Tehnologia de Obtinere a Sucului Concentrat de Mere

Capitolul 3.

PROCESE TEHNOLOGICE COMPONENTE

BILANȚ DE MATERIALE

Bilanțul de materiale a fost întocmit pe schema flux de obținere a sucului concentrat de tomate prezentată în figura nr. 3.1.

Figura nr. 3.1. Schema de flux tehnologic pentru obținerea sucului concentrat de tomate

Notații:

T – tomate;

Tr – tomate recepționate;

Ts – tomate spălate;

Psp – pierderi la spălare;

Tz – tomate zdrobite;

Pz – pierderi la zdrobire;

Sr – suc roșii;

Psep – pierderi la separare;

Sp – suc preîncălzit;

Pp – pierderi la preîncălzire;

Pst – pierderi strecurare;

Pr – pierderi rafinare;

Su – suc ultrarafinat;

Pu – pierderi la ultrarafinare;

Sc – suc concentrat;

Pc – pierderi la concentrare;

Ab – abur;

Abuz – abur uzat;

Ar – apă rece;

Aruz – apă rece uzată;

W – apă evaporată;

Ss – suc sterilizat;

Ps – pierderi la sterilizare;

Sa – suc ambalat;

Pa – pierderi la ambalare;

Sd – suc depozitat;

Sl – suc livrat;

Pl – pierderi la livrare.

În vederea obținerii unei cantități 32.000 L suc concentrat de tomate 12% S.U. (ambalat în cutii Tetra Brik Aseptic de 1 L capacitate) cantitatea necesară de tomate calculată este de 89.450 kg ± 0,5%.

Campania de recoltare a tomatelor durează 8 săptămâni (iulie-august). Secția este proiectată pentru o producție săptămânală de 3 șarje de suc concentrat de tomate (12% S.U.), cu 32.000 cutii Tetra Brik Aseptic (1L) pentru o șarjă. Se lucrează 5 zile pe săptămână în două schimburi conform programului prezentat în tabelul nr. 3.1.

Tabel nr. 3.1. Programul săptămânal al operațiilor tehnologice din cadrul fluxului de fabricație a sucului de tomate concentrat

Recepție

Ecuația bilanțului de materiale pentru operația de recepție este:

mT = mTr (3.1.)

Tabel nr. 3.2.

* Recepția se realizează în aproximativ 1 h;

** Pierderile tehnologice sunt neglijabile, acestea putând fii accidentale în cazul transportului;

*** Se recepționează doar tomate care corespund buletinelor de calitate impuse de secția de prelucrare a sucului concentrat de tomate.

Spălare – sortare – spălare

Ecuația bilanțului de materiale include toate cele trei operații (literatura de specialitate evidențiază faptul că operațiile de spălare, sortare și spălare finală se realizează în aceeași instalație) și se scrie astfel:

mTr = mTs + mPsp (3.2.)

Tabel nr. 3.3.

* Operațiile se realizează în mașina de spălat și sortat TW3C-45 cu o capacitate de prelucrare de 45 t/h (www.triowinpropack.com);

** Timpul efectiv de lucru este de 2 h;

*** Consumul specific de apă pentru 45 t/h este de 60 t/h conform www.triowinpropack.com;

**** Pierderile de materie recepționată au valori reduse deoarece se consideră că se vor recepționa doar tomatele care corespund indicilor de calitate descriși în capitolul 1.

Zdrobire

Ecuația bilanțului de materiale pentru operația de zdrobire este:

mTs = mTz + mPz (3.3.)

Tabel nr. 3.4.

* Zdrobirea se realizează în 5 zdrobitoare cu cuțite cu o capacitate de prelucrare de 8 t/h (G. Ganea, Gh. Gorea, 2007);

** Timpul efectiv de lucru este de aproximativ 2 ore și 15 minute;

*** Pierderile sunt mici de 0,02%, raportându-se doar la utilajul propriu-zis.

Separare

Ecuația bilanțului de materiale pentru operația de separare este:

mTz = mSr + mSPsep (3.4.)

