VI.1.- Un intercambiador de calor de flujos cruzados, con ambos fluidos sin mezcla, tiene una superficie de intercambio A igual a 8,4 m2 ; los fluidos que se utilizan son los siguientes, Aire, de calor específico 1005 Joules/kg°C Agua, de calor específico 4180 Joules/kg°C El aire entra en el intercambiador a 15°C, a razón de 2 kg/seg El agua entra a 90°C a razón de 0,25 kg/seg El coeficiente global de transmisión de calor vale 250 W/m2 °C. Determinar a) Las temperaturas de salida de ambos fluidos b) El calor intercambiado _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION a) Temperaturas de salida de ambos fluidos Kg Caire = 2 seg x 1005 J = 2010 W → (Cmáx ) Kg.ºC ºC Kg Cagua = 0,25 seg x 4180 J = 1045 W → (Cmín ) Kg.ºC ºC Cmín = 1045 = 0,52 Cmáx 2010 8,4 m2 NTU = A U = Cmín x 1045 250 W m2 ºC kJ seg ºC = 2 (NTU) Flujos cruzados sin mezcla: ε = C mín C máx (NTU) (NTU) + -1 C 1 - e-(NTU) 1 - exp{-(NTU) mín } = 2 = 0, 684 2 x 0,52 2 + 1 1 - e-2 1 - e -(2 x 0,52) C máx ε = 0,684 = TC1 - TC2 Cmín 90 - TC2 = TC1 - TF1 Cmín 90 - 15 ⇒ TC2 = 38,7ºC C 1 ε = 0,684 = TF2 - TF1 máx = TF2 - 15 ⇒ TC1 - TF1 Cmín 90 - 15 0,52 TF2 = 41,68ºC b) Calor intercambiado Q = Caire (TF2 - TF1 ) = 2010 W ºC x (41,68 - 15)ºC = 53,63 kW ***************************************************************************************** VI.2.- Determinar el área de intercambio térmico que se necesita para que un intercambiador de calor construido con un tubo de 25,4 mm de diámetro exterior, enfríe 6,93 kg/seg de una solución de alcohol etílico al 95 por % , cp =3.810 Joules/kg°K, desde 65,6°C hasta 39,4°C, utilizando 6,3 kg de agua por segundo a 10°C. Se supondrá que el coeficiente global de transferencia térmica basado en el área exterior del tubo es de 568 W/m°C. El problema se realizará en los siguientes supuestos a) Carcasa y tubo con flujos en equicorriente b) Carcasa y tubo con flujos en contracorriente c) Intercambiador en contracorriente con dos pasos en carcasa y 4 pasos de tubos de 72 tubos en cada paso, circulando el alcohol por la carcasa y el agua por los tubos d) Flujo cruzado, con un paso de tubos y otro de carcasa, siendo con mezcla de fluido en la carcasa. _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION Intercambiadores.VI.-139 a) Tubo y carcasa con flujos en equicorriente TC2 TF1 ∆T2 = TC1 - TF1 = 65,6 - 10 = 55,6ºC ∆T1 = TC2 - TF2 = 39,4 - T F2 TF2 Transferencia de calor (no hay pérdidas), q = qC = qF = mC cpC (TC1 - TC2 ) = Agua TC1 = mF cpF (TF2 - TF1 ) Alcohol q = 6,93 (Kg/seg) x 3810 (J/Kg.ºC) x (65,6 - 39,4)ºC = = 6,3 (Kg/seg) x 4186 (J/Kg.ºC) x (TF2 - 10)ºC = 691.766 J = 691,766 kW seg en la que TF2 es la temperatura de salida del agua; despejando se obtiene, TF2 = 36,23ºC ; ∆T1 = 39,4 - 36,23 = 3,17ºC 55,6 - 3,17 ∆T2 - ∆T1 = = 18,3ºC 55,6 ∆T ln 2 ln 3,17 ∆T1 691766 W = 568 W Ae m2 x 18,3ºC ; Ae = 66,55 m2 m2 ºC (LMTD) = 66,55 m2 Longitud del tubo: L = Ae = = 834 m π de π x 0,0254 m b) Carcasa y tubo con flujos en contracorriente TC2 TF2 TC1 TF1 ∆T2 = TC1 - TF2 = 65,6 - 36,23 = 29,37ºC Agua ∆T1 = TC2 - TF1 = 39,4 - 10 = 29,4ºC Alcohol 29,37 - 29,4 (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 = = 0 = ∆T2 = x ; ∆T2 = x ∆T1 29,37 0 ∆T1 ln ∆T2 ln 29,4 ∆T1 = = ∆T1 (x - 1) = L' Hôpital = x ∆T1 = ∆T2 = TC1 - TF2 = 65,6 - 36,23 = 29,37ºC ln x 691766 W = 568 W Ae m2 x 29,37ºC ; Ae = 41,47 m2 (un 40% menos que en equicorriente) m2 ºC TF2 TC1 Alcohol TC1 TF2 TC2 TF1 TC2 TF1 Agua Longitud del tubo c) Intercambiador en contracorriente con dos pasos en carcasa y 4 pasos de tubos de 72 tubos en cada Intercambiadores.VI.-140 paso, circulando el alcohol por la carcasa y el agua por los tubos Temperatura media del flujo en contracorriente (LMTD) = 29,37ºC 36,23 - 10 T - TF1 P = F2 = = 0,47 TC1 - TF1 65,6 - 10 Factor F de corrección del (LMTD) : m c 6,3 x 4186 Z = CF = m F cpF = = 0,9988 CC C pC 6,93 x 3810 ⇒ F = 0,97 1,0 TF2 Z F TF1 0,9 0,8 TC1 4 0,7 3 2 1,5 1 0,8 0,6 TC2 0,4 0,2 0,6 0,5 0,1 0 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 P Factor de corrección para la LMTD en el caso de un intercambiador en contracorriente, con dos pasos por la carcasa y un múltiplo de dos pasos de tubos Ae = q = F (LMTD) U 0,97 Ltubo = x 691766 W = 42,75 m2 568 W Ae m2 x 29,37ºC mºC 42,75 m2 Ae = = 1,86 m 4 x 72 x (π de) 4 x 72 x (π x 0,0254) d) Flujo cruzado, con un paso de tubos y otro de carcasa, siendo con mezcla de fluido en la carcasa. Temperatura media del flujo en contracorriente (LMTD) = 29,27ºC 36,23 - 10 P = TF2 - TF1 = = 0,47 TC1 - TF1 65,6 - 10 Factor F de corrección del (LMTD): m c 6,3 x 4186 Z = CF = F pF = = 0,9988 mC cpC CC 6,93 x 3810 ⇒ F = 0,875 0,875 Factor de corrección para la LMTD en el caso de intercambiadores en flujo cruzado, con mezcla de fluido en la parte de la carcasa y sin mezcla en el otro fluido, y un paso de tubos A*e = q = F (LMTD) U 0,875 x 691766 W = 47,39 m2 W 2 x 568 Ae m 29,37ºC mºC ó también, Ae = F A*e ; 41,47 A*e = Ae = = 47,39 m2 F 0,875 Intercambiadores.VI.-141 VI.3.- En un intercambiador de calor se calienta agua desde una temperatura inicial TF1 = 25°C, a la final TF2 = 50°C, mediante la condensación de un vapor a 110°C. Si el flujo de agua permanece constante, pero la temperatura de entrada disminuye a TF1 *= 15°C, ¿Cuál será la nueva temperatura de salida? _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION Temperatura de salida del agua que se calienta en la primera operación ε Cmín ε Cmín ε Cmín TF2 = TF1 + (TC1 - TF1 ) = 25 + (110 - 25) = 25 + 85 CF CF CF ε Cmín = 50 - 25 = 0,2941 CF 85 Temperatura de salida del agua que se calienta en la 2ª operación : ε Cmín ε Cmín ε Cmín T*F2 = T*F1 + (TC1 - T*F1 ) = 15 + (110 - 15) = 15 + 95 CF CF CF ε Cmín T* - 15 = F2 = 0,2941 ; CF 95 = 50ºC T*F2 = 15 + (95 x 0,2941) = 42,94ºC De otra forma, (T - TF1 ) - (TC2 - TF2 ) Q = U A ∆T2 - ∆T1 = U A C1 = m cpF (TF2 - TF1 ) = TC1 = TC2 = TC1 - TF1 ∆T2 ln ln TC2 - TF2 ∆T1 = U A TF2 ) - TF1 ln TC1 - TF1 TC2 - TF2 ⇒ m cpF = U A T C1 - TF1 ln TC2 - TF2 ⇒ NTU = mUA cpF = 1 1 = Cte = T C1 - TF1 T - T*F1 ln ln C1 T C2 - TF2 T C2 - T*F2 T - T*F1 TC1 - TF1 = C1 ; 110 - 25 = 110 - 15 ; T*F2 = 42,94ºC * TC2 - TF2 110 - 50 TC2 - TF2 110 - T*F2 ***************************************************************************************** VI.4.- Cual es el máximo calor intercambiado en un intercambiador en contracorriente, tal como se muestra en la figura, si el agua entra a 30ºC y enfría aceite que penetra a 60ºC. Gasto de aceite, 2,6 kg/seg ; cp aceite = 2,2 kJ/kgºK Gasto de agua, 1,5 kg/seg ; cp agua = 4,19 kJ/kgºK TC2 TF2 TF1 = 30ºC Fluido frío (1,5 Kg agua/seg) TC1=60ºC Fluido caliente (2,6 Kg aceite/seg) _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION El intercambiador aparece seccionado para indicar que, para llevar a cabo la transferencia de calor máxima, el área de intercambio térmico tendría que ser infinita. Intercambiadores.VI.-142 Temperaturas de salida, Del balance de energía de las dos opciones que se presentan, se obtienen las siguientes consecuencias, a) Aceite a 30ºC Kg q = maceite cp aceite (TC1 - TF1 ) = 2,6 seg x 2,2 kJ x (60 - 30)ºC = 171,6 kW Kg.ºK El agua saldrá a una temperatura de, TF2 = 30ºC + 171,6 kW = 57,3ºC Kg x kJ 1,5 seg 4,19 Kg.ºK b) Agua a 60ºC Kg q = magua cp agua (TC1 - TF1 ) = 1,5 seg x 4,19 kJ Kg.ºK x (60 - 30)ºC = 188,6 kW El aceite saldrá a una temperatura de, TC2 = 60ºC - 188,6 kW = 27ºC Kg x kJ 2,6 seg 2,2 Kg.ºK Este segundo caso es claramente imposible, porque la temperatura de salida del aceite cae por debajo de la temperatura de entrada del agua, lo que contradice el Segundo Principio de la Termodinámica. Por lo tanto, qmáx = 171,6 kW ***************************************************************************************** VI.5.- En un intercambiador de calor con flujos en contracorriente, por el que circulan 5 kg de agua por minuto y 8 kg de aceite por minuto, el agua entra a 20ºC y sale a 40ºC, mientras que el aceite entra a 90ºC. El calor específico del agua es, cp (agua) = 1 Kcal/kgºC El calor específico del aceite obedece a la siguiente relación, cp (aceite) = 0,8 + 0,002 T(aceite) (con T(aceite) en ºC Determinar a) La temperatura de salida del aceite b) La eficiencia del intercambiador c) Si el coeficiente global U, para el rango de temperaturas del intercambiador, viene dado por, U ( Kcal ) = 10 Taceite (T en ºC) Taceite - Tagua min..m2 .ºC el valor del área de intercambio térmico. _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION a) Temperatura de salida del aceite maceite cp(aceite) dTaceite = magua cp(agua) dTagua = U dA (Taceite - Tagua) maceite (0,8 + 0,002 Taceite) dTaceite = magua cp(agua) dTagua T2aceite T(C2 aceite) ) = magua cp(agua) (TF2 agua - TF1 agua ) 2 T(C1 aceite) 2 2 maceite (0,8 T (C2 aceite) + 0,002 T(C2 aceite) - 0,8 T (C1 aceite) - 0,002 T(C1 aceite) ) = magua cp(agua) (TF1 agua - TF2 agua ) 2 2 2 2 Kgagua Kg 8 aceite (0,8 T (C2 aceite) + 0,002 T(C2 aceite) - (0,8 x 90) - 0,002 90 ) = 5 (20 - 40) min 2 2 min maceite (0,8 T aceite + 0,002 2 0,8 T (C2 aceite) + 0,001 T (C2 - 67,8 = 0 ⇒ aceite) T(C2 aceite) = 77,07ºC b) Eficiencia del intercambiador La potencia real intercambiada es la absorbida por el agua, Intercambiadores.VI.