ANt:íl TSE TERMO-HIDRt:íUI TCh DF VAPOR IZADQRfS COM TUBOS HORIZONT,',IS
HENRIQUE GERKEN DE LANDA
~T[SE
SUBMETIDA
AO
CORPO
DOCENTE
DA
COORDENACIO
DOS
PROGRAMAS DE
P6S-GRADUACIO DE. ENGENHARIA DA
UNIVERSIDADE
FEDERAL
DO
RIO
DE
JANEIRO
COMO
PARTE
DOS
REQUISITOS
NECESS~RIOS PARA
OBTENCIO DO GRAU DE MESTRE EM CIINCIAS EM
ENGENHARIA MECINICA.
/.',provado por·:
.... __ --.. .:~h
11: _
Ei:::'.:
~
--~~~-i~'.~
-~j~:.. ----_
-· ----_
--_______ --_
Prof. LEOPOLDO EURICO GONCALVES BASTOS, D.Se.
( Pre:s; i de:nt e,)
RIO DE JANEIRO, RJ - BRASIL
AURIL. - 1989
LANDA, HENRIGUE GERKEN DE
Anilise Termo-Hidriulica
de vaporizadores
com
Tubos
Horizontais (Rio de Janeiro> 1989
cm
CCOPPE-UFRJ,
M.Sc.7Engenharia
Mecânica,
i989)
Tese -
Universidade
Federal
do
Rio
de
Janeiro
COPPE/UFR ,J
i i
À Lei la, Éllen e Frederico com muito amor
iv
AGRADECIMENTOS
Ao Prof.
Leopoldo E.G. Bastos, pela amizade formada e
incentivo na elaboração deste trabalho.
Ao Programa
de Engenharia
Meclnica pelas disciplinas
oferecidas.
Ao amigo Mareio Ziviani pelos comentários e sugestões.
A PETROBRdS pela oportunidade de cursar as disciplinas
em regime parcial.
Aos colegas do Setor Térmico, e da Divisão de Projetos
Meclnicos do
Centro de Pesquisas CCENPESJ pela compreensão
e pela contribuição na realiza;ão deste trabalho.
A
Ana Cristina e
Maria
Inez
pelo
trabalho de
digitação e datilografia.
V
Resumo da Tese apresentada a COPPE/UFRJ como parte dos requisitos necessirios para obten;lo do grau de Mestre em Ciências <M.Sc.).
ANÁLISE TERMO-HIDRÁlfl IÇA DE VAPORIZADORES
COM TUBOS HORIZONTAIS
HENRIQUE GERKEN DE LANDA ABRIL 1989
Orientador: Prof. Leopoldo Eurico Gon;alves Bastos
Programa: Engenharia Mecânica
Neste trabalho,
i
apresentada uma metodologia para anilise termo-fluidodinâmica de vaporizadores com tubos horizontais, utilizando componentes puros como fluido de trabalho. Para tanto foi desenvolvido um programa d<~ e omput ador, emmit <Jdo.
linguagem FORTRAN 77, automatizando o
Slo efetuadas compara;&es com outras metodologias, mostrando a validade do mitodo proposto.
Abstract of Thesis
fulfillment of the
Science (M.Sc.).
vi
presented
to COPPE/UFRJ
as
partia}
requirements for the degree of Master of
THERMAt HYDRAIII IC ANALYSIS Of VAPORIZERS
WITH HORIZONTAL JUBEfi
HENRIGUE GERKEN DE LANDA
APRIL 1989
Thesis Supervisor: Prof. Leopoldo Eurico Gon;alves Bastos
Department: Mechanical Engineering
A new
methodology is
presented
for
thermal - fluid
dynamic analysis of vaporizers with horizontal tubes using
pure substances
as process
fluids. A computer program has
been developed
using FORTRAN
77 in arder to implement the
new method.
Severa}
comparisons
have
been
done
to
show
the
validity of
the proposed methodology with respect to other
approaches.
y j i
ÍNDICE
Pág.
I - I NTR ODUCÃO . . . • • • • i
II - REVISÃO BIBLIOGRÁFICA ••••••••••••••••••••••••• 4
II.i - ESCOAMENTO BIFÁSICO ... 4
II.1.1 - CONFIGURAÇÃO DE ESCOAMENTO ••••••••••••••••••• 4
II.1.2 - MAPAS DE ESCOAMENTO PARA TUBOS HORIZONTAIS
II.1.3 - CORRELAÇÕES PARA QUEDA DE PRESSÃO •••••••••••• 9
II.2 - TRANSFERINCIA DE CALOR ••••••••••.••••.•••••••••. 13
II.2.1 - ESCOAMENTO MONOFÁSICO •••••...••••.•••••••••• 14
II.2.2 - EBULIÇÃO CONVECTIVA ••••.•••••••••••.•••••••• 16
II.3 - RECOMENDAÇÕES DA LITERATURA SOBRE VAPORIZADORES
27
II.3.1 - RESISTINCIA TiRMICA DE DEP6SITO ••••••••••••• 29
III - METODOLOGIA DE CÁLCULO •••••••••••••••••••••• 31
III.i - INTRODUÇÃO . . . 31
III.2 - DADOS DE ENTRADA ...••.•••••.•••••••••... 32
III.3 - PERFIL DE TEMPERATURA •••.•••••••.•.•...•••••••• 33
III.4 - BALANCO DE ENERGIA ...••....••..•••••.•....• 35
vii i
IV - ROTINA COMPUTACIONAL •.••..••••••••••.••....•• 40
IV.l - BANCO DE DADOS ••••••••..••••••••.•....•••••••••• 40
IV.2 - ETAPAS DO PROGRAMA ..•.•.•••..••.•...•...•••.• 42
IV.3 - DESCRIÇÃO DAS SUB-ROTINAS ••••••••••••••••••••••• 54
IV.4 -· Fl_UXOGRAMA . . . 55
V - ESTUDOS DE SIMULAÇÃO ... 60
V.l - EXEMPLO DE APLICAÇÃO .••••••••.•••••••••••..•••••. 60
V.2 - COMPARAÇÃO DE RESULTADOS ••••..•....•••••.••.••••• 64
V.3 - ANdLISE DE RESULTADOS ••••.•••••••..••••••.••.•••• 69
VI - CONCLUS6ES E RECOMENDAÇ6ES ..••••••••..••••••• 72
REFERINCIAS BIBLIOGRdFICAS ••..•••••...•••• 73
APINDICE l - EQUIPAMENTOS PARA VAPORIZAÇÃO •.•..•.•..••• 79
NOMENCLATURA
Bo
-
Número de Eb•J l i ç:ão
_-,d __
ÁGCo
-
NI.Ímero de Convecç:ão
[~]
0 . . .(fJ,;s/(>,_)
e."'N
Cp
-
Calor específico
Cfgo - Fator de atrito considerando toda vazão como gás
Cflo - Fator de atrito considerando toda vazão como líquido
d -
Diâmetro interno
D - Diâmetro externo
Fr - NI.Ímero de Fraude
G"' ---f"', ..
GN d
GN - Aceleraç:ão da gravidade
HL - Coeficiente de transferlncia de calor para o líquido
HTP - Coef. de transferlncia de calor p/ esc. bifásico
K - Condutividade térmica
L
- comprimento de tubo
Nu - NI.Ímero de Nusselt
p - PressãoPe - Número de Péclet
Pr - NI.Ímero de Prandt
Re - Número de Reynolds
T
- Temperatura
x
- Fraç:ão de vapor
V - Velocidade
ft - Fl•Jl·(O de calor
<H,D>
I<
(Re.Pr>
{re,u) K < G, d> 1.1p
- Massa específica 'i - Tens~o superficial u - Viscosidade/..
