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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 Caire = 2 Kg seg x 1005 J Kg.ºC = 2010 W ºC → (Cmáx) Cagua = 0,25 Kg seg x 4180 J Kg.ºC = 1045 W ºC → (Cmín) Cmín Cmáx = 1045 2010 = 0,52 NTU = A U Cmín = 8,4 m2 x 250 W m2ºC 1045 kJ seg ºC = 2 Flujos cruzados sin mezcla: ε = (NTU) (NTU) 1 - e-(NTU) + (NTU) C mín Cmáx 1 - exp{-(NTU) C mín Cmáx } - 1 = 2 2 1 - e-2 + 2 x 0,52 1 - e-(2 x 0,52) - 1 = 0,684 ε = 0,684 = TC1 - TC2 TC1 - TF1 Cmín Cmín = 90 - TC2 90 - 15 ⇒ TC2 = 38,7ºC ε = 0,684 = TF2 - TF1 TC1 - TF1 Cmáx Cmín = TF2 - 15 90 - 15 1 0,52 ⇒ TF2 = 41,68ºC b) Calor intercambiado Q = Caire (TF2 - TF1) = 2010 WºC 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 cons- truido 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 TF2TF1 TC2 TC1 Agua Alcohol ∆T2 = TC1 - TF1 = 65,6 - 10 = 55,6ºC ∆T1 = TC2 - TF2 = 39,4 - TF2 Transferencia de calor (no hay pérdidas), q = qC = qF = mC cpC (TC1 - TC2) = = mF cpF (TF2 - TF1) 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 Jseg = 691,766 kW en la que TF2 es la temperatura de salida del agua; despejando se obtiene, TF2 = 36,23ºC ; ∆T1 = 39,4 - 36,23 = 3,17ºC (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = 55,6 - 3,17 ln 55,6 3,17 = 18,3ºC 691766 W = 568 W m2 ºC Ae m2 x 18,3ºC ; Ae = 66,55 m2 Longitud del tubo: L = Ae π de = 66,55 m2 π x 0,0254 m = 834 m b) Carcasa y tubo con flujos en contracorriente TF2 TF1 TC2 TC1 Agua Alcohol ∆T2 = TC1 - TF2 = 65,6 - 36,23 = 29,37ºC ∆T1 = TC2 - TF1 = 39,4 - 10 = 29,4ºC (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = 29,37 - 29,4 ln 29,37 29,4 = 0 0 = ∆T2 ∆T1 = x ; ∆T2 = x ∆T1 = = ∆T1 (x - 1) ln x = L' Hôpital = x ∆T1 = ∆T2 = TC1 - TF2 = 65,6 - 36,23 = 29,37ºC 691766 W = 568 W m2 ºC Ae m2 x 29,37ºC ; Ae = 41,47 m2 (un 40% menos que en equicorriente) Longitud del tubo TC1 TC2 TF1 TF2 TC1TF2 TC2TF1 Alcohol Agua 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 Factor F de corrección del (LMTD) : P = TF2 - TF1 TC1 - TF1 = 36,23 - 10 65,6 - 10 = 0,47 Z = CF CC = mF cpF mC cpC = 6,3 x 4186 6,93 x 3810 = 0,9988 ⇒ F = 0,97 TC2TC1 TF2 TF1 0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 4 3 2 1,5 1 0,8 0,6 0,4 0,2 F P Z 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 = 691766 W 0,97 x 568 W mºC Ae m2 x 29,37ºC = 42,75 m2 Ltubo = Ae 4 x 72 x (π de) = 42,75 m2 4 x 72 x (π x 0,0254) = 1,86 m 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 Factor F de corrección del (LMTD): P = TF2 - TF1 TC1 - TF1 = 36,23 - 10 65,6 - 10 = 0,47 Z = CF CC = mF cpF mC cpC = 6,3 x 4186 6,93 x 3810 = 0,9988 ⇒ 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 Ae* = q F (LMTD) U = 691766 W 0,875 x 568 W mºC Ae m2 x 29,37ºC = 47,39 m2 ó también, Ae = F Ae* ; Ae* = Ae F = 41,47 0,875 = 47,39 m2 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 TF2 = TF1 + (TC1 - TF1) ε Cmín CF = 25 + (110 - 25) ε Cmín CF = 25 + 85 ε Cmín CF = 50ºC ε Cmín CF = 50 - 25 85 = 0,2941 Temperatura de salida del agua que se calienta en la 2ª operación : TF2 * = TF1 * + (TC1 - TF1 * ) ε Cmín CF = 15 + (110 - 15) ε Cmín CF = 15 + 95 ε Cmín CF ε Cmín CF = TF2 * - 15 95 = 0,2941 ; TF2 * = 15 + (95 x 0,2941) = 42,94ºC De otra forma, Q = U A ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = U A (TC1 - TF1) - (TC2 - TF2) ln TC1 - TF1 TC2 - TF2 = m cpF (TF2 - TF1) = TC1 = TC2 = = U A TF2) - TF1 ln TC1 - TF1 TC2 - TF2 ⇒ m cpF = U A ln TC1 - TF1 TC2 - TF2 ⇒ NTU = UAm cpF = 1 ln TC1 - TF1 TC2 - TF2 = Cte = 1 ln TC1 - TF1 * TC2 - TF2 * TC1 - TF1 TC2 - TF2 = TC1 - TF1 * TC2 - TF2 * ; 110 - 25 110 - 50 = 110 - 15 110 - TF2 * ; TF2 * = 42,94ºC ***************************************************************************************** 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 TF2 TF1 = 30ºC TC2 TC1=60ºC Fluido caliente (2,6 Kg aceite/seg) Fluido frío (1,5 Kg agua/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 dosopciones que se presentan, se obtienen las siguientes consecuencias, a) Aceite a 30ºC q = maceite cp aceite (TC1 - TF1) = 2,6 Kg seg x 2,2 kJ Kg.ºK x (60 - 30)ºC = 171,6 kW El agua saldrá a una temperatura de, TF2 = 30ºC + 171,6 kW 1,5 Kg seg x 4,19 kJ Kg.ºK = 57,3ºC b) Agua a 60ºC q = magua cp agua (TC1 - TF1) = 1,5 Kg 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 2,6 Kg seg x 2,2 kJ Kg.ºK = 27ºC Este segundo caso es claramente imposible, porque la temperatura de salida del aceite cae por debajo de la tem- peratura 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 min..m2.ºC ) = 10 Taceite Taceite - Tagua (T en 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 maceite (0,8 Taceite + 0,002 Taceite 2 2 )T(C1 aceite) T(C2 aceite) = magua cp(agua) (TF2 agua - TF1 agua ) maceite (0,8 T (C2 aceite) + 0,002 T(C2 aceite)2 2 - 0,8 T (C1 aceite) - 0,002 T(C1 aceite)2 2 ) = magua cp(agua) (TF1 agua - TF2 agua ) 8 Kgaceite min (0,8 T (C2 aceite) + 0,002 T(C2 aceite)2 2 - (0,8 x 90) - 0,002 90 2 2 ) = 5 Kgagua min (20 - 40) 0,8 T (C2 aceite) + 0,001 T (C2 aceite)2 - 67,8 = 0 ⇒ 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 TF2 = 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, qmáxima aceite = TF1 TC1 maceite cp(aceite) dTaceite = maceite T F1 T C1 (0,8 + 0,002 Taceite) dTaceite = = maceite (0,8 Taceite + 0,002 Taceite 2 2 )TF1 TC1 = 8 Kgaceite min (0,8 TC1aceite + 0,002 TC1aceite 2 2 - 0,8 TF1aceite - 0,002 TF1aceite 2 2 ) = = 8 Kgaceite min [(0,8 x 90) + 0,002 90 2 2 - (0,8 x 20) - 0,002 20 2 2 ] = 509,6 Kcal min ε = q Cmin (TC1 - TF1) = 100 350 = 0,2857 = 28,57% De otra forma Cagua = magua cp agua = 5 Kg min x 1 Kcal Kg ºC = 5 Kcal ºC min Caceite = maceite cp aceite = 8 Kg min x (0,8 + 0,002 90 + 77,07 2 ) Kcal Kg ºC = 7,736 Kcal ºC min (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = ∆T2 = TC1 - TF2 = 90 - 40 = 50º ∆T1 = TC2 - TF1 = 77,07 - 20 = 57,07º = 50 - 57,07 ln 50 57,07 = 53,45ºC q = U A (LMTD) ; 100 Kcal min = U A x 53,45ºC ; U A = 1,87 Kcal min ºC NTU = U A Cmín = 1,87 5 = 0,374 ε = 1 - e NTU ( Cmín Cmáx - 1) 1 - Cmín Cmáx eNTU ( Cmín Cmáx - 1) = 1 - e0,374 ( 5 7,736 - 1) 1 - 5 7,736 e0,374 ( 5 7,736 - 1) = 0,2857 = 28,57% De otra forma Como CF = Cmín, resulta que, ε = CF (TF2 - TF1 ) Cmín (TC1 - TF1 ) = TF2 - TF1 TC1 - TF1 = 40 - 20 90 - 20 = 0,2857 = 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) = 10 Taceite Taceite - Tagua dA (Taceite - Tagua) = 10 Taceite dA dA = maceite (0,8 + 0,002 Taceite) dTaceite 10 Taceite A = maceite TC2 TC 1∫ (0,8 + 0,002 Taceite ) dTaceite10 Taceite = m aceite 10 {0,8 ln TC1 TC2 + 0,002 (TC1- TC2 )} = = 0,8 [0,8 ln 90 77,07 + 0,002 (90 - 77,07)] = 0,11988 m2 Intercambiadores.VI.-144 De otra forma U = 10 Taceite Taceite - Tagua = 10 x (90 - 77,07) (90 - 77,07) - (40 - 20) = 15,6 Kcal min.m2.ºC U A = 1,87 Kcal min ºC ; A = 1,87 Kcal min ºC 15,6 Kcal m2.min ºC = 0,11987 m2 ***************************************************************************************** VI.6.- Una instalación de vapor recalienta 75 Tm de vapor por hora a la presión de 20 Atm, desde la tempe- ratura 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, ρ = 0,5542 Kg m3 ; ν = 24,2 x 10-6 m2seg ; k = 0,0261 W m.ºK ; Pr = 1,04 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) Re = uF di ν = 10 m x 0,05 mseg 24,2 x 10-6 m 2 seg = 20661,15 Nu = 0,023 (Re)0,8 (Pr)0,4 = 0,023 (20661)0,8 (1,04)0,4 = 66,17 hCi = Nu kdi = 66,17 x 0,0261 W m.ºK 0,05 m = 34,54 W m2 .ºK = 1 Kcal hora = 1,163 Jseg = 34,54 Kca 1,163 h.m2.ºC = 29,7 Kcal h.m2.ºC Flujo por el exterior de los tubos (Humos) 0 2 4 6 8 10 12 14 16 F u 10 15 20 25 30 35 C oe fic ie nt e de c on ve cc ió n Kcal/h.m .°C d = 40 mm 60 80 100 hC(humos) = 32 Kcal h.m2.ºC Ue = 1 Ae hCi Ai + Ae ln re ri 2 π k L + 1 hC(humos) = Ae = π de L = π x 0,06 L = 0,1885 L Ai = π di L = π x 0,05 L = 0,1571 L = = 1 0,1885 L 29,7 x 0,1571 L + 0,1885 L ln 6 5 2 π x 60 L + 1 32 = 1 0,0404 + 0,000091163 + 0,03125 = 13,94 Kcal h.m2.ºC Intercambiadores.VI.-145 ∆T2 = 850ºC - 500ºC = 350ºC ∆T1 = 635ºC - 212,37ºC = 422,63ºC (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 F = P = TF1 - TF2 TF1 - TC1 = 212,37 - 500 212,37 - 850 = 0,451 Z = TC1 - TC2 TF2 - TF1 = 850 - 635 500 - 212,37 = 0,7475 F = 0,96 = 350 - 422,63 ln 350 422,63 x 0,96 = 370ºC Q = [(i2 - i1) + w rl-v ] Gvapor = i2 = 3467 kJKg ; i1 = 2798,9 kJKg = = (3467 - 2798,9) x 75000 3600 kJseg = 13918,75 kW = 13918,75 1,163 x 10-3 Kcal hora = 11,968 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 Kcalhora ⇒ Ae = 2319 m2 Gvapor = ρ Ω v = 750003600 Kg seg = 0,5542 Kg m3 x π x 0,052 4 N x 10 mseg ⇒ N = 1914 tubos L = 2319 m 2 2 π re m = 2319 π x 0,06 = 12300 m ⇒ Longitud por tubo = 12300 1914 = 6,42 m *****************************************************************************************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 Diámetro hidráulico aire: 0,002297 0,7 = 3,28 x 10-3 ; Diámetro equivalente aire: 4 dH = 4 x 3,28 x 10-3 = 0,013126 m 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 Diámetro hidráulico gas: 0,001463 0,372 = 3,93 x 10-3 ; Diámetro equivalente gas: 4 dH = 4 x 3,93 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, Nudequ = 0,036 (Re)dequ 0,8 (Pr)0,33 ( dequ L )0,055 , válida para : 10 < L dequ < 400 a la temperatura media de película. ( L dequ )aire = 0,1778 0,013126 = 13,54 ( L dequ )gas = 0,3429 0,01573 = 21,799 Se conocen las temperaturas de entrada de los dos flujos, Taire = 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 2 - 150 = 570ºK → 550ºK Taire = 550ºK ; ρaire = 0,6423 Kg m3 ; cp = 1,0392 kJKgºC ; ν = 44,34 x 10-6 m2eg ; Pr = 0,68 ; k = 0,0436 W mºK Supondremos para el gas una temperatura media de película del orden de: 1150 + 290 2 + 150 = 870ºK → 900ºK Tgas = 900ºK ; ρgas = 0,3925 Kg m3 ; cp = 1,1212 kJKgºC ; ν = 99,3 x 10-6 m2eg ; Pr = 0,696 ; k = 0,06279 W mºK Re(aire diám. equiv.) = uF dequiv νaire = 0,75 Kg seg 19 = ρ S uF ; uF = 0,75 Kg seg 19 x ρ x S = 0,75 Kg seg 19 x 0,6423 Kg m3 x 0,002275 m2 = 27,01 mseg = = 27 x 0,013126 44,34 x 10-6 = 7992,8 Re(gas diám. equiv.) = uF* dequiv * νgas = 0,60 Kgseg 18 = ρ* S* uF* ; uF* = 0,60 Kgseg 18 x 0,3925 Kg m3 x 0,001463 m2 = 58,05 mseg = = 58,05 x 0,01573 99,3 x 10-6 = 9195,5 Nudequ = 0,036 (Re)dequ 0,33 (Pr)0,33 ( dequ L )0,055 , válida para : 10 < L dequ < 400 AIRE: Nudequ = 0,036 (Re)dequ 0,8 (Pr)0,33 ( dequ L )0,055 = 0,036 x 7992,80,8 x 0,680,33 ( 1 13,54 )0,055 = 36,39 Intercambiadores.VI.-147 hc(aire) = Nu kdequiv = 36,39 x 0,0436 0,013126 = 120,87 W m2.ºK GAS: Nudequ = 0,036 (Re)dequ 0,8 (Pr)0,33 ( dequ L )0,055 = 0,036 x 9195,50,8 x 0,6960,33 ( 1 21,799 )0,055 = 39,96 hc (gas) = Nu kdequiv = 39,96 x 0,06279 0,01573 = 159,5 W m2.ºK EFICIENCIA.