub numele de ecuaţia lui Fenske.

Pentru amestecurile ideale volatilitatea relativă este constantă în intervalul de temperaturi de fierbere a

componentului uşor, respectiv greu volatil.

Diagrama presiunilor p = f(x)

Legea lui Raoult (16.5) indică dependenţa liniară între presiune parţială şi concentraţie. Relaţiile p1 = f(x1) şi p2 =

f(x2) reprezintă ecuaţiile unor drepte care trec prin originea axelor si prin punctele caracteristice p1 = P1 şi x1 = 1 (x2 = 0),

respectiv p2 = P2 şi x2 = 1 (x1 = 0). Conform legii lui Dalton (16.1) există o dependenţă liniară si pentru presiunea totală.

Linia presiunii totale p = p1 + p2 uneşte punctele caracteristice precizate anterior.

Diagrama presiunilor p = f(x) se prezintă în fig.16.2. Diagrama se întocmeşte pentru o anumită temperatură

constantă. Pe grafic apar linii distincte pentru presiunile parţiale şi pentru presiunea totală corespunzător temperaturilor

t1<t2<t3 etc. deoarece pantele liniilor presiunilor parţiale sunt diferite la temperaturi diferite.


219

Fig. 16.2. Diagrama presiunilor, p = f(x)

La o anumită presiune totală p, la temperatura de fierbere t1 amestecul lichid va prezenta compoziţia X1', în faza

de vapori componenţii prezentând presiunile parţiale p1 si p2.

La aceeaşi presiune totală pentru diferite temperaturi de fierbere a amestecului t1, t2, t3 etc. se pot determina

compoziţiile corespunzătoare ale amestecului X1’, X2”, X3” etc. Cu aceste date se poate construi diagrama de fierbere t =

f(x), la presiune constantă.

Diagrama de fierbere t = f(x.y)

In cazul lichidelor pure, temperaturile de vaporizare şi condensare, la presiune constantă, sunt egale iar curbele

de vaporizare si condensare se suprapun. In cazul amestecurilor, la presiune constantă, pentru aceeaşi compoziţie,

temperaturile de vaporizare şi condensare sunt diferite. Apar deci curbe distincte de vaporizare şi condensare, cuprinse

între temperaturile de fierbere t1 si t2 ale componenţilor puri. Prin temperatură de fierbere se înţelege temperatura la

care începe fierberea (apare prima bulă de vapori) sau când se termină condensarea (întreaga cantitate de vapori s-a

condensat). Prin temperatură de condensare se înţelege temperatura la care se termină fierberea (întreaga cantitate de

lichid a fost vaporizată) sau temperatura la care începe condensarea (apare prima picătură de lichid).

Amestecul de concentraţie x în component mai volatil si temperatura t0 (punctul A) primind căldură îşi ridică

temperatura până la t (punctul B) când începe să fiarbă (fig.16.3). La temperatura constantă t vaporii emişi vor prezenta

concentraţia y corespunzătoare punctului C. Deoarece y> x, lichidul devine mai sărac în component volatil, compoziţia sa

se deplasează spre punctul D de concentraţie X" căruia îi corespunde în faza de vapori concentraţia y" (punctul E) la

temperatura constantă t". După terminarea vaporizării sistemul primind în continuare căldură îşi măreşte temperatura,

vaporii devenind supraîncălziţi (punctul F cu temperatura t"').

Fig. 16.3. Diagrama de fierbere t = f(x,y).


220

În timpul fierberii în intervalul de la B la E, compoziţia globală a amestecului este aceeaşi, x, dacă vaporii nu se

evacuează, dar la diferite temperaturi cuprinse între t şi t" (ex. tIV

), raportul între faza lichidă şi cea de vapori este diferit

(punctul M) şi se poate exprima pe baza regulii pârghiei.

LM

MN

vapori

lichid

Lichidul de concentraţie x corespunzător punctului B emite vapori de concentraţie y (punctul C). Prin condensare

totală şi fierbere (punctul G) lichidul de concentraţie x' = y (la temperatura de fierbere t’) emite vapori de concentraţie y'

(punctul H). Se constată că y' > y >.

Fig. 16.4. Diagrama t = f(x,y) la diferite presiuni.

Printr-o succesiune de astfel de vaporizări şi condensări se poate realiza separarea celor doi componenţi.

Această succesiune de procese stă la baza procesului de rectificare. Asupra formei şi poziţiei curbelor de pe

graficul t = f(x,y) influenţează şi presiunea; pe acelaşi grafic rezultă curbe diferite pentru presiuni diferite tot mai aplatizate

pe măsură ce presiunea creşte (fig.16.4) Pl<P2<P3<...

Diagrama de echilibru y = f(x)

Diagrama fy=f(x) (fig.16.5) redă variaţia compoziţiei vaporilor y, în echilibru cu lichidul de o anumită compoziţie,

x. De regulă se întocmeşte la presiune constantă. Pentru amestecuri ideale se construieşte, pe baza ecuaţiei lui Fenske sau

a legii lui Raoult şi Dalton. Pentru amestecuri reale se construieşte pe baza graficului t = f(x,y) (fig.16.3).

Fig. 16.5. Diagrama de echilibru y = f(x).


221

Forma curbei de echilibru depinde de valoarea volatilităţii relative . Cu cit este mai mic cu atât curba se

apropie de diagonală (fig.16.6). De asemenea, odată cu creşterea presiunii de lucru intervalul de concentraţii în caro există

echilibrul lichid-vapori devine din ce in ce mai mic si dispare (fig.16.7).

Fig. 16.6. Influenţa volatilităţii Fig. 16.7. Influenţa presiunii asupra relative asupra formei curbei formei curbei de echilibru y=f(x) de echilibru y=f(x)

Diagrama entalpie-concentraţie, i = f(x,y)

Pentru o presiune totala data se poate reprezenta grafic variaţia entalpiei lichidului, respectiv vaporilor, în funcţie

de concentraţie. Diagrama se numeşte diagrama entalpie-concentraţie şi este cunoscută şi sub denumirea diagrama lui

Ponchon. Diagrama (16.8) conţine două curbe caracteristice:

- curba de condensare i2” – i1” (vapori saturanţi);

- curba de vaporizare i2’ – i1’ (lichid în fierbere).

Aceste curbe împart suprafaţa diagramei în zone distincte: sub curba de vaporizare, lichid; deasupra curbei de

condensare, vapori supraîncălziţi; intre cele două curbe - zonă mixta cu două faze - lichid şi vapori - în proporţie dată de

regula pârghiei:

Ka

Kb

vapori

lichid

Pentru lichid entalpia este dată de relaţia:

qxixii )1(''' 1211 (16.14)

Pentru vapori entalpia este dată de relaţia:

)1(""" 1211 yiyii (16.15)

Unde i’şi i" reprezintă entalpia lichidului In fierbere, respectiv entalpia vaporilor saturanţi, iar indicele 1 sau 2 se referă la

componentul 1 sau 2 al amestecului binar; q este căldura de amestec a componenţilor amestecului binar 1 şi 2. Pentru

amestecurile ideale q = 0.

Corespondenţa dintre lichidul şi vaporii în echilibru este dată de izoterme numite şi linii de legătură sau conode,

care unesc punctele de aceeaşi temperatură de pe cele două curbe.

Pentru utilizarea diagramei entalpie-concentraţie pe lingă poziţia celor două curba i’=f(x) şi i"=f(y) trebuie să se cunoască

cât mai multe conode. Trasarea conodelor în diagrama entalpie-concentraţie se poate realiza uşor dacă în partea

inferioară a graficului se trasează, având aceeaşi abscisă şi diagrame de fierbere (fig.16.8). Prin ridicarea punctului de

coordonate concentraţie x şi temperatură t de pe curba de fierbere a lichidului pe curba entalpiei lichidului se obţine

punctul a de coordonate concentraţie xn şi entalpie in'.


222

Prin ridicarea punctului de coordonate concentraţie yn şi temperatură tn de pe curba de condensare a vaporilor

pe curba entalpiei vaporilor se obţine punctul b de coordonate concentraţie yn şi entalpie i"n . Conoda sau izoterma tn se

obţină prin unirea punctelor a şi b.

Fig. 16.8. Diagrama de echilibru i=f(x,y) împreună cu diagrama t=f(x,y).

16.1.2. Amestecuri reale (neideale)

Aşa după cum s-a precizat (paragraful 16.1) amestecurile de lichide reale (amestecuri reale) manifesta o serie de

abateri de la comportamentul amestecurilor ideale, determinate de prezenţa fenomenelor de asociere-disociere,

solvatare, efecte termice etc.

Presiunea parţială nu mai este o funcţie liniară de compoziţie (nu mai este valabilă legea lui Raoult). Pentru a

corecta abaterile de la idealitate In relaţiile cunoscute (16.3),(16.4) se introduc "coeficienţii de activitate", 1 şi 2:

22221111 PxpşiPxp (16.16)

Deoarece 11 ypp rezultă: 1111 Pxyp

respectiv: )(

)(

11

11

Raoultlegearealăparţarţipresiunea

masuratărealăparţarţipresiunea

xP

yp

(16.17)

Legea lui Dalton (16.1) este valabilă sub forma:

22211121 PxPxppp (16.18)

Cunoaşterea valorii coeficienţilor de activitate este importantă deoarece permite calculul curbelor de echilibru

(p-x; t-x,y; y-x) precum şi prevederea naturii azeotropului. Valorile coeficienţilor de activitate depind de natura

componentelor, de concentraţie şi de presiune.

Sub aspectul miscibilităţii componenţii amestecurilor reale pot fi total miscibili, parţial miscibili şi nemiscibili.

Amestecuri miscibile

Prezintă un comportament mai mult sau mai puţin îndepărtat de comportamentul ideal. Se caracterizează in

funcţie de valoarea coeficienţilor de activitate putând fi: amestecuri normale ( 1) amestecuri azeotrope pozitive (

1) şi amestecuri azeotrope negative ( <1).


223

Amestecuri normale

Amestecurile normale sunt amestecuri de lichide reale care prezintă coeficienţi de activitate cu valori apropiate

de unitate (1). Liniile din diagrama presiunilor, diagrama de fierbere şi diagrama de echilibru se modifică In consecinţă,

Insă păstrează forma generală ca pentru amestecuri ideale (vezi fig.16.9.a, d şi g).

Diagrama entalpie-concentraţie păstrează aceeaşi formă dar q din relaţia (16.14) este diferit de zero.

Fig.16.9. Diagrama presiunilor de fierbere şi de echilibru pentru amestecuri miscibile. diagrama presiunilor:

a-lichide normale (1); b-lichide cu azeotrop pozitiv (1); c-lichide cu azeotrop negativ (1); diagrama de fierbere: d-lichide normale; e-lichide cu azeotrop pozitiv; f-lichide cu azeotrop negativ; diagrama de echilibru: g-lichide normale; h-lichide cu azeotrop pozitiv; i-lichide cu azeotrop negativ.

16.1.3. Amestecuri azeotrope

Unele amestecuri de lichide miscibile la o anumită compoziţie prezintă aceeaşi concentraţie pentru lichid şi

vapori (x = y). Pentru compoziţia respectivă amestecurile se comportă ca şi un component pur. Ele se numesc amestecuri

azeotrope. Amestecurile azeotrope nu se pot separa prin metodele obişnuite de distilare. Amestecurile azeotrope sunt de

două tipuri: amestecuri azeotrope pozitive şi amestecuri azeotrope negative.

a) Amestecurile azeotrope pozitive sau amestecuri azeotrope cu punct minim de fierbere prezintă aceeaşi

concentraţie pentru faza lichid şi faza vapori (x = y) la o presiune de vapori mai mare şi o temperatură de fierbere mai

mică decât cea corespunzătoare componenţilor puri. Aceste amestecuri se caracterizează prin coeficienţi de activitate mai

mari decât unitatea (>1). Diagrama presiunilor, diagrama de fierbere şi diagrama de echilibru pentru aceste amestecuri

sunt prezentate în fig.16.9.b, e şi h.

b) Amestecurile azeotrope negative sau amestecuri cu punct maxim de fierbere prezintă aceeaşi concentraţie

pentru faza lichid şi faza vapori (x = y) la o presiune de vapori mai mică şi o temperatură de fierbere mai mare decât cea


224

corespunzătoare componenţilor puri. Aceste amestecuri se caracterizează prin coeficienţi de activitate mai mici decât

unitatea (1). Diagrama presiunilor, diagrama de fierbere şi diagrama de echilibru pentru aceste amestecuri sunt pre-

zentate în fig.16.9.c, f şi i.

In cazul azeotropilor pozitivi, prezentând punct minim de fierbere, la vârful coloanei se colectează azeotrop iar la

baza coloanei componentul în exces faţă de compoziţia azeotropului. Pentru amestecurile azeotrope negative care

prezintă punct maxim de fierbere situaţia se prezintă invers: la vârful coloanei se colectează componentul în exces faţă de

azeotrop iar la baza coloanei azeotropul.

Cel mai însemnat amestec azeotrop pentru industria alimentară este amestecul alcool etilic - apă care prezintă

azeotropie pozitivă. La presiune normală, p = 9,81.104 Pa, prezintă concentraţia molară de 89,45% moli alcool etilic şi

temperatura de fierbere 73,15°C (temperatură minimă).

16.1.4. Amestecuri nemiscibile

In realitate nu există amestecuri total nemiscibile. Solubilitatea reciprocă depinde de temperatură şi de natura

componentelor; când solubilitatea reciprocă este foarte mică amestecurile se consideră nemiscibile. In acest caz sunt in

prezenţă două faze lichide (două componente) şi o fază de vapori. Conform legii fazelor:

L = C + 2 - F F = 3; C = 2;

L = 2 + 2 - 3 = 1

Sistemul este univariant respectiv P = f (t), adică sistemul este determinat prin fixarea unui singur parametru.

Intr-un sistem format din doi componenţi lichizi nemiscibili fiecare component se comportă ca şi când ar fi singur.

Presiunea parţială a fiecărui component depinde numai de temperatură şi în consecinţă este independentă de proporţia

celor doi componenţi. Sistemul fierbe la temperatura pentru care suma presiunilor parţiale ale componenţilor este egală

cu presiunea sub care se găseşte sistemul. Temperatura de fierbere a sistemului este inferioară temperaturii de fierbere a

componenţilor puri, proprietate analogă amestecurilor azeotrope pozitive. Datorită acestui fapt se mai numesc şi

amestecuri azeotrope eterogene sau amestecuri heteroazeotrope.