- Calor latente ÍNDICES 1 Líquido g Gás tp-
Duas fases w Parede Sat - SaturadoNas indl.Ístr-ias
CAPÍTULO I
INTRODUÇÃO
de Pf?tróleo e petroquímica, são largamente utilizados os equipamentos destinados a
vaporizar fluidos, comumentes denominados vapor i zadore1;; ..
De uma m,1nei ra g"'ral estes equipamentos podem ser chaleira identificados como: vaporizadores do tipo
<Kettlel, termosifio horizontal ou vertical, e finalmente os vaporizadores com circulaçio forçada. Par-a os trê~; primeiros existem na literatura aberta, virias roteiros de dimensionamento, como aqueles de KERN (1950), FAIR (1960),
HUGHMARK
< 1961) e PALEN ( 1964). O mesmo nio ocorre entretanto para o vaporizador com circulaçio forçada. Uma metodologia de cilculo para este tipo de vaporizador deve contemplar aspectos relacionados com as características da configuraçio de escoamento existente para o fluido de processo, requerendo portanto uma anilise detalhada da vaporiza;io no interior dos tubos do equipamento.A título de existe em operaç:io na Petrobris um vaporizador com circulaç:io forç:ada possuindo
350 tubos no primeiro passe e 708 tubos no segundo, vaporizando 46X em massa de um hidrocarboneto que circula
internamente aos tubos, apresentando uma temperatura de saída do fluido inferior à aquela de entrada. As metodologias e programas disponíveis nio sio adequadas para a simulaç:io deste vaporizador face a nio contemplar aspectos relacionados com a temperatura de satura~io versus
perda de carga, distintas configura;Ses de escoamento para o fluido em vaporiza;io, etc.
O objetivo do presente trabalho de tese é o de desenvolver uma metodologia de c,lculo de desempenho termo-fluidodinimico para vaporizadores com circula;io forçada. O estudo analisa os equipamentos dotados de tubos horizontais havendo internamente a vaporiza;io do fluido de processo. No casco é especificado um perfil de temperatura, o coeficiente de transferência de calor, e a resistência térmica de depósito. A metodologia de c,lculo com necess,rias hipóteses simplificadoras estio apresentadas no capitulo III.
No Apêndice
1
é
apresentada uma descri;io das classifica;Ses existentes para vaporizadores, quanto ao tipo de serviço e quanto I forma de circula;io. Também sio abordados os tipos e os critérios de seleçio dos vaporizadoresConsiderando um equipamento vaporizador dotado de tubos horizontais, tendo um ndmero distinto de tubos por passe e sendo fixadas as condi;Ses de contorno, observa-se que o fluido de trabalho (sofrendo o processo de vaporizaçio) estar, submetido a distintos processos de transferência de calor: convec;io for;ada (laminar ou turbulenta) e ebuliçio convectiva. No capitulo II é feita uma revisio bibliogr,fica sobre o escoamento bif,sico e transferência de calor nos escoamentos monof,sico e bif,sico do fluido de processo. Sio também apresentadas neste capítulo as recomenda;Ses existentes na literatura
3
sobre a an,lise tirmica e a resistlncia tirmica de depdsito para os vaporizadores horizontais.
No capitulo IV é apresentada um rotina computacional, em linguagem Fortran 77, desenvolvida a partir da metodologia de c,lculo proposta. A listagem do programa e
o manual do usu,rio sio apresentados no Aplndice N<J
capítulo V sio efetuadas simula;Bes para v,rios casos, e os resultados sio comparados com :(i) aqueles obtidos dos c,lculos realizados através da metodologia proposta por Kern; Ci i) com os resultados do programa TASC2 desenvolvidos pelo HTFS (Heat Transfer & Fluid Flow Service). Finalmente as conclus8es e as recomenda;Bes sio apresentadas nb capítulo VI.
4
CAPÍTULO II
REVISÃO BIBLIOGRÁFICA
II.1- ESCOAMENTO BIFÁSICO.
II.1-1) CONFIGURAÇÁO DE ESCOAMENTO
De acordo
com a
classificação proposta
por DUKLER e
TAITEL
(1976),
o
escoamento
bif,sico g,s-líquido no
interior
de
tubos
horizontais apresenta
as
seguintes
configuraçies de
escoamento
(flow
patterns>:
BOLHA,
INTERMITENTE (plug
+slug)
ESTRATIFICADO,
ESTRATIFICADO
ONDULADO e ANULAR.
Observa-se a existfncia de classificação que considera
configuraçies mais
específicas, como dada por BAKER (1954)
e indicada na figura II.1-1.
· - - - -
~
-_---·-
-~---- -~---~----
--·
-
.·-
---
- - -
.
--. '.
l St,at,1,ed) ESTRATI Fi CADD
( Wavy) ESTllA-:-IFICA DO 01~/DULt.DO --·
-
- -
- ·
---~...
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. .!..-t...., - · ~':...~_! ~.."_
2 : ~ . .-(Annula,) ANULAR ( Plug) INTERMITENTE
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"1
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( S!ub) INTERMITENTE.• e_-::,,.
Q ..
g ·
-c:.57
~-;
~.... -::·· - .,_ª_
·--!----
-·
-~-
---
-( But.iolt:) BOLHAMODELO DE FLUXO PARA TUBOS HORIZONTAIS
FIGURA II.1-1
5
Nota-se que DUKLER-TAITEL (1976) nio fazem distin;io entre as configura;Ses do tipo Plug e Slug. Embora existindo esta limita;io, neste trabalho
é
adotado esta classifica;io.II.1-2lMAPAS DE ESCOAMENTO PARA TUBOS HORIZONTAIS
Na literatura sio encontrados diversos mapas para uma identifica;io da configura;io de escoamento em tubos horizontais, sendo mais conhecidos os mapas de BAKER
(1954), MANDHANE (19741 e DUKLER-TAITEL (19761.
O mapa de BAKER (1954) utiliza dados experimentais para uma mistura ar e igua em tubos com dilmetro de 25 mm. As configura;Ses identificadas por
seguintes: disperso, anular, bolhas, plug) e estratificado ondulado.
BAKER foram as
intermitente (slug e
MANDHANE (19741 e outros basearam-se em 1178 experimentos com uma mistura ar e igua e propuseram uma corre;io para propriedade física do fluido. Os regimes de escoamento identificados
intermitente, estratificado.
anular,
foram os seguintes: bolhas, estratificado ondulado
DUKLER e TAITEL 119761 propuseram um modelo semi-empírico para determinar as configura;Ses do escoamento onde sio considerados os efeitos das propriedades físicas do fluido e do dilmetro do tubo. As configuraçies identificadas foram as seguintes: anular, bolhas,
6
intermitente, estratificado e estratificado ondulado. Uma comparação com os dados de MAOHANE foi efetuada mostrando a superioridade do mapa de OUKLER-TAITEL.
MANZANO (19841 comparou os mapas de BAKER, OUKLER-TAITEL e MANOHANE, e concluiu ser o mapa de OUKLER o mais confi,vel para escoamento bif,sico em tubos horizontais.
BARNEA (19821 comparou o mapa de OUKLER-TAITEL com resultados experimentais para sistemas ar e ,gua em tubulação inclinada
<±
de pequeno diimetro, encontrando resultados satisfatórios, exceto para cofiguração tipo estratificado e inclinado para baixo.OUKLER,A.E. e TAITEL,Y. (19761 apresentam os cinco modelos de configuração para escoamento em tubo horizontal e vertical num dnico gr,fico, envolvendo diversas curvas com a mesma abscissa e com ordenada diferentes.
Para facilidade de consulta, o gr,fico inicial ser, dividido em tris gr,ficos e apresentado um roteiro para seu uso, na figura Il.1-2.