-143 qreal agua= magua cp(agua) ∆Tagua = 5 x 1 x 20 = 100 Kcal/min Velocidad máxima posible de transferencia de calor para el agua T F2 = TC1 , qmáxima agua = magua cp(agua) (TC1 - TF1 ) = 5 x 1 x (90 - 20) = 350 Kcal/min Velocidad máxima posible de transferencia de calor para el aceite TC2 = TF1 , TC1 qmáxima aceite = T C1 maceite cp(aceite) dTaceite = maceite TF1 = maceite (0,8 Taceite + 0,002 T2aceite TC1 Kgaceite T2 T2 )TF1 = 8 (0,8 T C1aceite + 0,002 C1aceite - 0,8 T F1aceite - 0,002 F1aceite ) = 2 min 2 2 = 8 ε= (0,8 + 0,002 Taceite) dTaceite = T F1 Kgaceite [(0,8 min q = 100 = 0,2857 = Cmin (TC1 - TF1 ) 350 x 2 90) + 0,002 90 - (0,8 2 x 2 20) - 0,002 20 ] = 509,6 Kcal 2 min 28,57% De otra forma Caceite = maceite cp aceite (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 = ln ∆ T2 ∆ T1 Kg min 1 Kcal = 5 Kcal Kg ºC ºC min 90 + 77,07 Kcal Kg x = 8 (0,8 + 0,002 ) = 7,736 Kcal min 2 Kg ºC ºC min Cagua = magua cp agua = 5 x ∆ T2 = TC1 - TF2 = 90 - 40 = 50º ∆ T1 = TC2 - TF1 = 77,07 - 20 = 57,07º q = U A (LMTD) ; 100 Kcal = U A min 1,87 NTU = U A = = 0,374 Cmín 5 Cmín 1 - eNTU (Cmáx - 1) ε = Cmín C 1 - mín eNTU (Cmáx - 1) Cmáx = x 50 - 57,07 = 53,45ºC ln 50 57,07 53,45ºC ; U A = 1,87 Kcal min ºC 5 - 1) 7,736 0,374 ( 5 - 1) e 7,736 1 - e0,374 1 - 5 7,736 = ( = 0,2857 = 28,57% De otra forma Como CF = Cmín, resulta que, ε = CF (TF2 - TF1 ) = TF2 - TF1 = 40 - 20 = 0,2857 = Cmín (TC1 - TF1 ) TC1 - TF1 90 - 20 28,57% c) Valor del área de intercambio térmico. maceite cp(aceite) dTaceite = U dA (Taceite - Tagua) maceite (0,8 + 0,002 Taceite) dTaceite = U dA (Taceite - Tagua) = dA = 10 Taceite dA (T aceite - Tagua) = 10 Taceite dA Taceite - Tagua maceite (0,8 + 0,002 Taceite) dTaceite 10 Taceite A = m aceite ∫ TC 1 T C2 TC 1 (0,8 + 0,002 Taceite ) dTaceite m aceite = {0,8 ln + 0,002 (TC1 - TC2 )} = 10 TC 2 10 T aceite = 0,8 [0,8 ln 90 + 0,002 (90 - 77,07)] = 0,11988 m2 77,07 Intercambiadores.VI.-144 De otra forma 10 x (90 - 77,07) 10 Taceite Kcal = = 15,6 Taceite - Tagua (90 - 77,07) - (40 - 20) min.m2 .ºC 1,87 Kcal min ºC Kcal U A = 1,87 ; A = = 0,11987 m2 min ºC 15,6 Kcal m2 .min ºC U = ***************************************************************************************** VI.6.- Una instalación de vapor recalienta 75 Tm de vapor por hora a la presión de 20 Atm, desde la temperatura de saturación, a la final de 500ºC, aprovechando el calor de los humos de la combustión que llegan al recalentador con una temperatura de 850ºC y salen del mismo a 635ºC. Los tubos que conforman el recalentador, están dispuestos en forma regular; el diámetro interior de los tubos es de 50 mm y el diámetro exterior es de 60 mm. Su conductividad térmica es de 60 Kcal/m.h.ºC. La velocidad media de los humos es de 6 m/seg y la velocidad media del vapor recalentado de 10 m/seg. Las propiedades medias del vapor recalentado son, Kg 2 ρ = 0,5542 ; ν = 24,2 x 10-6 m ; k = 0,0261 W ; Pr = 1,04 seg m.ºK m3 Determinar la longitud total de los tubos necesarios para el recalentamiento, y la longitud de cada tubo _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION Flujo por el interior de los tubos (Vapor recalentado) m 10 m x 0,05 seg uF di Re = = = 20661,15 2 ν 24,2 x 10-6 m seg Nu = 0,023 (Re)0,8 (Pr)0,4 = 0,023 (20661)0,8 (1,04) 0,4 = 66,17 66,17 x hCi = Nu k = di 0,0261 W m.ºK 0,05 m = 34,54 W = m2 .ºK 1 Kcal = 1,163 J seg hora = 34,54 Kca = 29,7 Kcal 1,163 h.m2.ºC h.m2.ºC Flujo por el exterior de los tubos (Humos) Kcal/h.m .°C 35 d = 40 mm 60 80 100 Coeficiente de convección 30 25 20 15 u 10 Ue = 0 1 r Ae ln re 2 4 6 8 = 10 12 14 hC(humos) = F 16 32 Kcal h.m2 .ºC Ae = π de L = π x 0,06 L = 0,1885 L Ai = π di L = π x 0,05 L = 0,1571 L = Ae + i + 1 hCi Ai 2π k L hC(humos) 1 1 = = = 13,94 Kcal 6 0,0404 + 0,000091163 + 0,03125 h.m2 .ºC 0,1885 L ln 0,1885 L 5 1 + + 29,7 x 0,1571 L 2 π x 60 L 32 Intercambiadores.VI.-145 ∆T2 = 850ºC - 500ºC = 350ºC ∆T1 = 635ºC - 212,37ºC = 422,63ºC TF1 TF1 TC1 Z = TF2 P = (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 F = ∆T2 ln ∆T1 Q = [(i2 - i1 ) + w r l-v ] Gvapor = = (3467 - 2798,9) x - 212,37 - 500 TF2 = = 0,451 TC1 212,37 - 850 TC2 = 850 - 635 = 0,7475 TF1 500 - 212,37 F = 0,96 = 350 - 422,63 ln 350 422,63 x 0,96 = 370ºC i2 = 3467 kJ Kg ; i1 = 2798,9 kJ = Kg 75000 kJ = 13918,75 kW = 13918,75 Kcal = 11,968 3600 seg 1,163 x 10-3 hora x 106 Kcal hora No consideramos la posible humedad w < 5% del vapor saturado seco, que éste podría contener, Q = Ue Ae (LMTD) F = 13,94 Kcal h.m2 .ºC x Ae m2 x 370ºC = 11,968 x 106 Kcal hora ⇒ Ae = 2319 m2 Kg Kg π x 0,05 2 m x Gvapor = ρ Ω v = 75000 seg = 0,5542 N x 10 seg ⇒ N = 1914 tubos 3600 4 m3 2 2319 L = 2319 m = = 12300 m ⇒ Longitud por tubo = 12300 = 6,42 m 2 π re m π x 0,06 1914 ***************************************************************************************** VI.7.- Para calentar aire con los gases calientes de la combustión de una turbina, se utiliza un calentador del tipo de placa plana. La velocidad del flujo de aire requerido es de 0,75 kg/seg, entrando a 290°K. Los gases calientes están disponibles a una temperatura de 1150°K, y con una velocidad másica de 0,60 kg/seg. Determinar la temperatura del aire a la salida del intercambiador de calor Datos, Perímetro bañado en la parte del aire, 0,703 m Perímetro bañado en la parte del gas, 0,416 m Area de la sección recta del paso del aire 2,275 x 10-3 m2 (por cada conducto) Area de la sección recta del paso del gas 1,600 x 10 -3 m2 (por cada conducto) Número de conductos de aire, 19 . Número de conductos de gas, 18 _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION Es un intercambiador compacto de flujos cruzados, con ambos flujos sin mezcla Se desprecia el efecto en los extremos Los sistemas correspondientes a las corrientes de aire y de gas son semejantes al del flujo en conductos rectos que poseen las siguientes dimensiones Intercambiadores.VI.-146 Longitud del conducto de aire, La = 0,1778 m Perímetro bañado en cada conducto de aire, Pa = (0,3429 + 0,0067) x 2 = 0,7 m Sección de paso de aire para cada conducto, (0,3429 x 0,0067) = 0,002297 m2 0,002297 Diámetro hidráulico aire: = 3,28 0,7 x 10 -3 ; Diámetro equivalente aire: 4dH = 4 x 3,28 x Perímetro bañado en cada conducto de gas, Pg = (0,1778 + 0,008229) x 2 = 0,372 m Sección de paso de gas para cada conducto, (0,1778 x 0,008229) = 0,001463 m2 0,001463 Diámetro hidráulico gas: = 3,93 x 10-3 ; Diámetro equivalente gas: 4dH = 4 x 3,93 0,372 10-3 = 0,013126 m x 10-3 = 0,01573 m Area de transferencia térmica: (0,372 x 18 x 0,3429) = 2,296 m2 Las conducciones unitarias se pueden calcular a partir de la expresión, 0,33 (dequ)0,055 , válida para : 10 < L < 400 Nudequ = 0,036 (Re) 0,8 dequ (Pr) L dequ a la temperatura media de película. 0,1778 ( L )aire = = 13,54 dequ 0,013126 0,3429 ( L )gas = = 21,799 dequ 0,01573 Se conocen las temperaturas de entrada de los dos flujos, T aire = 290ºK (0,75 kg/seg) Tgas = 1150ºK (0,6 kg/seg) Para hallar las propiedades medias de los fluidos a las temperaturas medias de película correspondientes, hay que conocer las temperaturas de salida de los fluidos; como no se conocen, hay que estimar la temperatura media de película del aire y del gas. En primera aproximación, Supondremos para el aire una temperatura media de película del orden de: 1150 + 290 - 150 = 570ºK → 550ºK 2 Kg 2 Taire = 550ºK ; ρ aire = 0,6423 ; cp = 1,0392 kJ ; ν = 44,34 x 10-6 m ; Pr = 0,68 ; k = 0,0436 W eg KgºC mºK m3 Supondremos para el gas una temperatura media de película del orden de: 1150 + 290 + 150 = 870ºK → 900ºK 2 Kg 2 Tgas = 900ºK ; ρ gas = 0,3925 ; cp = 1,1212 kJ ; ν = 99,3 x 10-6 m ; Pr = 0,696 ; k = 0,06279 W eg KgºC mºK m3 uF d equiv Re(aire diám. equiv.) = = νaire Kg Kg 0,75 seg seg = ρ S uF ; uF = = 19 19 x ρ x S 0,75 0,75 19 x Kg seg Kg 0,6423 m3 0,002275 x = Re(gas diám. equiv.) uF* d*equiv = = νgas Kg seg = ρ * S * u*F ; u*F = 18 0,60 0,60 18 x Kg 0,3925 m3 x m = 27,01 seg 0,001463 m2 = 58,05 m seg dequ 0,055 ) = 0,036 L x 7992,8 0,8 Intercambiadores.VI.-147 x = 58,05 x 0,01573 = 9195,5 99,3 x 10-6 dequ 0,055 ) , válida para : 10 < L < 400 L dequ 0,33 ( AIRE: Nudequ = 0,036 (Re) 0,8 dequ (Pr) = 27 x 0,013126 = 7992,8 44,34 x 10-6 Kg seg = 0,33 ( Nudequ = 0,036 (Re) 0,33 dequ (Pr) m2 0,68 0,33 ( 1 )0,055 = 36,39 13,54 36,39 x 0,0436 hc(aire)= Nu k = = 120,87 W dequiv 0,013126 m2 .ºK 0,33 (dequ)0,055 = 0,036 x 9195,5 0,8 GAS: Nudequ = 0,036 (Re) 0,8 dequ (Pr) L x 0,696 0,33 ( 1 )0,055 = 39,96 21,799 39,96 x 0,06279 hc (gas)= Nu k = = 159,5 W dequiv 0,01573 m2 .ºK EFICIENCIA.- Despreciando la resistencia térmica de la pared, 2,296 m2 1 UA = = = 157,88 W 1 1 1 ºK + + 1 hc (aire) A hc (gas) A 120,87 159,5 Caire = 0,75 (NTU) = U A = Cmín Cgas = 0,60 x x 103 W ºK 1,1212 = 0,6727 x 103 W ºK 1,0392 = 0,7794 x = Para mezcla en ambos fluidos, C C ε = 1 - exp [ máx (NTU)0,22 exp {- mín (NTU)0,78 } - 1] = Cmín Cmáx = 1 - exp [ 157,88 = 0,2347 0,6727 x 103 Cmín 0,6727 = = 0,863 Cmáx 0,7794 = 1 (0,2347) 0,22 exp {- 0,863 x (0,2347) 0,78 } - 1] = 0,3041 0,863 TEMPERATURAS DE SALIDA DE AMBOS FLUIDOS Tsalida gas = TC2 = TC1 - ε (TC1 - TF1 ) = 1150 - 0,3041 (1150 - 290) = 888,47ºK Tsalida aire = TF2 = TF1 - Cmín (TC1 - TF1 ) ε = 290 - 0,863 Cmáx x (1150 - 290) x 0,3441 = 515,7ºK valores que discrepan ligeramente de las prefijadas, por lo que procedería una SEGUNDA ITERACCION, de forma que la nueva temperatura media del aire fuese, 515,7 + 290 Temperatura media del aire: = 402,85ºK → 400ºK 2 ***************************************************************************************** VI.8.