Temperatura de fierbere se găseşte trasând într-o diagramă presiune-temperatură curbele presiunilor de vapori

P1 şi P2 ale componenţilor puri în funcţie de temperatură şi curba p = P1 + P2 (fig.16.10).

Deoarece pentru amestecurile nemiscibile presiunile parţiale sunt egale cu presiunile componenţilor puri p1 = P1

şi p2 = P2, rezultă că presiunea totală este egală cu suma presiunilor parţiale ca şi în cazul amestecurilor miscibile

(fig.16.11.a).

Fig.16.lo. Diagrama presiune-temperatură de fierbere pentru B ia ternul benzină-apă a-apa; b-benzină; c-amestec apă - benzină.


225

In tot timpul fierberii temperatura rămâne constantă până când din cauza vapori-zării, unul din componenţi

dispare din faza lichidă. In acest moment temperatura creşte brusc până la temperatura de fierbere a substanţei pure care

a rămas în faza lichidă (fig.16.11.b). In tot timpul fierberii sistemul binar, compoziţia vaporilor rămâne constantă şi egală

cu compoziţia punctului heteroazeotropic care în fază de vapori respectă legea lui Dalton (fig.16.11.c):

Fig.16.11. Diagrama presiunilor (a), da fierbere (b) echilibru (c), pentru lichide nemiscibile.

2

1

2

1

2

1

P

P

p

p

y

y (16.19)

p

P

PP

Py 1

21

11

(16.20)

16.1.5. Amestecuri parţial miscibile

Diagramele p = f(x) şi t = f(x,y); y = f(x) la aceste amestecuri (fig,16.12.a, b şi c) sunt intermediare între cele

corespunzătoare amestecurilor miscibile, cu azeotrop pozitive (tminim) şi cele corespunzătoare amestecurilor nemiscibile.

Fig.16.12. Diagrama presiunilor (a), de fierbere (b) ai de echilibra (c), pentru amestecuri parţial miscibile

In domeniul concentraţiilor medii aceste amestecuri prezintă o zonă de nemiscibilitate, în care apar două faze

lichide. In tot acest interval compoziţia vaporilor corespunde compoziţiei azeotropului eterogen. Din graficele fig.16.12

rezulta că intre punctele B şi C coexistă fazele lichide saturate reciproc ai faza de vapori de compoziţia azeotropului

eterogen. De asemenea, se observă că odată cu creşterea presiunilor solubilitatea reciprocă se măreşte şi la un moment

dat cele două faze dispar (punctul A).


226

16.1.6. Amestecuri multicomponente şi complexe

Amestecurile multicomponente sunt formate din mai mult de doi componenţi cunoscându-se natura

componenţilor cât şi fracţia lor molară in amestec. In cazul în care amestecul multicomponent se poate asimila cu

amestecurile ideale sunt valabile legea lui Raoult şi legea lui Dalton de la sistemele binare făcându-se extinderea necesară

şi anume:

iiii xpppy .. (16.21)

i

n

i

i

n

i

i xppp .11

(16.22)

ii

i

n

i

i

iiii xk

xP

xP

p

py .

.

.

1

(16.23)

unde pPk ii / se numeşte constantă de echilibru.

Amestecul lichid începe să fiarbă la temperatura pentru care este îndeplinită condiţia:

111

n

i i

in

i

ik

yx (16.24)

Amestecul de vapori începe să condenseze la temperatura pentru care este îndeplinită condiţia:

n

i

n

i

n

i

ii

iiip

Px

xky1 1

1 1

.

. (16.25)

Volatilităţile relative pot fi determinate ca si pentru amestecurile ideale binare:

j

iij

P

P

Constanta de echilibru ki depinde de natura componentului, de natura amestecului, de temperatură şi de

presiune.

Pentru amestecurile multicomponente neideale, dar care se încadrează în amestecurile normale se poate pleca

pe aceleaşi principii ca la amestecurile binare ţinând seama de coeficientul de activitate al fiecărui component.

In industria spirtului şi a băuturilor sunt de separat amestecuri în care componenţii formează o serie de

amestecuri azeotrope care fac ca în anumite condiţii de lucru anumiţi componenţi să nu poată fi separaţi. Indicaţii

preţioase pentru stabilirea condiţiilor de echilibru dau constanta de echilibru, ki , sau coeficientul de evaporare (definit

anterior) şi coeficientul de rectificare definit ca raport al coeficienţilor de echilibru a doi componenţi din amestec:

ij

jiiij

xy

xy

k

k

.

. (16.26)

Pentru a sa putea realiza separarea, în fază de vapori, a unui component din amestec este necesar ca valoarea

constantei de echilibru a componentului precum şi valoarea coeficientului de rectificare al componentului în comparaţie

cu ceilalţi componenţi din amestec să fie supraunitare.

Amestecurile complexe pun probleme deosebite. Determinarea condiţiilor de echilibru se realizează ţinând

seama de natura componenţilor şi de comportarea lor.


227

16.2. Metode de distilare

16.2.1. Distilarea în echilibru (integrala)

Distilarea în echilibru este procesul în care vaporii care se formează prin vaporizarea bruscă a unui amestec lichid,

sunt menţinuţi în contact cu lichidul, ceea ce determină separarea parţială a componenţilor în condiţiile menţinerii

echilibrului de față lichid-vapori. Operaţia presupune o supraîncălzire a lichidului urmată de o expandare într-un vas în

care se realizează separarea celor două faze (lichid şi vapori). In fig. (16.13) se prezintă schematic operaţia de distilare

integrală .

Pentru a calcula compoziţia lichidului x şi a vaporilor y, precum şi cantitatea de vapori mv şi lichid me rezultaţi la

distilarea a m^ kmoli amestec lichid iniţial se scrie bilanţul de materiale şi termic. Din bilanţul de materiale rezulta:

evei mmm

xmmymxm veiveiei ).(..

xm

mmx

m

my

v

veiei

v

ei ..

(16.27)

Fig.16.13 Schema operaţiei de distilare în echilibru. 1-schimbător de căldură; 2-separator lichid-vapori (vas de detentă): 3-con-densator; 4-pompă;

5-intrare amestec iniţial; 6-evacuare reziduu; 7-eva-cuare distilat.

Ecuaţia (16.27) reprezintă ecuaţia unei drepte de forma y = A - Bx care se poate reprezenta grafic pentru diferite

valori ale lui x (între 0-1), în acelaşi grafic cu curba de echilibru y = f(x) pentru amestecul de distilat. Intersecţia dreptei cu

curba de echilibru da valorile x şi y căutate (fig.16.14). Pentru determinarea lui A şi B se dau valori lui mv care apoi se

verifica prin intermediul ecuaţiei de bilanţ termic:

'" ).(.. eveivvceiei immimQim (16.28)

unde:

iei este entalpia lichidului introdus, în condiţiile alimentarii, kJ/kmol;

iv” este entalpia vaporilor, kJ/kmol;

ie’ este entalpia lichidului după expandare, kJ/kmol;


228

mei este debitul lichidului de alimentare, kmol/h;

mv, este debitul vaporilor rezultaţi, kmol/h;

Qc este fluxul termic dat la încălzirea amestecului, kJ/h.

Fig.16.14. Calculul compoziţiilor de echilibru y-x la distilarea în echilibru.

16.2.2. Distilarea simpla (diferenţiala)

Distilarea simpla sau diferenţială este operaţia de vaporizare treptată la presiune constantă a unui amestec de

lichide, urmată de evacuarea şi condensarea vaporilor pe măsură ce se formează. Condensatul reprezintă distilatul sau

fracţiunea uşoară, cu conţinut mai bogat în component volatil. Reziduul care rămâne la fierbător sau fracţiunea grea este

mai sărac în component uşor volatil şi mai bogat in component greu volatil. Distilarea simplă se poate realiza discontinuu

sau continuu.

16.2.2.1. Distilarea simplă discontinuă

In fig.16.15 se prezintă schema unei instalaţii de distilare simplă discontinuă cu colectarea pe fracţiuni a distilatului.

Instalaţia este constituită dintr-un blaz de distilare 1 prevăzut cu suprafaţa de încălzire (serpentină) prin care se transferă

fluxul termic necesar operaţiei, un condensator-răcitor 2 în care are loc condensarea şi răcirea distilatului obţinut şi un vas

sau mai multe de colectare integrală a distilatului sau pe fracţiuni. Operaţia se realizează discontinuu, în şarje. Cunoscând:

- condiţiile iniţiale (concentraţia amestecului şi temperatura sau presiunea de fierbere);


229

- echilibrul lichid-vapori al amestecului supus distilării, consideraţiile teoretice asupra distilării simple discontinue trebuie

să ducă la ecuaţii din care să se poată calcula:

- compoziţia şi cantitatea de distilat ce se obţine;

- compoziţia şi cantitatea de reziduu ce rămâne în urma distilării.

Dacă, în cazul unui amestec binar, se consideră că din cantitatea L, kmoli amestec lichid, de compoziţie x trec în

stare de vapori dL kmoli, concentraţia în lichid a scăzut cu dx iar a vaporilor cu dy, se scrie următoarea ecuaţie de bilanţ de

materiale:

)())((. dyydLdxxdLLxL (16.29)

După dezvoltare, neglijarea infiniţilor mici de ordinul doi, regrupare şi integrare se obţine:

)

(

)(

)()

(

primamaterie

ieconcentratx

x

primamaterieL

reziduuL

i

reziduuieconcentratf

i

f xy

dx

L

dL (16.30)

respectiv:

i

f

x

xf

i

xy

dx

L

Lln (16.31)

Pentru rezolvarea ecuaţiei (16.31) sunt mai multe posibilităţi.

Dacă volatilitatea relativă a componenţilor amestecului poate fi considerată constantă iar amestecul respectă ecuaţia lui

Fenske, se obţine:

xx

x

dx

L

L

f

i

)1(1

.ln

(16.32)

sau:

i

f

x

xi

f

f

i

f

i

x

x

x

xdx

xx

xx

L

L

1

1ln

1ln

1

1

)1()1(

.)1(ln

(16 33)

Dacă relaţia de echilibru y-x este dată de curba de curba de echilibru, ecuaţia (16.31) se rezolvă prin integrare

grafică, rezultând cantitatea de reziduu. Prin diferenţă faţă de cantitatea de materie primă rezultă cantitatea de distilat. In

fig.16.16 se prezintă integrarea grafică. Valorile lui x se iau între concentraţie materiei prime, xi, şi a reziduului, xf, iar

valorile lui y din curba de echilibru y = f(x) pentru amestecul în cauză.

Fig.16.16. Rezolvarea grafică a ecuaţiei pentru distilarea simplă (diferenţiali) discontinuă.

Concentraţia medie a distilatului se determină din ecuaţiile de bilanţ de materiale:


230

Li = Lf + D (16.34)

DxLxLx Dffii ....

de unde: fi

ffii

DLL

xLxLx

.. (16.33)

Necesarul de căldură se deduce dintr-un bilanţ caloric iar debitul de purtător de căldură se deduce din acesta,

ţinând seama şi de durata operaţiei.

16.2.2.2. Distilarea simplă continuă

Distilarea simplă continuă se realizează prin stabilirea unui singur echilibru lichid-vapori ca urmare a alimentării

continue cu amestec iniţial şi evacuarea continuă din sistem a distilatului şi reziduului. Debitul de distilat D, kmoli/h se

obţine din ecuaţiile de bilanţ de materiale: WDF (16 36)

WxDxFx WDF ... (16.37)

unde F, kmoli/h, este debitul de amestec iniţial cu concentraţia xF,

W, kmoli/h, este debitul de reziduu cu concentraţia xW. Rezultă:

WD

WF

xx

xx

F

D

(16.38)

sau dacă se consideră F = 1 kmol, numărul de kmoli de distilat este:

WD

WF

xx

xxD

(16.39)

Ecuaţiile (16.38) şi (16.39) se rezolvă punând condiţia de echilibru între xD = y (concentraţia vaporilor) şi xW

aplicând metoda aproximaţiilor succesive.

16.2.2. Antrenarea cu vapori

Antrenarea cu vapori este operaţia de distilare simplă în care vaporizarea amestecului de distilat se face prin

introducerea directă în amestec a vaporilor de apă sau a unui gaz inert. Utilizarea vaporilor de apă este preferabilă,

deoarece creşte viteza de distilare şi scade temperatura de fierbere. In industria alimentară antrenarea se întâlneşte la

recuperarea solventului din miscelă în faza finală, la dezodorizarea uleiului în operaţia de rafinare, la antrenarea unor

componenţi greu volatili care astfel distilă la temperaturi inferioare temperaturii aburului (ex.industria spirtului).

In principiu antrenarea cu vapori de apă sau gaz inert prezintă interes pentru aplicare în următoarele situaţii:

- pentru separarea cantităţilor mici de substanţe volatile din cantităţi mari de produs nevolatil;

- pentru separarea constituienţilor nemiscibili cu punct de fierbere ridicat;

- în cazul în care produsul este instabil la temperaturi ridicate sau se asociază cu alţi componenţi.

Temperatura de distilare şi presiunile de vapori ale componentelor se determină grafic (fig.16.17) la intersecţia

curbei substanţei în cauză cu curba presiunii de vapori a apei.


231

Fig.16.17. Diagrama presiune-temperatură de fierbere pentru sistemul benzină sau miscelă-apă

-temperatura de fierbere a apei la diferite presiuni: curbele a, b, c, d, e.şi f;

-temperatura de fierbere a benzinei (curba 1) şi a miscelei de diferite concentraţii: curbele 2 (50 % ulei); 3 (60 % ulei); 4

(70 % ulei); 5 (80 % ulei); 6 (85 % ulei); 7 (90 % ulei); 8 (95 % ulei).

16.2.2.1. Antrenarea cu vapori în sistem discontinuu

Determinarea cantităţii de abur necesară antrenării cu vapori

Se consideră un sistem binar format din A moli component volatil şi B moli component nevolatil complet miscibil

în fază lichidă. Dacă cei doi componenţi nu sunt miscibili cu apa sistemul poate fi separat prin distilare cu vapori de apă

(prin antrenare cu vapori de apă).