7
Parimetros utilizadas no mapa de DUKLER-TAITEL
l./2
parimetro de Martinelli (II.1-1)
i/2
(II.1-2)
l./2
F = V., NQ de Froude modificado III.1-3)
K = V.,
L___.o
l
i /2L
<p,. -
·p:) .
I.ÃL.GN
1 ] (II.i-4) NOMENCLATURA(dP/dZ)L - queda de pressio do liquido
(dP/dZ)G - queda de pressio do gás
f, .. ,
f"
massa especifica do liquido e do gásVL,
v.,
velocidade do líquido e do gásuL viscosidade do liquido
K 10 1 10 F -1 10 -2 10 -3 10 1 ANULAR COM VALORES DE K
e
X USE GRÁFICO C3 10 T GRÁFICO C-2 1 B 1 COM VALORES DE TE X USE GRÁFICO C2 10 102 BOLHA INTERMITENTE ESTRATIFICADO ONDULADO ESTRATIFICADO X 1 10 1e?-GRÁFICO C-1 GRÁFICO C-3
ROTEIRO PARA UTILIZAR O MAPA PROPOSTO POR DUKLER E TAITEL
Inicie utilizando o grifico C-1, com os valores de X e F
9
11.1-3) CORRELAÇBES PARA QUEDA DE PRESSIO
A queda de presslo para uma fase, líquida ou vapor, tem sido bastante analisada, existindo v,rias correla;Bes para representar o fator de atrito.
BRILL e BEGGS (1978) apresentam uma correla;lo para o fator de atrito de Fanning para tubos lisos, que também é recomendada por
horizontais.
DUKLER para fluxo bif,sico em tubos
f = 0,0014+0,125 (ReJ-e.32 f = 16/Re 2400CRe<3x10~ Re<2400 (11.1-5) CII.1-61
DUKLER (19641 comparou as correla;Bes de BAKER, BANKOFF, CHENOWETH MARTIN, LOCKHART MARTINELLI e YAGI, usadas para o c,lculo de queda de presslo por atrito, em escoamento bif,sico e concluiu ser a correla;lo de LOCKHART e MARTINELLI a mais indicada. Na compara~lo, DUKLER usou
e fluidos com viscosidade i cp, 3 cp e 20 cp.
Outra compara;lo efetuada por correla~Bes de BAKER, CHENOWETH
DUKLER (1964>, com as MARTIN e LOCKHART MARTINELLI, para o c,lculo da perda de carga para determinada configura~lo de escoamento, sendo as configura;Bes utilizadas no teste, as sete configura;Bes do mapa de BAKER e como resultado da compara;lo a correla;lo de LOCKHART e MARTINELLI foi apresentada como a mais
10
COLLIER (1981) afirma que nenhum método empírico para avaliar a perda de carga é apropriada para todos os casos,
e que as melhores correla;Bes apresentam erros t/picos na faixa de 25Z a 50Z, recomendando as correla;Bes de BAROCZY e CHISHOLM, indicando que a configura;io de escoamento deve ser examinada para determinar a melhor correla;io para a
região.
SCHLUNDER (1985) baseado numa comunica;io pessoal de WHALLEY indica as correla;Bes em termos das condi;Bes de escoamento. Se a rela;io de viscosidade do líquido e do g,s for menor que 1000, o autor recomenda a correla;io de FRIEDEL, se esta rela;io for maior que 1000 deve ser verificada a velocidade m,ssica. No caso de velocidade m,ssica maior que 100 Kg/m~s usa-se a correla;io de CHISHOLM e se a velocidade m,ssica for menor que 100 Kg/m~s a correla;io de MARTINELLI deve ser usada.
WHALLEY (1987) afirma ser a correla;io de FRIEDEL (1979) a de melhor resultados para o c,lculo da perda de carga em duas fases. No c,lculo da fra;io de vazios necess,rio para o c,lculo da queda de carga por acelera;io recomenda a correla;io de PREMOLI (1970).
KERN (1950> recomenda para a queda de pressio localizada Cexpansio, contra;io e mudança de dire;io), nos permutadores de calor casco e tubos, o uso de quatro cargas de velocidades por passe. Normalmente em projetos de engenharia usam-se valores menos conservativos Cl,5 carga de velocidade por passe)
i i
Correla~ão de Friedel
Queda de pressão na mistura bif,sica dPf• CdP/dZltp
(dP/dZltp =
jlfLo"'.
(dP/dZko tx' " ?"l .. O :::: E•
( i E+ 3 ?4 E, H(FR)-
4 S(WEi)-~~
-
xl"' + ( >()"' [ ~I. p ..
F•
<x>·,.., ( 1-
x) .s;u:112:::J
H··-í~J-<>•
[u...J·•<> [i-J.LaJ-
7L.fu
l..lL IJ.L.,.FR •
WEi •
G"'
d 'f.PH
( j-
P•-Queda de pressão no retorno dPr
dPr - 1r5.G2
2•fH
<II.i-7l CII.i-8) CII-i-9) CII.i-10) ( I I . i - i i l <II.1-12) < II. i-13) CII.i-14) (II.1-15)12
Queda de pressão por acelera;io (dPa)
dPa =
[
A -""'
FV
+ (j - N )"' j_ -FV
FV
1 +lS (
1 :
x )
1t ]
s
= 1 + Ei [ y = ....JL...1-B
B = Ei = 1.578 1+J
1/2 __._ _ _ - Y • E 2 Y.E2 (Re> --.,., ( 1.) /1.) ) ... f" L. 1 (:, E2 = 0,0273 WE2 CRe> -~• ( {) /1.) ,_ ....r· (..,
r
'·-R e ·- . ..ll.J.1.. <II.i-16> CII.1-17) CII.1-18) CII.i-19) CII.i-20) ( II .1-21 l CII.1-22) CII.1-23> CII.1-24>II.2- TRANSFERÊNCIA DE CALOR
De uma forma idealizada, a configuraçio do escoamento,
as curvas
de variaçSes
de temperatura
do
líquido e
da
superfície de
um tubo
horizontal, nas
regiSes designadas
por A, B e C, estio apresentadas na figura II.2-i.
Na
regiio
de
convecç,io
forçada
(regiio
A) atemperatura da superfície do tubo <TW) pode ser determinada
por: TW
=T,_ (Z)
+~T, __
~ T,._ =,0'/HL
onde
,C~.Tv-
é
a
diferença
de
temperatura
entre a
superfície interna do tubo e a temperat•Jra
TL(Z)média para
uma distlncia
Z e
HL é
o coeficiente de transferincia de
calor para
a fase
1 Íquida, eJt-
é o fluxo de calor a que o
tubo e
líquido estio submetidos. O escoamento interno ao
tubo poderi ser laminar, de transiçio ou turbulento •
•w•o "'
.,
.
,
'
tGtovtcç.io
,v:
i•u~•~.i.o 1 ,,.,,,~Jc' " " ~tQu10,t, • M•USflll•O,. : Ulli/lAO.I
,___~·~·-'--
;__
~ Zu ' 1 >--~--; "'\ 1 1~, }-- v.oft•.o,.Lo O.O TlW 11\Íllli. DO llQ.,.,I,(.' n~1ONB inicio da ebuliçio
nucleada
FDB ebuliçio nucleada
e omp l et ament e
desenvolvida
é:.TSAT
=TW - TSAT
6rsua
=TSAT - TL
DISTRIBUIÇÃO TEMP. DO LÍG. E DA TEMP. DE PAREDE (COLLIER)
FIGURA II.2-i
14
A
região
seguinte (8)
onde inicia o aparecimento das
primeiras bolhas é chamada
de
região
de
ebulição
sub-resfriada, sendo
de difícil
determinação o coeficiente de
transferência de calor. Isto porque nesta faixa de ebulição
as
condições
superficiais da
parede,
velocidade
de
escoamento e
nível de
temperatura de parede, tem bastante
influência no processo.