- Se desea construir un intercambiador de calor para producir 5 m3 /hora de agua caliente sanitaria a 50°C, partiendo de agua de la red a 20°C, por lo que se emplea agua caliente proveniente de una caldera, que entra en el cambiador a 90°C y experimenta un enfriamiento de 20°C. Sabiendo que el intercambiador debe ser del tipo de un paso por carcasa y dos pasos de tubos, que los tubos son de cobre puro de 14 mm de diámetro exterior y 10 mm de diámetro interior, y que por su interior circulará agua fría con una velocidad máxima de 0,5 m/seg, que el liquido caliente circula a 0,2 m/seg por la carcasa, que el coeficiente de película exterior de los tubos es de 1920 Kcal/h.m2 °C, determinar, a) El número de tubos por paso de tubos del intercambiador b) El diámetro interior de la carcasa c) El coeficiente global de transmisión de calor respecto al diámetro exterior de los tubos d) La longitud del intercambiador Datos, Agua, cp = 0,997 Kcal/kg°C ; ρ = 993,5 kg/m3 ; η= 2,5 kg/h.m ; k = 0,539 Kcal/hm°C Conductividad del cobre puro, 330 Kcal/h.m°C _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION Al dar el coeficiente de convección por el exterior de los tubos no se especifica el tipo de disposición Intercambiadores.VI.-148 50ºC 90ºC TF2 TC1 Temperatura TC1 TFi TF2 TC2 TFi TF1 TC2 70ºC TF1 20ºC Longitud del tubo a) Número de tubos por paso de tubos del intercambiador G F = uF S F 3 5 m = SF hora , siendo S F la sección transversal total de los tubos, por 1 paso de tubos x m 0,5 seg x 3600 seg hora ; SF = 0,00277 m2 π d21 π x 0,01 2 = = 7,854 x 10-5 m2 4 4 Para "n" tubos se tiene: SF = S 1 n = 7,854 x 10-5 n = 2,77 x 10-3 Para 1 tubo se tiene: S1 = n= 2,77 x 10-3 = 35,26 = 36 tubos por paso de tubos 7,854 x 10-5 b) Diámetro interior de la carcasa El gasto másico de fluido caliente (que se enfría) GC, que circula por la carcasa es, q = G C cpC (TC1 - TC2 ) = G F cpF (TF2 - TF1 ) ; GC = GF cpF (TF2 - TF1 ) = cpC (TC1 - TC2 ) Fluido: agua cpC ≅ cpF = 3 5 m x (50 - 20) GF (TF2 - TF1 ) 3 = = hora = 7,5 m (TC1 - TC2 ) (90 - 70) hora 3 7,5 m hora = 0,01041 m2 m x 3600 seg 0,2 seg hora La sección transversal total de la carcasa comprenderá también la sección de paso de los tubos por cuyo interior circula el agua a calentar, por lo que la sección transversal total de la carcasa será, 2 π x 0,014 2 S T = 1(paso por la carcasa) x ΩC + 2 (pasos de tubos) n π de = 0,010416 m2 + (2 x 36 x ) = 4 4 C Sección de paso de este líquido por la carcasa: ΩC = G uC = = π D2i = 0,0215 m ; 4 Di = 4 ST = π 4 x 0,0215 = 0,1654 m π siendo Di el diámetro interior de la carcasa c) Coeficiente global de transmisión de calor respecto al diámetro exterior de los tubos m x 3600 seg 0,01 m x 0,5 seg d u hora = 7153,2 i F Re = = νF Kg 2,5 hm Kg 993,5 m3 c η 0,997 x 2,5 Pr = p agua = = 4,62 kF 0,539 Intercambiadores.VI.-149 Ue = 1 re + re ln re + 1 ri ri hcF k hcC Cálculo de hcF, Nu ; 0,5 < (Pr) < 3.000 Re Pr St = exp[- 3,796 - 0,205 ln (7153,2) - 0,505 ln (4,62) - 0,0225 {ln (4,62) }2 ] = 1,5948 x 10-3 St = exp[- 3,796 - 0,205 ln (Re) - 0,505 ln (Pr) - 0,0225 {ln (Pr) }2 ] = Nu = St Re Pr = (1,5948 x 10-3 ) (7153,2) (4,62) = 52,75 De haber utilizado la ecuación de Dittus-Boelter (Re > 10000), se hubiese obtenido Nu = 51,44, que es perfectamente válido por cuanto esta ecuación se aplica a un flujo turbulento, como así lo indica el nº de Re. 52,75 x 0,539 Kcal h.m.ºC Nu k hcF = = = 2843,2 Kcal di 0,01 m h.m2 .ºC Ue = 1 1 = = 980 Kcal 0,007 0,007 0,007 0,0004924 + 0,000007137 + 0,0005208 h.m2 .ºC 1 + ln + 0,005 x 2843,2 330 0,005 1920 d) Longitud del intercambiador q = U A F (LMTD) = U A F ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 ∆T2 = TC1 - TF2 = 90 - 50 = 40ºC ∆T1 = TC2 - TF1 = 70 - 20 = 50ºC ∆T = F (LMTD) = F ∆T2 - ∆T1 = F 40 - 50 = 44,81 F ln 40 ln ∆T2 50 ∆T1 Cálculo de F P = TF1 - TF2 = 20 - 50 = 0,4285 TF1 - TC1 20 - 90 GF cpF Z = = 5 = 0,666 GC cpC 7,5 ⇒ F = 0,95 3 Kg x 0,997 Kcal x (50 - 20)ºC = 148.578 Kcal = U e Ae F (LMTD) q = 5 m x 993,5 hora Kg ºC hora m3 x Ae m2 x 0,95 x 44,81ºC = 41718,8 Ae ; Ae = 3,5615 m2 148.580 Kcal = 980 Kcal hora h.m2 .ºC que es la superficie exterior de intercambio térmico en los tubos. Ae = 3,5615 m2 = π de n L 2 = π x 0,014 x 36 x L x 2 (El 2 aparece por tener 2 pasos de tubos) L = 1,125 m ***************************************************************************************** VI.9.- Para condensar vapor de agua a la temperatura de saturación Tsat = 349°K se utiliza un tubo de 1,5 m de longitud y 0,013 m de diámetro exterior. Calcular los valores de hC para, a) Tubo horizontal b) Tubo vertical en el supuesto de que la temperatura media de la pared del tubo sea de 325°K ¿Cuál será el valor del n° de Reynolds máximo en este proceso?¿Y la cantidad de condensado _________________________________________________________________________________________ Intercambiadores.VI.-150 RESOLUCION a) Condensación en tubo horizontal Temperatura media del condensado: T = 349 + 325 = 337ºK = 64ºC 2 Propiedades del agua a 64ºC Kg kl = 0,661 W ; ρ l = 980,9 ; rl-v = 2,318 x 10 J ; ηl = 4,48 3 mºK Kg m 4 hc = 0,725 ρ 2l g rl-v k3l = 0,725 ηl d (Ts - TpF ) 4 980,9 2 4,48 x x 9,8 10-4 x 2,318 x 106 x 0,013 N.seg ; cpl = 4184 J 2 KgºK m 10-4 x x 0,661 3 = 10.568 (349 - 325) x W m2 ºK b) Condensación en tubo vertical Puede considerarse como una placa vertical de sección (π d L) 4 hc = 1,13 ρ 2l g rl-v k3l = 1,13 ηl L (Ts - TpF ) 4 980,9 2 4,48 x 9,8 x x 10-4 x 106 0,661 3 2,318 x 1,5 (349 - 325) x x = 5.025 W m2 ºK De otra forma, Condensación en tubo vertical hc = 1,5 g1/3 Tubos horizontales: α 1 = ( L )1/3 ; Re = 4 G 4G ηl L ρ 2 k3 1/3 α 1 f6 (T) , con: f6 (T) = ( ) ; η Tubos verticales: α 1 = ( π d )1/3 ; Re = 4 G 4G ηl π d El nº de Re en la parte inferior del tubo vertical es, 4 kl L (Ts - TpF ) g1/3 ρ 2/3 4 l Re = 4 ( )3/4 = 4 ( 5/3 3 3 ηl rl-v x 0,661 x (4,48 1,5 x 24 5/3 x 10-4 ) x x 9,8 1/3 2,318 x 980,9 2/3 )3/4 = x 106 = 576,4 < 1800 (laminar) Para tubos verticales se tiene, Re = 4G ⇒ π d ηl G = π d ηl Re π = 4 x 0,013 x 4,48 x 10-4 4 x 576,4 = 2,64 x 10-3 N.seg = 2,64 m x 10-3 Kg seg f6 (T) ≅ 830 hc = 1,5 g1/3 α 1 f6(T) = 1,5 g1/3 (π d )1/3 f6 (T) = 1,5 4G Como: x 9,8 1/3 x ( π 0,013 1/3 ) 4 2,64 x 10-3 x x x 830 = 4.180 W m2 ºK hc (horizontal) = 0,77 ( L )1/4 hc (vertical) d 1,5 1/4 x hc (horizontal) = 0,77 ( L )1/4 hc (vertical) = 0,77 ( ) 4180 = 10586 W d 0,013 m2 ºK ***************************************************************************************** VI.10.- Se quieren recalentar 10 Tm/hora de vapor de agua saturado a la presión de 20 atm hasta los 400ºC. Para ello se utilizan los humos procedentes de un hogar, con una velocidad de entrada de 9,5 m/seg, que llegan al recalentador a 700ºC y salen del mismo a 500ºC. El recalentador está formado por un haz de tubos horizontales dispuestos en alineación rectangular, con corriente de humos perpendicular a las generatrices de los mismos. Las características de los tubos son, diámetro interior, 50 mm; diámetro exterior, 60 mm ; longitud de cada tubo, L = 20 m; conductividad térmica, k = 50 Kcal/h.m.ºC El recuperador tiene 5 hileras de tubos El coeficiente de película humos-tubos es, hC(humos) = 40 Kcal/h.m2 .ºC El coeficiente de película vapor de agua-tubos es, hC(vapor de agua) = 1.000 Kcal/h.m2 .ºC Determinar Intercambiadores.VI.-151 a) El nº de tubos que conforman el recalentador b) La temperatura media de la superficie exterior de la pared de los tubos c) La velocidad del vapor de agua en m/seg _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION Punto (B): iB = 3248 kJ = 776 Kcal Kg Kg Punto (A): iA = 2798,9 kJ = 668,6 Kcal Kg Kg kJ Kcal rl-v = 1890,4 = 451,6 Kg Kg a) Nº de tubos que conforman el recalentador Kg(vapor) Kcal x (775,5 - 668,5) Q = Gvapor (iB - iA) = 10.000 = 1.070.000 Kcal hora Kg(vapor) hora 1 1 Ue = = = 38 Kcal re r r 1 0,03 0,03 e e 0,03 h.m2 .ºC + ln + + ln + 1 ri ri hC(vapor) k hC(humos) 0,025 x 1000 50 0,025 40 ∆T2 = 700 - 400 = 300 300 - 287,63 (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 = = = 293,77ºC ∆T2 ln 300 ∆T = 500 212,37 = 287,63 1 ln 287,63 ∆T1 Cálculo del factor F de corrección de la (LMTD), Flujos cruzados con mezcla de ambos fluidos 212,37 P = TF1 - TF2 = TF1 - TC1 212,37 TC1 - TC2 Z = = 700 TF2 - TF1 400 - - 400 = 0,38475 - 700 ⇒ F = 0,95 - 500 = 1,066 212,37 Q 1.070.000 Superficie de intercambio térmico: Ae = = = 100,89 m2 U F (LMTD) 38 x 293,77 x 0,95 100,89 Número de tubos = Ae = = 26,7 tubos (25 por las hileras) π de L π x 0,06 x 20 Kcal Calor por tubo: qtubo = 1.070.000 = 42.800 25 hora(tubo) b) Temperatura media de la superficie exterior de la pared de los tubos qtubo = hCe Ae (Te - Tpe ) Tpe = Te - qtubo = hCe Ae Te = 700 + 500 = 600ºC 2 hCe = 40 Kcal h.m2 .ºC = 600 - Intercambiadores.VI.