In faza de vapori, deasupra lichidului, conform legii lai Dalton (relaţia 16.1) se acrie:

VA ppp (16.40)

Presiunea de vapori a componentului volatil deasupra lichidului, pA, conform legii lui Raoult (relaţia 16.3) ţinând

seama şi de faptul că în procesul de antrenare nu se ajunge la echilibru (la saturarea vaporilor de apă cu vapori de lichid

volatil), se scrie:

AAA pxEp .. (16.41)

unde E este coeficient de eficienţă:

Relaţia (16.40) capătă forma:

VAA ppxEp .. (16.42)

In practica industrială, pe măsură ce înaintează antrenarea cu vapori fracţia molară respectiv presiunea parţială a

componentului volatil scad. Conform legilor gazelor se poate considera că raportul volumelor molare parţiale ale

componenţilor în faza gazoasă este acelaşi cu raportul presiunilor parţiale ale componenţilor. Deoarece volumul molar, în

aceleaşi condiţii, este constant pentru oricare gas, raportul volumelor molare poate fi înlocuit cu raportul numărului de

moli. Se poate scrie:


232

A

V

p

p

dA

dV

(16.43)

unde V respectiv A reprezintă numărul de moli de vapori de apă necesari pentru antrenarea respectiv numărul de moli de

component volatil antrenat; pV respectiv pA reprezintă presiunile parţiale de vapori ale celor doi componenţi ai fazei

gazoase.

Tinând seama de relaţiile (16.41) şi (16.42), relaţia (16.43) devine:

AA

AA

pxE

pxEp

dA

dV

..

..

(16.44)

Deoarece xA = A/(A+B), ordonând termenii, se obţine:

A

dA

pE

BpdA

pE

pdV

AA

..

.)1

. (16.45)

Prin integrare intre A1, şi A2 rezultă:

2

121 ln

.

.))(1

.(

A

A

pE

BpAA

pE

pV

AA

(16.46)

unde A1 respectiv A2 reprezintă numărul de moli de component volatil la începutul, respectiv sfârşitul operaţiei de

antrenare.

Se observă că în cazul în care componentul volatil A este în cantitate mică în comparaţie cu componentul greu

volatil B şi dacă se tinde spre o epuizare totală a componentului A, în final presiunea parţială pA devine neglijabilă şi p pA

= pV.

16.2.2.2. Antrenarea cu vapori în sistem continuu

Determinarea debitului de vapori necesari antrenării

Se consideră B debitul de component nevolatil care circula continuu prin sistem (moli/s) conţinând la intrare a1 şi

la evacuare a2 moli substanţă volatilă/mol substanţă nevolatilă. De asemenea, se consideră egală cu y moli substanţă

volatilă/mol vapori de apă capacitatea molară de antrenare a vaporilor de apă. Se poate scrie ecuaţia de bilanţ de

materiale în substanţă volatilă antrenată:

yVaaB .)( 21 (16.47)

unde V reprezintă debitul de vapori de apă (moli/s) necesari antrenării.

Pe baza relaţiei (16.44) se scrie:

AA

AA

pxEp

pxEy

..

..

(16.48)

înlocuind relaţia (16.48) în relaţia (16.47) se obţine:

AA

AA

pxE

pxEpaaBV

..

)..)(( 21 (16.49)

sau:

)1..

)(( 21 AA pxE

paaBV (16.50)


233

Consumul total de căldură la antrenarea cu vapori de apă este mai mare decât în cazul distilării simple, cu

cantitatea de căldură care pleacă împreună cu vaporii de apă.

16.2.3. Distilarea moleculară

Distilarea moleculară se realizează prin vaporizarea unor amestecuri lichide la presiuni foarte scăzute, mai mici de

0,01 mm.Hg şi eliminarea vaporilor aproape cu aceeaşi viteză ca şi vaporizarea lichidului.

Distilarea obişnuită se poate realiza practic până la maximum 1 mm.Hg. Acest proces nu se poate efectua la

presiuni foarte scăzute,din următoarele motive:

- creşte foarte mult volumul vaporilor, deci condensarea este mai dificilă;

- se micşorează eficienţa procesului din cauză că la presiuni scăzute se măreşte vîscozitatea vaporilor, ceea ce este

nefavorabil din punct de vedere hidrodinamic;

- limitarea presiunii este determinată şi de pierderea de presiune la circulaţia fazelor în coloanele obişnuite de distilare şi

pe traseul pe care vaporii trebuie să-l străbată între fierbător şi condensator.

Ia vederea intensificării procesului de difuziune respectiv pentru a avea viteze acceptabile de distilare este

necesar:

- să se micşoreze grosimea stratului de lichid (aparate peliculare};

- să se mărească temperatura stratului pe o perioadă scurtă de timp, ceea ce are ca efect o creştere a coeficienţilor de

difuziune şi a vitezei de vaporizare;

- să se uşureze transportul vaporilor de pe suprafaţa de vaporizare pe cea de condensare pentru a se evita ciocnirile cu

moleculele de gaz inert şi prin aceasta să-şi piardă energia şi să se întoarcă în lichid. In acest scop se lucrează la astfel de

presiuni, încât drumul liber mijlociu al moleculelor să fie mai mare ca distanţa dintre suprafaţa de vaporizare şi cea de

condensare, sau se utilizează influenţa favorabilă a turbulenţelor astfel ca suprafaţa de vaporizare să fie continuu reînoită;

- condensarea vaporilor să fie asigurată printr-o răcire corespunzătoare, respectiv o diferenţă de temperatură de cel puţin

70°C intre suprafaţa de vaporizare şi cea de condensare.

Ca proces fizic, distilarea moleculară se deosebeşte de distilarea obişnuită (de ex. distilarea simplă). Astfel:

- Operaţia de distilare se realizează prin fierberea amestecului de separat la o temperatură bine definită de presiunea de

lucru; ître faza lichidă şi de vapori se realizează un echilibru dinamic ceea ce implică circulaţia moleculelor între cele două

faze:

- la distilarea moleculară nu se poate stabili o temperatură de fierbere pentru că nici nu se observă o fierbere evidentă;

condiţiile ideale de distilare nu înseamnă realizarea echilibrului lichid-vapori, ai trecerea integrală a moleculelor de pe

suprafaţa de vaporizare pa suprafaţa de condensară, deci în fond sunt condiţii operative.

Distilarea moleculară aste un proces pretenţios, costisitor şi nu permite obţinerea unor compuşi puri la o singuri

operaţie. Sa utilizează la obţinerea unor vitamine (A, D, S), acizi graşi, uleiuri vegetale, uleiuri volatile (esenţe).

Aparatele în care se realizează distilarea moleculară se construiesc în două variante mai importanta şi anume:

- aparate cu film descendent;

- aparate cu film ascendent (centrifugat).

16.3. Rectificarea

16.3.1. Principiul rectificării. Consideraţii generale

Rectificarea sau fracţionarea amestecurilor lichide este operaţia care se realizează prin vaporizări şi condensări

succesive şi repetate în acelaşi aparat numit coloană de rectificară. Secţiunile în care se realizează procesul dublu de


234

vaporizare-condensare poartă numele de treaptă sau, constructiv, taler. Orice coloană de rectificare este construită dintr-

un număr variabil de talere, care determină o anumită înălţime a aparatului.

Pe fiecare taler se realizează concomitent proces de transfer termic şi proces de transfer de masă: pe seama

căldurii de condensare a vaporilor bogaţi în component greu volatil se produce vaporizarea componentului uşor volatil din

lichid; procesul se realizează pe fiecare taler, teoretic, până la atingerea echilibrului termodinamic. Pe fiecare taler, vaporii

se îmbogăţesc în component uşor volatil şi lichidul în component greu volatil. Pe toată coloana, atât vaporii cât şi lichidul

prezintă un conţinut mai mare în component uşor volatil spre vîrful coloanei şi un conţinut mai mare în component greu

volatil spre baza coloanei. Produsul colectat la vîrful coloanei este distilatul iar cel de la bază -reziduul.

Orice instalaţie de rectificare cuprinde următoarele elemente mai importante:

- fierbătorul sau blaza, cu sistemul de încălzire directă sau indirecta cu abur;

- coloana de rectificare formată din mai multe tronsoane cilindrice prevăzute în interior cu detalii constructive pentru

realizarea unui contact cât mai bun între cele două faze care circulă în contracurent;

- condensatorul sau deflegmatorul; deflegmatorul când există are rolul de a condensa fracţiunile de component greu

volatil din vapori, permiţând trecerea fără condensare a vaporilor care urmează să formeze distilatul. Condensatorul sau

deflegmatorul este de regulă un schimbător de căldură multitubular;

- condensatorul-răcitor de distilat sau răci torul final;

- preîncălzitorul pentru materia primă. Este de regulă un schimbător de căldură multitubular care permite recuperarea

unor călduri scoase din instalaţie (reziduu, fracţiuni de mijloc, de vârf etc);

- vase colectoare pentru distilat şi reziduu;

- pompe de circulaţie;

- aparate de măsură, control şi automatizare.

Excesul de lichid de pe fiecare taler curge prin conducte de preaplin (deversoare) pe talerul imediat inferior. Se

realizează astfel pe întreaga înălţime a coloanei, un curent de lichid care circulă în contracurent cu vaporii şi care se

numeşte reflux intern.

Pentru ca vaporii care ies din coloană să fie în stare cât mai pură trebuie ca la vîrful coloanei să se introducă în

mod continuu lichid bogat în component uşor volatil care să prezinte aproximativ aceeaşi compoziţie cu vaporii, lichid

care se obţine fie în deflegmator fie în condensator. Acest lichid se introduce prim cădere liberă sau cu o pompă şi se

numeşte reflux extern.

In procesul de rectificare rolul refluxului este:

- asigurarea existenţei unei anumite cantităţi de lichid pe fiecare taler al coloanei;

- spălarea vaporilor la vîrful coloanei de ultimele resturi de component greu volatil;

- asigurarea unui gradient de temperatură şi concentraţie, necesar schimbului de masă şi termic pe fiecare taler.

Gradul de separare într-o coloană de rectificare şi deci puritatea produselor rezultate depinde de mai mulţi

factori şi anume:

- volatilitatea componentelor: diferenţa de volatilitate să fie cât mai mare; este o caracteristică a amestecului supus

distilării, asupra căreia se poate acţiona influenţând parametrii ce caracterizează echilibrul lichid-vapori, respectiv

presiunea şi tempera ;

- raportul dintre cantitatea de reflux şi de vapori care circulă în contracurent, este o caracteristică operativă şi economici

în acelaşi timp; reflux mare înseamnă puritate înaltă dar şi consum, mai mare de căldură;


235

- numărul de schimburi realizate între cele două faze şi eficacitatea lor; este o caracteristică operativă; o coloana mai înal-

tă înseamnă de regulă un număr mai mare de talere iar o coloană mai perfecţionată condiţii mai apropiate de echilibrul

termodinamic (acelaşi efect de separare la un număr mai mic de talere).

Din punct de vedere al condiţiilor de lucru, rectificarea se poate realiza la presiune atmosferică (amestecul supus

distilării este lichid la această presiune), la presiuni scăzute - rectificare în Vid (separarea amestecurilor cu punct de

fierbere ridicat) şi la presiuni ridicate ( amestecul de distilat se află în stare gazoasă la presiune atmosferică).

Din punct de vedere al modului cum se realizează, rectificarea poate fi:

Rectificare periodică (discontinuă); este un proces nestaţionar; se realizează pe şarje. Materia primă se încarcă în

blaza şi se face distilarea până ce se obţine compoziţia dorită a distilatului după care se opreşte încălzirea blazei, se

evacuează reziduul şi se introduce o nouă sarjă. Dezavantajul acestor instalaţii constă în consumul suplimentar de căldură

determinat de intermitenţa operaţiei. Se utilizează de regulă instalaţii de capacitate redusă. In fig.16.18 se prezintă

schema unei instalaţii de rectificare periodică.

Fig.16.18. Schema instalaţiei de rectificare periodică l-blazat; 2-racord alimentare materie primă; 3-coloana; 4-condensator; 5-distribuitor; 6-răcitor de distilat;

7-vas colector pentru distilat; 8-racord evacuare reziduu; 9-reflux extern; l0-distilat; 11-vapori.

Rectificarea continuă: este un proces care decurge în regim staţionar; în orice secţiune transversală a coloanei,

toţi parametrii procesului sunt constanţi în timp după ce coloana a intrat în regim normal de funcţionare. In fig.16.19 se

prezintă schema instalaţiei de rectificare continuă. Materia primă (amestecul iniţial) preîncălzită de regulă până la

temperatura de fierbere se introduce pe unul din talerele coloanei, pe care concentraţia refluxului intern este egală cu a

materiei prime. Acest taler se numeşte taler de alimentare şi împarte coloana în două porţiuni:


236

Fig 16.19. Schema instalaţiei de rectificare continua: l-alimentare cu amestec iniţial; 2-schimbător de căldură pentru preîncălzirea amestecului iniţial;

3-porţiunea (zona) de epuizare a coloanei; 4-porţiunea (zona) de concentrare a coloanei; 5-condensator; 6-distribuitor; 7-reflux extern; 8-răcitor de distilat; 9-vas colector de distilat; l0-vas colector de reziduu.

- porţiunea de concentrare (deasupra talerului de alimentare) în care se produce "concentrarea" vaporilor ;i lichidului în

component uşor volatil;

- porţiunea de epuizare (sub talerul de alimentare) unde are loc "epuizarea" lichidului şi vaporilor de ultimele resturi de

component uşor volatil.

La vîrful coloanei se scoate în mod continuu distilatul, din care o parte se reintroduce în coloană ca reflux extern,

iar din blaza se evacuează în mod continuu reziduul.

Rectificarea continuă a amestecurilor cu mai mulţi componenţi nu se poate face într-o singură coloană. Conform

schemei din fig. 16.19, cu o singură coloană se poate obţine numai un singur component în stare pură, în distilat sau în

reziduu. Pentru a obţine celelalte produse este necesar să se mai prevadă alte coloane pentru prelucrare fie a produselor

de vîrf, fie a celor de bază.

In general dacă amestecul are N componenţi sunt necesare (N-1) coloane de rectificare legate în serie sau în

paralel.