Notadamente sio encontradas referências bibliográficas
tratando o
problema de
determinação
do
fluxo
de
calor
necessário par.;;\
o início da eb•Jl içlo
sub-resfriada
para
fluidos sob
fixadas condições de escoamento e especificado
materiais de
parede do
tubo, ver
COLLIER (1981)
e
TONG
C i 975) •
Devi do
pois
àdificuldade
de
fiNaç:ão dascaracterísticas reais
para o
processo
de
ebulição
sub-resfriada, optou-se
neste
trabalho,
por
considerar
nos
cálculos do
coeficiente de
transferência
de
calor
este
regime como sendo ainda de convecção forçada.
Para região de ebulição saturada CC) estio disponíveis
na literatura diversas correlações.
Algumas delas quando
submetidas
a
estudos comparativos
por
alguns
autores
apresentaram desvios compatíveis para uma aplicação.
II.2-i ESCOAMENTO MONOFÁSICO
O problema
associado com
escoamento de
um fluido
e
transferência
de
calor
em
r eg i me
l am i n ar ,
tem
si d o
analisado
por
muitos
pesquisadores.
SCHLüNDER
(19851
recomenda as seguintes correlaçies:
1.5
- Perfis de velocidade e temperatura desenvolvida - Temperatura de parede constante
NU= 3,66 (II.2-i)
- Fluxo de calor constante NU= 4,303
- Perfis de
(II.2-2) velocidade desenvolvido e temperatura em desenvolvimento
- Temperatura de parede constante:
NU= i,61 ( Pe.d/L )·3 3 para Pe.d/L)i0g
NU= 3,66 + 0 19 ( Pe.d/L )·8 1 + 0,117 C Pe.d/L)-~6 7
- Fluxo de calor constante:
NU= 1,302 < Pe.d/L )-~ para Pe.d/L)l0""
( II.2-3) (II.2-4)
( II.2-5)
- Perfis de velocidade e temperatura em desenvolvimento
NU= 0,664 C Pe.d/L) C Pr) • ,...,
. ..,
CII.2-6)quando L>10 d
I
recomendado a equaiiO (II.2-4)Comparando um grande n~mero de dados experimentais de coeficiente de transferlncia de calor com correlaiies contida na literatura, GNIELINSKI (1976) sugere para escoamento turbulento:
0,6
<
Pr<
i,:5NU= 0,0214 CRe·ª-l00)Pr·"" [i+(d/L)g,..,a] (Tm/Tw)-~s (II.2-7)
1,5
<
Pr<
50016
II.2-2) EBULIÇÃO CONVECTIVA
SHAH (1976> afirma: llAs correlaç8es propostas para transferlncia de calor do fluido com mudança de fase internamente nos tubos, nlo slo de confiança além dos limites do teste em que foram baseados. Somente a correlaçlo de CHEN (1966) pode ser considerada mais geral, entretanto sua aplicaçlo é limitada para o escoamento verti cal l l .
COLLIER (1981), TONG (1975), BUTTERWORTH (1977), HSU (19761, SCHLUNOER (1985) e WHALLEY (19871, concordam que a correlaçlo de CHEN é superior as correlaç8es do tipo, HTP=HL.f(1/Xtt) que diversos autores apresentam. Recomendam a correlaçlo de CHEN tanto para a regilo de nucleaçlo saturada como
forçada.
a regilo de vaporizaçlo por convecçlo
HSU (1976), recomenda uma extensio • correlaçlo de CHEN para o regime intermitente ..
SHAH (1976), apresenta um ,baco e uma nova idéia de c,lculo do coeficiente de transferlncia de calor para ebuliçlo saturada em escoamento interno aos tubos. A partir de valores conhecidos tais como llN~mero de Ebuliçloll, llN~mero de Convecçloll e nN~mero de Frouden o ,baco fornece um fator multiplicativo ao coeficiente de transferlncia de calor da parcela de liquido calculado pela fdrmula de Oi t tu s-8 oe 1 ter •
17
Posteriormente SHAH (1982) apresenta as diversas curvas do ,baco em forma de equa;io facilitando o uso do
COLLIER (1981) indica a correla;io de SHAH para tubos horizontais com vaporiza;io por convec;io for;ada.
SMITH (1986) recomenda as correla;Bes de CHEN e SHAH e afirma que a equa;io de SHAH é mais indicada para tubo horizontais com configura;io do tipo estratificado.
Seguindo a idéia proposta por SHAH, GUNGOR (1986) apresenta uma equa;io para ebuliçio saturada interna aos tubos ou para o espa;o anular entre tubos conclntricos horizontais ou verticais.
Também seguindo caminho semelhante a SHAH, KANDLIKAR (1987) apresenta uma equa;io v,lida para ebuli;io saturada interna a tubos horizontais ou verticais.
As equa;Bes de GUNGOR e KANDLIKAR foram submetidos a um banco de dados de 3700 e 5000 pontos respectivamente, mas nio foi encontrado na literatura coment,rios sobre a utiliza;io das mesmas.
A seguir sio apresentados os roteiros de aplica;io das correla;Bes de CHEN, SHAH, GUNGOR-WINTERTON e KANDLIKAR.
i 8
a) Correla,ão de CHEN (1966)
Baseado no princípio de superposi,ão de ROHSENOW, CHEN propôs dois mecanismo aditivos rep1resc.z-ntar
vaporiza,ão, com geração de vapor saturado para fluido
não-metálico em Os mecanismos de
transferfncia de calor foram chamados de micro-convec,ão e dos mecanismos foram representados pelas fun,ies F. e S.
Sendo F., obtida do parâmetro de Mart inel li <X ••
>,
S representa o fator de supressão de gera,ão e crescimento de bolhas, obtido empiricamente como fun;ão do n~mero de Reynolds para escoamento bifásico. A correla;ão foi testada para água e fluido orgânico, num total de 600 pontos e apresentando uma precisão de±
12X em compara;ão a dadose>{per i mentais ..
A região de interesse no estudo de CHEN
é
aquela definida pelas seguintes condi;&es:Fluido em 2 fases saturado em covec;ão forçada - Regime axial vertical
- Regime estável
- Não existe região seca
- Fluxo de calor abaixo do valor crítico
O fluxo de calor
é
considerado em duas parcelas, fluxo devidoà
convecção e fluxo devidoà
nucleação:J1f
=Jf..-.,
+JJn
Jlf
= Hmic <Tw - Tsat) + Hmac (Tw - Tb>< II.2-9) (II. ~~-10)
19
Hmic
=coeficiente de
tranferlncia de
calor por
ebuli;io
n
tJC1 eada
Hmac - coeficiente de transferlncia de calor por convec;io
Para ebuli;io saturada Tb
=Tsat.
Jf
=H ( Tw - Tsat)
H - Hmic
+Hmac
(II.2-ii)
<II.2-12)
Baseado em
DITTUS-BOELTER para
um liquido em um duto
aquecido, CHEN prop6s para mistura bifásica:
Hmac
=0,023
K.t..e.
Retp"•'º Prtp'"•"'
d(II.2-13)
Para a
maioria dos
fluidos o
n~mero
de
Prandt
do
liquido e
do vapor é aproximadamente o mesmo. Considerando
o liquido
prdximo
àparede como
a principal
resistlncia
para a
transferlncia de calor, CHEN sugeriu que Prtp e Ktp
sejam calculados para o 1 iquido.
< II.2-14>
< II.2-15)
Fc - é
uma fun;io puramente hidrodinlmica e depende somente
do parlmetro de Martinelli (figura II.2-2).
20
IO''~~~~Trr<tT"I ~1 --,-..--,,-.-11n,...-11n-,--rn·Tn1,,o'
.,_
o..,
.