-152 40 = 600 - x 40 42.800 π x 0,06 x 42.800 = x π de L 20 = 316,17ºC De otra forma, T - T T - Ti Tpe - Ti qtubo = pe r pi = pi = r 1 ln re ln re i hCi Ai i 1 + 2 π k L 2 π k L hCi Ai Tpe = Ti + qtubo { ln rre Ti = 1 i }= hCi Ai 2 π k L 212,37 + 400 = 306,18ºC 2 Ai = π di L = 0,06 0,05 } = 320,5ºC x 20 2 π 50 x 20 ln = 306,18 + 42800 { 1000 x π 1 x 0,05 x c) Velocidad del vapor de agua en m/seg 10000 Kg π x 0,05 2 Kg 3600 seg = u ; uvapor = 56,59 vapor 25 tubos 4 seg.m2 3 Para el vapor recalentado a 20 Atm y 306,18ºC, el volumen específico: v = 0,1271 m Kg Kg 3 x 0,1271 m = 7,2 m Velocidad del vapor: uvapor = 56,59 seg 2 Kg seg.m ***************************************************************************************** VI.11.- Se dispone de los siguientes datos a partir de un ensayo de rendimiento de un intercambiador de calor formado por una carcasa y doble paso de tubos. Por el interior de los tubos circula aceite de cpC =2100 Joules/kg°K, que penetra en los mismos a 340°K y velocidad másica G de 1 kg/seg, y sale a 310°K. Por la carcasa circula agua, de forma que cuando entra en la misma, la temperatura correspondiente es de 290°K y sale a 300°K. Una variación en las condiciones de servicio exige el enfriamiento de un aceite semejante desde una temperatura inicial de 370°K, pero con una velocidad de flujo igual a los tres cuartos de la velocidad utilizada en el ensayo previo. Con estos datos determinar la temperatura de salida del aceite, suponiendo que el agua no modifica sus características. _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION ∆T2 = TC1 - TF2 = 340 - 300 = 40ºC ∆T1 = TC2 - TF1 = 310 - 290 = 20ºC La nueva temperatura de salida del aceite es de la forma, ε Cmín T*C2 = TC1 - (TC1 - TF1 ) CC Datos del intercambiador Z = CF = TC1 - TC2 = 340 - 310 = 3 CC TF2 - TF1 300 - 290 T T F2 = 290 - 300 = 0,2 P = F1 TF1 - TC1 290 - 340 ∆T = F (LMTD) = F ∆T2 - ∆T1 = 0,94 ln ∆T2 ∆T1 ⇒ x F = 0,94 40 - 20 = 27,12ºC ln 40 20 Intercambiadores.VI.-153 1,0 Z TC1 0,9 F TF2 0,8 4 3 2 0,7 1 1,5 0,8 0,6 0,4 TF1 0,2 TC2 0,6 0,5 0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 P Factor de corrección para la LMTD en contracorriente, para un intercambiador 1-2 Capacidad calorífica del aceite: CC = 1 Kg seg Capacidad calorífica del agua: CF = CC q = U A ∆T = mC cpC (TC1 - TC2 ) Kg 1 seg mC cpC (TC1 - TC2 ) UA = = ∆T NTU = U A = 2323 = 1,106 Cmín 2100 x 2100 J = 2100 W Kg.ºK ºK Kg TC1 - TC2 = (1 seg TF2 - TF1 x 2100 J Kg.ºK 27,2 x x 2100 J ) Kg.ºK x 340 - 310 = 6300 W 300 - 290 ºK (340 - 310)ºK = 2.323 W ºC La variación en el servicio exige un enfriamiento del aceite desde una temperatura inicial TC1* = 370ºK, pero con una velocidad de flujo igual a los 3/4 de la velocidad utilizada en el ensayo previo, uaceite* = (3/4) uaceite Esto va a afectar al valor del coeficiente de película del aceite hci, y por lo tanto al de (UA)e , Ue Ae = 1 1 = r 1 1 1 + e 1 ln + + Cte ri Ai hci 2 π k L Ae hce Ai hci También va a afectar al valor del nº de Nu correspondiente, por cuanto hay una variación de la velocidad del aceite que afecta al nº de Re, Nu = 0,023 Re0,8 Pr0,3 El nuevo valor de Re* será proporcional a 3 Re , es decir: Re* = 3 Re 4 4 3 0,8 * El nuevo valor de Nu será proporcional a ( ) , y por lo tanto al hc (aceite) , es decir: 4 h d hc (aceite) d Nu(aceite) = c (aceite) Nu(aceite) h Nu(aceite) k k ⇒ = = c (aceite) = = 1 * * * * 3 0,8 Nu(aceite) hc (aceite) d hc (aceite) d hc (aceite) ( ) Nu(aceite) (3 )0,8 4 4 Nu*(aceite) = k k h*c (aceite) = (3 )0,8 hc (aceite) 4 A su vez, en primera aproximación se puede aceptar que, 1 1 1 Ue Ae = ; Cte = 1 Ue Ae Ai hc (aceite) + Cte Ai hc (aceite) Intercambiadores.VI.-154 1 U*e Ae = ; 1 Cte = + Cte Ai h*c (aceite) 1 1 1 1 = U*e Ae Ai h*c (aceite) U*e Ae Ai (0,75) 0,8 hc (aceite) Si se considera que la Cte es muy pequeña, se tiene, 1 1 Ue Ae Ai hc (aceite) 1 1 0= * 0,8 Ue Ae Ai (0,75) hc (aceite) 0 = U*e Ae = (0,75)0,8 Ue Ae = (0,75)0,8 100 C mín/C máx x 2323 = 1845,4 W ºK 0 0,25 80 Eficacia % Ai (0,75) 0,8 hc (aceite) U*e Ae = = (0,75)0,8 Ue Ae Ai hc (aceite) ⇒ 0,50 0,75 1,0 60 40 20 0 0 1 2 3 4 5 Números de unidades de transferencia de calor NTUmáx = AU Cmín Eficiencia para un intercambiador 1-2 (NTU)* U* Ae = = Cmín C*mín Cmáx 1845,4 W ºK = 1,1717 Kg J x x (0,75 1 seg ) 2100 KgºK ⇒ Kg (0,75 x 1 ) x 2100 J seg KgºK = = 0,25 6300 T*C2 = TC1 - (TC1 - TF1 ) ε* C*mín = 370 - {(370 - 290) CC x 0,61 x Eficiencia: ε* = 0,61 0,25} = 357,8ºK = 84,8ºC ***************************************************************************************** VI.12.- Se dispone de dos tuberías de acero, concéntricas, de diámetros interiores 50 mm y 100 mm y espesor 5 mm. Por la tubería interior circula amoníaco líquido, que penetra a la temperatura de 20°C y velocidad 3 m/seg, mientras que por el extremo opuesto del espacio anular penetra agua a 80°C y velocidad 1,5 m/seg. La longitud de las tuberías es de 100 metros y la conductividad térmica del acero de 40 W/m°C. Se supondrá no existen pérdidas térmicas. Kg m 2 ; Pr = 2 Datos NH3 : ρ = 580 ; cp = 5 kJ ; k = 0,50 W ; ν = 0,34 x 10-6 seg 3 Kg°C m°K m Kg m 2 ; Pr = 3 Datos H2 O: ρ = 985 ; cp = 4,186 kJ ; k = 0,66 W ; ν = 0,48 x 10-6 seg Kg°C m°K m3 Con estos datos determinar, a) Los coeficientes de convección correspondientes b) El coeficiente global de transmisión de calor referido a la sección exterior del tubo interior c) La temperatura de salida de los dos fluidos d) El calor intercambiado Intercambiadores.VI.-155 _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION a) Coeficientes de convección Coeficiente de convección del NH3 , Tubo de diámetro d1 (calentamiento) 2 Masa del NH3 = mamon = V ρ = π d uF ρ = 4 = π x 0,05 2 3 m m x 3 seg 4 x 580 Kg Kg Kg = 3,4165 seg = 12.300 3 hora m 3 x 0,05 Reamon = uamon d1 = = 441.176 νamon 0,34 x 10-6 hc (amon) d1 kamon Nuamoníaco = 0,023 Re 0,8 Pr0,4 = 0,023 (441.176)0,8 (2)0,4 = 995 = 995 x 0,5 = 9950 W 0,05 m2 ºK Coeficiente de convección del Agua, Tubería anular (enfriamiento) π (d2 - d2 ) 3 2 dH(agua) = 4 = d3 - d2 = 100 - 60 = 10 mm π (d3 + d2 ) 4 4 hc (amon) = Reagua = uagua 4 dH(agua) 1,5 x (4 x 0,01) = = 125.000 νagua 0,48 x 10-6 0,3 = 0,023 (125.000)0,8 (3)0,4 = 382,29 = Nuagua = 0,023 Re 0,8 de Pr hc (agua) (4 dH (agua)) kagua Nuagua kagua 382,29 x 0,66 = = 6307,75 W 4 dH (agua) 4 x 0,01 m2 ºC b) Coeficiente global de transmisión de calor referido a la sección exterior (2) del tubo interior 1 1 U2 = = = r2 r r 1 2 2 0,03 30 30 1 + ln + r1 ri hc(NH3) k hc(H2O) 25 x 9950 + 40 ln 25 + 6307,75 1 = = 2400 W 0,0001206 + 0,00013674 + 0,0001585 m2 ºK hc (agua) = c)Temperatura de salida de los dos fluidos Cmín - 1)} Cmáx C exp (NTU) ( mín - 1) Cmáx 1 - exp {(NTU) ( Hay que conocer la eficacia del intercambiador: ε = 1CNH3 = (m cp )NH3 = 12300 Kg hora x 5 Cmín Cmáx kJ = 61.500 kJ = 17,08 kJ Kg ºC h ºC seg ºC CH2O = (m cp )H2O = = m = Vρ = π (d23 - d22 ) π (0,1 2 - 0,062 ) m2 uF ρ = 4 4 = 26.736 x Kg hora m 1,5 seg x 4,186 kJ (amoníaco) = CF seg ºC = 31,088 kJ (agua) = CC seg ºC Cmín = 17,08 luego: Cmáx x Intercambiadores.VI.-156 985 Kg Kg Kg = 7,4267 seg = 26.736 3 hora m = kJ = 111.918 kJ = 31,088 kJ KgºC hºC segºC Superficie de intercambio térmico: A2 = 2 π r2 L = 2 π 18,85 m2 x 2400 W m2 ºC NTU = A2 U2 = = 2,6486 ; Cmín 17,08 kJ seg ºC x 0,03 x 100 = 18,85 m2 Cmín 17,03 = = 0,5494 Cmáx 31,088 Cmín - 1)} Cmáx 1 - exp {(2,6486) (0,5494 - 1)} = = 0,8361 C 1 - 0,5494 x exp (2,6486) (0,5494 - 1) exp (NTU) ( mín - 1) Cmáx 1 - exp {(NTU) ( ε = 1- Cmín Cmáx TC2 = TC1 - (TC1 - TF1 ) ε Cmín = CC TF2 = TF1 + (TC1 - TF1) Cmín = 0,5494 = CC = 80 - (80 - 20) x (0,5494 x 0,8361) = 52,5ºC (Salida del agua) ε Cmín = 20 + (80 - 20) ε = 70,17ºC (Salida del amoníaco) CF d) Calor intercambiado Q = U A ∆T2 - ∆T1 = ε Cmín (TC1 - TF1 ) = ln ∆T2 ∆T1 ∆T2 = 80 - 71,17 = 9,83 = ∆T1 = 52,5 - 20 = 32,5 = 2400 W m2 ºK x 18,85 m2 x 9,83 - 32,5 = 857,66 kW 9,83 ln 32,5 ó también, Q = ε Cmín (TC1 - TF1 ) = 0,8361 x 17,08 x (80 - 20) = 856,8 kW ***************************************************************************************** VI.13.- A través del espacio anular formado por dos tuberías de 108 y 159 mm de diámetros exteriores y espesores respectivos 3,5 y 4,5 mm, se inyecta vapor recalentado a 13,6 atm., 280°C y velocidad 1,5 m/seg. Por la tubería interior circula una mezcla de sodio y potasio en proporción de 56% y 44% respectivamente, a la temperatura de 150°C y velocidad 3 m/seg. Determinar, a) El calor transmitido a la mezcla por metro lineal de tubería si ésta es de acero inoxidable 18-8, y se mantienen constantes las temperaturas de los fluidos b) Si las temperaturas de los fluidos son variables, hallar las temperaturas de salida y el calor intercambiado Datos, Vapor de agua, ρ=5,647 kg/m3 ; η=6,859 x 10-2 kg/h.m.; k=3,438 x 10 -2 Kcal/h.m°C; cp =0,539 Kcal/kg.°C; Pr=1,072 Datos mezcla de 56% de sodio y 44% de potasio, ρ*=874,24 kg/m3 ; η*=1,666 kg/h.m. ; k*=22,457 Kcal/h.m°C; cp *=0,2654 Kcal/kg°C ; Pr*=0,0203 Acero inoxidable 18-8, k=14 Kcal/h.m°C _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION r1 = 108 - 7 = 50,5 mm ; r2 = 108 = 54 mm ; r3 = 159 - 9 = 75 mm 2 2 2 a) Coeficiente de convección hc1 correspondiente al metal líquido El metal líquido se calienta en el tubo de radio r1 . El flujo de calor desde la pared interior es uniforme: Intercambiadores.VI.-157 L/d > 60 Nu = 4,82 + 0,185 Pe0,827 ; 10 < Pe <10.000 3600 < Re < 9,05 Re1 = u1 d1 = ν* Pe1 = Re1 Pr* = 572.400 x m 3 seg x 0,101 m Kg h.m Kg 874,24 m3 x 3600 1,666 x 105 seg = 572.400 hora 0,0203 = 11620 (del orden de 104 ) (Exceso de velocidad del metal líquido) Nu = 4,82 + 0,0185 Pe0,827 = 4,82 + 0,0185 (11620)0,827 = 47,4 = hC1 d1 k* 47,4 x 22,457 Kcal h.m.