16.3.2. Calculul rectificării continui a amestecurilor binare

16.3.2.1. Analiza procesului de rectificare

Pe talerele coloanelor de rectificare, are loc separarea unui amestec lichid în componente, pe baza unor procese

succesive de vaporizare-condensare, concomitent cu transferul de masă dintr-o fază, în alta; între talere are loc separarea

vaporilor de picăturile de lichid antrenate. Orice coloană de rectificare are un număr variabil de talere;pentru a

caracteriza eficienţa de separare s-a introdus o mărime de referinţă, "talerul teoretic". Acesta reprezintă unitatea ideală

de transfer, pe care se realizează echilibrul termodinamic între lichidul care se scurge de pe talerul superior şi văporii care

urcă de pe talerul inferior (fig.16.20). Pe talerul n, pe care se menţine nivelul de lichid constant, se realizează contactul

între vaporii de compoziţie yn+1 avînd temperatura tn+1 şi lichidul de compoziţie xn-1 şi temperatura tn-1. Deoarece tn+1 > tn-1,


237

din fluxul de vapori va condensa componentul greu volatil şi pe seama căldurii de condensare se va evapora o parte din

componentul uşor volatil, realizându-se pe talerul n, vapori şi lichid în echilibru, având aceeaşi temperatură, tn. Deci

talerul teoretic echilibrează diferenţele de temperatură şi de concentraţie dintre cele două fluxuri.

Fig.16.20. Diagrama de echilibru t = f(x,y) pentru explicarea noţiunii de taler teoretie (porţiunea de concentrare)

Un taler teoretic reprezintă mai multe talere reale, construite, numărul lor fiind funcţie de condiţiile de lucru şi

gradul de perfecţionare al aparatului utilizat.

Numărul de talere teoretice se calculează pe baza analizării funcţionării coloanei de rectificare şi exprimă

eficacitatea de separare a coloanelor.

Procesul de rectificare este condiţionat de un număr de factori şi anume:

- concentraţia amestecului iniţial, xF, a distilatului, xD şi a reziduului din blaza, xW (exprimate ca fracţii molare ale

componentului uşor volatil în amestec);

- volatilitatea relativă a componentelor, α;

- raportul dintre cantitatea de reflux extern, L, şi cantitatea de distilat, D, obţinut ca produs de vîrf;

- temperatura de alimentare a amestecului iniţial, temperatura la vîrful coloanei, în deflegmator şi în blază precum şi

presiunea de lucru;

- numărul minim de talere teoretice pe care le poate realiza coloana şi randamentul talerelor;

- poziţia talerului de alimentare;

- regimul hidrodinamic al coloanei, caracterizat prin pierderea de presiune.

Tinând seama de complexitatea interdependenţei între factorii enumeraţi ai de faptul că echivalentul de talere

reale ale talerului teoretic depinde şi de tipul constructiv al coloanei, rezultă că determinarea cu mare precizie a

numărului de talere teoretice (metoda matematică) nu prezintă valabilitate practică. In acest sens pentru rezolvarea

problemelor de rectificare se admit următoarele ipoteze simplificatoare:

1. Schimbul de călduri sensibile în coloană este neglijabil faţă de căldurile latente.

2. Căldura de amestecare a componenţilor în cele două faze este neglijabilă.

3. Căldura molară de vaporizare a componenţilor este aceeaşi.

4. Pierderile de căldură pe coloană se neglijează (coloana fiind izolată se poate considera adiabatică).

5. Amestecul se introduce pe talerul de alimentare al coloanei preîncălzit la temperatura de fierbere.

6. Compoziţia condensatului în deflegmator este aceeaşi cu a vaporilor care se ridică de pe talerul cel mai de sus (deci nu

se produce o separare în deflegmator).

7. Lichidul din blaza coloanei de rectificare are aceeaşi compoziţie cu a vaporilor ce se formează şi corespunde compoziţiei

reziduului (în blaza coloanei nu se mai produce o separare).


238

8. Cantitatea de lichid şi de vapori este aceeaşi pe fiecare taler al coloanei.

9. Numărul de moli de vapori care se ridică în coloană din taler în taler este constant pe toată înălţimea coloanei (coloana

lucrează cu vaporizare molară constantă); numărul de moli de lichid care coboară în coloană din taler în taler este

constant pe toată înălţimea coloanei (coloana lucrează cu reflux intern molar constant) ; deci la condensarea unui mol de

component greu volatil se vaporizează un mol de component uşor volatil.

10. Căldura necesară pentru vaporizare se introduce la partea inferioară a coloanei prin intermediul unei suprafeţe de

transfer de căldură (indirect).

11. Pe fiecare taler se atinge echilibrul termodinamic între lichid şi vapori.

Dintre metodele grafice mai interesante pentru determinarea numărului da talere teoretice aînt metodele Mc

Cabe şi Thiele bazate pe diagrama de echilibru y = f(x) şi metoda Ponchon pe diagrama entalpie-concentraţie i = f(x,y).

16.3.2.2. Determinarea grafica a numărului de talere (trepte) teoretice pe diagrama de echilibru

y=f(x) (metoda Mc Cabe şi Thiele)

Rezolvarea grafică pentru determinarea numărului de talere teoretice se face pe porţiunile coloanei: porţiunea

de concentrare şi porţiunea de epuizare.

- Ecuaţia liniei de concentrare. Pentru o secţiune oarecare (fig.16.21) situată în porţiunea (zona) de concentrare a

coloanei de rectificare, între talarul n şi n+1 (numerotarea se face de sus în jos), ţinîndî seama de afirmaţiile anterioare se

poate scrie;

V = L + D (16.51)

Fig.16.21. Schela de principiu a coloanei de rectificare pentru stabilirea ecuaţiilor dreptelor de operare sau de lucru.

respectiv, ca bilanţ al componentului uşor volatil:

Dnn xDxLyV ... 1 (16.52)

rezultă:

Dnn xDL

Dx

DL

Ly ..1

(16.53)


239

Introducând raportul de reflux, R = L/D, rezultă ecualţia liniei de operare pentru partea de concentrare a coloanei

de rectificare în forma:

Dnn xR

xR

Ry .

1

1.

11

(16.54)

Această ecuaţie corelează compoziţia vaporilor, yn+1 şi a lichidului, xn , între două talere teoretice consecutive; nu

sunt compoziţii de echilibru. Ecuaţia este valabilă pentru orice secţiune în zona de concentrare deci se poate scrie în

forma generală:

;.1

1

1Dx

Rx

R

Ry

y = Ax + B (16.55)

1

R

RA tangenta unghiului de înclinare sau panta dreptei;

DxR

B .1

1

ordonata la origine.

y = xD deoarece s-a presupus că vaporii care părăsesc primul taler (la vîrf) au compoziţia egală cu a distilatului

(condensare integrală în condensator). Din ecuaţia (16.55) rezultă x = xD ceea ce înseamnă că lichidul în contracurent cu

vaporii de pe primul taler are compoziţia distilatului.

Linia de operaţie trece prin punctul a (xD,y1) situat pe diagonala diagramei de echilibru y = f(x) (fig.16.22).

Pentru talerul al doilea ecuaţia (16.55) devine: y2 = Ax1 + B , unde: x1 -compoziţia lichidului care vine de pe talerul

1 şi este în echilibru cu vaporii y1; din ecuaţie rezultă y2; linia de operaţie trece si prin punctul b (x1 , y2).

Fig.16.22. Trasarea liniilor de operare şi determinarea numărului de talere teoretice prin metoda. diagramei de echilibru (metoda Mc Cabe şi Thiele)

Analog pentru talerul al treilea şi următoarele.

Ecuaţia (16.55) este valabilă până la talerul de alimentare.

- Ecuaţia liniei de epuizare. Pentru o secţiune oarecare (fig. 16.21) situată în porţiunea (zona) de epuizare a

coloanei de rectificare, între talerul m şi m-1 (numărătoarea se face de jos în sus), ţinând seama de afirmaţiile anterioare

se poate scrie:

1. L' = L + F


240

2. L' = V + W (16.56)

3. F = D + W bilanţul de materiale pentru întreaga coloană,

respectiv, ca bilanţ al componentului uşor volatil:

Wmm xWyVxL ..'. 1 (16.57)

După efectuarea calculelor ţinând cont de bilanţurile de materiale 1, 2 şi 3, relaţia (16.57) devine:

Wmm xDL

DFx

DL

FLy ..1

(16.58)

Introducând raportul de reflux R = L/D şi notând raportul F/D = F', care reprezintă cantitatea de amestec iniţial

introdusă pe talerul de alimentare pentru 1 kmol de distilat scos ca produs rezultă:

Wmm xR

Fx

R

FRy .

1

1'.

1

'1

(16.59)

Această relaţie reprezintă ecuaţia liniei de epuizare corelând compoziţia vaporilor, ym-1 şi a lichidului, xm, între

două talere teoretice consecutive ale porţiunii de epuizare; nu sunt compoziţii de echilibru. Ecuaţia este valabilă pentru

orice secţiune la porţiunea de epuizare, deci se poate scrie în forma generală:

;1

1'

1

'Wx

R

Fx

R

FRy

y=A’x+B (16.60)

unde:

1

''

R

FRA panta dreptei; Wx

R

FB

1

1''

ordonata la origine.

Deoarece s-a presupus că lichidul din blaza coloanei de rectificare are compoziţia egală cu a reziduului (x0 = xW),

rezultă că în blaza nu se produce o separare şi vaporii au aceeaşi compoziţie (y = xW); linia de operaţie va trece prin

punctul a'(xW, y’=xW) situat pe diagonala diagramei de echilibru, y = f(x), (fig.16.22).

- Punctul de intersecţie al liniilor de operaţie se determină rezolvând sistemul format de ecuaţiile (16.55) și (16.59):

DxR

xR

Ry

1

1

1

WxR

Fx

R

FRy

1

1'

1

'

După rezolvare se obţine abscisa punctului de intersecţie:

WWD x

F

xxx

' (16.61)

Considerându-se ecuaţiile de bilanţ de materiale pentru întreaga coloană:

F = D + W (16.62)

WDF xWxDxF ...

după substituiri şi regrupări se obţine:

WWD

F xF

xxx

' (16.63)

Comparând relaţia (16.61) cu relaţia (16.63) rezultă x = xF , ceea ce înseamnă că cele două drepte de operaţie se

intersectează pe verticala din xF .


241

Pentru determinarea numărului de talere teoretice, necesare realizării unui anumit grad de separare într-o

coloană de rectificare, cu ajutorul diagramei de echilibru şi a liniilor de operaţie (metoda Mc Cabe şi Thiele) se procedează

astfel (fig.16.22).

Se cunosc: - curba de echilibru y = f(x);

- compoziţiile xF, xD, xW;

- cifra de reflux, R.

1. Se trasează curba de echilibru şi diagonala ei la o scară convenabilă pentru amestecul binar care interesează.

Se fixează pe axa absciselor punctele de concentraţie xD, xF şi xW caracteristice pentru distilat, amestecul iniţial de

alimentare şi reziduu. Din aceste puncte se ridică verticale până la diagonală, pentru xD. şi xW şi până la linia de echilibru,

pentru xF.

2. Se trasează linia de concentrare ştiind că intersectează diagonala în xD şi folosind ordonata la origine xD/(R+l)

sau panta dreptei R/(R+1).

3. Se trasează linia de epuizare ştiind că intersectează diagonala în xW şi dreapta de concentrare în xF. Pentru

trasarea liniei de epuizare se mai dispune de două date: ordonata la origine )1/().1'( RxF W şi panta dreptei,

(R+F')/(R+1), date care pot fi folosite pentru verificare.

4. Se trasează linia în trepte care reprezintă construcţia grafică a talerelor teoretice pornind de la intersecţia lui xD

cu diagonala (punctul a) şi trasând orizontala din acest punct la curba de echilibru în punctul 1 care reprezintă echilibrul

primului taler (fig.16.22). Prin coborârea din acest punct a unei verticale pe dreapta de concentrare se obţine punctul b

care este punctul reprezentativ al lichidului şi vaporilor între primul şi al doilea taler. Se aici se duce din nou o orizontală la

curba de echilibru şi se obţine punctul 2, apoi o verticală din acest punct până la dreapta da concentrare, continuându-se

cu această construcţie până se depăşeşte verticala din xF , după care verticalele care pleacă de la curba de echilibru sunt

trasate până la intersecţia cu dreapta de epuizare, care reprezintă linia de operaţie din această porţiune a coloanei. Se

continuă construcţia până se ajunge cu o verticală în xW sau la o valoare mai mică.

5. Numărul de talere teoretice se obţine numărând porţiunile orizontale ale liniei în trepte, separat pentru

porţiunea de concentrare a coloanei şi separat pentru porţiunea de epuizare. In diagrama din fig.16.22 s-au obţinut şapte

talere teoretice din care patru pentru concentrare şi trei pentru epuizare.

16.3.2.3. Refluxul coloanelor de rectificare

Din relaţiile (16.55) şi (16.59) precum şi din fig.16.22 se constată să panta dreptelor de operaţie şi implicit

numărul de talare teoretice necesare depind de valoarea cifrei sau raportului da reflux, R; valoarea lui R determină şi

poziţia punctului de intersecţie a liniilor de operaţie. Pot exista următoarele situaţii (fig. 16.23):

a) R = 0: coloana nu are reflux; nu se realizează rectificare. Liniile de operaţie se întâlnesc deasupra curbei de

echilibru (pct.a) deoarece linia de concentrare este orizontală; ea trece prin punctul B de abscisă xD aflat pe diagonala

diagramei;

b) R = minim: reprezintă refluxul minim necesar pentru a se realiza rectificarea; liniile de operaţie se intersectează

pa curba de echilibru (pct.b); în acest caz numărul de talere teoretice este infimi t. Fiind o condiţie operativi limitativă Rmin

se calculează.

In triunghiul ABC (fig.16.23) se scrie :

FD

e

FD

xx

yx

R

Rtg

1min

min


242

respectiv:

F

e

F

e

FD

xy

yxR

min (16.64)

Fig.16.23- Refluxul în coloanele de rectificare

Unde e

Fy reprezintă compoziţia vaporilor în echilibru termodinamic cu lichidul amestec de alimentare.

c) B = ∞ , reflux total: din coloană nu se scoate produs, condensatul rezultat din vaporii de la vârful coloanei se

returnează integral în coloană; numărul de talere teoretice este minim; liniile ce operaţie se confundă cu diagonala (pct.c).

d) Refluxul real, R, este intermediar între Rmin şi R∞ liniile de operaţie se intersectează între b şi c, de exemplu

pct.d. In practică:

min.RaR (16.65)

unde valoarea lui a variază în mod normal întră 1,5 şi 3. In industria alimentară uneori se lucrează la reflux pentru care

a=50-l00 aşa cum este cazul rectificărilor pentru recuperarea aromelor eliminate din anumite sucuri în operaţia de

concentrare (evaporare).

e) Reflux optim. Intre cantitatea de reflux din coloană, numărul de talere, consumul de abur de încălzire în blaza

şi cantitatea de apă de răcire în condensatorul instalaţiei există o dependenţă bine determinată: numărul de talere

teoretice este cu atât mai mare ca cât cantitatea de reflux este mai mică, iar consumul de apă în condensator este cu atât

mai mare cu cât cantitatea de reflux este nai mare. Pe de altă parte raportul de reflux, alături de caracteristicile

constructive ale coloanei determină gradul de puritate al produsului obţinut. Refluxul se alege practic astfel încât costul

instalaţiei să fie minim, ceea ce determină un reflux optim. Costul procesului de rectificare cuprinde:

- cheltuielile fixe, reprezentând costul instalaţiei precum şi cheltuielile de întreţinere şi reparaţii;

- cheltuielile de exploatare cuprind în general consumurile de utilităţi: apă si abur.