.
a:'
a: • ,0-1 l XttFIGURA II.2-2
10 101FATOR Fc
1./X.,.., "' 1.L-_ _>,:.l'"'·"" (p,Jp.,, ... (,t<,,/,.,,.)•·• "O coeficiente de transferência
de calor
(Hmic) para
micro-conveec;io
proposto
correl a;io de
reservatório.
FORSTER
e
por
CHEN
foi
ZUBBER
para
adptado
n1Jcleaç:io
da
em
Hmic
=0,00122
K,"'·'"''Cp, "'· ...
"'Q, ... ., ___
T"•"'., p"•""' <II.2-16)
r e . e ULerR9 e.a~ ÜD e.R~
A eq1Ja;io
acima foi
obtida a
partir de
dados
para
1 Íq1Jidos sat1Jrados
em eb1Jl i;io n1Jcleada em reservatório. O
gra1J de s1Jperaq1Jecimento de parede 1Jsada na eq1Ja;io II.2-16
para eb1Jli;io
em reservatório,
nio
é
m1Jito diferente
do
valor médio para eb1Jli;io em convec;io forç:ada.
Eb1Jli;ão Reservatório
Eb1Jli;io p/convecç:io forç:ada
FIGURA (II.2-3) PERFIL DE TEMPERATURA
CHEN definiu o fator de supressio CS), na figura CII.2-4>
s
=[~-- J ...
Tsat
C II.2-17)
onde
e:,.Pe corresponde a
b. Te
Usando Clausius-Clapeyron
s
=CII.2-18)
A equa;io original fica:
Hmic - 0,00122
K, ·""'
Cp, ·"'"' Q, ·"'",Ó.Tsat·'""'.ô,Psat·""' S
,.. .. e l,lL."Q:9 /\-R<4 'pm.-R.o\
CII.2-19)
!::,.
Tsat
=Tw - Tsat
L:>Psat
=(pressio sat. a Tw) -
(pressio sat. a Tsat.)
22
b) Correlação de M.M SHAH (1976)
Uma nova correlação para transferência de calor para ebulição de fluido no interior de tubos,
i
apresentado em um ,baco, semelhante ao ,baco de MOODY, para solução gr,fica. No artigo originali
mostrada uma comparação por 18 estudos experimentais. Esses dados incluem os mais comuns refrigerantes na sua faixa de aplicação pr,tica. Tambim incluem dados para ebulição de ,gua entre press8es de 1 Kg/cm~ a 175Kg/cmA, v,rios materiais de tubos, e horizontal, fluxo ascendente • descendente, e uma grande faixa de fluxo de calor e massa.Baseado nessas evidências SHAH recomenda o ,baco para ebulição saturada dentro dos tubos para todos os fluidos Newtonianos (exceto fluido met,lico> sobre toda a faixa pr,tica. Não
i
recomend,vel para ebulição sub-resfriada e ebulição em filme. A carta foi inicialmente desenvolvida para ebulição saturada para fluxos de calor sub-crítico, entretanto elai
aplic,vel em regime de falta de líquido (fluxo de calor super critico) desde que o HDRYOUTH inicie para título de vapor acima de 80Z. As equaç8es das curvas do ,baco foram determinadas pelo prdprio SHAH (1982) facilitando o uso computacional.---"
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EBULIÇAO POR CONVECÇÃO FORÇADA COM PAREDE DE TUBOPMlCII\LMENTE SECA
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LINHA AB - EBULIÇÃO POR CONVECÇÃO FORÇADA COM PAREDE TUBO COMPLET,~MENTE MOLHADA
REGIME • • REGIME DE SUPRESSÃO DE BOLHAS ---~.,_,_,, DE EBULIÇÃO
: NUCLEADA
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' '
- Box 10 4 = 50 30 20 15 107
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PARIMETROS PARA CORRELAC~O
São definidos
4parâmetros:
~=J:itp
HL.
(II. 2-20)
Co
= (t:) /1:) )"'·'~rª
r'-··
Número de Convec~ão
(II.2-21)Bo
=Número de Ebuli;ão
(II.2-22)FRL ...
~..
Número de Froude
<II.2-23)fLS>
GN d
HTP
-
Coeficiente de transferincia de calor para escoamento
bifásico
HL = 0,023 <II. 2-24)
Roteiro para o cilculo d e '
~
=maior valor entre
~1e
r2
N = 0,38
(FRL.)
.:aCo
se
FR,.
<
0,04 N =Co
se
FRL
>
0,04F
= 14,7se
Bo
>
0,0011 F = 15,43se
Bo
<
0,0011 ~1 = 1,8 ( N ) - 0 ...se
N>
:1. ~2 = 230 (Bo
) 0 • .t•.'Jse
Bo
>
0,00003 ~2 = 1 + 46 (Bo
)...
se
Bo
<
0,00003 pat'"a 0, 1<
N<
:l ~2 =F
Bo
...
enp (2,74/N"'•")se N
<
0,1 ~2 =F Bo
...
"
e:-xp (2,47/N"'·""')c) Correlação de K.E.GUNGOR e R.H.S WINTERTON (1986)
Os autores apresentaram uma correlação v,lida para ebulição saturada interna aos tubos ou para espaço anular entre tubos concintricos horizontais e verticais. Os prdprios autores apresentaram (1987) uma nova versão simplificada e testada para ,gua, refrigerante e etileno glicol, num total de 3700 dados experimentais. O desvio mldio obtido com essa correlação segundo os autores Ide 19,7%.
!:iI.E.
= 1 + 3000 B o0 • 8 6 + 1 , l. 2 HL Sendo: 80 = <Bi,-> '"• ... E: 1 <II. 2-·25 >(>m
Ndmero de Ebulição (II. 2-22)
Ndmero de Fraude <II.2-23)
HTP = Coeficiente de transferincia de calor para escoamento
bifásico
HL = 0,023 (II.2-24>
Ei
= i se2b
dl Correlaç:io de S.G. KANDLIKAR (19831
É: apresentada 1Jma corre l aç io para determinar o coeficiente de transferência de calor em ebu l i ;io convectiva e da nucleação, e incorpora um fator dependente do tipo do fluido. O prdprio autor apresenta (19871 uma revisão na correlaç:ão para suportar experimentos de outros autores e outros fluidos. A correlaç:ão foi submetida a um banco de dados experimentais com 5300 pontos, apresentando um desvio midio de l5,9Z para ,gua
e
i8,8Z para outros fluidos.HTP = Ci Coe"' (25 Fr,.l"" + C3 Bo"'"' FFl
HL
(II. 2-26 l
Co -
[i
:l:í]
0• ' " <fa/f1..l "'·"" Nümero de Convecç:ão (II.2-211
Bo =
x{---
Nümero de Ebulição (II.2-221Nümero de Fro•Jde (II.2-231
Região Convectiva Região Ebuliç:ão Nucleada
Co<0,65 Co >0 ,6:5 C1 1,136 0,6683 C2 -0,9 -0,2 C3 667,2 1058 C4 0,7 0,7
C5
0,3 0,327
Fator <EEl> dependente do tipo de fluido
FLUIDO
FÓRMULA
NOME
FFt
H20
ÁGUA
i,0
R-i i
CCi:3F
TRICLOROFLUORMETANO
i, 3
R-12
CCi2F2
DICLORODIFLUORMETANO
1 r 5R-i3Bi
CBrF3
BROMOTRIFLUORMETANO
i,
3:1.R-·22
CF2Ci
MONOCLORODIFLUORMETANO
2,.2R-113
CCi2FCC1F2
TRICOLOTRIFLUORETANO
1 '
j_R-ii4
CC1F2CCiF2
DICLOROTETRAFLUORETANO
1,.24R-152a
CF2C
DIFLUORETANO
i,i
N2
NITROGENIO
4,7
Ne
NEON
3 ·~
'..,
HTP• Coef.de transferlncia de calor p/ escoamento bifisico
HL
=0,023
(Rf?L, ( 1 - >:)) ... Pi·, ...K,../d
<II.2-24)
11.3 -
RECOMENDAÇÕES EXISTENTES
NALITERATURA
Segundo
KERN
(1950)
no
cilculo
térmico
de
vaporizadores horizontais com um
fluido
de
trabalho
escoando internamente
aos
tubos,
érecomendado
para
o
cilculo do
coeficiente de
transferlncia de
calor interno
aos tubos,
a correla~io de Sieder-Tate,
calculado com as
propriedades físicas
da fase
líquida e é fixado um limite
mix
imo de i700W/M"'K para p1·odutos orgânicos, e de 5000W/M"'K
2B
para ,gua. Para o c,lculo da perda de carga ao longo do tubo é introduzido uma densidade média, calculada como a média ar i t mét i ca entre as densidades da mistura
Clíquido+vapor) na entrada e saída. Observa-se que este método apesar de ser muito conservativo é adotado por muitos projetistas.