- Despreciando la resistencia térmica de la pared, UA = 1 1 hc (aire) A + 1 hc (gas) A = 2,296 m2 1 120,87 + 1 159,5 = 157,88 W ºK (NTU) = U A Cmín = Caire = 0,75 x 1,0392 = 0,7794 x 103 WºK Cgas = 0,60 x 1,1212 = 0,6727 x 103 WºK = 157,88 0,6727 x 103 = 0,2347 Para mezcla en ambos fluidos, ε = 1 - exp [ Cmáx Cmín (NTU)0,22 exp {- Cmín Cmáx (NTU)0,78 } - 1] = Cmín Cmáx = 0,6727 0,7794 = 0,863 = = 1 - exp [ 1 0,863 (0,2347)0,22 exp {- 0,863 x (0,2347)0,78 } - 1] = 0,3041 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 Cmáx (TC1 - TF1) ε = 290 - 0,863 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, Temperatura media del aire: 515,7 + 290 2 = 402,85ºK → 400ºK ***************************************************************************************** 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 circu- lará agua fría con una velocidad máxima de 0,5 m/seg, que el liquido caliente circula a 0,2 m/seg por la car- casa, 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 Longitud del tubo Te m pe ra tu ra TC1 TC2 TF1 TF2 TFi TFi TF1 TF2 TC1 TC2 70ºC20ºC 90ºC50ºC a) Número de tubos por paso de tubos del intercambiador GF = uF SF , siendo SF la sección transversal total de los tubos, por 1 paso de tubos 5 m 3 hora = SF x 0,5 mseg x 3600 seg hora ; SF = 0,00277 m2 Para 1 tubo se tiene: S1 = π d1 2 4 = π x 0,012 4 = 7,854 x 10-5 m2 Para "n" tubos se tiene: SF = S1 n = 7,854 x 10-5 n = 2,77 x 10-3 n = 2,77 x 10-3 7,854 x 10-5 = 35,26 = 36 tubos por paso de tubos b) Diámetro interior de la carcasa El gasto másico de fluido caliente (que se enfría) GC, que circula por la carcasa es, q = GC cpC (TC1 - TC2) = GF cpF (TF2 - TF1) ; GC = GF cpF (TF2 - TF1) cpC (TC1 - TC2) = Fluido: agua cpC ≅ cpF = = GF (TF2 - TF1) (TC1 - TC2) = 5 m 3 hora x (50 - 20) (90 - 70) = 7,5 m 3 hora Sección de paso de este líquido por la carcasa: ΩC = GC uC = 7,5 m 3 hora 0,2 mseg x 3600 seg hora = 0,01041 m2 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, ST = 1(paso por la carcasa) x ΩC + 2 (pasos de tubos) n π de 2 4 =0,010416 m2 + (2 x 36 x π x 0,014 2 4 ) = = π Di 2 4 = 0,0215 m ; Di = 4 ST π = 4 x 0,0215 π = 0,1654 m siendo Di el diámetro interior de la carcasa c) Coeficiente global de transmisión de calor respecto al diámetro exterior de los tubos Re = di uF νF = 0,01 m x 0,5 mseg x 3600 seg hora 2,5 Kg h m 993,5 Kg m3 = 7153,2 Pr = cp agua η kF = 0,997 x 2,5 0,539 = 4,62 Intercambiadores.VI.-149 Ue = 1re ri hcF + re k ln reri + 1 hcC Cálculo de hcF, St = exp[- 3,796 - 0,205 ln (Re) - 0,505 ln (Pr) - 0,0225 {ln (Pr) }2] = Nu Re Pr ; 0,5 < (Pr) < 3.000 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 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 perfec- tamente válido por cuanto esta ecuación se aplica a un flujo turbulento, como así lo indica el nº de Re. hcF = Nu kdi = 52,75 x 0,539 Kcal h.m.ºC 0,01 m = 2843,2 Kcal h.m2.ºC Ue = 10,007 0,005 x 2843,2 + 0,007 330 ln 0,007 0,005 + 1 1920 = 1 0,0004924 + 0,000007137 + 0,0005208 = 980 Kcal h.m2.ºC 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 ln ∆T2 ∆T1 = F 40 - 50 ln 40 50 = 44,81 F Cálculo de F P = TF1 - TF2 TF1 - TC1 = 20 - 50 20 - 90 = 0,4285 Z = GF cpF GC cpC = 5 7,5 = 0,666 ⇒ F = 0,95 q = 5 m 3 hora x 993,5 Kg m3 x 0,997 Kcal Kg ºC x (50 - 20)ºC = 148.578 Kcal hora = Ue Ae F (LMTD) 148.580 Kcal hora = 980 Kcal h.m2.ºC x Ae m2 x 0,95 x 44,81ºC = 41718,8 Ae ; Ae = 3,5615 m2 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 2 = 337ºK = 64ºC Propiedades del agua a 64ºC kl = 0,661 WmºK ; ρl = 980,9 Kg m3 ; rl-v = 2,318 x 10 JKg ; ηl = 4,48 x 10-4 N.seg m2 ; cpl = 4184 JKgºK hc = 0,725 ρl 2 g rl-v kl 3 ηl d (Ts - TpF) 4 = 0,725 980,92 x 9,8 x 2,318 x 106 x 0,6613 4,48 x 10-4 x 0,013 x (349 - 325) 4 = 10.568 W m2ºK b) Condensación en tubo vertical Puede considerarse como una placa vertical de sección (π d L) hc = 1,13 ρl 2 g rl-v kl 3 ηl L (Ts - TpF) 4 = 1,13 980,92 x 9,8 x 2,318 x 106 x 0,6613 4,48 x 10-4 x 1,5 x (349 - 325) 4 = 5.025 W m2ºK De otra forma, Condensación en tubo vertical hc = 1,5 g1/3 α1 f6(T) , con: f6(T) = ( ρ2 k3 η )1/3 ; Tubos horizontales: α1 = ( L4 G )1/3 ; Re = 4 G ηl L Tubos verticales: α1 = (π d4 G )1/3 ; Re = 4 G ηl π d El nº de Re en la parte inferior del tubo vertical es, Re = 4 3 ( 4 kl L (Ts - TpF) g1/3 ρl 2/3 ηl 5/3 rl-v )3/4 = 4 3 ( 4 x 0,661 x 1,5 x 24 x 9,81/3 x 980,92/3 (4,48 x 10-4)5/3 x 2,318 x 106 )3/4 = = 576,4 < 1800 (laminar) Para tubos verticales se tiene, Re = 4 Gπ d ηl ⇒ G = π d ηl Re 4 = π x 0,013 x 4,48 x 10 -4 x 576,4 4 = 2,64 x 10-3 N.segm = 2,64 x 10-3 Kgseg f6(T) ≅ 830 hc = 1,5 g1/3 α1 f6(T) = 1,5 g1/3 (π d4 G )1/3 f6(T) = 1,5 x 9,8 1/3 x ( π x 0,013 4 x 2,64 x 10-3 )1/3 x 830 = 4.180 W m2ºK Como: hc (horizontal) hc (vertical) = 0,77 ( L d )1/4 hc (horizontal) = 0,77 ( L d )1/4 hc (vertical) = 0,77 ( 1,5 0,013 )1/4 x 4180 = 10586 W m2ºK ***************************************************************************************** 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 lle- gan 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 kJKg = 776 Kcal Kg Punto (A): iA = 2798,9 kJKg = 668,6 Kcal Kg rl-v = 1890,4 kJKg = 451,6 Kcal Kg a) Nº de tubos que conforman el recalentador Q = Gvapor (iB - iA) = 10.000 Kg(vapor) hora x (775,5 - 668,5) Kcal Kg(vapor) = 1.070.000 Kcal hora Ue = 1re ri hC(vapor) + re k ln reri + 1 hC(humos) = 1 0,03 0,025 x 1000 + 0,03 50 ln 0,03 0,025 + 1 40 = 38 Kcal h.m2.