Se reprezintă grafic cheltuielile pentru tona de produs în funcţie de valoarea cifrei de reflux R (fig.16.24).

Se constată următoarele: la Rmin numărul de talere fiind infinit cheltuielile fixe sunt mari datorită înălţimii infinite a

coloanei, aceste cheltuieli scad cu creşterea refluxului, dar în acelaşi timp creşte diametrul coloanei (nu se obţine o


243

scădere proporţională a numărului de talere). Curba care redă această variaţie trece printr-un minim. Cheltuielile de

exploatare cresc proporţional cu cantitatea de reflux. Redistribuţiile-manoperă rămân constante. Insuşind cheltuielile fixe

şi de exploatare se obţine o curbă a cheltuielilor totale care trece, de asemenea, printr-un minim. Aceasta reprezintă, pe

abscisa, refluxul optim.

Fig.16.24. Determinarea refluxului optim

16.3.2.4. Randamentul (eficacitatea) talerului

Deoarece prin calculul rectificării se determină numărul de talere teoretice, pentru a determina numărul de

talere reale se introduce noţiunea de randament sau eficienţă. Eficienţa medie, ηm , a coloanei dată de raportul între

numărul de talere teoretice şi numărul de talere reale necesare pentru realizarea unei anumite separări:

r

tm

n

n (16.66)

Practic se consideră ηm = 0,25 + 0,8. Această mărime se utilizează la dimensionarea coloanelor de rectificare.

- Eficienţa individuală a talerelor, ηt , sau coeficientul de îmbogăţire (fig.16.25):

AC

AB

yy

yy

teoretica

imbogatire

rela

imbogatire

n

teoretic

n

n

real

nt

1

1 (16.67)

Coeficientul de îmbogăţire depinde de construcţia coloanei care determină un anumit regim hidrodinamic, de

colatilitatea amestecului şi de proprietăţile fizice ale acestuia. In practică valoarea lui ηt. se apreciază 0,5 ÷ 0,7; la coloane-

le mici de laborator poate ajunge la 0,9.


244

Fig.16.25. Exprimarea eficienţei individuale a talerului

16.3.2.5. Condiţia termică a amestecului de alimentare

Rectificarea este un proces care are loc la un consum apreciabil de energie termică ceea ce implică necesitatea

recuperării acesteia ori de câte ori este posibil, în special în scopul preîncălzirii amestecului de alimentare. In funcţie de

disponibilul de căldură recuperabilă, alimentarea coloanei de rectificare se poate face cu lichid la temperatură mai mică

decât temperatura de fierbere sau la punctul de fierbere; cu lichid parţial sau total vaporizat, sau chiar cu vapori

supraîncălziţi. Aceste modalităţi de alimentare modifică numărul de talere teoretice atât în porţiunea de concentrare cât

şi în porţiunea de epuizare.

Dacă în coloană se introduce amestecul iniţial la temperatură mai mică decât temperatura de fierbere, o parte

din căldura de condensare a vaporilor care vin din porţiunea de epuizare se va consuma pentru preîncălzirea lichidului

până la temperatura de fierbere. Acest fapt are ca urmare creşterea debitului de lichid (refluxului intern) care curge de pe

talerul de alimentare şi corespunzător scăderea debitului de vapori care părăsesc talerul, respectiv:

L' > L + P; V < V’

Fig.16.26. Situaţia fluxurilor de materiale în regiunea de alimentare a coloanei de rectificare

In cazul în care alimentarea coloanei se face cu vapori saturanţi, debitul de vapori care părăsesc talerul de

alimentare este mai mare decât cel care intră şi corespunzător debitul de lichid este mai mic: V > V’ ; L'< L + P

Pentru a caracteriza influenţa modului în care se face alimentarea asupra numărului de talere teoretice din cele

două porţiuni se defineşte mărimea q:

q=q’/r


245

unde: q’ reprezintă căldura necesară pentru a transforma 1 mol din amestecul de alimentare în vapori saturanţi, J/mol

amestec; r reprezintă căldura molară de vaporizare a lichidului; q reprezinte numărul de moli de lichid format la

condensarea vaporilor în urma transformării în vapori saturanţi a unui mol din lichidul amestec iniţial.

Apar următoarele situaţii:

1. Alimentarea cu lichid la tF <tf (tf- tempera tura de fierbere; tF -temperatura la care se introduce amestecul);

rezulta q > 1 adică pentru a ajunge la starea de vapori saturanţi se consuma şi o căldură sensibilă de preîncălzire.

2. Alimentarea cu lichid la fierbere, tF = tf; rezultă q = 1 adică pentru vaporizare se consumă numai r.

3. Alimentarea cu amestec parţial vaporizat; rezultă 0 < q < l adică vaporii consumaţi pentru vaporizare nu

reprezintă un mol.

4. Alimentarea cu vapori saturanţi, q = 0.

5. Alimentarea cu vapori supraîncălziţi; q < O adică pentru a ajunge la starea de vapori saturanţi trebuie să se

elimine căldura sensibilă de supraîncălzire.

Mărimea q se poate exprima printr-o ecuaţie care rezultă din ecuaţiile liniilor de operaţie (linia q trece prin

intersecţia celor două linii de funcţionare).

Cantitatea de lichid care se adaugă la refluxul normal al coloanei L, ţinând seama de condiţia termică a

alimentării este, q . F (F fiind cantitatea de amestec de alimentare) deci,

FqLL .'

Din ecuaţia liniei de concentrare, de forma:

DxDL

Dx

DL

Ly

,

rezultă: L(y - x) = D(xD - y) (16.69)

Din ecuaţia liniei de epuizare, de forma:

WxWFqL

Wx

WFqL

FqLy

..

.,

ţinând seama de relaţia (16.69), de ecuaţiile de bilanţ de materiale total şi parţial în component volati pentru întreaga

coloană, după simplificări şi ordonări de termeni, rezultă:

F(qx - qy + y – xF) = 0 (16.70)

Deoarece F ≠ 0, rezultă:

11

q

xx

q

qy F (16.71)

Relaţia (16.71) reprezintă ecuaţia liniei q, o dreaptă care trece prin punctul de intersecţie al liniilor de operaţie şi

are panta egală cu:

1

q

qtg

Cu diagonala digramei y = f(x) dreapta q se intersectează în punctul de abscisă x = xF.

In concluzie, în funcţie de modul cum se face alimentarea coloanei de rectificare din punct de vedere termic se va

modifica poziţia talerului de alimentare şi deci numărul de talere teoretice pentru porţiunea de concentrare şi de

epuizare.

In fig.16.27 se prezintă graficul y » f(x) pentru situaţiile precizate.


246

Fig.16.27. Intersecţia liniilor de operaţie în diferite situaţii generate de influenţa condiţiei termice de alimentare a coloanelor de rectificare.

1. q > 1 tgα >1 α > 450

linia corespunzătoare va fi q1.

2. q = 1 tgα = ∞ α = 90°\

linia corespunzătoare este q2 (numai în acest, caz intersecţia liniilor de operaţie este pe verticala xF).

3. 0 < q < 1 90° < α < 180°

linia corespunzătoare este q3.

4. q = 0 tgα = 0 α = 180°

linia corespunzătoare este q4.

5. q<0 linia corespunzătoare este q5, sub orizontală.

Pentru determinarea numărului de talere teoretice se trasează, în diagrama y = f(x), linia q, cu înclinaţia calculată;

se trasează linia de concentrare din datele cunoscute; linia de epuizare se duce prin punctul de intersecţie al diagonalei cu

verticala x = xW şi punctul de intersecţie al liniei q cu dreapta de concentrare. Talerele se trasează după cum s-a precizat

anterior (paragraful 16.6.2.2 si fig.16.22).

16.3.2.6. Determinarea numărului de talere teoretice cu ajutorul diagramei entalpie-concentraţie, i

= f(x,y) (metoda Ponchon)

La determinarea numărului de talere teoretice necesare procesului de rectificare, pe baza diagramei de echilibru,

s-au folosit intre altele şi următoarele ipoteze simplificatoare:

- căldura de amestec a componenţilor este nulă;

- căldurile molare de vaporizare ale componenţilor sunt egale.

Prin aceste ipoteze simplificatoare se evitau influenţele proprietăţilor calorice ale componenţilor şi amestecului

lor. Prin diagrama entalpie-concentraţie se evită aceste erori, deoarece valorile entalpiilor şi căldurii de amestec sunt luate

cu valorile lor reale la trasarea diagramei.

Utilizarea acestei diagrame la determinarea numărului de talere teoretice se bazează pe faptul că din ecuaţiile de

bilanţ de materiale şi bilanţ caloric se obţin ecuaţiile unor drepte care caracterizează echilibrul din coloană.

In fig.16.28 se prezintă schema unei coloane de rectificare cu fluxurile de materiale şi calorice în vederea

întocmirii calculelor pentru aplicarea metodei diagramei entalpie-concentraţie pentru determinarea numărului teoretic de

talere.


247

- Bilanţul de materiale şi termic pentru porţiunea de concentrare


V = L + D (16.72)

unde: V este cantitatea de vapori care ajung pe un taler oarecare al porţiunii de concentrare; L este cantitatea de lichid

care părăseşte talerul oarecare al porţiunii de concentrare; D este cantitatea de distilat scos din sistem.

Bilanţul componentului uşor volatil:

DxLxVy D... (16.73)

Din relaţiile (16.72) şi (16.73) rezultă:

;xy

yxDL D

)1(

xy

yxDV D

(16.74)

Bilanţul ţermie:

CD QDiLiVi .''.". (16.75)

unde: QC este căldura preluată de apa de răcire în condensator. CC qDQ . , unde qC este căldura preluată în

condensator, corespunzător unui mol de distilat. Făcând înlocuirile, reducerile de termeni şi regrupările necesare se

obţine:

CDDD qDDi

xy

xxDi

xy

yxDi ..''.)1(".

sau: Cqiiixy

yxi D

D

")'"(" (16.76)

Expresia de forma:

321

21

131 )( yyy

xx

xxy

(16.77)

reprezintă ecuaţia unei drepte care trece prin trei puncte de coordonate: x1, y1; x2, y2; x3, y3.

Fig.16.28. Schema coloanei de rectificare pentru aplicarea metodei diagramei entalpie-concentraţie pentru determinarea numărului de talere teoretice


248

Comparând expresia (16.76) cu expresia (16.77) se constată că şi expresia (16.76) reprezintă ecuaţia unei drepte

care trece prin trei puncte de coordonate: x, i'; y, i"; xD, i'D -qC. Unul din cele trei puncte notat cu Ps’, de coordonate (xD, i’D

+qC) este un punct fix numit pol superior (coordonatele xD şi i’D,+ qC prezintă valori bine determinate şi constante pentru o

anumită operaţie de rectificare). Celelalte două puncte se vor găsi pe curba entalpiei lichidului respectiv a vaporilor,

putând căpăta diferite poziţii.

Dreptele care trec prin punctul fix Ps’ , polul superior şi punctele variabile de pe curbele de entalpie a lichidului şi

vaporilor, drepte care corelează stări ale lichidului şi vaporilor în diferite secţiuni ale porţiunii de concentrare se numesc

linii secţionale. Situaţia este prezentată în fig.16.29.

Fig.16.29. Stabilirea coordonatelor polului superior "Ps" şi a dreptelor secţionale pentru porţiunea de concentrare

- Bilanţul de materiale şi caloric pentru porţiunea de epuizare


L’ = V + W (16.78)

unde: V este cantitatea de vapori care părăseşte un taler oarecare al porţiunii de epuizare; L' este cantitatea de lichid care

ajunge pe talerul oarecare al porţiunii de epuizare; V este cantitatea de reziduu care părăseşte blaza coloanei.


WxVyLx W ..'. (16.79)

Din relaţiile (16.78) şi (16.79) rezultă:

;'xy

yxWL W

)1(

xy

yxWV W (16.80)

Bilanţul termic: WiViQLi WW .'".''. (16.81)

unde: QW este căldura introdusă în blaza coloanei de distilare prin condensarea vaporilor de încălzire: WqQ WW . , unde

qW este căldura introdusă în blaza corespunzător unui noi de reziduu. Făcând înlocuirile, reducerile de termeni si

regrupările necesare se obţine:


249

Wixy

yxWiWq

xy

yxWi W

WW

W .')1("..'.

sau:

WWW qiii

xy

yxi

')'"(" (16.82)

Comparând expresia (16.82) cu expresia (16.77) se constată că ea reprezintă ecuaţia unei drepte care trece prin

trei puncte de coordonate: x,i'; y,i"; xW,i’W - qW. Unul din cele trei puncte, notat cu PI, de coordonate (xW, i’W - qW) este un

punct fix numit pol inferior (coordonatele xW şi i’W – qW prezintă valori bine determinate şi constante pentru o anumită

operaţie de rectificare). Celelalte două puncte se vor găsi pe curba entalpiei lichidului (x,i’) respectiv a vaporilor (y,i")

putând căpăta diferite poziţii. Dreptele care trec prin punctul fix PI, polul inferior şi punctele variabile de pe curbele de

entalpie a lichidului şi vaporilor, drepte care corelează stări ale lichidului şi vaporilor în diferite secţiuni ale porţiunii de

epuizare se numesc, de asemenea, drepte secţionale. Situaţia este prezentată în fig.16.30.

Fig.16.30. Stabilirea coordonatelor polului inferior "Pi" şi a dreptelor secţionale pentru porţiunea de epuizare.