Tabel nr. 3.5.

* Separarea se realizează în grupul de separare cu o capacitate de prelucrare de 44 t/h. (M. Novăceanu, S. Gârbu, 1978);

** Timpul efectiv de lucru este de aproximativ 2 ore;

*** Separarea inițială realizează un raport de separare; suc de roșii + semințe + pielițe : suc de roșii + pulpă = 76,67 : 23,33;

**** Cantitatea de semințe și pielițe separată cu 30% umiditate este de 3192,11 kg (semințe = 893,79 kg, pielițe = 1340,69 kg, suc de tomate = 911,67 kg și pulpă = 44,7 kg);

***** Pierderile în suc de tomate și pulpă sunt cuantificate la 1,07% raportate la cantitatea de tomate prelucrată;

****** Randamentul în extracție a sucului și pulpei de tomate η = 98,90%.

Preîncălzire

Ecuația bilanțului de materiale pentru operația de preîncălzire este:

mSr = mSp + mPp (3.5.)

Tabel nr. 3.6.

* Preîncălzirea se realizează cu ajutorul preîncălzitorului tubular TW10B-55 cu o capacitate de prelucrare de 55 t/h (www.triowinpropack.com);

** Timpul efectiv de lucru este de 1 oră și 30 minute;

*** Consumul specific de abur pentru 55 t/h este de 6630 kg/h conform www.triowinpropack.com;

**** Pierderile tehnologice sunt aproximate la 15 L, respectiv 15,6 kg (ρsc5%=1040 kg/m3 conform V. M. Macovei, 2000).

Strecurare – rafinare – ultrarafinare

Ecuația bilanțului de materiale include toate cele trei operații (literatura de specialitate evidențiază faptul că operațiile de strecurare, rafinare și ultrarafinare se realizează în aceeași instalație) și se scrie astfel:

mSp = mSu + mPst + mPr + mPu (3.6.)

Tabel nr. 3.7.

* Operațiile se realizează în 4 instalații de pasare – strecurare cu o capacitate de prelucrare de 5,7 t/h (M. Novăceanu, S. Gârbu, 1978);

** Conform literaturii de specialitate se realizează la temperatura de 60 °C și rezultă deșeuri de 5,4%;

*** Timpul efectiv de lucru este de 3 ore și 47 minute.

Concentrare

Ecuația bilanțului de materiale pentru operația de concentrare este:

mSu = mSc + mPc + mW (3.7.)

Tabel nr. 3.8.

* Concentrarea se realizează conform figurii nr. 3.2. (schița instalației de concentrare) din capitolul 3.2.

** Timpul efectiv de lucru este de 1 oră și 30 minute;

*** Consumul specific de abur este de 20,6 t/h conform capitolului 3.2.

**** Concentrarea se realizează de la un conținut în substanță uscată de 5% până la o concentrație de 12%.

Sterilizare

Ecuația bilanțului de materiale pentru operația de sterilizare este:

mSc = mSs + mPs (3.8.)

Tabel nr. 3.9.

* Sterilizarea se face cu ajutorul sterilizatorului cu țevi coaxiale ”tube-in-tube” TW10D-10 cu o capacitate de prelucrare de 10 t/h (www.triowinpropack.com);

** Timpul efectiv de lucru este de 3 ore și 24 minute;

*** Consumul specific de abur pentru 10 t/h este de 0,97 t/h conform www.triownpropack.com;

**** Pierderile tehnologice sunt aproximate la 28 L, adică 29,68 kg (ρsc12%=1060 kg/m3 conform Gh. M. Iliescu, 2000) și sunt cuantificate ca și cantități de material pierdute în zonele de transport și sterilizatorul propriu-zis.

Ambalare

Ecuația bilanțului de materiale pentru operația de ambalare este:

mSs = mSa + mPa (3.9.)

Tabel nr. 3.10.