ºC (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = ∆T2 = 700 - 400 = 300 ∆T1 = 500 - 212,37 = 287,63 = 300 - 287,63 ln 300 287,63 = 293,77ºC Cálculo del factor F de corrección de la (LMTD), Flujos cruzados con mezcla de ambos fluidos P = TF1 - TF2 TF1 - TC1 = 212,37 - 400 212,37 - 700 = 0,38475 Z = TC1 - TC2 TF2 - TF1 = 700 - 500 400 - 212,37 = 1,066 ⇒ F = 0,95 Superficie de intercambio térmico: Ae = Q U F (LMTD) = 1.070.000 38 x 293,77 x 0,95 = 100,89 m2 Número de tubos = Ae π de L = 100,89 π x 0,06 x 20 = 26,7 tubos (25 por las hileras) Calor por tubo: qtubo = 1.070.00025 = 42.800 Kcal 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 + 5002 = 600ºC hCe = 40 Kcal h.m2.ºC = 600 - 42.800 40 x π de L = = 600 - 42.800 40 x π x 0,06 x 20 = 316,17ºC Intercambiadores.VI.-152 De otra forma, qtubo = Tpe - Tpi ln reri 2 π k L = Tpi - Ti 1 hCi Ai = Tpe - Ti ln reri 2 π k L + 1 hCi Ai Tpe = Ti + qtubo { 1hCi Ai - ln reri 2 π k L } = Ti = 212,37 + 400 2 = 306,18ºC Ai = π di L = = 306,18 + 42800 { 1 1000 x π x 0,05 x 20 - ln 0,06 0,05 2 π x 50 x 20 } = 320,5ºC c) Velocidad del vapor de agua en m/seg 10000 3600 Kg seg 25 tubos = uvapor π x 0,052 4 ; uvapor = 56,59 Kg seg.m2 Para el vapor recalentado a 20 Atm y 306,18ºC, el volumen específico: v = 0,1271 m 3 Kg Velocidad del vapor: uvapor = 56,59 Kg seg.m2 x 0,1271 m 3 Kg = 7,2mseg ***************************************************************************************** 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 veloci- dad 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, TC2 * = TC1 - (TC1 - TF1) ε Cmín CC Datos del intercambiador Z = CF CC = TC1 - TC2 TF2 - TF1 = 340 - 310 300 - 290 = 3 P = TF1 - TF2 TF1 - TC1 = 290 - 300 290 - 340 = 0,2 ⇒ F = 0,94 ∆T = F (LMTD) = F ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = 0,94 x 40 - 20 ln 40 20 = 27,12ºC Intercambiadores.VI.-153 0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 4 3 2 1,5 1 0,8 0,6 0,4 0,2 Z F P TC2 TC1 TF2 TF1 Factor de corrección para la LMTD en contracorriente, para un intercambiador 1-2 Capacidad calorífica del aceite: CC = 1 Kg seg x 2100 J Kg.ºK = 2100 W ºK Capacidad calorífica del agua: CF = CC TC1 - TC2 TF2 - TF1 = (1 Kg seg x 2100 J Kg.ºK ) x 340 - 310 300 - 290 = 6300 W ºK q = U A ∆T = mC cpC (TC1 - TC2) U A = mC cpC (TC1 - TC2) ∆T = 1 Kg seg x 2100 J Kg.ºK x (340 - 310)ºK 27,2 = 2.323 W ºC NTU = U A Cmín = 2323 2100 = 1,106 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 = 11 Ai hci + 1 2 π k L ln reri + 1 Ae hce = 1 1 Ai hci + Cte 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 4 , es decir: Re* = 3 Re 4 El nuevo valor de Nu* será proporcional a (3 4 )0,8 , y por lo tanto al hc (aceite), es decir: Nu(aceite) = hc (aceite) d k Nu(aceite) * = hc (aceite) * d k ⇒ Nu(aceite) Nu(aceite) * = hc (aceite) d k hc (aceite) * d k = hc (aceite) hc (aceite) * = Nu(aceite) (3 4 )0,8 Nu(aceite) = 1 (3 4 )0,8 hc (aceite) * = (3 4 )0,8 hc (aceite) A su vez, en primera aproximación se puede aceptar que, Ue Ae = 11 Ai hc (aceite) + Cte ; Cte = 1 Ue Ae - 1 Ai hc (aceite) Intercambiadores.VI.-154 Ue* Ae = 11 Ai hc (aceite) * + Cte ; Cte = 1 Ue* Ae - 1 Ai hc (aceite) * = 1 Ue* Ae - 1 Ai (0,75)0,8 hc (aceite) Si se considera que la Cte es muy pequeña, se tiene, 0 = 1 Ue Ae - 1 Ai hc (aceite) 0 = 1 Ue* Ae - 1 Ai (0,75)0,8 hc (aceite) ⇒ Ue * Ae Ue Ae = Ai (0,75)0,8 hc (aceite) Ai hc (aceite) = (0,75)0,8 Ue* Ae = (0,75)0,8 Ue Ae = (0,75)0,8 x 2323 = 1845,4 W ºK 0 1 2 3 4 5 0 20 40 60 80 100 0 0,25 0,50 0,75 1,0 Cmín/Cmáx Ef ic ac ia % Números de unidades de transferencia de calor NTUmáx = A U Cmín Eficiencia para un intercambiador 1-2 (NTU)* = U * Ae Cmín = 1845,4 W ºK (0,75 x 1 Kg seg) x 2100 J KgºK = 1,1717 Cmín * Cmáx = (0,75 x 1 Kg seg) x 2100 J KgºK 6300 = 0,25 ⇒ Eficiencia: ε* = 0,61 TC2 * = TC1 - (TC1 - TF1) ε* Cmín * CC = 370 - {(370 - 290) x 0,61 x 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. Datos NH3: ρ = 580 Kg m 3 ; cp = 5 kJKg°C ; k = 0,50 W m°K ; ν = 0,34 x 10-6 m 2seg ; Pr = 2 Datos H2O: ρ = 985 Kg m 3 ; cp = 4,186 kJKg°C ; k = 0,66 W m°K ; ν = 0,48 x 10-6 m 2seg ; Pr = 3 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) Masa del NH3 = mamon = V ρ = π d 2 4 uF ρ = = π x 0,052 4 m3 x 3 mseg x 580 Kg m3 = 3,4165 Kg seg = 12.300 Kg hora Reamon = uamon d1 νamon = 3 x 0,05 0,34 x 10-6 = 441.176 Nuamoníaco = 0,023 Re0,8 Pr0,4 = 0,023 (441.176)0,8 (2)0,4 = 995 = hc (amon) d1 kamon hc (amon) = 995 x 0,5 0,05 = 9950 W m2 ºK Coeficiente de convección del Agua, Tubería anular (enfriamiento) dH(agua) = π 4 (d3 2 - d2 2) π (d3 + d2) = d3 - d2 4 = 100 - 60 4 = 10 mm Reagua = uagua 4 dH(agua) νagua = 1,5 x (4 x 0,01) 0,48 x 10-6 = 125.000 Nuagua = 0,023 Rede 0,8 Pr0,3 = 0,023 (125.000)0,8 (3)0,4 = 382,29 = hc (agua) (4 dH (agua)) kagua hc (agua) = Nuagua kagua 4 dH (agua) = 382,29 x 0,66 4 x 0,01 = 6307,75 W m2ºC b) Coeficiente global de transmisión de calor referido a la sección exterior (2) del tubo interior U2 = 1r2 ri hc(NH3) + r2 k ln r2r1 + 1 hc(H2O) = 1 30 25 x 9950 + 0,03 40 ln 30 25 + 1 6307,75 = = 1 0,0001206 + 0,00013674 + 0,0001585 = 2400 W m2 ºK c)Temperatura de salida de los dos fluidos Hay que conocer la eficacia del intercambiador: ε = 1 - exp {(NTU) ( Cmín Cmáx - 1)} 1 - Cmín Cmáx exp (NTU) ( Cmín Cmáx - 1) CNH3 = (m cp)NH3 = 12300 Kg hora x 5 kJ Kg ºC = 61.500 kJ h ºC = 17,08 kJ seg ºC CH2O = (m cp)H2O = = m = V ρ = π (d3 2 - d2 2) 4 uF ρ = π (0,1 2 - 0,062) m2 4 x 1,5 mseg x 985 Kg m3 = 7,4267 Kg seg = 26.736 Kg hora = = 26.736 Kg hora x 4,186 kJ KgºC = 111.918 kJ hºC = 31,088 kJ segºC luego: Cmín = 17,08 kJseg ºC (amoníaco) = CF Cmáx = 31,088 kJseg ºC (agua) = CC Intercambiadores.VI.