- Bilanţul de materiale ai caloric pentru toata coloana

Bilanţul total de materiale: F = D + W (16.83)


WxDxFx WDF ... (16.84)

Din ecuaţiile (16.83) si (16.84) rezulta:

;DF

FW

xx

xxWD

)1(

DF

FW

xx

xxWF

(16.85)

Bilanţul termic:

CWDWF QWiDiQFi .'.'.' (16.86)

Făcând înlocuirile, reducerile de termeni şi regrupările necesare se obţine:

DF

FWCW

DF

FWDW

DF

FWF

xx

xxWqWi

xx

xxWiWq

xx

xxWi

..'.'.)1(.'


250

sau: WWCDF

WF

FWF qiqii

xx

xxi

')'('' (16.87)

Comparând expresia (16.87) cu expresia (16.77) se constată că ea reprezintă ecuaţia unei drepte care trece prin

trei puncte de coordonate:xF, i’F ; xD, i’D + qC; xW, i’W – qW. Se constată că dreapta trece prin polul superior „Ps" (xD, i’D – qD)

polul inferior „Pi" (xW, i’W - qW) precum şi prin punctul de alimentare de coordonate xF , i’F. Deoarece în această dreaptă se

confundă dreapta secţională din porţiunea de concentrare şi dreapta secţională din porţiunea de epuizare şi are o poziţie

fixă se numeşte dreaptă secţională principală. In fig.16.31 se prezintă poziţia dreptei secţionale principale cu

coordonatele punctelor caracteristice precum şi poziţiile pe care le poate căpăta aceasta pentru diferite valori ale lui q.

Poziţia exactă a punctului de alimentare, F, de coordonate xF , iF depinde de condiţia termică a alimentării,

schimbându-se corespunzător poziţia polului Pi a porţiunii de epuizare (fig. 16.31) şi anume:

- lichid la punctul de fierbere, tF = tf :F respectiv Pi (q = 1);

- lichid la tF <tf: F' respectiv P’i (q > 1);

- vapori saturanţi: F" respectiv P’i (q = 0);

cu modificarea corespunzătoare a numărului de talere teoretice în porţiunea de concentrare şi de epuizare.

Fig.16.31. Plasarea polilor şi a liniilor secţionale pe diagrama i = f(x,y)

Pentru determinarea numărului de talere teoretice, necesare realizării unui anumit grad de separare într-o

coloană de rectificare, cu ajutorul diagramei entalpie-concentraţie şi a dreptelor secţionale (metoda Ponchon) se

procedează astfel (fig.16.32):

- Se impun concentraţiile: xF, XD şi xW (materia primă, distilat, reziduu) şi se fixează pe grafic;

- Din graficul t = f(x,y) rezultă compoziţiile vaporilor VF în echilibru cu materia primă LF. Se transpun valorile în

graficul i = f(x,y);


251

-Prelungind izoterma LF VF. până la intersecţia cu verticala xD se obţine un punct P°s , reprezentând polul porţiunii

superioare când coloana lucrează la reflux minim (la R = Rmin cele două linii de operaţie se intersectează pe curba de

echilibru, deci numai în această situaţie compoziţia vaporilor pe talerul de alimentare este compoziţia de echilibru cu

lichidul xF );

Fig.16.32. Determinarea numărului de talere teoretice eu ajutorul diagramei i = f(x,y) (metoda Ponchon)

- Se calculează Rmin (relaţia 16.84) şi respectiv min.RaR şi la scara diagramei din P°s se ia în sus un segment

proporţional cu valoarea R obţinând astfel poziţia polului P8.

- Se uneşte Ps cu LF (materia primă alimentata la temperatura de fierbere) şi se prelungeşte până la intersecţia cu

verticala xW, rezultând polul inferior Pi al porţiunii de epuizare;

- Linia PsPi, dreapta secţională principală, intersectează curba de condensare în V0 care cu LF sunt fluxuri în

contracurent.

Acest punct se transpune în diagrama t = f(x,y), obţinând compoziţia lichidului de echilibru, L0 (din V0 începe

construcţia numărului de trepte teoretice pentru porţiunea de epuizare);

- L0 se trece în graficul i = f(x,y), se uneşte cu Pi şi se prelungeşte până la curba de condensare, obţinând punctul

V1 (vapori în contracurent cu lichidul L0), L0 şi V0 sunt în echilibru (pe izoterma sau conoda L0V0). Pe graficul t = f(x,y)

rezultă L1;

- Se uneşte L1 cu Pi şi se prelungeşte obţinând V2..............=ct.


252

Construcţia se continuă până ce compoziţia lichidului în echilibru obţinut corespunde compoziţiei reziduului. Numărul de

izoterme (compoziţii la echilibru, conode) reprezintă numărul de talere teoretice din porţiunea de epuizare;

- Pentru partea de concentrare se porneşte de la VF, care se uneşte cu Ps şi se prelungeşte până la intersecţia ou

curba lichidului, punctul l0 ; acesta se transpune în graficul t = f(x,y), obţinând în echilibru vapori de compoziţie

corespunzătoare (v0 );

- v0 se transpune în graficul i = f(x,y), se uneşte cu Ps şi în prelungire pe curba lichidului se obţine l1, etc.

Construcţia se continuă până când compoziţia vaporilor în echilibru rezultaţi au compoziţia egală cu a distilatului. Numărul

de izoterme reprezintă numărul de talere teoretice din porţiunea de concentrare. In fig.16.32 au rezultat şase talere

teoretice în total din care trei în porţiunea de concentrare şi trei în porţiunea de epuizare.

- Bilanţul caloric al unei coloane de rectificare de întocmeşte în vederea determinării necesarului de abur la

încălzire în blaza coloanei şi a necesarului de apă de răcire la condensator. In cazul coloanelor de distilare cu funcţionare

continuă prevăzute cu suprafaţă de transfer a căldurii se scrie bilanţul separat pentru coloană şi pentru condensator.

Bilanţul caloric al coloanei (fig.16.28) are forma:

pAWDDAF QiAbiWiViLiAbiF '.'.".'.".. (16.88)

din care: AA

DFpWD

ii

iLiFQiWiVAb

'"

'..'.".

(16.89)

Având în vedere că: V = (R + 1)D şi DRL . , relaţia (16.89) se aduce la forma:

AA

FpWDDD

ii

iFQiWiDiiDRAb

'"

.'.".)'"(.

(16.90)

De cele mai multe ori Qp se neglijează deoarece coloanele fiind izolate termic valoarea căldurii pierdute în mediul

ambiant nu depăşeşte în medie 0,25 % din căldura transmisă.

In funcţionare, coloanele de rectificare din industria spirtului şi a băuturilor pot prezenta abateri între care se

precizează:

- alimentarea cu amestec iniţial aflat în alte condiţii decât lichid la temperatura de fierbere (problema s-a tratat în

cadrul paragrafului 16.6.2.5.);

- asigurarea necesarului de căldură prin barbotarea de abur direct în reziduul din blaza coloanei.

In ultimul caz pentru determinarea fluxurilor de materiale şi calorice care circulă prin coloană se face apel la

ecuaţiile de bilanţ de materiale şi caloric şi anume:

F + Ab = D + W (16.91)

pWDDAF QiWiViLiAbiF ".".'.".. (16.92)

Ţinând seama că: V = (R + 1) D; DRL . ; DDD rii '" , relaţia (16.92) devine:

A

FpWDD

r

iFQiWiDrDRAb

.'."... (16.93)

In instalaţiile de rectificare din industria spirtului mai pot să apară şi alte abateri de la ipotezele teoretice ale

realizării operaţiei. In aceste cazuri printr-o analiză atentă şi competentă a fiecărei situaţii reale se pot determina fluxurile

care interesează şi care circulă prin instalaţie.


253

16.4. Distilarea cu adausuri auxiliare

16.4.1. Distilarea azeotropă

Distilarea cu adausuri auxiliare este operaţia de distilare în care se determină o modificare a volatilităţii

componentelor amestecului prin adăugarea unei alte substanţe numite antrenant. Se realizează astfel o distilare

(rectificare) azeotropă respectiv extractivă. Distilarea extractivă respectiv azeotropă se practică in următoarele situaţii:

- componentele unui amestec formează un azeotrop pozitiv sau negativ, cu temperatură de fierbere constantă;

- amestecuri de combinaţii din aceeaşi serie omologă care nu pot fi separate prin distilare directă;

- rectificarea directă neeconomică a amestecurilor de substanţe diferite dar cu temperatură de fierbere foarte

apropiate (necesită coloane cu un număr foarte mare, 100 ÷ 300, de talere teoretice). Aplicarea rectificării sub vid nu

poate fi generalizată.

Substanţa care se adaugă trebuie să difere foarte mult în ceea ce priveşte polaritatea, comparativ cu componentele

amestecului de separat.

Distilarea azeotropă

Din punct de vedere tehnologic, adăugarea antrenantului poate acţiona în diferite moduri;

- formează un azeotrop pozitiv cu unul din componentele amestecului;

- formează azeotrop cu ambele componente, distanţat în ce priveşte volatilitatea şi care să poată fi ulterior

separat prin intermediul altor antrenanţi;

- dacă sunt mai multe componente formează azeotrop cu toate, in afară de componentul care trebuie separat (cu

o temperatură de fierbere bine distanţată);

- formează un azeotrop ternar cu temperatură fie fierbere mai scăzută ca a celorlalte componente prezente în

amestec etc.

Antrenantul se adaugă de regulă în exces şi pentru ca procedeul să fie economic este necesar să fie recuperat şi

recirculat.

La alegerea antrenantului trebuie să se aibă în vedere problemele legate de coroziune, toxicitate, inflamabilitate,

stabilitate termică, disponibilitate de preţ.

In general alegerea antrenantului se face pe baza curbei de echilibru a antrenantului cu fiecare component al

amestecului pentru a se stabili formarea azeotropului, natura lui, temperatura de fierbere, presiunea optimă de lucru.

Distilarea azeotropică prezintă o serie de aplicaţii industriala. Dintre acestea se prezintă:

Obţinerea alcoolului etilic absolut utilizând ca antrenant benzenul. Se prezintă schema instalaţiei (fig.16.33), date

tehnologice şi calcule.

Azeotropul binar, alcool etilic-apă, are temperatura de fierbere tf = 78,15°C şi compoziţia; 95,57 % masă alcool şi

4,33 % masă apă.

Alcoolul etilic, apa şi benzenul formează un azeotrop ternar, cu temperatura de fierbere tf = 64,25°C şi

compoziţia: 18,5 % masa alcool, 74,1 % masă benzen şi 7,4 % masă apă.

Acesta este un azeotrop eterogen care după condensare şi răcire la 2C°C se separă în două straturi a căror

compoziţie este prezentată în tabela 16.6.


254

Fig.16.33. Schema instalaţiei de rectificare azeotropă pentru obţinerea alcoolului etilic absolut l-coloană de rectificare; 2-condensator; 3-vas florentin (separator); 4-coloană de rectificare

Tabela 16.6. Compoziţia straturilor la condensarea azeotropului ternar alcool etilic - benzen – apă.

Componentul Strat benzenic % masă

Strat apos % masă

Alcool etilic 14,5 53,0

Benzen 84,5 11,0

Apă 1,0 36,0

Alcoolul etilic formează cu benzenul (în exces faţa de necesarul pentru ternar) un azeotrop binar, cu temperatura

de fierbere tf = 68°C şi compoziţia; 32,4 % alcool şi 67,6 % masă benzen.

Se constată că cel mai uşor volatil este azeotropul ternar prin intermediul căruia se leagă apa.

Pentru obţinerea alcoolului etilic absolut se recomandă ca azeotropul binar să se obţină ca produs de vârf într-o

rectificare obişnuita iar deshidratarea alcoolului să se facă în altă coloană, în cart ai se introducă benzen (iniţial) respectiv

stratul benzenic din separator şi să se obţină alcool absolut (produs greu volatil) respectiv azeotrop ternar (alcool-benzen-

apă) şi binar (alcool-benzen). In acest caz se prevede şi o a doua coloană, de recuperare, care se alimentează cu stratul

apos din separator, obţinându-se la vârf tot azeotrop ternar (şi puţin binar) iar la bază apa în exces.

Calculul bilanţului de materiale, în cazul distilării azeotrope, se poate prezenta in graficul ternar (triunghiul Gibbs)

(fig.16.34), rezultând:

- cantitatea de alcool etilic absolut obţinută;

- cantitatea de azeotrop binar;

- cantitatea de azeotrop ternar astfel incit să se lege întreaga cantitate de apă.

Din date practice, raportul intre cantitatea de benzen şi azeotrop alcool etilic-apă este de aproximativ 1/2.

Se construieşte graficul, ternar, pe care se fixează puncte caracteristice cunoscute: Az1 , Az2, Az3 (pentru claritatea

schemei de principiu, graficul nu este construit la scară).

Materia primă (punctul Az1, ) se tratează cu benzen (se uneşte Az1 cu vârful triunghiului reprezentând l00 % benzen).

Cunoscând raportul de adaus a benzenului se obţine punctul B: BAz .1 kg.benzen;


255

66. HCB kg.Az1 materie primă;

661. HCAz kg.amestec, cantitate care este de asemenea proporţională cu segmentul COHHC .52 ( punctul „C" a

rezultat prin prelungirea liniei C-,H~OH>B până la intersecţia cu dreapta 23.AzAz care marchează In extreme, azeotropul

ternar şi binar). Sa obţine astfel cantitatea de alcool absolut, proporţională cu lungimea segmentului BC şi cantitatea de

amestec ,C" proporţională cu lungimea segmentului OHHCB 52. . Aceeaşi cantitate „C" este proporţională şi cu

lungimea segmentului 23.AzAz , rezultând: cantitatea de azeotrop binar Az2 proporţională cu lungimea segmentului

CAz .3 , respectiv, azeotrop ternar prin segmentul CAz .2 .

Fig.16.34 Prezentarea pe graficul ternar a distilării azeotropa pentru obţinerea alcoolului etilic absolut

Dacă se ţine seama de faptul că prin creşterea presiunii, azeotropul îşi modifică compoziţia în sensul creşterii

concentraţiei în componentul cu căldura latentă de vaporizare cea mai mare (în caşul de faţă etanolul)m punctul Az2 se

deplasează spre vârful triunghiului reprezentând l00 % alcool. In cazul în care se lucrează la o astfel de presiune încât să

dispară binarul Az2, calculul se face după linia 352 .AzOHHC , respectiv, 3.AzD reprezintă cantitatea de alcool etilic

absolut, iar OHHCD 52. , cantitatea de azeotrop ternar iar OHHCAz 523. este cantitatea de amestec.

16.5. Tipuri de coloane de rectificare

Coloanele de rectificare sunt formate din coloana propriu zisă şi blaza.