ºC Kcal hC1 = = 10.540 0,101 m h.m2 . ºC a) Coeficiente de convección hc2 correspondiente al vapor recalentado El vapor recalentado se enfría en el tubo anular de radios r2 y r3 π (d2 - d2 ) 3 2 dHvapor de agua) = 4 = d3 - d2 = 150 - 108 = 10,5 mm π (d3 + d2 ) 4 4 1,5 m x (4 x 0,0105) m u 4 dH(v. de agua) seg seg x 3600 Revapor de agua = v. de agua = = 18.672,4 Kg ν hora -2 x 6,859 10 h.m Kg 5,647 m3 0,3 = 0,023 (18672,4)0,8 (1,072) 0,3 = 61,34 = Nuv. de agua = 0,023 Re 0,8 d.equiv Pr = hC (v. de agua) (4 d H v. de (agua)) k ; h C (v. de agua) = Nuv. de agua k 61,34 = 4 dH (v. de agua) 4 x x 3,438 x 10-2 = 50,21 Kcal 0,0105 h.m2.ºC Calor intercambiado en el supuesto de que las temperaturas de ambos fluidos permanezcan constantes, 2 π (280 - 150) 2 π (280 - 150) q = = = r 1 1 1 1 1 + ln r2 + + 1 ln 54 + r1 hC1 kacero L 1 r2 hc(v. de agua) 14 x 1 50,5 (50,5 x 10-3 ) x 10540 (54 x 10-3 ) x 50,21 = 2 π (280 - 150) = 2.175,35 Kcal 0,0018787 + 0,00478 + 0,3688 h.m. Calor intercambiado en el supuesto de que el vapor de agua recalentado entra a la temperatura TC1 = 280ºC, y el metal líquido entra a TF! = 150ºC. No se conocen las temperaturas finales. Seguiremos el método de la eficiencia 1 1 U2 = r = = r r 2 2 2 1 0,054 54 50 + 1 + ln r + + ln ri hC1 k 1 hC(v. de agua) 50,5 x 10540 14 50,5 50,21 = 1 = 48,7 Kcal 0,000010145 + 0,00025847 + 0,019916 h.m2 .ºC Temperatura de salida de los dos fluidos Intercambiadores.VI.-158 Cmín - 1)} Cmáx C exp (NTU) ( mín - 1) Cmáx 1 - exp {(NTU) ( Hay que conocer la eficacia del intercambiador: ε = 1- Cmín Cmáx Cmetal líquido = (m cp )metal l. = = mmetal l. = (Ω1 u1 ρ * ) = π d21 π x 0,101 2 2 u1 ρ * = m 4 4 m 3 seg x = 21,01 kJ seg x x Kg kJ = = 21,01 seg m3 0,2654 Kcal = 5,5768 Kcal Kg.ºC seg.ºC 874,24 Cvapor de agua = (m cp )v. de agua = = m = V ρ * = Ω2 uv.agua ρ * = π (d23 - d22 ) π (0,152 - 0,108 2) m2 uv.agua ρ = 4 4 x Kg = 0,07208 seg 1,5 m seg x x 5,647 Kg Kg = 0,07208 seg m3 = 0,539 Kcal = 0,03885 Kcal KgºC seg.ºC Cmín = 0,03885 Kcal (vapor de agua) = Cv. de agua seg ºC Cmáx = 5,5768 Kcal (metal líquido) = Cmetal l. seg ºC luego: Superficie de intercambio térmico: A2 = 2 π r2 L = 2 π 1 = 0,3393 m2 (por 1 m de longitud de tubería) 0,3393 m2 x 48,7 Kcal h.m 2 ºC A U 1 x NTU = 2 2 = seg = 0,118 Kcal Cmín 0,03885 3600 seg ºC hora Cmín 0,03885 = = 0,006966 Cmáx 5,5768 x 0,054 x Cmín - 1)} Cmáx 1 - exp {(0,118) (0,006966 - 1)} = = 0,11126 Cmín 1 - 0,00696 x exp (0,118) (0,006966 - 1) exp (NTU) ( - 1) Cmáx 1 - exp {(NTU) ( ε = 1- Cmín Cmáx ε Cmín = Cmín = CC = Cv. agua = CC - (TC1 - TF1 ) ε = 280 - (280 - 150) x 0,11126 = 265,5ºC Salida del vapor de agua: TC2 = TC1 - (TC1 - TF1 ) = TC1 Salida del metal líquido : TF2 = TF1 + (TC1 - TF1) = 150 + (280 - 150) x 0,006966 x Calor intercambiado q = ε Cmin (TC1 - TF1 ) = 0,11126 x 0,03885 Kcal segºC ε Cmín = CF 0,11126 = 150,1ºC (apenas aumenta su temperatura) x (280 - 150)ºC = Kcal = 0,562 Kcal seg = 2022 hora (por 1 m lineal) ó también, Q = U A ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 = ∆T2 = 280 - 150,1 = 129,9 ∆T1 = 265,5 - 150 = 115,5 = 48,7 x ∆T1 0,3393 x 129,9 - 115,5 = 2025,15 Kcal hora 129,9 ln 115,5 **************************************************************************************** Intercambiadores.VI.-159 VI.14.- En un proceso industrial se desea enfriar un caudal de 5000 m3 /hora de gases (velocidad 10 m/seg, desde una temperatura de 300°C hasta 200°C, para lo que se utiliza un caudal volumétrico de aire de 5000 m3 /hora, que entra en el dispositivo a una temperatura de 80°C. Con estos datos se desea realizar el diseño de un recuperador-intercambiador multitubular, para lo cual hay que calcular el número de tubos y la longitud de cada tubo, empleándose tubos normalizados de diámetro exterior de = 30 mm y espesor e = 2,5 mm. Las configuraciones a diseñar son las siguientes, a) Un intercambiador con circulación en contracorriente b.1) Un intercambiador de flujos cruzados con mezcla de fluido en la carcasa (aire) y sin mezcla en el otro fluido que circula por el interior de los tubos (gases), y un paso de tubos. b.2) Un intercambiador de flujos cruzados con mezcla de ambos flujos a la entrada y a la salida, y un paso de tubos Los gases circularán en ambas configuraciones por el interior de los tubos. Datos, Cp del aire y de los gases, 0,24 Kcal/kg°C Densidad del aire y de los gases, 0,85 kg/m3 Coeficiente global de transmisión de calor, 40 Kcal/h.m2 .°C _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION A partir de los datos establecidos e independientemente de la configuración, se puede calcular la Tsalida del aire considerando no existen pérdidas de calor. Cgases (Tg(entrada) - Tg (salida)) = Caire (Ta(salida) - Ta (entrada)) Por el enunciado: Cgases = Caire ⇒ Tg(entrada) - Tg (salida) = Ta(salida) - Ta (entrada) Ta(salida)= Ta(salida) + {Tg(entrada) - Tg (salida)} = 80 + (300 - 200) = 180ºC Calor transferido, 3 q = Cgases {Tg(entrada) - Tg (salida)} = 5000 m hora a) Circulación en contracorriente, x 0,85 Kg m3 x 0,24 Kcal KgºC x (300 - 200)ºC = 102.000 Kcal hora ∆T2 = TC1 - TF2 = 300 - 180 = 120ºC ∆T1 = TC2 - TF1 = 200 - 80 = 120ºC ∆T1 (x - 1) (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 = 120 - 120 = 0 = ∆T2 = x = = Aplicando L´Hôpital = 120 0 ln x ∆T ln ∆T 2 1 ln 120 ∆T1 = ∆T1 = x ∆T1 = ∆T2 = 120ºC 1 x q = 102.000 = 21,25 m2 U (LMTD) 40 x 120 21,25 Longitud total de los tubos: L = A = = 225,47 m π de π x 0,03 Superficie total de transmisión: A = Sección de paso total a través de los tubos: Stubos 3 5000 m Volumen hora = = = 0,139 m2 Velocidad m x 3600 seg 10 seg hora Cada tubo tiene una sección transversal igual a: Ωtubo = π d2i π (0,025) 2 = = 4,9 4 4 Intercambiadores.VI.-160 x 10-4 m2 0,139 m2 Número de tubos: Stubos = = 283 Tubos 4,9 x 10-4 m2 Ωtubo 225,47 Longitud de cada tubo: = 0,796 m 283 b.1) Flujo cruzado con mezcla de un fluido (aire) en la parte de la carcasa y sin mezcla del otro fluido (gases que circulan por el interior de los tubos) y 1 paso de tubos El (LMTD) se calcula a partir del caso anterior afectado de un factor de corrección F, Z = CF = 1 CC ⇒ F = 0,89 T T F1 F2 80 - 180 = 0,455 P = = TF1 - TC1 80 - 300 ∆T = F (LMTD) = 0,89 x 120 = 106,8ºC q Superficie total de transmisión: A = = 102.000 = 23,87 m2 U F (LMTD) 40 x 106,8 Si se considera un intercambiador de lujos cruzados de un tubo único en forma de serpentín y placas aleteadas, 23,87 Longitud total del tubo: L = A = = 253,33 m π de π x 0,03 Si se consideran un intercambiador de flujos cruzadosconformado por 1 paso de 283 tubos, se tiene, 253,33 Longitud de cada tubo: = 0,895 m 283 b.2) Flujo cruzado con mezcla en ambos fluidos a la entrada y a la salida El (LMTD) se calcula igual que en el caso anterior, afectado de un factor de corrección F Z = CF = 1 CC ⇒ F = 0,93 TF1 - TF2 80 - 180 = 0,455 P = = TF1 - TC1 80 - 300 ∆T = F (LMTD) = 0,93 120 = 111,6ºC q Superficie total de transmisión: A = = 102.000 = 22,85 m2 U F (LMTD) 40 x 111,6 22,85 Longitud total de los tubos: L = A = = 242,44 m π de π x 0,03 242,44 Longitud de cada tubo: = 0,8566 m 283 ***************************************************************************************** x VI.15.- Vapor de agua a 150°C condensa en el exterior de los tubos de un intercambiador horizontal, mientras por el interior de los mismos circula agua a 50°C. El condensador contiene 500 tubos, de diámetro exterior 18 mm, circulando por el mismo 1000 Tm/hora de vapor. Estimar el coeficiente de transmisión de calor del vapor por convección en el exterior de los tubos, sabiendo que estos tienen 2 metros de longitud, y que existen 10 filas de 50 tubos N=10 _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION Las propiedades del fluido se calculan a la media entre la temperatura del vapor de agua y la temperatura media del fluido refrigerante que es muy próxima a la TpF . ρ l = 958,4 kg/m 3 T s + T pF 150 + 50 r l-v = 2114,4 kJ/kg, (a Ts = 150ºC) Propiedades del líquido a, T = = = 100ºC ⇒ 2 2 k = 0,682 W/m ºC η l = 278.10 -6 N.seg/m 2 Intercambiadores.VI.-161 Kg Kg de vapor por tubo hora G = = 0,556 seg seg x 3600 500 tubos hora Kg 4 x 0,556 seg 4 G Re = ( ) =( )l = 4000 > 1800 (turbulento) ηLl N.seg -6 x 2m 278 x 10 m2 106 h cF(1 tubo) = 0,0077 Re 0,4 g1/3 f 5(T) = f 5(100) = 14017 = 0,0077 hc = hcF(1 tubo) 4 = N x 40000,4 x 9,8 1/3 x 14017 = 6373,4 W m2 .ºC 6373,4 = 3584 W 4 m2 .ºC 10 De otra forma, hc(1 tubo) = 0,077 kl ( hc(1 tubo) = 0,077 x ρ 2l g η 2l 0,682 x )0,33 Re0,4 , para: Re > 1800 ( 958,4 2 x 9,8 0,33 ) (278 x 10-6 )2 x 40000,4 = 6352 W m2 .ºC De otra forma, hcF(1 tubo) = 0,0077 g1/3 α 2 f7 (T) = f7 (100) = 368040 4 x 0,556 0,4 α 2 = (4 G )0,4 = ( ) = 1,043337 L 2 = 0,0077 x 9,8 1/3 x 1,043 x = 368040 = 6321 W m2 .ºC ***************************************************************************************** VI.16.