-156 Superficie de intercambio térmico: A2 = 2 π r2 L = 2 π x 0,03 x 100 = 18,85 m2 NTU = A2 U2 Cmín = 18,85 m2 x 2400 W m2ºC 17,08 kJ seg ºC = 2,6486 ; Cmín Cmáx = 17,03 31,088 = 0,5494 ε = 1 - exp {(NTU) ( Cmín Cmáx - 1)} 1 - Cmín Cmáx exp (NTU) ( Cmín Cmáx - 1) = 1 - exp {(2,6486) (0,5494 - 1)} 1 - 0,5494 x exp (2,6486) (0,5494 - 1) = 0,8361 TC2 = TC1 -(TC1 - TF1) ε Cmín CC = Cmín CC = 0,5494 = = 80 - (80 - 20) x (0,5494 x 0,8361) = 52,5ºC (Salida del agua) TF2 = TF1 + (TC1 - TF1) ε Cmín CF = 20 + (80 - 20) ε = 70,17ºC (Salida del amoníaco) d) Calor intercambiado Q = U A ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = ε Cmín (TC1 - TF1) = ∆T2 = 80 - 71,17 = 9,83 ∆T1 = 52,5 - 20 = 32,5 = = 2400 W m2ºK x 18,85 m2 x 9,83 - 32,5 ln 9,83 32,5 = 857,66 kW 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 intercam- biado 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 - 72 = 50,5 mm ; r2 = 1082 = 54 mm ; r3 = 159 - 92 = 75 mm 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 Nu = 4,82 + 0,185 Pe0,827 ; L/d > 60 10 < Pe <10.000 3600 < Re < 9,05 x 105 Re1 = u1 d1 ν* = 3 mseg x 0,101 m 1,666 Kg h.m 874,24 Kg m3 x 3600 seg hora = 572.400 Pe1 = Re1 Pr* = 572.400 x 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* hC1 = 47,4 x 22,457 Kcal h.m.ºC 0,101 m = 10.540 Kcal 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 dHvapor de agua) = π 4 (d3 2 - d2 2) π (d3 + d2) = d3 - d2 4 = 150 - 108 4 = 10,5 mm Revapor de agua = uv. de agua 4 dH(v. de agua) ν = 1,5 mseg x (4 x 0,0105) m 6,859 x 10-2 Kg h.m 5,647 Kg m3 x 3600 seg hora = 18.672,4 Nuv. de agua = 0,023 Red.equiv 0,8 Pr0,3 = 0,023 (18672,4)0,8 (1,072)0,3 = 61,34 = = hC (v. de agua) (4 dH v. de (agua)) k ; hC (v. de agua) = Nuv. de agua k 4 dH (v. de agua) = 61,34 x 3,438 x 10-2 4 x 0,0105 = 50,21 Kcal h.m2.ºC Calor intercambiado en el supuesto de que las temperaturas de ambos fluidos permanezcan constantes, q = 2 π (280 - 150) 1 r1 hC1 + 1 kacero L ln r2r1 + 1 r2 hc(v. de agua) = 2 π (280 - 150) 1 (50,5 x 10-3) x 10540 + 1 14 x 1 ln 54 50,5 + 1 (54 x 10-3) x 50,21 = = 2 π (280 - 150) 0,0018787 + 0,00478 + 0,3688 = 2.175,35 Kcal 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 U2 = 1r2 ri hC1 + r2 k ln r2r1 + 1 hC(v. de agua) = 1 54 50,5 x 10540 + 0,054 14 ln 50 50,5 + 1 50,21 = = 1 0,000010145 + 0,00025847 + 0,019916 = 48,7 Kcal h.m2.ºC Temperatura de salida de los dos fluidos Intercambiadores.VI.-158 Hay que conocer la eficacia del intercambiador: ε = 1 - exp {(NTU) ( Cmín Cmáx - 1)} 1 - Cmín Cmáx exp (NTU) ( Cmín Cmáx - 1) Cmetal líquido = (m cp)metal l. = = mmetal l. = (Ω1 u1 ρ*) = π d1 2 4 u1 ρ* = π x 0,1012 4 m2 x 3 mseg x 874,24 Kg m3 = 21,01 kJseg = = 21,01 kJseg x 0,2654 Kcal Kg.ºC = 5,5768 Kcal seg.ºC Cvapor de agua = (m cp)v. de agua = = m = V ρ* = Ω2 uv.agua ρ* = π (d32 - d22 ) 4 uv.agua ρ = π (0,152 - 0,1082) m2 4 x 1,5 mseg x 5,647 Kg m3 = 0,07208 Kg seg = = 0,07208 Kg seg x 0,539 Kcal KgºC = 0,03885 Kcal seg.ºC luego: Cmín = 0,03885 Kcalseg ºC (vapor de agua) = Cv. de agua Cmáx = 5,5768 Kcalseg ºC (metal líquido) = Cmetal l. Superficie de intercambio térmico: A2 = 2 π r2 L = 2 π x 0,054 x 1 = 0,3393 m2 (por 1 m de longitud de tubería) NTU = A2 U2 Cmín = 0,3393 m2 x 48,7 Kcal h.m2ºC 0,03885 Kcal seg ºC x 1 3600 seg hora = 0,118 Cmín Cmáx = 0,03885 5,5768 = 0,006966 ε = 1 - exp {(NTU) ( Cmín Cmáx - 1)} 1 - Cmín Cmáx exp (NTU) ( Cmín Cmáx - 1) = 1 - exp {(0,118) (0,006966 - 1)} 1 - 0,00696 x exp (0,118) (0,006966 - 1) = 0,11126 Salida del vapor de agua: TC2 = TC1 - (TC1 - TF1) ε Cmín CC = Cmín = CC = Cv. agua = = TC1 - (TC1 - TF1) ε = 280 - (280 - 150) x 0,11126 = 265,5ºC Salida del metal líquido : TF2 = TF1 + (TC1 - TF1) ε Cmín CF = = 150 + (280 - 150) x 0,006966 x 0,11126 = 150,1ºC (apenas aumenta su temperatura) Calor intercambiado q = ε Cmin (TC1 - TF1) = 0,11126 x 0,03885 KcalsegºC x (280 - 150)ºC = = 0,562 Kcalseg = 2022 Kcal hora (por 1 m lineal) ó también, Q = U A ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = ∆T2 = 280 - 150,1 = 129,9 ∆T1 = 265,5 - 150 = 115,5 = 48,7 x 0,3393 x 129,9 - 115,5 ln 129,9 115,5 = 2025,15 Kcal hora **************************************************************************************** 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,q = Cgases {Tg(entrada) - Tg (salida)} = 5000 m 3 hora x 0,85 Kg m3 x 0,24 Kcal KgºC x (300 - 200)ºC = 102.000 Kcal hora a) Circulación en contracorriente, ∆T2 = TC1 - TF2 = 300 - 180 = 120ºC ∆T1 = TC2 - TF1 = 200 - 80 = 120ºC (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = 120 - 120 ln 120 120 = 0 0 = ∆T2 ∆T1 = x = ∆T1 (x - 1) ln x = Aplicando L´Hôpital = = ∆T1 1 x = x ∆T1 = ∆T2 = 120ºC Superficie total de transmisión: A = q U (LMTD) = 102.000 40 x 120 = 21,25 m2 Longitud total de los tubos: L = A π de = 21,25 π x 0,03 = 225,47 m Sección de paso total a través de los tubos: Stubos = VolumenVelocidad = 5000 m 3 hora 10 mseg x 3600 seg hora = 0,139 m2 Cada tubo tiene una sección transversal igual a: Ωtubo = π di 2 4 = π (0,025)2 4 = 4,9 x 10-4 m2 Intercambiadores.VI.