In instalaţiile cu funcţionare periodică materia primă se încarcă dintr-o dată în blaza coloanei. Rolul blazei este de

a asigura sursa de căldură necesară încălzirii şi evaporării. Blaza este prevăzută cu detalii interioare pentru introducerea

aburului în cazul încălzirii cu abur, sau alte sisteme de încălzire. Este prevăzută şi cu spaţiu de vapori. Dimensiunile blazei

depind de capacitatea instalaţiei şi de gradul de spumare al lichidului: φ = 0,75 pentru lichidele care nu spumează şi φ =

0,66 pentru lichidele care spumează. In funcţie de vâscozitatea lichidului blazele pot fi prevăzute cu agitatoare. In

fig.16.35 sunt prezentate câteva tipuri de blaze de distilare.

In instalaţiile cu funcţionare continuă blaza reprezintă partea inferioară a coloanei (fierbătorul) plasat în

interiorul sau exteriorul acesteia.


256

Fig.16.35. Diferite tipuri de blaze de distilare

Coloana de rectificare propriu zisă este alcătuită din mai multe tronsoane cilindrice, deosebindu-se după detaliile

constructive interioare prin intermediul cărora se realizează distribuirea şi contactarea fazelor lichid şi vapori. Din acest

punct de vedere în industria alimentară se întâlnesc coloane cu talere cu clopote, coloane cu talere plăci perforate sau site

şi coloane cu umplutură.

Coloane cu talere cu clopote (fig.16.36). Sunt cele mai răspândite în instalaţiile de rectificare. Pe taler sunt fixate

ţevi pentru trecerea lichidului şi a vaporilor. Ţeava de lichid este un preaplin, care asigură un anumit nivel al lichidului pe

taler; partea inferioară pătrunde în lichidul de pe talerul inferior, creând astfel o închidere hidraulică între cele două

talere, care obligă vaporii să treacă numai prin conducta de vapori.

Fig.16.36. Schema detaliilor interioare ale unei coloane cu talere cu clopote l-corpul coloanei; 2-taler cu clopote; 5-conductă de vapori;

4-clopot; 5-ţeavă de preaplin pentru circulaţia lichidului.

Aceasta este prevăzută cu clopote zimţate care asigură suprafaţa de contact necesară transferului de căldură şi

de masă. Vaporii fiind obligaţi să treacă prin fantele clopotelor care ii dispersează fin în masa de lichid de pe taler.

Marginile clopotelor sunt, de asemenea, scufundate în lichid, realizând şi aici o închidere hidraulică care obligă vaporii să

barboteze în lichid. Aceste închideri hidraulice asigură menţinerea gradienţilor de temperatură şi de concentraţie de la un

taler la altul şi care reprezintă forţa motoare a procesului de transfer. Ţevile de preaplin sunt dispuse diametral pentru a

asigura o bună amestecare. Pe un taler poate fi un singur clopot, central, sau mai multe dispuse astfel încât să asigure o

barbotare uniformă in lichidul de pe taler. De asemenea, pot exista nai multe ţevi de preaplin sau praguri care ocupă o

porţiune din secţiunea marginală a talerului.

Pentru buna funcţionare a coloanelor cu talere cu clopote se impun următoarele condiţii:


257

- timpul de contact între lichid şi vapori să fie mare, ceea ce presupune un nivel mare al lichidului pe taler;

- viteze mari de trecere a vaporilor pentru a asigura o barbo-tare intensă şi deci o suprafaţă de contact cât mai

mare.

Aceste condiţii favorizante trebuie să fie optimizate, deoarece vitezele prea mari determină antrenarea lichidului

de pe taler, ceea ce poate produce înecarea coloanei, iar nivelul prea mare al lichidului pe taler înseamnă rezistenţe

hidraulice mari.

Calculul vitezei maxime admisibile a vaporilor pentru a nu se produce antrenarea se face considerând că gradul

de antrenare este o funcţie de viteza vaporilor în secţiunea liberă a coloanei. Viteza vaporilor se calculează cu o relaţie de

forma:

v

veCw

(16-94)

unde: φe este densitatea lichidului la vârful coloanei; φv este densitatea vaporilor; C este o constantă (tabela 16.7) care

depinde de distanţa dintre talere, înălţimea lichidului, tensiunea superficiala a lichidului.

Tabela 16.7. Valori aproximative ale constantei C din relaţia (16.94) în funcţie de distanţa dintre talere

şi înălţimea lichidului deasupra fantelor clopotului.

Distanţa între talere, mm.

Inălţimea lichidului deasupra fantelor clopotului, mm.

12 25 50 75

150 300 450 600

0,006 – 0,012 0,027 – 0,033

0,045 0,056

- 0,021 – 0,027

0,043 0,053

- 0,015 – 0,021

0,037 0,049

- -

0,027 0,046

In coloanele care lucrează la presiunea atmosferică viteza vaporilor în secţiunea liberă a coloanei de obicei

variază între 0,5 - 1,2 m/s.

Avantajul coloanelor cu talere cu clopote constă în aceea că în caz de oprire, lichidul rămâne pe taler (zestrea de

lichid sau reţinerea statică) ceea ce la reluarea procesului favorizează reintrarea în regim a coloanei; de asemenea,

contactul lichid-vapori este bun, ceea ce asigură o bună eficienţă de separare.

Dezavantajul principal al acestor construcţii constă în faptul că sunt complicate constructiv şi costisitoare.

Coloane cu talere perforate sau site (fig.16.37). Sunt construcţii simple, cost redus, dar nu sunt prea extinse din

cauza unor inconveniente care determină o funcţionare critică.

Talerele sunt construite din plăci perforate cu orificii circulare cu diametre de 2-5 mm. sau orificii dreptunghiulare

cu )15080).(52(. Ll mm. Pentru scurgerea lichidului şi reglarea nivelului lichidului pe taler sunt prevăzute

tuburi deversoare care asigură închiderea hidraulică.

Fig.16.37. Secţiune în coloana cu talere perforate l-corpul coloanei; 2-taler perforat; 5-ţeavă de preaplin pentru circulaţia lichidului.


258

Lichidul este menţinut pe taler, la o înălţime minimă de 50 mm., fără a se scurge prin orificiile talerului, de către

forţa ascensională a vaporilor; un debit redus de vapori determină scurgerea lichidului prin orificii, iar debitele prea mari

duc la pierderi mari de presiune la trecerea vaporilor prin orificii şi antrenarea lichidului. Barbotarea vaporilor în stratul de

lichid provoacă spumarea puternică a acestuia, ceea ce contribuie la realizarea unui echilibru lichid-vapori mai apropiat de

cel termodinamic (ideal).

Regimul optim de funcţionare a acestui tip de coloane Se realizează dacă se poate asigura o foarte redusă

curgere a lichidului prin orificii. La oprirea funcţionării coloanele cu talere perforate se golesc de lichidul conţinut. Acest

lucru constituia un avantaj în cazul schimbării amestecului supus rectificării, însă necesită o perioadă mai mare de aducere

la regim. La instalare coloanele necesită o verticalitate perfectă pentru ca lichidul să nu se adune într-o parte şi prin

aceasta vaporii să nu mai barboteze în mod egal prin lichid.

Coloane cu umplutură (fig.16.58). Sunt constituite din corpul cilindric, vertical în interiorul căruia se găseşte

materialul de umpluturi sprijinit pe grătare sau site. Umplutura are rolul de a realiza concomitent transferul de căldură şi

de masă; se confecţionează din diferite materiale, metalice şi nemetalice, de diferite dimensiuni şi forme: inele Raschig

simple sau cu puncte, inele Pal cu diferite şicane interioare, şei Beri, bile ceramice, inele confecţionate din sită metalică,

spirale din sârmă, spire unitare etc.

La alegerea materialului de umplutură, acesta trebuie să îndeplinească următoarele condiţii:

- să prezinte o suprafaţă specifică mare şi volum liber mare pentru a realiza un contact bun între lichid şi vapori;

Fig.16.38. Coloană cu umplutură 1-suprafaţa de încălzire; 2-gură de vizitare şi de descărcare a umpluturii; 3-corpul coloanei;

4-umplutură porţiunea de epuizare; 5-dispozitiv pentru repartizarea lichidului de alimentare; 6-grătar pentru susţinerea umpluturii; 7-umplutură porţiunea de concentrare; 8-dispozitiv

pentru repartizarea refluxului; 9-racord evacuare vapori; lo-racord evacuare reziduu;


259

- să realizeze o cât mai bună distribuţie a lichidului pe suprafaţa ei precum şi a vaporilor în golurile create;

- să prezinte o rezistenţă hidraulică mică la curgerea refluxului ţi a vaporilor;

- să aibă rezistenţă mecanică şti chimică şi să fie ieftină.

Coloanele cu umplutură sunt indicate pentru rectificări la care pierderea de presiune trebuie să fie mică, pentru

debita mici sau pentru cazurile în care se impune o coloană cu putere de separare mare.

Elementele principale pentru buna funcţionare a coloanelor cu umplutură sunt viteza vaporilor şi înălţimea

stratului de umplutură.

Transferul de substanţă Intre vapori şi lichid este avantajat de vitezele mari ale vaporilor. Vitezele fluidelor

trebuiesc astfel alese încât regimul de funcţionare să nu se apropie prea mult de regimul de înecare. Se recomandă ca la

proiectarea coloanelor de rectificare cu umplutură să se ia viteza vaporilor egală cu 50-75 % din viteza de înecare.

Inălţimea stratului de umplutură determină suprafaţa de contact între faze. Ea se poate determina prin două

metode bazate pe concepţii diferite. După prima metodă se consideră ca unitate de separare înălţimea stratului de

umplutură cu acelaşi efect de separare cu al unui taler teoretic. Această înălţime se numeşte înălţime echivalentă a unui

taler teoretic (notată HETP) considerându-se constantă pentru toate talerele coloanei. Inălţimea coloanei este dată de

produsul între HETP şi numărul de talere teoretice determinat prin una din metodele uzuale pentru coloanele cu talere.

0 altă metodă, corectă din punct de vedere fizic, foloseşte noţiunea de înălţime corespunzătoare unităţii de

transfer (HTU). Inălţimea coloanei este dată de produsul între numărul unităţilor de transfer (NTU) şi înălţimea

corespunzătoare unităţii de transfer (HTU). Valorile HETP sau HTU pentru cazuri concrete se determină experimental şi se

găsesc în tabele (tabela 16.8).

Tabela 16.8 Valori experimentale pentru HETP sau HTU pentru amestecul alcool etilic - apă, funcţie de tipul umpluturii

Umplutura Inălţimea coloanei

umplute, m.

Diametrul coloanei, m.

).(

.

2 hm

kg

w vv

HETP sau HTU m.

Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice Inele Raschig ceramice

50,0 mm. 25,0 mm. 12,5 mm. 6,8 mm. 6,8 mm.

10,2 mm. 10,2 mm. 4,5 mm. 4,5 mm. 25 mm. 25 mm.

12,5 mm. 12,5 mm.

3,05 3,05 2,70 2,43 2,43 1,00 1,00 1,00 1,00 2,74 2,74 3,00 3,00

0,30 0,30

0,125 0,30 0,30

0,0345 0,0345 0,0345 0,0345

0,30 0,30 0,30 0,30

4000 3840 2680 1562 2930 244

3420 244

3420 732

4700 927

4500

0,67 0,365 0,30

0,395 0,30 0,09 0,15 0,06 0,12

0,425 0,335 0,455 0,273

16.6. Calculul de dimensionare al coloanelor de rectificare

Dimensionarea coloanelor de rectificare vizează diametrul şi înălţimea coloanei precum şi dimensiunile

elementelor constructive interioare, pe baza corelărilor existente între aceste mărimi şi parametrii fizici care

caracterizează procesele de transfer în coloană.

Diametrul coloanei de rectificare. DC , se calculează din relaţia continuităţii debitului de vapori, V = D(R + 1), care

se ridică în coloană şi viteza wa a vaporilor în secţiunea liberă a coloanei, cu expresia:

aV

Cw

RDD

..

)1(4

(16.95)


260

în care: ρV este densitatea vaporilor la condiţiile medii din coloană (condiţii de concentraţie, temperatură şi presiune)

calculându-se cu relaţia:

0

0 ..p

p

T

T

V

M

m

mV (16.96)

în care: Mm este masa moleculară medie a amestecului; Vm este volumul molar în condiţii normale; T0= 273 K, este

temperatura normală; T este temperatura absolută la condiţiile din coloană; Pap 4

0 10.81,9 ; p este presiunea în

condiţii medii din coloană.

Viteza vaporilor se alege în conformitate cu cele precizate în paragraful 16.6.3. putând căpăta valori cuprinse

între 0,3-1,2 m/s, evitându-se fenomenul de înecare al coloanei.

Numărul talerelor teoretice se determină cu ajutorul uneia dintre metodele grafice analizate în cadrul rectificării

(paragrafele 16.6.2.2. şi 16.6.2.6) sau al unei metode analitice.

Numărul de talere reale este dat de raportul Intre numărul de talere teoretice şi randamentul talerului (paragraful

16.6.2.4.).

Inălţimea coloanei de rectificare este determinată da numărul de talere reale şi de distanţa dintre talere.

Distanţa dintre talere se poate determina din grafica, care corelează această mărime cu viteza vaporilor şi

raportul ρV / ρe sau numai ρV când se precizează faza lichidă (fig.16.39).

Distanţa între talere este un factor important care influenţează asupra randamentului coloanei; distanţa trebuie

să fie aleasă astfel ca antrenarea particulelor de lichid să fie redusă la minim. In funcţie de diametrul coloanei, viteza

vaporilor etc., distanţa dintre talere se ia l00 - 500 mm.

Fig.16.39. Viteza vaporilor în coloanele de rectificare (pentru amestecul alcool etilic-apă)

Dimensionarea talerelor cu clopote presupune determinarea dimensiunilor şi numărului clopotelor şi a

dimensiunilor deversorului.

Secţiunea totală a conductelor de vapori de la clopotele de pe un taler reprezintă 10 - 15 % din secţiunea

coloanei de rectificare (respectiv o viteză de 5-6 m/s a vaporilor în secţiunea de trecere a conductelor de vapori).

Diametrul conductelor de vapori ce alege în funcţie de dimensiuni de conducte standardizate de regală între 50-150

mm.,în funcţie şi de diametrul coloanei. Cu cât coloana este de diametru mai mare, cu atât se poate lua şi diametrul

conductei de vapori mai mare.