* Ambalarea se realizează în mașina de ambalat Tetra Pak A3/Flex, având o capacitate de prelucrare de 8000 cutii/h (www.tetrapak.ro);

** Timpul efectiv de lucru este de 4 ore;

*** Ambalarea se face în cutii Tetra Brik Aseptic cu o capacitate de 1 litru;

**** Pierderile estimative sunt de aproximativ 4 L/h echivalent cu 0,05% din capacitatea de producție (ρsc12%=1060 kg/m3 conform Gh. M. Iliescu, 2000).

Depozitare

Ecuația bilanțului de materiale pentru operația de depozitare este:

mSa = mSd (3.10.)

Tabel nr. 3.11.

* Pierderile sunt nesemnificative, reprezentând doar 0,003%;

** Perioada de depozitare se realizează diferențiat conform programului de producție (vezi tabelul nr 3.1.).

Livrare

Ecuația bilanțului de materiale pentru operația de livrare este:

mSd = mSl + mPl (3.11.)

Tabel nr. 3.12.

* Se realizează o producție săptămânală de 96.000 cutii, echivalentul a 178 paleți standard (90 baxuri/palet și 6 cutii/bax) la care se adaugă o eroare de ±10 cutii;

**Pierderile pot apărea accidental, fiind estimate la un maxim de 0,047 % din producția finală.

Bilanțul global de materiale:

Tabel nr. 3.13.

Calculul randamentului de fabricație (η):

(3.12.)

unde: CP – cantitatea de produs finit;

CMP – cantitatea de materie primă.

(3.13.)

Calculul consumului specific (Csp):

[kg/kg] (3.14.)

[kg/kg] (3.15.)

[kg/kg] (3.16.)

BILANȚ TERMIC

Notații:

C – condensator;

CAbs – condens abur;

SD – soluție diluată;

SC1 – soluție concentrată 1;

SC2 – soluție concentrată 2;

Abs1 – abur secundar 1;

Abs2 – abur secundar 2;

Abp – abur primar;

Abs1nec – abur secundar necesar 1;

Abexces – abur în exces;

CAb1nec – condens abur necesar 1;

CAbp – condens abur primar;

t – temperatura, °C;

u – umiditate, %.

Bilanțul termic a fost întocmit pe schița instalației de concentrare cu dublu efect în contracurent prezentată în figura nr. 3.2.

Figura nr. 3.2. Schița instalației de concentrare

Capacitățile termice au fost calculate conform Gh. Iliescu, C.Vasile, pag. 260:

(3.17.)

Astfel s-au calculat capacitățile termice pentru fiecare soluție în parte, obținându-se:

SD (5% s.u., 20 °C) → cp = 3827 J/kg·K;

SC1 (6,7% s.u., 20 °C) → cp = 3694,2 J/kg·K;

SC1 (6,7% s.u., 70 °C) → cp = 3749,9 J/kg·K;

SC2 (12% s.u., 90 °C) → cp = 3599,8 J/kg·K;

SC2 (12% s.u., 70 °C) → cp = 3575 J/kg·K.

Prima treapta de concentrare

Ecuația de bilanț de materiale:

mAbs1nec + mSD = mSC1 + mAbs1 + mCAb1nec (3.18.)

Tabel nr. 3.14.

* Concentrarea se realizează de la un conținut în substanță uscată de 5% până la o concentrație de 6,7%.

Ecuația de bilanț termic:

Q Abs1nec + QSD = QSC1 + QAbs1 + QCAb1nec (3.20.)

Tabel nr. 3.15.

* Valorile sunt cuprinse în marja de eroare relativă absolută de 2,31% conform formulei nr. 3.21.

(3.21.)

Masa aburului secundar 1 necesar se calculează astfel:

(3.22.)

A doua treaptă de concentrare

Ecuația de bilanț de materiale:

mAbp + mSC1 = mSC2 + mAbs2 + mCabp (3.23.)

Tabel nr. 3.16.

* Concentrarea se realizează de la un conținut în substanță uscată de 6,7% până la o concentrație de 12%.

Ecuația de bilanț termic:

QAbp + QSC1 = QSC2 + QAbs2 + QCAbp (3.24.)

Tabel nr. 3.17.