BUTTERWORTH (1977) e SCHLUNDER (1985) recomendam que a configuraçio de escoamento deve ser observada seguindo o mapa de MANDHANE (1974). Se a configura,io for anular ou tipo bolha é indicada a correla5io de CHEN (1966). Para outras configura,ies de escoamento sugerem que seja calculado o coeficiente de transferlncia de calor do vapor e do líquido. O coeficiente de transferlncia de calor para a mistura bif,sica será obtido ponderando-se esses valores com o perímetro ocupado pelo líquido e vapor numa se,io do tubo. No cálculo da perda de carga ao longo do tubo recomendam o método proposto por LOCKHART-MARTINELLI
(1949). Observa-se que o mapa de DUKLER-TAITEL (1976)
é
superior ao mapa de MANDHANE (1974). Nio est, claramente especificado no c,lculo do coeficiente de transferlncia de calor para o líquido e para vapor se dever, ser considerado a ,rea total dos tubos ou as ,reas ocupada pelas fases 1 í qu idas de vapor. Sabe-se também que o c,lculo do perímetro molhado para conf i gur açies diferentes da estratificadasé
de difícil determina,io.29
II.3-i) RESISTÊNCIA TÉRMICA DE DEPÓSITO
O mais difícil item para ser avaliado no projeto térmico de um trocador de c a l o r i a resistincia térmica de
depósito que se forma nas superfícies de troca de calor.
Segundo SMITH (1986) nio existe um método racional para a estimativa da resistincia térmica de depósito. Normalmente
no c,lculo do coeficiente global de transferincia de calor e da ,rea necess,ria de troca num permutador de calor sio
utilizados valores de resistincia de depósito baseados em
experiincias anteriores ou recomendaç:Ões como as apresentadas pela
Assoe i at i on > •
TEMACTubular Exchanger Manufactures
Com refirencia aos vaporizadores, observa-se que é de
grande importlncia o conhecimento dos valores
resistincias térmicas de depósitos, pois estas influenciam
sobremodo o coeficiente global de transferincia de calor.
Sabe-se que os coeficientes de transferincia de calor de
fluidos que mudam de fase sio geralmente elevados, e a inclusio da resistincia térmica de depósito no c,lculo do
coeficiente global de transferincia de calor altera muito o
valor deste coeficiente, quando comparado com aquele calculado para a situaç:io de nio incrusta;io (equipamento 1 i mpo
>.
Not a-·se que em virtude disso, o vaporizador projetado e que leva em conta a resistincia térmica de depósito apresenta uma maior ,reade troca para a condi;iode opera;io inicial, ou seja, quando o equipamento ainda f:st, limpo. Poderio ocorrer, em consequincia, alguns problemas relacionados com opera;io do equipamento.
30
A resistlncia térmica de depósito ser, próxima de zero quando o vaporizador estiver limpo e gradualmente ser, incrementada com o tempo até o vaporizador necessitar ser 1 impo ou até o depósito atingir uma espessura de equilíbrio. Neste ~ltimo caso, a taxa de formação de depósito se iguala à taxa de remoção de depósito pelo próprio escoamento do fluido. Em alguns casos, a taxa de formação de depósito pode ser alterada com o tempo, devido a mudanças nas condiç6es de operação do equipamento ou face a características específicas do próprio fluido.
SMITH ainda observa que um cuidado especial deve ser tomado quando do projeto de caldeiras e caldeiras recuperadoras, pois a formação de depósitos pode fazer com que cresça a temperatura de parede dos tubos de uma forma descontrolada, expondo o equipamento a falha operacional.
PALEN (1986) afirma que a resistlncia térmica de depósito é ainda um grande problema no c,lculo de equipamentos de transferlncia de calor. A pr,tica usual de projeto consiste em calcular o equipamento com um excesso de ,rea de troca, o que sem d~vida é dispendioso e não vem atender
à
exiglncia atual de equipamentos mais eficientes e de menor custo.CAPÍTULO III
METODOLOGIA DE CÁLCULO
III.1 INTRODUÇ~O
O método aqui utilizado para a avalia;io do desempenho de vaporizadores consiste no seguinte: (il divisies do feixe tubular em se;ies de iguais comprimentos de tubos; (i il as condi;Ses de temperatura e pressiona entrada dos tubos sio conhecidas; li i il em cada se;io
I
efetuada uma análise termo-fluidodinlmica do escoamento, ( i V) as condi;Ses de saída de uma se;io fornecem informa;ies necessárias à análise do trecho seguinte; (v) após considerar um balanço de energia em cada uma das se;ies, mantendo-se conhecidas as condi;Ses do lado do casco, obtim-se as temperaturas, as pressies e, para regime bifásico, a massa vaporizada do fluido de processo, aa longo do tubo para as diversas se;ies. Essa.metodologia de cálculo leva tamblm em considera;io, na determina;io dos coeficientes de transferincia de calor e no cálculo da queda de pressio, as configura;ies existentes de escoamento do fluido quando em regime bifásico. Desta forma sio conseguidos os perfis de temperatura, pressio eº
,-
.,coeficientes de transferincia de calor ao longo do feixe tubular ..
Na sistemática de cálculo sio adotadas as seguintes hipóteses simplificadoras:
la) o início da vaporiza;io ocorre na temperatura de satura;io do fluido de processo. Esta hipótese equivale a nio considerar a ebuli;io sub-resfriada.
3~.~
( b) nas
correlaç:Ões
para
ocoeficiente
de
transferência de calor em escoamento bifásico, que dependem
do Ndmero de Ebuliç:io, considera-se que o fluxo de calor da
seç:io em
análise j,k
é
anterior j,k-1
igual ao fluxo de calor da seç:io
(c) na
regiio de
escoamento bifásico o calor trocado
numa seç:io de
tubo
é
somente
destinado
a
vaporizar
o
f'luido.