- Se colocan concéntricamente dos tuberías de acero de diámetros interiores 48 y 80 mm, y espesor 8 mm. Por la tubería interior penetra agua fría a 0°C y 10 Km por hora y por el extremo opuesto del espacio anular penetra agua caliente a 40°C y 5 Km/hora. Determinar las temperaturas finales de ambas corrientes teniendo en cuenta que, - No hay pérdidas de calor al exterior - El coeficiente de película exterior es de 4.100 Kcal/h.m2 °C - Longitud de las tuberías L=112 metros - Conductividad térmica de la tubería, 37 Kcal/h.m°C Datos, Calor específico del agua, 1,002 Kcal/kg°C ; Densidad del agua, 999,2 kg/m3 Viscosidad dinámica del agua, 4,72 kg/h.m; Conductividad térmica del agua, 0,504 Kcal/h.m°C Número de Prandtl del agua, 9,41 _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION - Coeficiente de película interior, 10.000 m x 0,048 m u d 1 1 hora Re1 = = = 101.613,5 ν Kg 4,72 h.m Kg 999,2 m3 Nu = 0,023 (Re)0,8 (Pr)0,4 = 0,023 x (101,613,5)0,8 x (9,41) 0,4 = 571,1 Intercambiadores.VI.-162 0,504 x 571,11 hcF = k Nu = = 5996,7 Kcal d1 0,048 h.m2 .ºC - Para conocer las temperaturas finales de ambas corrientes es necesario conocer e C 1 - exp {(NTU) ( mín - 1)} Cmáx ε = Cmín C 1exp (NTU) ( mín - 1) Cmáx Cmáx CF = (m cp )F = = mF = (ΩF uF ρ F) = π d2F π uF ρ F = 4 x 0,048 2 2 m 4 10000 m hora x 999,2 Kg Kg = 18081,1 3 hora m = 18081,1 Kg hora x 1,002 Kcal = 18177,25 Kcal Kg.ºC h.ºC x = CC = (m cp )C = = mC = V ρ = ΩC u C ρC = π (d23 - d 22) π (0,08 2 - 0,004 2) m2 u C ρC = 4 4 = 9040,5 5000 m hora x Kg hora x 1,002 x 999,2 Kg Kg = 9040,5 3 hora m = Kcal = 9058 Kcal = C mín Kg.ºC h.ºC Cálculo de U2 , U2 = r1 = 24 mm 1 1 = = = r2 + r2 ln r2 + 1 0,032 0,032 32 + 1 r = 48 + 16 = 32 mm + ln r1 r1 hcF k hcC 2 0,024 x 5996,7 37 24 4100 = 1398,75 Kcal h.m2 .ºC Superficie de intercambio térmico: A2 = 2 π r2 L = 2 π x 0,032 22,52 m2 x 1398,75 Kcal h.m 2 ºC A U NTU = 2 2 = = 3,477 Cmín 9058,6 Kcal h ºC Cmín 9058,6 = = 0,5 Cmáx 18117,25 x 112 = 22,52 m2 Cmín - 1)} Cmáx 1 - exp {(3,477) (0,5 - 1)} = = 0,9036 Cmín 1 - 0,5 x exp (3,477) (0,5 - 1) exp (NTU) ( - 1) Cmáx 1 - exp {(NTU) ( ε = 1- Cmín Cmáx TC2 = TC1 - (TC1 - TF1) ε C mín = CC TF2 = TF1 + (TC1 - TF1) Cmín = CC = TC1 - (TC1 - TF1) ε = 40 - (40 - 0) x 0,9036 = 3,85ºC ε Cmín = 0 + (40 - 0) x 0,5 x 0,9036 = 18,07ºC CF **************************************************************************************** VI.17.- Por una tubería de refrigeración de diámetro interior di = 4 cm. y espesor e= 3 mm, circula agua a la velocidad de 1,5 m/seg, entrando a la temperatura Tc1= 50°C y saliendo a Tc2= 15°C. El agua a calentar circula en contracorriente, a razón de 0,5 m/seg, entrando a 10°C y saliendo a 35°C. Sabiendo que el coeficiente de conductividad térmica del acero es k= 40 W/m°C, determinar, a) El caudal de agua que se calienta y la longitud del tubo. b) Su longitud si se sustituye el intercambiador por otro 2/4 Intercambiadores.VI.-163 _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION Fluido que circula por la tubería interior (se enfría), Kg TC = 50 + 15 = 32,5ºC ; c pC = 4,1776 kJ ; ρ C = 994,45 2 Kg.ºC m3 kC = 0,6195 W ; PrC = 6,28 mºC π d2i π uC = 4 x 0,04 2 m2 4 ; vC = 0,7885 x m2 10-6 seg m3 = 6,7858 m3 = 10-3 seg hora 3 Kg Kg = 6,7858 m x 994,45 = 6752,12 3 hora hora m Kg x q = mC cpC (TC1 - TC2 ) = mC cpC (TC1 - TC2 ) = 6752,12 4,1776 kJ x (50 - 15)ºC = hora Kg.ºC = 986.685 kJ = 274,079 kW = 235.710 Kcal hora hora m x 1,5 0,04 m seg Nu = 0,023 Re0,8 Pr 0,3 = Re = = 76.093,4 = 0,023 x 76093,40,8 x 6,28 0,3 = 320,77 2 0,7885 x 10-6 m seg 320,77 x 0,6195 W mºC hcC = = 4968 W 0,04 m m2 ºC Fluido que circula por el exterior de la tubería (se calienta), Kg m2 TF = 10 + 35 = 22,5ºC ; c pF = 4,1811 kJ ; ρ F = 997,45 ; vF = 0,9625 x 10-6 seg 3 2 Kg.ºC m W kF = 0,6015 ; PrF = 6,6875 mºC mC = S i uC = x m = 1,885 1,5 seg x a) Caudal de agua que se calienta Q = mF cpF (TF2 - TF1 ) ; mF = Q cpF (TF2 - TF1 ) = 986.685 kJ Kg hora = 9.440 kJ hora x 25ºC 4,1811 Kg.ºK Nu = 0,26 Re0,6 Pr0,3 ηc ; (103 < ReF < 105 ) F F 0,5 m x 0,046 m seg ReF = = 23.896 m2 0,9625 x 10-6 seg Nu = 0,26 Re0,6 Pr0,3 ηc = = F F ηc = 1 (por ser muy próximas las temperaturas) = 0,26 194,78 hcF = x 23.896 0,8 x 6,6875 0,3 = 194,78 0,6015 W mºC = 2547 W 0,046 m m2 ºC x Longitud del tubo, 1 1 Ue = = = 1419,5 W re + re ln re + 1 0,023 0,023 0,023 m2 ºC 1 + ln + ri ri hcF k hcC 0,02 x 4968 40 0,02 2547 Intercambiadores.VI.-164 Q = Ue Ae ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 Ae = π de L = 0,046 π L ∆T2 = 50 - 35 = 15ºC = = 1419,5 ∆T1 = 15 - 10 = 5ºC W m2 ºC x (0,046 π L) m2 = 274079 W ; x 15 - 5 ºC = ln 15 5 L = 146,78 m b) ¿Cuál sería su longitud si se sustituye el intercambiador por otro 2/4? Cálculo de F : P = TF1 - TF2 = 10 - 35 = 0,625 TF1 - TC1 10 - 50 TC1 - TC2 Z = = 50 - 15 = 1,4 TF2 - TF1 35 - 10 ⇒ F = No se encuentra ningún valor Por lo tanto, NO HAY SOLUCION en estas condiciones. 1,0 TF2 Z F TF1 0,9 0,8 TC1 4 0,7 3 2 1,5 1 0,8 0,6 TC2 0,4 0,2 0,6 0,5 0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 P Factor de corrección para la LMTD en el caso de un intercambiador en contracorriente 2/4 ***************************************************************************************** VI.18.- Para calentar 4600 kg/hora de aire desde una temperatura de 14,5ºC hasta 30ºC, se utiliza vapor de agua a 100ºC, en un intercambiador de flujos cruzados, en el que se impulsa aire por el exterior de un haz de tubos de diámetros 10/13 mm, circulando el aire perpendicular a los mismos. Cada tubo tiene una longitud de 61 cm y están dispuestos según una malla cuadrada, con una separación entre centros de los tubos de 19 mm y formando todo ello un conjunto de 19 tubos en la misma vertical. Determinar a) El coeficiente global de transmisión de calor b) El número de hileras de tubos, necesarias para alcanzar en el aire las temperaturas prefijadas. Datos de los tubos, hC interior tubos = 5000 Kcal/h m2 ºC ; k tubos = 90 Kcal/h.m.ºC Datos del aire, ρ = 1,195 kg/m3 ; η = 65,79 x 10 -3 kg/h.m ; k = 22,29 x 10 -3 Kcal/h.m.ºC ; cp = 0,24045 Kcal/kgºC; Pr = 0,71 Datos del vapor, rl-v = 540 Kcal/kg _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION a) Coeficiente global de transmisión de calor Cálculo del coeficiente de película exterior hce Hay que calcular la velocidad máxima a través del haz de tubos: G G G umáx = uF ex = uF = 19 = = = ex - d 19 ρ L ex 19 ρ L (ex - d) ρΩ Intercambiadores.VI.-165 = 1,195 ( kg/m 3 4600 kg/hora m m = 55.355 = 15,37 ) x 0,61 m x 19 x (0,019 - 0,013) m hora seg 55.355 m x 0,013 m umáx d hora Nº de Reynolds: Re = = = 13.071 ν Kg 0,006579 h.m. Kg 1,195 m3 0,3 = 0,33 Nu = 0,33 (Re)0,6 máx Pr 87,84 hce = U= x 22,29 x 10-3 x Kcal h.m.ºC 0,013 m (13.071) 0,6 = 150,6 x (0,71) 0,3 = 87,84 Kcal h.m2 .ºC 1 1 = 0,013 0,013 x 10 -4) + (1,895 x 10-5 ) + (6,64 1 13 (2,6 + ln + 10 x 5000 2 x 90 0,01 150,6 x 10-3 ) = 144,53 Kcal h.m2 .ºC Cálculo de la (LMTD) ∆T1 = 100 - 14,5 = 85,5ºC ⇒ ∆T2 = 100 - 30 = 70ºC (LMTD) = 85,5 - 70 = 77,5ºC 85,5 ln 70 Cálculo de la temperatura superficial exterior, 14,5 + 30 = 22,25ºC = A hCe (TpF - 22,5) 2 77,5 = 150,6 x (TpF - 22,5) ; TpF = 96,63ºC q = U A (LMTD) = A hCe (TpF - TF) = TF = U ∆Tm = hCe (TpF - TF) ; 144,53 x Superficie A de intercambio térmico, q = U A (LMTD) = mF cpF (TF2 - TF1 ) 144,3 x A x 77,5 = 4600 Kg hora x 0,24045 Kcal KgºC Atubos = nhileras N π de L = nhileras x 19 π x x (30 - 14,5)ºC ⇒ 0,013 x A = 1,5305 m2 0,61 = 1,5305 m2 ; nhileras = 3,23 ⇒ 4 Hay que hacer una corrección del coeficiente de película para 4 hileras, Para 4 hileras → Tubos alineados → ψ = 0,90 ; h*Ce = 0,90 x 150,6 = 135,54 Kcal h.m2 .ºC 1 = 130,6 Kcal 0,013 0,013 h.m2 .ºC 13 1 + ln + x x 10 5000 2 90 0,01 135,54 4600 x 0,24045 x 15,5 Superficie A* de intercambio térmico: A* = = 1,6938 m2 130,6 x 77,5 1,6938 Número de hileras: n*hileras = = 3,5784 , luego se considerarán 4 hileras 19 π de L ***************************************************************************************** U* = VI.19.- Una chimenea de fundición k = 50 W/mºK tiene 10 m de altura, un diámetro interior de 0,6 m y un espesor de 1 cm. Por su interior circula un flujo de gases de combustión procedentes de un horno, 1 kg/seg, que penetran por la base de la chimenea a 500ºC; las propiedades medias de los gases de combustión en las condiciones del problema son, ρ = 0,5183 kg/m3 ; Pr= 0,7 ; ν =6,184 x 10-5 m2 /seg ; cp = 1,063 kJ/kgºC ; k = 4,87 x 10 -2 W/mºC. Por el exterior circula un viento a 14 m/seg y 20ºC, perpendicular a la chimenea; sus propiedades medias respecto a la temperatura media de la pared de la chimenea son, Intercambiadores.VI.-166 ρ = 0,911 kg/m3 ; Pr= 0,7 ; ν = 2,4 x 10-5 m2 /seg ; cp = 1,007 kJ/kgºC ; k = 3,2 x 10-2 W/mºC Determinar, a) Los coeficientes de convección interior y exterior, justificando si los flujos están o no completamente desarrollados b) El coeficiente global de transmisión de calor respecto a la sección exterior de la chimenea c) Las pérdidas térmicas al exterior d) La temperatura de salida de los gases y la temperatura media superficial de la chimenea _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION Se puede considerar a la chimenea como un intercambiador de calor compuesto por 1 tubo (chimenea) y el medio exterior a T = Cte. a) Coeficientes de convección interior y exterior, justificando si los flujos están o no completamente desarrollados FLUJO CRUZADO (POR EL EXTERIOR DE LA CHIMENEA) dext = 14 x 0,62 = 361.666 Rede = u ν 2,4 x 10-5 C = 0,0266 Nude = C Rende Pr1/3 = = 0, 0266 n = 0,805 x 3616660,805 x 0,7 1/3 = 704,2 704,2 x 3,2 x 10-2 hc exterior = Nude k = = 36,34 W d 0,62 m2 ºC FLUJO POR EL INTERIOR DE LA CHIMENEA ugases Ggases = = ρ gases Ai 1 Kg seg = di = 0,6 m = 6,82 m/seg Kg π d2i 0,5183 m3 4 6,82 x 0,6 Redi = u νdint = = 66.207 6,184 x 10-5 Relación L = 10 = 16,6 < 60 (el flujo de gases está condicionado a la entrada) di 0,6 1/3 ( d )1/18 = Nudi = 0,036 Re0,8 di Pr L Válida para: = 0,036 x 662070,8 10 < L < 100 d x 0,7 1/3 x ( 1 )1/18 = 196,84 16,6 196,84 x 4,87 x 10-2 hc interior = Nudi k = = 15,97 W di 0,6 m2 ºC b) Coeficiente global de transmisión de calor respecto a la sección exterior de la chimenea 1 1 U = = = re re A ln ln e Ae + ri + 1 ri + 1 ) re ( 1 + hci Ai 2 π k L hce hci ri k hce re 1 = 0,31 x 0,31 ln 0,3 1 1 ( + + ) 15,97 x 0,3 50 36,34 x 0,31 = 1 = 10,53 W 0,31 x (0,2175 + 0,000656 + 0,088) m2 ºC c) Pérdidas térmicas al exterior Cmáx = Cexterior Intercambiadores.VI.