* Valorile sunt cuprinse în marja de eroare relativă absolută de 17,37% conform formulei nr. 3.21.

Masa aburului primar se calculează astfel:

(3.25.)

Cantitatea de abur în exces se calculează:

(3.26.)

Rezultă că:

(3.27.)

DIMENSIONAREA TEHNOLOGICĂ A UTILAJELOR

Dimensionarea transportorului hidraulic

Pentru calculul transportorului hidraulic se pornește de la cantitatea de tomate ce trebuie să fie prelucrată, respectiv 89450 kg/h (Q”). Distanța de alimentare L = 60 m. Cantitatea de apă necesară este de 4 ori față de produs, iar viteza minimă a amestecului hidraulic 0,7 m/s.

Cantitatea de produs transportată considerând coeficientul de încărcare a transportorului n = 1,1 este:

(3.28.)

Cantitatea de produs transportată într-o secundă:

(3.29.)

Cantitatea de apă necesară pentru un coeficient de antrenare m = 4:

(3.30.)

Debitul necesar pe secundă:

(3.31.)

Cantitatea de produs antrenată într-o secundă:

(3.32.)

Considerând densitatea medie a amestecului ρ = 1000 kg/m3:

(3.33.)

Secțiunea amestecului în transportorul hidraulic în condițiile în care viteza amestecului, v = 0,7 m/s, este:

(3.34.)

Stabilirea caracteristicilor transportorului este dată de tabelul nr. 3.18.

Tabel nr. 3.18.

Umplerea jgheabului este considerată optimă atunci când nivelul apei este egal cu diametrul fundului jgheabului, în cazul în care acesta are o secțiune semicirculară.

În aceste condiții, cunoscând secțiunea F se poate determina raza:

(3.35.)

(3.36.)

Nivelul maxim al amestecului va fi:

(3.37.)

Înălțimea totală a jgheabului va fi:

(3.38.)

Lățimea jgheabului va fi:

(3.39.)

Înclinarea jgheabului se determină după următoarea relație:

(3.40.)

Valoarea lui a s-a determinat experimental a = 0,037, deci:

(3.41.)

Înclinarea jgheabului pe o distanță de L = 60 m:

(3.42.)

Dimensionarea corpurilor de evaporare

S-a optat pentru o instalație de evaporare cu dublu efect în contracurent, formată din același tip constructiv de evaporatoare cu circulație forțată.

Pentru încălzire s-a utilizat abur tehnologic de 145 °C, p = 4,238 ata.

Concentrarea sucului de tomate se realizează în trepte în felul următor:

Prima treaptă de evaporare: 5% → 6,7%;

A doua treaptă de evaporare: 6,7% → 12%.

Bilanțurile termice sunt prezentate în capitolul 3.2, tabelul nr. 3.15., respectiv tabelul nr. 3.17.

Notații:

k – coeficientul total de transmitere a căldurii, kcal/m2 · h · grd;

d – diametrul mediu al țevilor, m;

w – viteza de curgere a lichidului în țevi, m;

l – lungimea țevilor, m;

η – vâscozitatea lichidului, cP;

Δt – diferența de temperatură între abur și lichid, °C;

d – diametrul țevilor, mm;

p – pasul țevilor, mm;

q – fluxul termic transmis, W;

A – aria de transfer termic, m2;

ΔTM – diferența medie de temperatură, K.

Primul corp de evaporare:

Fluxul termic transmis:

(3.43.)

(3.44.)

(3.45.)

În aparatele cu circulație forțată, lichidul este pompat prin țevile de încălzire cu o viteză relativ mare. La vitezele care se folosesc de obicei în evaporatoarele cu circulație artificială (~ 2m/s), nivelul lichidului în fierbere se află la capătul superior al țevilor; cu cât este mai mare viteza de circulație, cu atât este mai ridicat nivelul de fierbere a lichidului. Practic se lucrează cu o viteză de circulație de la 1,5 până la 3,5 m/s.