III.2 DADOS DE ENTRADA
Para aplicaç:io
da
metodologia
aqui
proposta
devem
ser
conhecidos
os seguintes valores:
- GEOMETRIA DO EQUIPAMENTO
Comprimento dos tubos (XLL)
Diãmetro interno dos tubos (d)
Diãmetro externo dos tubos CD)
Ndmero de
passes de
tubos CNPASSE)=
j ,varia~do de
i a 4
Ndmero de tubos por passe (ITUBOS(J))
Ndmero de
seç:Ões ao
longo do
comprimento de tubos
(NPARTE>= k
- CONDUTIVIDADE TÉRMICA DO MATERIAL DOS TUBOS (XKM)
·- LADO DO CASCO
Coeficiente de transf'erência de calor (HCASCO)
Resistência térmica de depósito (RC)
Temperatura de entrada CTCE)
Temperatura de saída (TCS)
LADO NOS TUBOS
33
Temperatura de entrada (ti) Pressão de entrada (Pi) Vazão de fluido CXMT>
III.3 PERFIL DE TEMPERATURA
A temperatura imposta num elemento de tubo CTCASCO)
l
calculada em função das temperaturas de entrada e saída do fluido do casco e da posição relativa do elemento de tubo k, do passe j. Portanto, nesta metodologia
l
considerado se o escoamento interno aos tubosl
contra-corrente ou concorrente num determinado passe j, em relação ao fluido do casco.TCASCOJ,k - Temperatura imposta ao elemento k do
passe j
TCASCOJ,k = CTcasco(j,k) + Tcasco(j,k+i))/2 c,1culo das
Tcasco(j,k+i) Se j = i ou 3
temperaturas impostas Tcasco(J,k) e
Tcasco(J,k)=TCE + (((TCS-TCE).(k-i))/NPARTE) Tcasco(j,k+i)=TCE + (((TCS-TCE).(k))/NPARTE)
Se j = 2 ou 4
Tcasco(J,k>=TCE+ CCCTCS-TCE).CNPARTE-k+i))/NPARTE> Tcasco(J,k+i)=TCE+ (((TCS-TCE>.<NPARTE-k))/NPARTE)
Na figura III.2-1 estão representados esquematicamente os perfis das temperaturas do lado dos tubos e do lado do casco, de um vaporizador, tipo casco e tubos com dois passes, e diferente n~mero de tubos por passe.
1
t
'
111-4
4
+
+~-4-+tt
---11---114--+
~-f
4 #
~++4+
4--+4
P1 ,t
1TCS
,o: TCE a: :, 1-,o: t casco (J,k+l)---==::::siç:-:--T CASCO J k = Tcasco (J1k l+Tcasco (J,k+ 1)
' 2 a: L&J ---,...,._ _ _ T CS a. :lE L&J t( 2,1< 1-T1
&
..• 1
IJ,k+i ~ / N P a r - t t: ... k \ tJ , k + , . PJ,k+,~ PJ,k-CdPf+dPa+dPrlJ,k onde:tJ,k-temperatura do fluido na seçio k do passe
J
tJ,k+,-temperatura do fluido na seçio k+i do passe J
PJ,k~pressio do fluido na seçio k do passe J PJ,k+,-pressio do fluido na seçio k+i do passe J dPf-queda de pressio devido ao atrito
dPa-queda de pressio devido à aceleraçio dPr-queda de pressio devido ao retorno
(mudança de direçio do fluido)
J:2
35
III.4 BALANÇO DE ENERGIA
Fazendo o balan;o de calor numa se;ão de tubo k, num determinado passe j .
vazao
__...,t · k ---- J,TCASCO
G, . k -· U. ATROCA.i!.T <III.4-i) onde: = XMTT. Cp.Ct,.k+~- t,.k) monof,sico CIII.4-2) b if,s ico (III.4-3)<
I) I. 4-4)ATROCA -,reade troca de calor do elemento de tubo. Cp-calor específico do fluido dos tubos
Fluxo,.k-fluxo de calor no elemento de tubo (taxa de transferlncia de calor/,rea) M,.k-massa vaporizada no elemento de tubo G,.k-calor trocado no elemento de tubo
U-coeficiente global de transferlncia calor U=Ci/HTUBO + 1/HCASCO + Resist)-~
HTUBO coeficiente de transferlncia de calor do lado dos tubos
Resist=RC + RT.CD/d) + RW RW= D/(2.XKM)LnCD/d)
t,.k -temperatura do fluido de trabalho na se;ão k
36
tJ,k•• -temperatura do fluido de trabalho na seçlo k+l do passe J
XMTT -vazio de fluido por tubo CXMT/ITUBOCJJJ AT -diferen;a de temperatura média logarltmica
T=CTCASCOJ.k-tJ,kJ-CTCASCOJ,k-tJ.•••> LnCTCASCOJ,k-tJ,kJ/CTCASCOJ,k-tJ.k••> /-entalpia de vaporizaçlo
III.5 METODOLOGIA
Nestas equaçies acima slo conhecidos os valores de: ATROCA, XMTT, Cp, tJ,k• TCASCOJ,k• HCASCO, entalpia de vaporizaçlo, as resistências térmicas de depósito CRT e RCJ, e a resistência térmica devido I parede de tuboCRWJ.
Para determinar o coeficiente de transferência de calor interno aos tubos, h' necessidade de conhecer as propriedades do fluido e o tipo de escoamento (monof,sico ou bif,sico>.
Existindo escoamento monof,sico, o coeficiente de transferência de calor da fase liquida e a queda de presslo no trecho poderio ser calculados em funçlo das propriedades físicas e da vazio de líquido existente na seçlo J,k. Com o valor do coeficiente de transferência de calor é calculada a temperatura de salda CtJ,k••> de tal forma que satisfaça as equaçies III.4-1 e III.4-2. A presslo na seçlo J,k+i ser, determinada subtraindo da presslo na seçlo J,k a parcela devido I queda de presslo no trecho k do passe j .
37
Conforme abordado na hipótese simplificadora (a),
é
admitido que o início de vaporização ocorre quando o fluido de processo atinge a condicio de líquido saturado. Para tanto, a temperatura do fluído dos tubos na seção J,k+ii
comparada com a temperatura de saturaçio para a pressioa temperatura do fluído permanecer inferior• referida temperatura de saturação, o escoamento permanecerá como líquido e as equaçies III.4-1 e III.4-2 serio válidas, e o mitodo passo-a-passo será seguido. Caso contrário, terá início a vaporização e deverá ser efetuada análise usando as equaçies III.4-1 e III.4-3, válidas para o escoamento bifásico.
No escoamento bifásico o coeficiente de transferlncia de calor e a queda de pressão poderio ser calculados em função das propriedades físicas, da vazio de líquido e da vazio de vapor existentes na seção J,k. Como no regime monofásico, a pressão de saída do trecho será determinada subtraindo-se da pressio de entrada a parcela devido • queda de pressão devido ao escoamento bifásico. O valor da pressão existente na seçio J,k+i determinará a temperatura de saída do trecho, que será igual à temperatura de saturação na pressão
Pk••·
Estando definidos os valores do coeficiente de transferência de calor e da temperatura na seçio J,k+i,i
possível calcular o calor trocado no trecho usando-se a equa;io III.4-1. Para o cálculo da massa vaporizadai
utilizada a equaçio III.4-3, que considera a hipótese simplificadora (c), em que o calor trocado numa seção j destinado somente a vaporizaçio do fluido de38
O cálculo do coeficiente de transferincia de calor para o escoamento monofásico aqui adotado segue as recomendações dadas por SCHLUNDER (1985) e GNIELINSKI (1976), para escoamento laminar e para escoamento turbulento, respectivamente. Na estimativa do fator de atrito, utilizado no cálculo da queda de pressão do líquido no trecho, é adotada a correlação de BEGGS-BRILL (1978), conforme apresentado no capítulo II.
Na região de escoamento bifásico são utilizadas as correlações de FRIEDEL para o cálculo da queda de pressão por atrito. No cálculo da queda de pressão por a aceleração
é
considerada a recomendação de PREMOLI para o cálculo das frações de vazios. O tipo de configuração de escoamentoé
obtida utilizando o mapa de DUKLER (1976>. Na avaliação do coeficiente de transferincia de calor para escoamento bifásico pode-se utilizar qualquer uma das equações apresentadas anteriormente, ou seguir a recomendação de COLLIER (1981) ou a de SMITH (1986), que consistem em escolher a correlação em função da configuração de escoamento. Indicando a correlação de SHAH para escoamento tipo estratificado ou intermitente, e a correlação de CHENindicada para escoamento tipo anular ou bolha.