-160 Número de tubos: Stubos Ωtubo = 0,139 m2 4,9 x 10-4 m2 = 283 Tubos Longitud de cada tubo: 225,47 283 = 0,796 m 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 CC = 1 P = TF1 - TF2 TF1 - TC1 = 80 - 180 80 - 300 = 0,455 ⇒ F = 0,89 ∆T = F (LMTD) = 0,89 x 120 = 106,8ºC Superficie total de transmisión: A = q U F (LMTD) = 102.000 40 x 106,8 = 23,87 m2 Si se considera un intercambiador de lujos cruzados de un tubo único en forma de serpentín y placas aleteadas, Longitud total del tubo: L = A π de = 23,87 π x 0,03 = 253,33 m Si se consideran un intercambiador de flujos cruzadosconformado por 1 paso de 283 tubos, se tiene, Longitud de cada tubo: 253,33 283 = 0,895 m 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 CC = 1 P = TF1 - TF2 TF1 - TC1 = 80 - 180 80 - 300 = 0,455 ⇒ F = 0,93 ∆T = F (LMTD) = 0,93 x 120 = 111,6ºC Superficie total de transmisión: A = q U F (LMTD) = 102.000 40 x 111,6 = 22,85 m2 Longitud total de los tubos: L = A π de = 22,85 π x 0,03 = 242,44 m Longitud de cada tubo: 242,44 283 = 0,8566 m ***************************************************************************************** VI.15.- Vapor de agua a 150°C condensa en el exterior de los tubos de un intercambiador horizontal, mien- tras por el interior de los mismos circula agua a 50°C. El condensador contiene 500 tubos, de diámetro exte- rior 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. Propiedades del líquido a, T = Ts + TpF 2 = 150 + 50 2 = 100ºC ⇒ ρ l = 958,4 kg/m 3 r l-v = 2114,4 kJ/kg, (a Ts = 150ºC) k = 0,682 W/m ºC η l = 278.10 -6 N.seg/m 2 Intercambiadores.VI.-161 G = 106 Kg hora 3600 seg hora x 500 tubos = 0,556 Kg de vapor por tubo seg Re = (4 G η L )l = ( 4 x 0,556 Kg seg 278 x 10-6 N.seg m2 x 2 m )l = 4000 > 1800 (turbulento) hcF(1 tubo) = 0,0077 Re 0,4 g1/3 f5(T) = f5(100) = 14017 = 0,0077 x 40000,4 x 9,8 1/3 x 14017 = 6373,4 W m2.ºC hc = hcF(1 tubo) N 4 = 6373,4 10 4 = 3584 W m2.ºC De otra forma, hc(1 tubo) = 0,077 kl ( ρl2 g η l2 )0,33 Re0,4 , para: Re > 1800 hc(1 tubo) = 0,077 x 0,682 x ( 958,42 x 9,8 (278 x 10-6)2 )0,33 x 40000,4 = 6352 W m2.ºC De otra forma, hcF(1 tubo) = 0,0077 g1/3 α2 f7(T) = f7(100) = 368040 α2 = (4 GL )0,4 = ( 4 x 0,556 2 )0,4 = 1,043337 = = 0,0077 x 9,81/3 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, Re1 = u1 d1 ν = 10.000 m hora x 0,048 m 4,72 Kg h.m 999,2 Kg m3 = 101.613,5 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 hcF = k Nud1 = 0,504 x 571,11 0,048 = 5996,7 Kcal h.m2.ºC - Para conocer las temperaturas finales de ambas corrientes es necesario conocer e ε = 1 - exp {(NTU) ( Cmín Cmáx - 1)} 1 - Cmín Cmáx exp (NTU) ( Cmín Cmáx - 1) CF = (m cp)F = = mF = (ΩF uF ρF) = π dF 2 4 uF ρF = π x 0,0482 4 m2 x 10000 m hora x 999,2 Kg m3 = 18081,1 Kg hora = = 18081,1 Kg hora x 1,002 Kcal Kg.ºC = 18177,25 Kcal h.ºC CC = (m cp)C = = mC = V ρ = ΩC uC ρC = π (d3 2 - d2 2) 4 uC ρC = π (0,08 2 - 0,004 2) m2 4 x 5000 m hora x 999,2 Kg m3 = 9040,5 Kg hora = = 9040,5 Kg hora x 1,002 Kcal Kg.ºC = 9058 Kcal h.ºC = Cmín Cálculo de U2, U2 = 1r2 r1 hcF + r2 k ln r2r1 + 1 hcC = r1 = 24 mm r = 48 + 16 2 = 32 mm = 1 0,032 0,024 x 5996,7 + 0,032 37 ln 32 24 + 1 4100 = = 1398,75 Kcal h.m2.ºC Superficie de intercambio térmico: A2 = 2 π r2 L = 2 π x 0,032 x 112 = 22,52 m2 NTU = A2 U2 Cmín = 22,52 m2 x 1398,75 Kcal h.m2ºC 9058,6 Kcal h ºC = 3,477 Cmín Cmáx = 9058,6 18117,25 = 0,5 ε = 1 - exp {(NTU) ( Cmín Cmáx - 1)} 1 - Cmín Cmáx exp (NTU) ( Cmín Cmáx - 1) = 1 - exp {(3,477) (0,5 - 1)} 1 - 0,5 x exp (3,477) (0,5 - 1) = 0,9036 TC2 = TC1 - (TC1 - TF1) ε Cmín CC = Cmín = CC = TC1 - (TC1 - TF1) ε = 40 - (40 - 0) x 0,9036 = 3,85ºC TF2 = TF1 + (TC1 - TF1) ε Cmín CF = 0 + (40 - 0) x 0,5 x 0,9036 = 18,07ºC **************************************************************************************** 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 cir- cula 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), TC = 50 + 152 = 32,5ºC; cpC = 4,1776 kJKg.ºC ; ρC = 994,45 Kg m3 ; vC = 0,7885 x 10-6 m 2 seg kC = 0,6195 WmºC ; PrC = 6,28 mC = Si uC = π di 2 4 uC = π x 0,042 m2 4 x 1,5 mseg = 1,885 x 10-3 m 3 seg = 6,7858 m3 hora = = 6,7858 m 3 hora x 994,45 Kg m3 = 6752,12 Kg hora q = mC cpC (TC1 - TC2) = mC cpC (TC1 - TC2) = 6752,12 Kg hora x 4,1776 kJ Kg.ºC x (50 - 15)ºC = = 986.685 kJ hora = 274,079 kW = 235.710 Kcal hora Nu = 0,023 Re0,8 Pr0,3 = Re = 1,5 mseg x 0,04 m 0,7885 x 10-6 m 2 seg = 76.093,4 = 0,023 x 76093,40,8 x 6,280,3 = 320,77 hcC = 320,77 x 0,6195 W mºC 0,04 m = 4968 W m2ºC Fluido que circula por el exterior de la tubería (se calienta), TF = 10 + 352 = 22,5ºC ; cpF = 4,1811 kJKg.ºC ; ρF = 997,45 Kg m3 ; vF = 0,9625 x 10-6 m 2 seg kF = 0,6015 WmºC ; PrF = 6,6875 a) Caudal de agua que se calienta Q = mF cpF (TF2 - TF1) ; mF = Q cpF (TF2 - TF1) = 986.685 kJ hora 4,1811 kJ Kg.ºK x 25ºC = 9.440 Kg hora Nu = 0,26 ReF 0,6 PrF 0,3 ηc ; (103 < ReF < 105) Nu = 0,26 ReF 0,6 PrF 0,3 ηc = ReF = 0,5 mseg x 0,046 m 0,9625 x 10-6 m 2 seg = 23.896 ηc = 1 (por ser muy próximas las temperaturas) = = 0,26 x 23.896 0,8 x 6,68750,3 = 194,78 hcF = 194,78 x 0,6015 W mºC 0,046 m = 2547 W m2ºC Longitud del tubo, Ue = 1re ri hcF + re k ln reri + 1 hcC = 1 0,023 0,02 x 4968 + 0,023 40 ln 0,023 0,02 + 1 2547 = 1419,5 W m2ºC Intercambiadores.VI.-164 Q = Ue Ae ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = Ae = π de L = 0,046 π L ∆T2 = 50 - 35 = 15ºC ∆T1 = 15 - 10 = 5ºC = 1419,5 W m2ºC x (0,046 π L) m2 x 15 - 5 ln 15 5 ºC = = 274079 W ; L = 146,78 m b) ¿Cuál sería su longitud si se sustituye el intercambiador por otro 2/4? Cálculo de F : P = TF1 - TF2 TF1 - TC1 = 10 - 35 10 - 50 = 0,625 Z = TC1 - TC2 TF2 - TF1 = 50 - 15 35 - 10 = 1,4 ⇒ F = No se encuentra ningún valor Por lo tanto, NO HAY SOLUCION en estas condiciones. TC2TC1 TF2 TF1 0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 4 3 2 1,5 1 0,8 0,6 0,4 0,2 F P Z 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 m2ºC ; 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: umáx = uF ex ex - d = uF = G 19 ρ Ω = G 19 ρ L ex = G 19 ρ L (ex - d) = Intercambiadores.VI.