Utilizarea unor viteze de circulație mai mici de 1 m/s nu este rațională deoarece în acest caz nivelul lichidului care fierbe în țevi este scăzut și evaporarea cu circulație forțată se apropie de evaporarea cu circulație naturală. De asemenea, circulația cu viteză mare nu este eficientă deoarece la viteze mai mari de 4 m/s coeficientul de transmitere a căldurii devine constant. (A.G. Kasatkin, 1963)

Dacă soluția de evaporat depune cruste pe țevi sau formează cristale, viteza trebuie să fie de cel puțin 2,5 m/s. Întrucât nu sunt cruste valoarea vitezei va fii cuprinsă între 1,5 și 3 m/s.

Coeficientul total de transmitere a căldurii de la vapori la soluția care fierbe în aparatele cu circulație forțată se poate calcula astfel:

(3.46.)

Întrucât schimbătorul de căldură din cadrul evaporatorului este un schimbător de căldură multitubular fascicular și conform anexei A3, valorile constructive se adoptă astfel:

(3.47.)

(3.48.)

Algoritmul de calcul a fost introdus în Microsoft Excel®. În urma încercărilor repetate s-a ajuns la următorul model constructiv:

Pentru k = 1726,41 kcal/m2·h·grd (2007.82 W/ m2·K) s-a impus o viteză de 3,27 m/s și o lungime de 5 m, obținându-se prin calcul un număr de țevi de 282,9 aproximat la 283 de țevi. Schimbătorul de căldură ales va avea aria de transfer termic egală cu 87,83 m2 și aria nominală de 109 m2.

Al doilea corp de evaporare:

Fluxul termic transmis

(3.49.)

(3.50.)

(3.51.)

Folosindu-se același algoritm de calcul ca la primul corp de evaporare, pentru k = 1536,97 kcal/m2·h·grd (1787,49 W/ m2·K) s-a impus o viteză de 1,93 m/s și o lungime de 6 m, obținându-se un număr de țevi de 283,08 aproximat la 283 de țevi. Schimbătorul de căldură ales va avea aria de transfer termic calculată egală cu 105,466 m2 și aria constructivă de 109 m2.

a. b.

Figura nr. 3.3. Schița corpurilor de evaporare:

a. primul corp de evaporare; b. al doilea corp de evaporare

Dimensionarea condensatorului

Pentru stabilirea dimensiunilor optime ale condensatorului la condițiile respective de funcționare este necesar să se determine pe baza calculelor transferul de căldură și să se stabilească elementele constructive ale condensatorului. Scopul calculelor poate consta în obținerea unui vid corespunzător, a temperaturii apei de evacuare sau a consumului redus de apă de răcire etc.

Notații:

pp – presiunea absolută în condensator, at;

pw – vidul din condensator, mm Hg;

tp – temperatura vaporilor, °C;

i” – entalpia vaporilor, kcal/kg;

v” – volumul specific al vaporilor, m3/kg;

tb – temperatura apei barometrice, °C;

Ga – consumul apei de răcire, kg/h;

Gp – cantitatea de vapori de condensat, kg/h;

ta – temperatura apei de răcire, °C;

D – diametrul condensatorului, m;

w – viteza de curgere a vaporilor în condensator, m/s;

dp – diametrul racordului de intrare vapori, m;

wp – viteza de curgere a vaporilor în racordul de intrare vapori, m/s;

h1 – distanța dintre prima șicană și racordul de intrare, m;

l – adâncimea șicanei, m;

b – lungimea marginii șicanei, m;

h0 – înălțimea acumulării apei în șicană, m;

v0 – viteza inițială de cădere a curentului de apă, m/s;

vmed – viteza medie de cădere a peliculei între fiecare treaptă succesivă, m/s;

δ0 – grosimea peliculei de apă, m;

de – diametrul echivalent, m;

t1 – temperatura apei care intră în treaptă, °C;

t2 – temperatura apei care se scurge de pe treaptă, °C;

G – cantitatea de vapori condensați pe treaptă, kg/h;

da – diametrul racordului de intrare a apei de răcire, m;

wa – viteza apei în racord, m/s;

hb1 – prima componentă a înălțimii conductei barometrice, m;

db – diametrul conductei barometrice, m;