-167 Kg Cmín = G cpi = 1 seg x 1,063 kJ = 1063 W KgºC ºC 10,53 x 19,47 NTU = Ue Ae = Ae = π de L = π x 0,62 x 10 = 19,47 m2 = = 0,1929 Cmín 1063 ε = 1 - e-NTU = 1 - e-0,1929 = 0,1754 q = ε Cmín (TC1 - TF1 ) = 0,1754 x 1063 W ºC x (500 - 20)ºC = 89.533 W d) Temperatura de salida de los gases TC1 - TC2 = ε Cmín = ε TC1 - TF1 Ce 500 - TC2 = 0,1754 ; 500 - 20 ⇒ T C2 = 415,8ºC ó también q = G gases cp gases (TC1 - TC2) ⇒ TC2 = -q + T C1 = Ggases cp gases - 89,533 kW + 500ºC = 415,8ºC Kg 1 seg x 1,063 kJ KgºC Temperatura media superficial de la chimenea q 89,533 q = hc Ae (TpFext - Text ) ⇒ TpFext = + Text = + 20ºC = 146,5ºC hc Ae 36,34 x 19,47 q = 2π k L Tp int - Text = 2 π r ln re i x 50 x 10 x Tp int - 146,5 = 89533 W 0,31 ln 0,3 ; Tp int = 147,4ºC ***************************************************************************************** 60° 5 cm Aire (20°C) Aire (34°C) 2,5 cm VI.20.- En un recuperador de flujo normal, se desea calcular los coeficientes de película exterior e interior de los tubos. Por el exterior de los tubos circula aire a una velocidad de 5 m/seg, entrando a 20°C y saliendo a 34°C, mientras que por el interior de los tubos fluye un caudal de agua a una velocidad de 1 m/seg, que penetra a 50°C y sale a 40°C. Los tubos tienen un diámetro interior de 2,1 cm y un diámetro exterior de 2,5 cm. Dicho recuperador tiene 5 hileras al tresbolillo, viniendo los datos sobre la figura. _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION AIRE POR EL EXTERIOR DE LOS TUBOS En el exterior de los tubos circula aire en convección forzada sobre 5 hileras de tubos al tresbolillo Nud = 0,33 α (Red)0,6 Pr0,33 ψ Tubos al tresbolillo, α = 1 ψ (5 hileras al tresbolillo) = 0,92 ν = 16,84 Propiedades del aire a 34 + 20 = 27ºC : 2 x m2 10-6 seg Pr = 0,708 k = 0,02624 W mºK Intercambiadores.VI.-168 Ω1 = 2 x 5 sen 60 = 8,66 cm2 Ecuación de continuidad: uF Ω1 = umáx Ω2 m Ecuación de continuidad: 5 seg m 8,66 seg umáx x de Rede = = ν 16,84 x Ω3 = 2 x 5 sen 60 - de = 6,16 cm2 5 x 8,66 m x 8,66 cm2 = umáx x 5 cm2 ; umáx = = 8,66 seg 5 x 0,025 m = 12.856 m2 10-6 seg Nud = 0,33 α (Red)0,6 Pr0,33 ψ = 0,33 hC aire = Ω2 = 2 x (5 - 2,5) = 5 cm2 ; x 1 x (12856)0,6 x 0,708 0,33 x 0,92 = 79,119 79,119 x 0,02624 = 83,04 W 0,025 m2 ºC De otra forma, εx = 5 Nu = C (Re)n (Pr)1/3 ψ = 2 sen 60 = 8,66 ; x εy = 5 Nu = 0,52 x (12850)0,569 x (0,708) 1/3 x x cos 60 = 2,5 ; 0,92 = 92,84 ; εx = 3,46 de εy = 1 de ⇒ hCaire = 97,44 W m2 ºC C = 0,52 n = 0,569 AGUA POR EL INTERIOR DE LOS TUBOS.- No se conoce la temperatura interior de la pared, que estará a más de 34ºC, pero las propiedades del agua no van a diferir mucho si se toman a TF 2 10-6 m seg Pr = 4,125 k = 0,63925 W mºK ν = 0,613 Propiedades del agua a TF = 50 + 40 = 45ºC : 2 x Reagua = u di = ν m 1 seg x 0,021 m 0,613 x m2 10-6 seg x = 34.257 Nuagua = 0,023 (Re)0,8 Pr0,3 (se enfría) = 0,023 (34257)0,8 (4,125) 0,3 = 149,33 149,33 x 0,63925 hC agua = = 4545,7 W 0,021 m2 ºC De otra forma 0,8 hC agua = 0,023 ( u ) f1 (T) = d0,2 i f1 (T) = (5,77 x 104 ) + 1067,8 T - 2,162 T2 = 97373 = 4850 W m2 ºC ***************************************************************************************** VI.21.- Un intercambiador de calor (agua-agua), está formado por 98 tubos paralelos, dispuestos al tresbolillo, en 9 filas, alojados en una carcasa de 15 cm de diámetro. Los tubos están fabricados con una aleación de Cu cuyo k=300 W/m.°C Los tubos tienen un diámetro exterior de 9,5 mm y un espesor de 1,2 mm La carcasa lleva 11 pantallas perpendiculares a los tubos, mediante las cuales se dirige la corriente de agua que circula por el exterior de las tuberías, separadas 11 cm; la sección mínima de paso entre tubos es de 42 cm2 . Se han realizado una serie de ensayos en el intercambiador, y se han encontrado los siguientes valores, Agua que circula por la carcasa, 11000 kg/hora Temperatura de entrada=52°C; temperatura de salida=38°C Agua que circula por el interior de los tubos, 7000 kg/hora Intercambiadores.VI.-169 Temperatura de entrada=17°C; temperatura de salida=33°C Supuesto flujo en contracorriente determinar, a) Los coeficientes de convección en ambos líquidos b) El coeficiente global de transmisión de calor U referido a la superficie exterior c) La eficiencia del intercambiador y pérdidas térmicas d) La superficie de intercambio externa de los tubos y longitud de cada tubo _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION a) Coeficientes de convección en ambos líquidos Fluido que circula por el interior de los tubos.Las propiedades térmicas del agua que circula por el interior de los tubos (se calienta), se calculan a la temperatura media, (33 + 17)/2 = 25ºC Kg m2 ; Pr = 6,375 ρ = 996,7 ; cp = 4,18025 kJ ; k = 0,606 W ; ν = 0,919 x 10-6 seg Kg.ºK m.ºK m3 di = 9,5 - (1,2 Re = x 2) = 7,1 mm Kg 3 Kg x 1 m 7000 7000 ρ Q hora Kg 1 hora = hora u = = = 2 3600 seg Ω π d2i π d i x 98 m2 x 98 m2 4 4 Kg 1 m3 x 7000 hora 996,7 Kg 1 hora = = 0,5028 m seg 3600 seg π x 0,0071 2 x 98 m2 4 u di ν = = Polley: St = exp{(- 3,796 - 0,205 ln Re - 0,505 ln Pr - 0,0225 ln P r2 } = 1,49 x 0,5028 x 0,0071 = 3885 0,919 x 10 -6 10-3 = Nu = hcF r cp u Re Pr W m2 ºC Re d Pr λ η Petukhov, Nu = ( ) ( F )n = 8 X η pF Nu = 36,89 ; hcF = 3150 17 + 33 = 25ºC 2 Re < 2.10 4 ; λ = 0,316 Re -0 ,25 = 0,316 = n = 0,11 ; ( η F ) 0 ,11 ≅ 1 η pF Propiedades a T F = X = 1,07 + 12,7 (Pr 2 / 3 - 1) x 3885-0 ,25 = 0,040025 λ = 1,07 + 12,7 (6,375 r 2 / 3 - 1) 8 = 0,04 = 3,223 8 38,43 x 0,606 3885 x 6,375 0,04 W x x 1 = 38,43 ⇒ h cF = = 3280 2 8 0,0071 m ºC 3,2223 observándose que los valores obtenidos con diferente formulación son muy aproximados, pudiendo tomar como valor de hcF la media entre los dos. = hcF = 3150 + 3280 = 3215 W 2 m2 ºC Fluido que circula por el exterior de los tubos Intercambiadores.VI.-170 Tubo Pantalla de = 9,5 mm umáx = Remáx = 11000 Q = Ωmín Kg x 1 m3 hora 989,95 Kg 1 hora m = 0,7348 seg seg -4 2 3600 x 42 10 m umáx de 0,7348 x 0,0095 = = 11390 νe 0,613 x 10-6 Nu = 0,26 Re0,6 Pr0,3 η C = η η C = (η F )0,14 ≅ 1 pF válida para 103 < Re < 105 hce = 108 = 0,26 x 113900,6 x 4,125 0,3 = 108 x 0,63925 = 7267 W 0,0095 m2 ºC b) El coeficiente global de transmisión de calor U referido a la superficie exterior 1 1 Ue = = = 1790,8 W re + re ln re + 1 0,00475 0,00475 0,00475 m2 ºC 1 + ln + ri hci ri hci k 0,00355 x 3215 300 0,00355 7267 c) Eficiencia del intercambiador ε = q (Calor absorbido por el líquido que se calienta) Cmín (TC1 - TF1 ) Kg kJ x (33 - 17)ºC = 468.188 kJ x 4,18025 hora Kg ºC hora Kg kJ = 29261,7 kJ x 4,18025 CF = 7000 .... Cmín hora Kg ºC h ºC Kg kJ = 45941,5 kJ x 4,1765 CC = 11000 .... Cmáx hora Kg ºC h ºC 468.188 ε = = 0,4571 = 45,71% 29261,7 x (52 - 17) q = 7000 ó también, CC (TC1 - TC2 ) ε = = CC = Cmín = 33 - 17 = 0,4571 = 45,71% Cmín (TC1 - TF1 ) 52 - 17 Pérdidas térmicas = qC - qF qC = 11000 x 4,1765 x (52 - 38) = 643.181 kJ hora = 643.181 - 468.188 = 174.993 kJ qC - q F = hora qF = 468.188 kJ hora d) Superficie de intercambio externa de los tubos y longitud de cada tubo ∆T2 = 52 - 33 = 19ºC ∆T2 - ∆T1 = = 19 - 21 = 19,98 ºC ∆T2 ∆T1 = 38 - 17 = 21ºC ln 19 ln 21 ∆T1 q 130.052 W Ae = = = 3,6347 m2 U (LMTD) 1790,8 W x 19,98ºC m2 ºC (LMTD) = Longitud de cada tubo: L = 3,6347 m2 = π de N π x 3,6347 m2 = 1,242 m 0,0095 m x 92 Intercambiadores.VI.-171 ***************************************************************************************** VI.22.- Determinar el calor intercambiado en el intercambiador de calor que se presenta, compuesto por 6 tubos y una carcasa rectangular, tal como se indica en la figura. Por los tubos de acero (de diámetro interior 22 mm y diámetro exterior 25 mm circula amoníaco líquido, que penetra a la temperatura de 20°C y velocidad 3 m/seg, mientras que por la carcasa circula en contracorriente agua caliente que penetra a 80°C y velocidad 1,5 m/seg. La longitud del intercambiador es de 5 metros. La conductividad térmica del acero es de 40 W/m°C. Se supondrá no existen pérdidas térmicas. Datos de los fluidos, Kg m2 ; Pr = 2 ; cp = 5 kJ ; k = 0,50 W ; ν = 0,34 x 10-6 seg 3 Kg°C m°K m Kg m2 ; Pr = 3 Datos H2 O: ρ = 985 ; cp = 4,186 kJ ; k = 0,66 W ; ν = 0,48 x 10-6 seg Kg°C m°K m3 _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION - El NH3 se calienta en el interior de los tubos Para 1 tubo se tiene: Datos NH3 : ρ = 580 G = V ρ = π d2i π uF ρ = 4 x 0,022 2 m2 4 m 3 seg x 580 x Kg Kg Kg = 0,6614 seg = 2381 hora m3 Coeficiente de película interior del NH3 , m x 0,022 m 3 seg uF di ReNH3 = = = 194.117 2 ν 0,34 x 10-6 m seg NuNH3 = 0,023 (Re) 0,8 (Pr)0,4 = 0,023 x (194.117) 0,8 0,5 x 515,93 hNH3 = kNH3 Nu = = 11.725 W di 0,022 m2 .