-165 = 4600 kg/hora 1,195 ( kg/m 3 ) x 0,61 m x 19 x (0,019 - 0,013) m = 55.355 m hora = 15,37 m seg Nº de Reynolds: Re = umáx d ν = 55.355 m hora x 0,013 m 0,006579 Kg h.m. 1,195 Kg m3 = 13.071 Nu = 0,33 (Re)máx 0,6 Pr0,3 = 0,33 x (13.071)0,6 x (0,71)0,3 = 87,84 hce = 87,84 x 22,29 x 10-3 Kcal h.m.ºC 0,013 m = 150,6 Kcal h.m2.ºC U = 1 13 10 x 5000 + 0,013 2 x 90 ln 0,013 0,01 + 1 150,6 = 1 (2,6 x 10-4) + (1,895 x 10-5) + (6,64 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 ln 85,5 70 = 77,5ºC Cálculo de la temperatura superficial exterior, q = U A (LMTD) = A hCe (TpF - TF) = TF = 14,5 + 30 2 = 22,25ºC = A hCe (TpF - 22,5) U ∆Tm = hCe (TpF - TF) ; 144,53 x 77,5 = 150,6 x (TpF - 22,5) ; TpF = 96,63ºC 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 x (30 - 14,5)ºC ⇒ A = 1,5305 m2 Atubos = nhileras N π de L = nhileras x 19 π x 0,013 x 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 ; hCe * = 0,90 x 150,6 = 135,54 Kcal h.m2.ºC U* = 1 13 10 x 5000 + 0,013 2 x 90 ln 0,013 0,01 + 1 135,54 = 130,6 Kcal h.m2.ºC Superficie A* de intercambio térmico: A* = 4600 x 0,24045 x 15,5 130,6 x 77,5 = 1,6938 m2 Número de hileras: nhileras * = 1,6938 19 π de L = 3,5784 , luego se considerarán 4 hileras ***************************************************************************************** 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 desarro- llados FLUJO CRUZADO (POR EL EXTERIOR DE LA CHIMENEA) Rede = u dext ν = 14 x 0,62 2,4 x 10-5 = 361.666 Nude = C Rede n Pr1/3 = C = 0,0266 n = 0,805 = 0, 0266 x 3616660,805 x 0,71/3 = 704,2 hc exterior = Nude k d = 704,2 x 3,2 x 10-2 0,62 = 36,34 W m2 ºC FLUJO POR EL INTERIOR DE LA CHIMENEA ugases = Ggases ρgases Ai = 1 Kg seg 0,5183 Kg m3 π di 2 4 = di = 0,6 m = 6,82 m/seg Redi = u dint ν = 6,82 x 0,6 6,184 x 10-5 = 66.207 Relación L di = 10 0,6 = 16,6 < 60 (el flujo de gases está condicionado a la entrada) Nudi = 0,036 Redi 0,8 Pr1/3 ( d L )1/18 = Válida para: 10 < L d < 100 = 0,036 x 662070,8x 0,71/3 x ( 1 16,6 )1/18 = 196,84 hc interior = Nudi k di = 196,84 x 4,87 x 10-2 0,6 = 15,97 W m2 ºC b) Coeficiente global de transmisión de calor respecto a la sección exterior de la chimenea U = 1 Ae hci Ai + Ae ln re ri 2 π k L + 1 hce = 1 re ( 1hci ri + ln reri k + 1 hce re ) = = 1 0,31 x ( 1 15,97 x 0,3 + ln 0,31 0,3 50 + 1 36,34 x 0,31 ) = 1 0,31 x (0,2175 + 0,000656 + 0,088) = 10,53 W m2 ºC c) Pérdidas térmicas al exterior Cmáx = Cexterior Intercambiadores.VI.-167 Cmín = G cpi = 1 Kg seg x 1,063 kJ KgºC = 1063 W ºC NTU = Ue Ae Cmín = Ae = π de L = π x 0,62 x 10 = 19,47 m2 = 10,53 x 19,47 1063 = 0,1929 ε = 1 - e-NTU = 1 - e-0,1929 = 0,1754 q = ε Cmín (TC1 - TF1) = 0,1754 x 1063 WºC x (500 - 20)ºC = 89.533 W d) Temperatura de salida de los gases TC1 - TC2 TC1 - TF1 = ε Cmín Ce = ε ⇒ 500 - TC2 500 - 20 = 0,1754 ; TC2 = 415,8ºC ó también q = Ggases cp gases (TC1 - TC2) ⇒ TC2 = - q Ggases cp gases + TC1 = - 89,533 kW 1 Kg seg x 1,063 kJ KgºC + 500ºC = 415,8ºC Temperatura media superficial de la chimenea q = hc Ae (TpFext - Text) ⇒ TpFext = q hc Ae + Text = 89,533 36,34 x 19,47 + 20ºC = 146,5ºC q = 2 π k L Tp int - Text ln reri = 2 π x 50 x 10 x Tp int - 146,5 ln 0,31 0,3 = 89533 W ; Tp int = 147,4ºC ***************************************************************************************** 5 cm60° 2,5 cm Aire (20°C) Aire (34°C) 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 inte- rior 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 Propiedades del aire a 34 + 20 2 = 27ºC : ν = 16,84 x 10-6 m2seg Pr = 0,708 k = 0,02624 W mºK Intercambiadores.VI.-168 Ecuación de continuidad: uF Ω1 = umáx Ω2 ; Ω1 = 2 x 5 sen 60 = 8,66 cm2 Ω2 = 2 x (5 - 2,5) = 5 cm2 Ω3 = 2 x 5 sen 60 - de = 6,16 cm2 Ecuación de continuidad: 5 mseg x 8,66 cm2 = umáx x 5 cm2 ; umáx = 5 x 8,66 5 = 8,66 mseg Rede = umáx x de ν = 8,66 mseg x 0,025 m 16,84 x 10-6 m 2 seg = 12.856 Nud = 0,33 α (Red)0,6 Pr0,33 ψ = 0,33 x 1 x (12856)0,6 x 0,7080,33 x 0,92 = 79,119 hC aire = 79,119 x 0,02624 0,025 = 83,04 W m2ºC De otra forma, Nu = C (Re)n (Pr)1/3 ψ = εx = 5 x 2 sen 60 = 8,66 ; εx de = 3,46 εy = 5 x cos 60 = 2,5 ; εy de = 1 ⇒ C = 0,52 n = 0,569 Nu = 0,52 x (12850)0,569 x (0,708)1/3 x 0,92 = 92,84 ; hCaire = 97,44 W m2ºC 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 Propiedades del agua a TF = 50 + 402 = 45ºC : ν = 0,613 x 10-6 m2seg Pr = 4,125 k = 0,63925 W mºK Reagua = u x di ν = 1 mseg x 0,021 m 0,613 x 10-6 m 2 seg = 34.257 Nuagua = 0,023 (Re)0,8 Pr0,3 (se enfría) = 0,023 (34257)0,8 (4,125)0,3 = 149,33 hC agua = 149,33 x 0,63925 0,021 = 4545,7 W m2ºC De otra forma hC agua = 0,023 (u 0,8 di 0,2 ) f1(T) = f1(T) = (5,77 x 104) + 1067,8 T - 2,162 T2 = 97373 = 4850 W m2ºC ***************************************************************************************** VI.21.- Un intercambiador de calor (agua-agua), está formado por 98 tubos paralelos, dispuestos al tresboli- llo, 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 tempera- tura media, (33 + 17)/2 = 25ºC ρ = 996,7 Kg m3 ; cp = 4,18025 kJKg.ºK ; k = 0,606 W m.