Aplicando a metodologia, obtém-se: Calor trocado no equipamento
39
G1Jeda de pressão no eq1Jipamento (~)
N,-ARTE:
L!IP ·- ~
DPf
+DPa
+DPr
k-·
Fl1Jxo médio de calor no passe
(j)k
F l
lJXOméd i o ·-
~F l1J>:o., •
k/K
~
Massa vaporizada M
M =
n t1Jbo
( j )IV.l- BANCO DE DADOS
40
CAPÍTULO IV
ROTINA COMPUTACIONAL
Com intuito
desubmeter
a metodologia
proposta a
diversas simula;Bes
deordem operacional, foi desenvolvido
um banco de dados com parãmetros necess,rios ao c,lculo das
propriedades físicas
de
trinta componentes
segundo
as
equa;ies propostas
por
YAWS
(1976). O programa principal
utiliza a
sub rotina
que fornece
as propriedades físicas
necess,rias ao c,lculo
deprograma. Para o conhecimento dos
limites de
validade de
cada propriedade
física,
deve-se
recorrer ao trabalho do autor.
A rela;io dos componentes
ea vari,vel
de correspondincia, que
éum dado
deentrada,
é
apresentada a seguir:
VARIÁVEL CN)
COMPONENTE
OBSERVAÇÃO
l
AMONIA
' ) ,..,.BENZENO
3 1,3BUTADIENO
4BUTANO
T <--140ºC
5BUTANO
T
>
·-l40°C
6N-BUTANOL
7CUNENO
T < -20"'C
8CUMENO
T)-20ºC
9CICLOBUTANOI...
j_0
CICLOHEXANO
li
CICLOPENTANO
12CICLOPROPANO
41
13
ETANO
l. 4ETANOL
15ETILBENZENO
T<--40.8°C
16
ETILBENZENO
T
>--40.8ºC
17
ETENO
18
OXIDO DE ETENO
19
ISOBUTENO
20ISOPRENO
21
METANO
,., ,.,
G.~METANOL
T
<-40"'C
23METANOL
T>-40ºC
24
PROPANO
-,~
G.CJN-PROPANOL
26
PROPRENO
T<-160<>C
27
PROPRENO
T>-160ºC
28
OXIDO DE PROPRENO
29
ESTIRENO
30
TOLUENO
T<-40ºC
31
TOLUENO
T >--40ºC
32
0-XIl.ENO
33
M-XILENO
34
P-XILENO
35ÁGUA
T<100"'C
36
ÁGUA
T>100ºC
37
HIDROG1Ê:NIO
42
IV.2- ETAPAS DO PROGRAMA
Para melhor clareza é apresentado passo a passo o desenvolvimento do programa.
iQ PASSO: Dados de Entrada
Constituem dados de entrada as seguintes vari,veis:
DI dilmetro interno do tubo. DE dilmetro externo do tubo.
XMT vazio m,ssica do fluido de trabalho.
FFi parlmetro dependente do fluido para correla;io de Kandlikar.
XKM condutividade térmica do material dos tubos. RT fator de incrusta;io de tubos.
RC fator de incrusta;io de casco.
OPÇ•o- vari,vel que determina se a correla;io para o c,lculo térmico do escoamento bif,sico ser, livre
(op;io=il ou imposta (op;io=2l.
TIPO - vari,vel que define qual a correla;io ser, usada no escoamento bif,sico, caso a op;io seja imposta. CTIPO=il- CHEN;(TIP0=2l-KANDLIKAR
CTIP0=3)GUNGOR;CTIP0=4l- SHAH.
FASE - define se o fluido entra líquido ou em 2 fases. NPARTE- ndmero de parti;io desejado para o comprimento de
tubo do vaporizador.
NPASSE- ndmero de passagens nos tubos.
HCASCO- coeficiente de transferfncia de calor do fluido do
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XLL comprimento dos tubos.
TCE temperatura de entrada do fluido no caso. TCS temperatura de salda do fluido do casco. ITUBO- nQ de tubos por passe.
Ti temperatura de entrada do fluido de trabalho. P pressio de entrada do fluido de trabalho. N vari,vel que define o fluido de trabalho. VAP fra;io vaporizada inicial.
UNID - sistema de unidades. CUNID=ll-INGLIS; CUNI0=2l-MdTRICO;CUNID=3l-INTERNACIONAL
2Q PASSO: Banco de Dados
Em fun;io da vari,vel No programa utiliza o banco de dados que fornece os valores necess,rios para o c,lculo das propriedades flsicas (densidade do liquido, viscosidade de liquido, calor especifico do liquido, condutividade térmica do liquido, densidade do vapor, viscosidade do vapor, calor especifico do vapor, condutividade térmica do vapor, calor latente de vaporiza;io, tensio superficial), em fun;io da pressio e da temperatura.
3Q PASSO: Geometria
Nesta etapa do programa sio criados dois "loops". No "loop" externo a vari,vel percorrer, todas as passagens nos tubos do equipamento e considerando o ndmero de tubos de cada passagem. O "loop" interno simula as parti;&es desejadas ao longo do comprimento de tubos e faz com que
44
todas as parti;Bes sejam analisadas seguidamente.
i
calculada a ,reade escoamento e a ,reade troca de calor de cada elemento de tubo.
Comprimento do elemento DL=XLL/NPARTE Posi;ão relativa
drea de escoamento drea de troca calor
XL•k.DL
AREA=3,1416.d~./4 ATROCA•3,1416.D.DL
4Q PASSO: Perfil de Temperatura
O perfil de temperatura que cada elemento de tubo est• submetido
é
definido a partir de sua posi;ão relativa ao longo do tubo e das temperaturas de entrada e saída do fluido do casco.TCASCO = Temperatura imposta ao elemento Ck) TCASCO = (Tcasco(k) + Tcasco(k+l))/2
temperaturas impostas Tcasco(k) Tcasco(k+i) Passe= 1 ou 3 TcascoCkJ=TCE + CCCTCS-TCEJ.Ck-111/NPARTEJ Tcasco(k+il=TCE + CCCTCS-TCEJ.Ck)J/NPARTEJ Se Passe• 2 ou 4 TcascoCk)=TCE + CCCTCS-TCEJ.CNPARTE-k+i)l/NPARTEl Tcasco(k+i)=TCE + CCCTCS-TCEJ.CNPARTE-kll/NPARTEJ
45
5Q PASSO: Escoamento Monof,sico
5a - c,1culo da Queda de Presslo CdPfl
i
calculada a viscosidade CuL)e
a densidade do liquido (sg) com a temperatura de entrada no elementoc,1culo da velocidade m,ssica GM=XMT/CAREA.NTUBOl c,1culo do ndmero de Reynolds Rei= GM.d/u,
c,1culo do fator de atrito (Fll em fun,lo do ndmera Rei Se Se Rei> 2400 Rei< 2400 Fl =C0,0056+0,5/Rel0 •3 2)/4 Fl = i6/Re 1 dPf = i,15.Fl.DL.GM~/C sg.dl
Pressão na saída do techo Pk+• = Pk-dPf
5b - Coeficiente de transfêrencia de calor CHTUBO)
i
calculada a viscosidade (uL) , o calor especifico (cp) , a condutividade térmica Cxk), a densidada (sg), para fase liquida em fun,lo da temperatura de entrada em cada elemento de tubo Ctk)• A seguir Icalculada a velocidade m,ssica CGM)
•
o nlJmer-ode Reynolds CRel), o ndmero de Prandt (Prl)e o ndmero de Plclet (Pe=Rel.Prl) • O comprimento efetivo de tubo(XL>
I
estimado fazendo XL=k.DLHTUBo,, :,:k .NU/d HTUBOE= HTUBOCd/Dl Se Rei > 2300 NU = 0,012 CRe·197-·280)Prl .... [_1.+Cd/L)""j CPrl/Prw> -•• Se Rei < 2300 NU= 3,66 + 0,19