ºC (2)0,4 = 515,93 x - El H2 O se enfría en la carcasa (exterior de los tubos) G = V ρ = Ω uagua ρ agua = {(0,35 x 0,1) - 6 x π x 0,025 2 2 x m }m 1,5 seg 4 x 985 Kg Kg Kg = 47,36 seg = 170.500 hora m3 Coeficiente de película del H2 O, ReH2O u d = agua equiv = dequiv = 4 dH = 4 ν agua x {2 x π 0,025 2 ) 1,5 x 0,0935 4 = 0,0935 = = 292.200 (0,35 + 0,1)} + (6 π x 0,025) 0,48 x 10-6 (0,35 x 0,1) - (6 NuH2O = 0,023 (Re) 0,8 (Pr)0,3 = 0,023 x (292.800) 0,8 0,66 x 754,07 hH2O = kH2O NuH2O = = 5.323 W de 0,0935 m2 .ºC x x x (3)0,3 = 754,07 Coeficiente global de transmisión de calor, Intercambiadores.VI.-172 Ue = 1 1 = = 3080 W re 0,025 0,0125 0,025 m2 ºC 1 + re ln re + 1 + ln + ri ri hNH3 k hH2O 0,022 x 11725 40 0,022 5323 - Para conocer las temperaturas finales de ambas corrientes es necesario conocer ε C 1 - exp {(NTU) ( mín - 1)} Cmáx ε = C C 1 - mín exp (NTU) ( mín - 1) Cmáx Cmáx CNH3 = 6 x (G cp )NH3 = 6 x 2381 Kg hora Kg hora x CH2O = (G cp )H2O = 170.500 x kJ kJ = Cmín = 71.430 kJ = 19,84 Kg.ºC h.ºC seg.ºC 5 4,186 kJ kJ = Cmáx = 713.713 kJ = 198,25 Kg.ºC h.ºC seg.ºC Superficie de intercambio térmico: Ae = 6 π de L = 6 π 2,356 m2 x 3080 W m2 ºC NTU = Ae Ue = = 0,36575 Cmín 19.840 J seg ºC Cmín 19,84 = = 0,10007 Cmáx 198,25 x 0,025 x 5 = 2,356 m2 Cmín - 1)} Cmáx 1 - exp {(0,365) (0,1 - 1)} = = 0,3017 C 1 - 0,1 x exp (0,365) (0,1 - 1) exp (NTU) ( mín - 1) Cmáx 1 - exp {(NTU) ( ε = 1- Cmín Cmáx ε Cmín = Cmín = CNH3 = 80 - (80 - 20) CC ε Cmín TF2(amon) = TF1 + (TC1 - TF1 ) = 20 + (80 - 20) x 0,3017 = 38,1ºC CF TC2(agua) = TC1 - (TC1 - TF1 ) x 0,3017 x 19,84 = 78,2ºC 198,25 Calor intercambiado, Q = U A ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 = ∆T2 = 80 - 38,1 = 41,9 = 3.080 ∆T1 = 78,2 - 20 = 58,2 W m2 ºC x 2,356 m 2 ∆T1 Q = ε Cmín (TC1 - TF1 ) = 0,3017 x 19,84 kJ segºC x x 41,9 - 58,2 ºC = 360 kW 41,9 ln 58,2 (80 - 20)ºC = 360 kW **************************************************************************************** VI.23.- Se presenta el intercambiador de la figura, compuesto por 12 tubos y una carcasa rectangular. Por los tubos de acero (de diámetro interior 20 mm y diámetro exterior 25 mm circula agua líquida, que penetra a la temperatura de 10°C y velocidad 1 m/seg, mientras que por la carcasa circula en contracorriente sodio líquido que penetra a 100°C y velocidad 0,15 m/seg. La longitud del intercambiador es de 3 metros. Intercambiadores.VI.-173 La conductividad térmica del acero es de 40 W/m°C. Se supondrá no existen pérdidas térmicas. Determinar, a)El calor intercambiado entre los dos fluidos b) La temperatura de salida de los dos fluidos Datos de los fluidos, Kg m2 Datos Na: ρ = 925 ; cp = 1,37 kJ ; k = 86 W ; ν = 7,25 x 10-7 seg 3 Kg°C m°K m Kg m2 Datos H2 O: ρ = 985 ; cp = 4,186 kJ ; k = 0,66 W ; ν = 0,48 x 10-6 seg 3 Kg°C m°K m _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION - El agua se calienta en el interior de los tubos . Para 1 tubo se tiene, m x 0,02 m 1 seg uagua di Reagua = = = 41.667 2 νagua -6 m x 0,48 10 seg Pragua = ( η cp ρ ν cp 985 )agua = ( )agua = k k Nuagua = 0,023 (Re) 0,8 (Pr)0,4 = 0,023 hC(agua) = x 0,48 x 10-6 0,66 (41667)0,8 x x x 4186 = 3 (3)0,4 = 177,18 kagua Nuagua 0,66 x 177,18 = = 5847 W di 0,02 m2 .ºC - El Na se enfría en la carcasa (exterior de los tubos) GNa = VNa ρ Na = Ω uNa ρ Na = {(0,35 ReNa u d = Na equiv = dequiv = 4 dH = 4 νNa ρ ν cp 925 )Na = k = (Re Pr)Na = 13067 PrNa = ( PeNa NuNa = 4,82 + 0,0185 x x x x 0,1) - 12 {2 x π x 0,025 2 2 m }m x 0,15 seg 4 Kg = m3 Kg Kg = 4,037 seg = 14.535,4 hora π x 925 0,025 2 ) 4 = 0,0631 = (0,35 + 0,1)} + (12 π x 0,025) 0,15 x 0,0631 = = 13.067 7,25 x 10-7 (0,35 x x x 0,1) - (12 x x 10-7 x 1370 = 0,01068 86 0,01068 = 139,6 7,25 x 102 < Pe < 10 4 (Pe)0,827 , válida en el campo: 3,6 NuNa = 4,82 + 0,0185 x (Pe)0,827 = 4,82 + 0,0185 86 x 5,92 hC(Na) = kNa NuNa = = 8.059,4 W de 0,06316 m2 .ºC x x 103 < Re < 9,05 x 105 (139,6) 0,827 = 5,92 Coeficiente global de transmisión de calor, 1 1 Ue = = = re r r e e 1 0,025 0,0125 0,025 1 + ln + + ln + ri ri hC(agua) k hC(Na) 0,02 x 5847 40 0,02 8059,4 = Intercambiadores.VI.-174 104 = 2.184 W 2,138 + 0,697 + 1,24 m2 ºC - Para conocer las temperaturas finales de ambas corrientes es necesario conocer ε Cmín - 1)} Cmáx C exp (NTU) ( mín - 1) Cmáx 1 - exp {(NTU) ( ε = 1- Cmín Cmáx π d2i uF ρ = 4 Kg Kg Kg 985 = 0,3094 = 1.114 seg 3 hora m Gagua = Ω uF ρ = Cagua = 12 x (G cp )agua = π 0,02 2 m2 = 4 x 1 m seg x = 12 Kg CNa = (G cp )Na = 4,037 seg x 1.370 x 0,3094 x = 4.186 = 15.541 W = Cmáx ºC J = 5.530,7 W = Cmín Kg.ºC ºC Superficie de intercambio térmico: Ae = 12 π de L = 12 π 2,827 m2 x 2184 W m2 ºC A U e e NTU = = = 1,1163 Cmín 5530,7 J seg ºC Cmín 5530,7 = = 0,356 Cmáx 15541 x 0,025 x 3 = 2,827 m2 Cmín - 1)} Cmáx 1 - exp {(1,116) (0,356 - 1)} = = 0,62 Cmín 1 - 0,356 x exp (1,116) (0,356 - 1) exp (NTU) ( - 1) Cmáx 1 - exp {(NTU) ( ε = 1- Cmín Cmáx ε Cmín = 10 + (100 - 10) x 0,62 x 0,356 = 29,86ºC CF ε Cmín - TF1 ) = Cmín = CNa = 100 - (100 - 10) x 0,62 = 44,2ºC CC TF2(agua) = TF1 + (TC1 - TF1 ) TC2(Na) = TC1 - (TC1 Calor intercambiado, Q = ε Cmín (TC1 - TF1 ) = 0,62 x 5.530,7 W ºC x (100 - 10)ºC = 308,6 kW **************************************************************************************** VI.24.- Por un tubo de acero de 0,1 m de diámetro interior y 10 mm de espesor, circula vapor de agua recalentado, a la presión de 10 atm abs, y se desea incrementar su temperatura desde 200ºC hasta 400ºC. En este intervalo de temperaturas tiene una velocidad media de 10 m/seg. Para proceder al recalentamiento se hace uso del calor cedido por los humos procedentes de un hogar, a la temperatura de entrada de 1000ºC, siendo la temperatura de evacuación a la chimenea de 500ºC. La velocidad media de los humos es de 5 m/seg, y el gasto de humos de 10 kg/seg. La composición química media de los tubos de acero es la siguiente, C = 0,50 ; Si = 0,45 ; Mn = 0,45 ; Ni = 10 ; Cr = 5 ; Co = 1,25 Determinar la longitud del tubo necesaria para este recalentamiento y el nº de kg de vapor de agua recalentados por kg de humos. _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION La formulación que se propone para los humos sólo sirve para el aire y chapas planas. Equiparando los humos a aire caliente, y los tubos a chapas se tiene, Intercambiadores.VI.-175 -0,6 u(humos) = 6,122 hC(humos) (Schack) = 6,122 u0,775 humos + 4,41 e hC(vapor recalentado)(Schack) = {3,62 + 0,30 u0,75 0 t } 100 d0,25 50,775 + 4,41 x x e-0,6 x 264 p = 273 + t = m = 10 x 264 x 10 = 46,07 seg 273 + 300 5 = 21,53 Kcal h m2 ºC u0 = uvapor = {3,62 + 0,30 x = 0,75 300 } x 46,07 = 142,14 Kcal 100 m2 .h.ºC 0,1 0,25 Como flujos cruzados se tendría, Propiedades de los humos a 750ºC ( Se equipararán al aire a 750ºC) Kg m2 ; Pr = 0,7 ρ = 0,3524 ; cp = 1,1417 kJ ; k = 0,06752 W ; ν = 117,8 x 10-6 seg 3 Kg°C m°K m 5 x 0,12 Re = u d = = 5093,4 ν 117,8 x 10-6 n 1/3 Nu = C (Re) (Pr) = = 0,193 x 5093,4 0,618 x 0,7 1/3 = 33,48 C = 0,193 ; n = 0,618 (Nu) khumos 33,48 x 0,06772 hC(humos) = = = 18,84 kJ = 16,2 Kcal de 0,12 m2 .ºC h.m2 .ºC Para el vapor de agua recalentado se puede hacer uso del ábaco correspondiente, del cual se obtiene un coeficiente de convección del orden de 140 Kcal/h.m2 .ºC. k 50 (W/m°C) 40 30 20 100 0 200 300 500 400 600 700 800 900 1000 T(°C) Conductividad térmica del hierro puro 3 Silicio Carbono Manganeso ξ Níquel 2 Cromo 1 Cobalto Wolframio 0 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 % Factores de corrección de la conductividad térmica de los aceros aleados Cálculo de la conductividad térmica de los tubos, ktubos , kFe = - 0,03125 T + 50 , ktubos = kFe 1 + ξ1 + ξ2 + ... (con T en ºC = 300ºC) - 0,03125 T(ºC) + 50 = 1 + 0,32 + 0,2 + 0,16 + 0,2 + 0,84 + 1,62 Cálculo del coeficiente global de transmisión de calor U (Schack), Intercambiadores.VI.-176 = 9,36 Kcal m.h.ºC Ue = re hC(humos) 1 re ln re ri + 1 + ri kFe hC(vapor) Flujos cruzados, 1 Ue = re ln re re ri + 1 + hC(humos) ri kFe hC(vapor) = = 1 0,06 0,06 ln 0,06 0,05 + + 1 0,05 x 142,14 9,36 21,53 1 = 14 0,06 0,06 ln 0,06 0,05 + + 1 0,05 x 140 9,36 16,2 = 17,83 Kcal m2 .h.ºC Kcal m2 .h.ºC por lo que se podría tomar el valor medio, Ue = (17,83 + 14)/2 = 15,91 Kcal/h.m2 .ºC = 18,5 kW/m2 .ºC Qhumos = 10 Ae = Kg seg x 1,1417 Q ln ∆T2 ∆T1 Ue (∆T2 - ∆T1 ) Longitud del tubo: = kJ Kg.ºC x (1000 - 500)ºC = 5708 kW = U e Ae ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 5708 kW ∆T2 = 1000 - 400 = 600ºC = ∆T1 = 500 - 200 = 300ºC 18,5 kW m2 .ºC x x ln 600 300 = 0,7128 m2 (600 - 300) 0,7128 m2 0,7128 m2 = = 1,89 m de π 0,12 x π Número de kg de agua, Para p = 10 atm ⇒ ifinal (400ºC) = 3052 kJ/Kg iinicial (200ºC) = 2829 kJ/Kg ⇒ ∆i = 3052 - 2829 = 435 kW , luego: Número de kW por 1 Kg de humos:5708 = 570,8 10 Kg(humos) kW 570,8 490,8 Kcal Kg(humos) Kg(humos) Kg (agua) G(Kg vapor de agua) = = = 4,72 kJ Kcal Kg (humo) 435 103,9 Kg(agua) Kg(agua) Intercambiadores.VI.-177 kJ Kg(agua) ***************************************************************************************** Intercambiadores.VI.-178