Re – criteriul Reynolds pentru conducta barometrică;

λ – coeficientul de frecare;

hb2 – cea de-a doua componentă a înălțimii conductei barometrice, m;

hb – înălțimea conductei barometrice,m;

taer – temperatura amestecului evacuat din condensator, °C;

ppf – presiunea aburilor saturați la temperatura taer, at;

paer – presiunea parțială a aerului, at;

Vaer – volumul aerului îndepărtat din condensator, m3/h;

daer – diametrul racordului de evacuare a aerului, m;

waer – viteza aerului în racord, m/s;

N – puterea pompei de evacuare a aerului, kW.

Datele fundamentale sunt date în tabelul nr. 3.19. conform A. Kubasiewicz.

Tabel nr. 3.19.

* Cantitatea de vapori de condensat se calculează conform formulei nr. 3.52.

(3.52.)

S-a realizat algoritmul calculelor pentru condensatorul în contracurent cu șicane cu conductă barometrică astfel:

Presiunea absolută în condensator:

(3.53.)

Având în vedere că ata=at+atm și că 1atm=1,0332at rezultă că 0,136at=0,2765ata.

Temperatura vaporilor:

(3.54.)

După cum se observă valoarea temperaturii vaporilor este între 65 °C și 70 °C. Astfel încât nu se prevede entalpia vaporilor la temperatura de 66,71 °C s-au efectuat calcule interpolare cu ajutorul Microsoft Excel® pentru a afla cu exactitate entalpia vaporilor la temperatura respectivă, procedându-se astfel de fiecare dată când valoarea dată nu este în anexa A2.

Entalpia vaporilor:

(3.55.)

Entalpia vaporilor la temperatura de 66,71 °C este de 2620,51 kJ/kg conform anexei A3 și a calculelor interpolare, realizându-se conversia în kcal/kg cu ajutorul www.unit-conversion.info.

Volumul specific al vaporilor:

(3.56.)

Temperatura apei barometrice:

(3.57.)

Consumul apei de răcire:

(3.58.)

Diametrul condensatorului:

(3.59.)

Diametrul racordului de intrare vapori:

(3.60.)

Distanța dintre prima șicană și racordul de intrare:

(3.61.)

Adâncimea șicanei:

(3.62.)

Lungimea marginii șicanei:

(3.63.)

Distanța dintre șicanele succesive:

(3.64.)

Înălțimea acumulării apei în șicană:

(3.65.)

Viteza inițială de cădere a curentului de apă:

(3.66.)

Viteza medie de cădere a peliculei între fiecare treaptă succesivă:

(3.67.)

Grosimea peliculei de apă:

(3.68.)

Diametrul echivalent:

(3.69.)

Modificarea temperaturii la trecerea prin treaptă:

(3.70.)

Temperatura apei care se scurge de pe treaptă:

(3.71.)

Cantitatea de vapori condensați pe treaptă:

(3.72.)

Diametrul racordului de intrare a apei de răcire:

(3.73.)

Prima componentă a înălțimii conductei barometrice:

(3.74.)

Diametrul conductei barometrice:

(3.75.)

Criteriul Reynolds pentru conducta barometrică:

(3.76.)

Coeficientul de frecare:

(3.77.)

Cea de-a doua componentă a înălțimii conductei barometrice:

(3.78.)

Înălțimea conductei barometrice:

(3.79.)

Temperatura amestecului evacuat din condensator:

(3.80.)

Presiunea aburilor saturați la temperatura, taer :

(3.81.)

Figura nr. 3.4.: Schema instalației de concentrare a sucului de tomate formată din evaporatoare cu circulație forțată și condensator cu șicane în contracurent, cu conductă barometrică

Presiunea parțială a aerului:

(3.82.)

Volumul aerului îndepărtat din condensator:

(3.83.)

Diametrul racordului de evacuare a aerului:

(3.84.)

Puterea pompei de evacuare a aerului:

(3.85.)

Lista utilajelor

Tabel nr. 3.20.