Numărul de conducte, respectiv de clopote de pe un taler, va fi dat de relaţia:

2

V

C

d

Dfn (16.97)


261

în care f reprezintă raportul dintre secţiunea totală a conductelor de vapori şi secţiunea coloanei (0,l - 0,15); DC este

diametrul coloanei şi dV diametrul interior al conductei de vapori.

Diametrul clopotului circular se determină considerând secţiunea conductei de vapori egală cu secţiunea liberă

dintre interiorul spotului şi exteriorul conductei de vapori (notaţiile pe fig.16.40).

Fig.16.40. Elementele principale ale unui taler: dV- diametrul conductei de vapori; d -diametrul clopotului; h1- înălţimea pragului; h2-înălţimea lichidului peste pragul de deversare; h3- înălţimea clopotului peste conducta de vapori; h4-înălţimea parii inferioare a clopotului peste taler; h-înălţimea lichidului pe taler

(h = h1 + h2); z-înălţimea fantei; l- înălţimea fantei clopotului.

2

vveC ddd (16.98)

Distanţa dintre capătul conductei de vapori şi clopot se determină tot din condiţia de egalitate a secţiunii de

trecere cu secţiunea conductei de vapori:

4

43

dh (16.99)

Secţiunea totală a fantelor pentru a se menţine viteza vaporilor constantă, trebuie să fie, de asemenea, egală cu

secţiunea conductei de vapori. Pantele se pot construi de diferite forme: triunghiulare, dreptunghiulare, dreptunghiulare

cu partea superioară rotunjită etc. In cazul fantelor dreptunghiulare lăţimea fantelor se ia de obicei 4-8 mm, iar înălţimea l

= 25-50 mm., cu condiţia l<h <h4.

Pentru clopotul cu fante dreptunghiulare numărul fantelor n1 în condiţiile specifice va fi:

lz

dn v

.4

. 2

1

(16.100)

şi să respecte condiţia: Cdazn ... , în care a - este subunitar, puţind, avea valoarea maximă 0,6.

Pentru dimensionarea deversorului se ţine seama de relaţia lui Gourley:

47,1

2...47,1 hdQ dv (16.102)

respectându-se condiţia h2 < 2 dd. In relaţia (16.102) QV este debitul volumic de reflux care în porţiunea de concentrare

este lDR /. iar pentru porţiunea de epuizare lDR /'.

Diferenţa de presiune între baza şi vârful coloanei este necesar a fi cunoscută, ea constituind una din caracteristicile

funcţionale ale coloanei.

Pierderea totală de presiune la trecerea vaporilor printr-un taler cu clopote este suma:

321 ppppt (16.103)

în care ∆p1 reprezintă pierderea de presiune la trecerea vaporilor prin conducta de vapori ai interiorul clopotului şi se

determină prin relaţia aproximativă:


262

VCwp ..65,69 2

1 (16.104)

unde wC reprezintă viteza vaporilor în clopot, m/s.

∆P2 reprezintă pierderea de presiune la trecerea vaporilor prin fantele talerului, care se determină pe baza

relaţiei:

gl

wp l

C

Vl

V ...76,0

3/23/1

2

(16.105)

în care l este lăţimea fantei.

∆p3 reprezintă pierderea de presiune la trecerea vaporilor prin barbotarea în lichid:

ghhp l .).( 43 (16.106)

h şi h4 având semnificaţiile din fig.16.40.

La talerele perforate secţiunea totală a orificiilor trebuie să fie între 0,l - 0,2 din secţiunea totală a coloanei.

Dimensiunile orificiilor sunt specifice tipului de taler.

Pierderea de presiune în coloanele cu talere perforate se reduce la doi termeni, primul (∆p1) reprezentând

pierderea de presiune prin orificii, cel de-al doilea (∆p2) pierderea de presiune pentru străbaterea stratului de lichid de pe

taler, a cărui înălţime se calculează cu o relaţie de forma:

l

V

c

wh

.72,4

2

0

(16.107)

în care w este viteza vaporilor în orificiile talerului, m/s; C0 este un coeficient de descărcare dependent de raportul între

grosimea plăcii şi diametrul orificiului pe da o parte şi aria activă a coloanei pe de altă parte. Valoarea lui C0 se poate

obţine din diagrama din fig.16.41.

Fig.16.41. Grafic pentru determinarea lui C0 din relaţia 16.107

∆p1 se determină pe baza relaţiei:

228

1 .10.75,2.

10.08,4 wd

pv

l

l

(16.108)

în care σ este tensiunea superficială, N/m; d este diametrul echivalent, m.; w este viteza vaporilor în orificiu, m/s, iar ∆p2

se determină cu relaţia:

ghp l ..2 (16.109)

în care ∆h se calculează cu relaţia (16.107).


263

Pierderea de presiune într-o coloană cu umplutură se poate calcula pe baza relaţiei:

5,1

5,02

3

4 ..319,01)1(.

..10.924,0

v

swklw

v

Hsp l

vv

(16.110)

în care:

n

M

c

)Re.6,3( constanta nedimensională.

c şi n constante; )./(Re swM este criteriul lui Reynolds modificat pentru vaporii ascendenţi; w este viteza vaporilor,

m/s; ν este vâscozitatea cinematică a vaporilor, m2/s; s este suprafaţa specifică a umpluturii, m

2/m

3; v este volumul liber al

umpluturii, m3/m

3; H este înălţimea umpluturii, m.; l , kV factori de corecţie care se iau din tabele; wl este viteza lichidului

în coloană, m/s.


264


285

BIBLIOGRAFIE

Alfa–Laval, Heat Exchanger Guide, Alfa–Laval AB-2nd, Sweden.

Badger and Banchero (1970), Introducción a la Ingeniería Química, México. D.F.: McGraw-Hill.

Baquero, J. and Llorente, V. (1985), Equipos para la Industria Química y Alimentaria, Madrid: Alhambra.

Barbosa–Cánovas, G.V. and Vega–Mercado, H. (1996), Dehydration of Foods, New York: Chapman and Hall.

Barbosa–Cánovas, G., Ibarz, A., and Peleg, M. (1993), Reología de alimentos fluidos, Revisión, Alimentaria, Mayo.

Bennet, C.O. and Meyers, J.E. (1979), Transferencia de Cantidad de Movimiento, Calor y Materia, Barcelona: Reverté.

Bernardini, E. (1981), Tecnología de Aceites y Grasas, Madrid: Alhambra.

Bird, R.B., Armstrong, R.C., and Hassager, O. (1977), Dynamics of Polymeric Liquids — Fluid Mechanics, Vol. 1, New York:

John Wiley & Sons.

Bondi, A. (1956), Theories of viscosity, in Rheology (F.R. Eirich, ed.), Vol. 1, New York: Academic Press, 132.

Brennan, J.G., Butters, J.R., Cowell, N.D., and Lilly, A.E.V. (1980), Las Operaciones de la Ingeniería de los Alimentos, Spain,

Zaragoza.

Bruin, S. and Luyben, K. Ch.A.M. (1980), Drying of food materials, in Advances in Drying (A.S. Mujumdar, Ed.), Vol. 1, New

York: Hemisphere Publishing.

Cheryan, M. (1986), Ultrafiltration Handbook, Lancaster, PA: Technomic Publishing Co., Inc.

Cheryan, M. (1992), Concentration of liquid foods by reverse osmosis, in Handbook of Food Engineering, (D.R. Heldman

and D.B. Lund, Eds.), New York: Marcel Dekker, Inc.

Chirife, J. (1983), Fundamentals of the drying mechanism during air dehydration of foods, in Advances in Drying, (A.S.

Mujumdar, Ed.), Vol. 2, New York: Hemisphere Publishing.

Choi, Y. and Okos, M.R. (1986a), Thermal Properties of Liquid Foods: Review. Physical and Chemical Properties of Foods

(M.R. Okos, Ed.), Minnesota.

Choi, Y. and Okos, M.R. (1986b), Effects of temperature and composition on the thermal properties of foods, in Food

Engineering and Process Applications, Vol. 1, Transport Phenomenon (L. Maguer and P. Jelen, Eds.), New York: Elsevier,

93.

Fortes, M. and Okos, M.R. (1980), Drying theories, in Advances in Drying (A.S. Mujumdar, Ed.), Vol. 1, New York:

Hemisphere Publishing.

Foust, A.S., Wenzel, I.A., Clump, C.W., Maus, L., and Anderson, L.B. (1980), Principles of Unit Operations, New York: John

Wiley & Sons.

Geankoplis, C.J. (1978), Transport Processes and Unit Operations, Boston, MA: Allyn and Bacon.

Geankoplis, C.J. (1983), Drying of process materials, in Transport Processes and Unit Operations, 2nd ed., Boston, MA:

Allyn and Bacon.

Harper, J.C. (1976), Elements of Food Engineering, Westport, CT: AVI.

Heldman, D.R. (1992), Food freezing, in Handbook of Food Engineering (D.R. Heldman and D.B. Lund, Eds.), New York:

Marcel Dekker.

Heldman, D.R. and Lund, D.B. (1992), Handbook of Food Engineering, New York: Marcel Dekker.


286

Heldman, D.R. and Singh, R.P. (1981), Food Process Engineering, Westport, CT: AVI.

Herranz, J. (1979), Procesos de Transmisión de Calor, Madrid: Castillo.

Jacob, M. (1957), Heat Transfer, New York: Wiley.

Karel, M., Fennema, O.R., and Lund, D.B. (1975a), Preservation of food by storage at chilling temperatures, in Principles of

Food Science. Part II. Physical Principles of Food Preservation (O.R. Fennema, Ed.), New York: Marcel Dekker.

Karel, M., Fennema, O.R., and Lund, D.B. (1975b), Protective packaging of foods, in Principles of Food Science. II. Physical

Principles of Food Preservation (O.R. Fennema, Ed.), New York: Marcel Dekker.

Kokini, J.L. (1992), Rheological properties of foods, in Handbook of Food Engineering

Masters, K. (1991), Spray Drying Handbook, 5th ed. UK: Longman Group Limited.

McCabe, W.L., Smith, J.C., and Harriott, P. (1985), Unit Operations of Chemical Engineering, Singapore: McGraw–Hill Book

Company.

McCabe, W.L., Smith, J.C., and Harriott, P. (1991), Operaciones Unitarias en Ingeniería Qruímica, Madrid: McGraw–

Hill/Interamericana de España, S.A.

Morris, G.A. and Jackson, J. (1953), Absorption Towers, London: Butterworths.

Muller, H.G. (1973), An Introduction to Food Rheology, New York: Crane, Russak & Company, Inc.

Mylins, E. and Reher, E.O. (1972), Plaste und Kautschuk, 19, 240.

Ohlsson, T. (1994), Progress in pasteurization and sterilization, in Developments in Food Engineering (T. Yano, R. Matsuno,

and K. Nakamura, Eds.), London: Chapman and Hall.

Oka, S. (1960), The principles of rheometry, in Rheology (F.R. Eirich, Ed.), Vol. 3, New York: Academic Press, 18.

Okos, M.R. et al. (1992), Food dehydration, in Handbook of Food Engineering (D.R. Heldman and D.B. Lund, Eds.), New

York: Marcel Dekker.

Paulov, K.F., Ramakov, P.G., and Noskov, A.A. (1981), Problems and Examples, for a Course in Bassic Operations and

Equipment in Chemical Technology, Mir, Moscow.

Rao, M.A. (1992), Transport and storage of food products, in Handbook of Food Engineering (D.R. Heldman and D.B. Lund,

Eds.), New York: Marcel Dekker.

Rao, M.A. (1986), Rheological properties of fluid foods, in Engineering Properties of Foods (Rao, M.A. and S.S.H. Ed.), New

York: Marcel Dekker, 1.

Schwartzberg, H. (1982), Freeze Drying — Lecture Notes. Food Engineering Department, University of Massachussets,

Amherst, MA.

Schlichting, H. (1960), Boundary Layer Theory, 4th ed., New York: McGraw–Hill.

Schowalter, W.R. (1978), Mechanics of Non-Newtonian Fluids, New York: Pergamon Press.

Scott-Blair, G.W. (1958), Rheology in food research, in Advances in Food Research, Vol. VIII, New York: Academic Press,

Inc.

Sherman, P. (1970), Industrial Rheology, New York: Academic Press.

Singh, R.P. (1992), Heating and cooling processes for foods, in Handbook of Food Engineering (D.R. Heldman and D.B.

Lund, Eds.), New York: Marcel Dekker, 247.

Singh, R.P. and Heldman D.R. (1993), Introduction to Food Engineering, California: Academic Press.

Singh, R.P. and Lund, D.B. (1984), Introduction to Food Engineering, Academic Press.

Singh, R.K. and Nelson, P.E. (1992), Advances in Aseptic Processing Technologies, London: Elsevier.

Skelland, A.P.H. (1967), Non-Newtonian Flow and Heat Transfer, New York: John Wiley & Sons, Inc.


287

Smith, J.M. and Van Ness, H.C. (1975), Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics, New York: McGraw-Hill.

Steffe, J.F. (1992a), Rheological Methods in Food Process Engineering, Michigan: Freeman Press.

Steffe, J.F. (1992b), Yield stress: phenomena and measurement, in Advances in Food Engineering (R.P. Singh and M.A.

Wirakertakusumah, Eds.), Boca Raton, FL: CRC Press, 363.

Stoecker, W.F. and Jones, J.W. (1982), Refrigeration and Air Conditioning, New York: McGraw–Hill.

Stumbo, C.R. (1973), Thermobacteriology in Food Processing, 2nd ed., New York: Academic Press.

Stumbo, C.R. et al. (1983), Handbook of Lethality Guides for Low-Acid Canned Foods, Vol. I: Conduction-Heating, Boca

Raton, FL: CRC Press.

Teixeira, A.A. and Shoemaker, C.F. (1989), Computerized Food Processing Operations, New York: Van Nostran Reinhold.

Toledo, R.T. (1980), Fundamentals of Food Process Engineering, Westport, CT: AVI.

Toledo, R.T. (1993), Fundamentals of Food Process Engineering, New York: Chapman and Hall.

Walters, K. (1975), Rheometry, New York: Wiley.

Welty, J.R., Wicks, Ch.E., and Wilson, R.E. (1976), Fundamentals of Momentum, Heat and Mass Transport, New York: John

Wiley & Sons.

Operatii Si Aparate- Anul 3

Documents

Transcript of Operatii Si Aparate- Anul 3