ºK ; ν = 0,919 x 10-6 m2seg ; Pr = 6,375 Re = u diν = di = 9,5 - (1,2 x 2) = 7,1 mm u = Q Ω = 7000 Kg hora π di 2 4 x 98 m2 = 7000 Kg hora x 1 ρ m3 Kg π di 2 4 x 98 m2 1 3600 horaseg = = 7000 Kg hora x 1 996,7 m 3 Kg π x 0,00712 4 x 98 m2 1 3600 horaseg = 0,5028 m seg = 0,5028 x 0,0071 0,919 x 10-6 = 3885 Polley: St = exp{(- 3,796 - 0,205 ln Re - 0,505 ln Pr - 0,0225 ln P r2} = 1,49 x 10-3 = Nu Re Pr = hcFr cp u Nu = 36,89 ; hcF = 3150 W m2 ºC Petukhov, Nu = Re d Pr X ( λ 8 ) ( ηF ηpF )n = = Propiedades a TF = 17 + 33 2 = 25ºC Re < 2.10 4 ; λ = 0,316 Re -0 ,25 = 0,316 x 3885-0 ,25 = 0,040025 n = 0,11 ; ( ηF η pF )0 ,11 ≅ 1 X = 1,07 + 12,7 (Pr 2 / 3 - 1) λ 8 = 1,07 + 12,7 (6,375 r 2 /3 - 1) 0,04 8 = 3,223 = = 3885x 6,375 3,2223 x 0,04 8 x 1 = 38,43 ⇒ h cF = 38,43 x 0,606 0,0071 = 3280 W m 2 ºC observándose que los valores obtenidos con diferente formulación son muy aproximados, pudiendo tomar como valor de hcF la media entre los dos. hcF = 3150 + 32802 = 3215 W m2 ºC Fluido que circula por el exterior de los tubos Intercambiadores.VI.-170 Pantalla Tubo de = 9,5 mm umáx = Q Ωmín = 11000 Kg hora x 1 989,95 m 3 Kg 42 x 10-4 m2 1 3600 horaseg = 0,7348 m seg Remáx = umáx de νe = 0,7348 x 0,0095 0,613 x 10-6 = 11390 Nu = 0,26 Re0,6 Pr0,3 ηC = válida para 103 < Re < 105 = 0,26 x 113900,6 x 4,1250,3 = 108 ηC = ( ηF ηpF )0,14 ≅ 1 hce = 108 x 0,63925 0,0095 = 7267 W m2 ºC b) El coeficiente global de transmisión de calor U referido a la superficie exterior Ue = 1re ri hci + re k ln reri + 1 hci = 1 0,00475 0,00355 x 3215 + 0,00475 300 ln 0,00475 0,00355 + 1 7267 = 1790,8 W m2 ºC c) Eficiencia del intercambiador ε = q (Calor absorbido por el líquido quese calienta) Cmín (TC1 - TF1) q = 7000 Kg hora x 4,18025 kJ Kg ºC x (33 - 17)ºC = 468.188 kJ hora CF = 7000 Kg hora x 4,18025 kJ Kg ºC = 29261,7 kJ h ºC .... Cmín CC = 11000 Kg hora x 4,1765 kJ Kg ºC = 45941,5 kJ h ºC .... Cmáx ε = 468.188 29261,7 x (52 - 17) = 0,4571 = 45,71% ó también, ε = CC (TC1 - TC2) Cmín (TC1 - TF1) = CC = Cmín = 33 - 17 52 - 17 = 0,4571 = 45,71% Pérdidas térmicas = qC - qF qC - qF = qC = 11000 x 4,1765 x (52 - 38) = 643.181 kJhora qF = 468.188 kJhora = 643.181 - 468.188 = 174.993 kJ hora d) Superficie de intercambio externa de los tubos y longitud de cada tubo (LMTD) = ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = ∆T2 = 52 - 33 = 19ºC ∆T1 = 38 - 17 = 21ºC = 19 - 21 ln 19 21 = 19,98 ºC Ae = q U (LMTD) = 130.052 W 1790,8 W m2 ºC x 19,98ºC = 3,6347 m2 Longitud de cada tubo: L = 3,6347 m2 π de N = 3,6347 m2 π x 0,0095 m x 92 = 1,242 m 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, Datos NH3: ρ = 580 Kg m3 ; cp = 5 kJKg°C ; k = 0,50 W m°K ; ν = 0,34 x 10-6 m2seg ; Pr = 2 Datos H2O: ρ = 985 Kg m3 ; cp = 4,186 kJKg°C ; k = 0,66 W m°K ; ν = 0,48 x 10-6 m2seg ; Pr = 3 _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION - El NH3 se calienta en el interior de los tubos Para 1 tubo se tiene: G = V ρ = π di 2 4 uF ρ = π x 0,0222 m2 4 x 3 mseg x 580 Kg m3 = 0,6614 Kg seg = 2381 Kg hora Coeficiente de película interior del NH3, ReNH3 = uF di ν = 3 mseg x 0,022 m 0,34 x 10-6 m 2 seg = 194.117 NuNH3 = 0,023 (Re)0,8 (Pr)0,4 = 0,023 x (194.117)0,8 x (2)0,4 = 515,93 hNH3 = kNH3 Nu di = 0,5 x 515,93 0,022 = 11.725 W m2.ºC - El H2O se enfría en la carcasa (exterior de los tubos) G = V ρ = Ω uagua ρagua = {(0,35 x 0,1) - 6 x π x 0,025 2 4 }m2 x 1,5 mseg x 985 Kg m3 = 47,36 Kgseg = 170.500 Kg hora Coeficiente de película del H2O, ReH2O = uagua dequiv νagua = dequiv = 4 dH = 4 x (0,35 x 0,1) - (6 x π x 0,0252 4 ) {2 x (0,35 + 0,1)} + (6 π x 0,025) = 0,0935 = 1,5 x 0,0935 0,48 x 10-6 = 292.200 NuH2O = 0,023 (Re)0,8 (Pr)0,3 = 0,023 x (292.800)0,8 x (3)0,3 = 754,07 hH2O = kH2O NuH2O de = 0,66 x 754,07 0,0935 = 5.323 W m2.ºC Coeficiente global de transmisión de calor, Intercambiadores.VI.-172 Ue = 1re ri hNH3 + re k ln reri + 1 hH2O = 1 0,025 0,022 x 11725 + 0,0125 40 ln 0,025 0,022 + 1 5323 = 3080 W m2ºC - Para conocer las temperaturas finales de ambas corrientes es necesario conocer ε ε = 1 - exp {(NTU) ( Cmín Cmáx - 1)} 1 - Cmín Cmáx exp (NTU) ( Cmín Cmáx - 1) CNH3 = 6 x (G cp)NH3 = 6 x 2381 Kg hora x 5 kJ Kg.ºC = 71.430 kJ h.ºC = 19,84 kJ seg.ºC = Cmín CH2O = (G cp)H2O = 170.500 Kg hora x 4,186 kJ Kg.ºC = 713.713 kJ h.ºC = 198,25 kJ seg.ºC = Cmáx Superficie de intercambio térmico: Ae = 6 π de L = 6 π x 0,025 x 5 = 2,356 m2 NTU = Ae Ue Cmín = 2,356 m2 x 3080 W m2ºC 19.840 J seg ºC = 0,36575 Cmín Cmáx = 19,84 198,25 = 0,10007 ε = 1 - exp {(NTU) ( Cmín Cmáx - 1)} 1 - Cmín Cmáx exp (NTU) ( Cmín Cmáx - 1) = 1 - exp {(0,365) (0,1 - 1)} 1 - 0,1 x exp (0,365) (0,1 - 1) = 0,3017 TC2(agua) = TC1 - (TC1 - TF1) ε Cmín CC = Cmín = CNH3 = 80 - (80 - 20) x 0,3017 x 19,84 198,25 = 78,2ºC TF2(amon) = TF1 + (TC1 - TF1) ε Cmín CF = 20 + (80 - 20) x 0,3017 = 38,1ºC Calor intercambiado, Q = U A ∆T2 - ∆T1 ln ∆T2 ∆T1 = ∆T2 = 80 - 38,1 = 41,9 ∆T1 = 78,2 - 20 = 58,2 = 3.080 W m2ºC x 2,356 m2 x 41,9 - 58,2 ln 41,9 58,2 ºC = 360 kW Q = ε Cmín (TC1 - TF1) = 0,3017 x 19,84 kJsegºC x (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, Datos Na: ρ = 925 Kg m3 ; cp = 1,37 kJKg°C ; k = 86 W m°K ; ν = 7,25 x 10-7 m2seg Datos H2O: ρ = 985 Kg m3 ; cp = 4,186 kJKg°C ; k = 0,66 W m°K ; ν = 0,48 x 10-6 m2seg _________________________________________________________________________________________ RESOLUCION - El agua se calienta en el interior de los tubos . Para 1 tubo se tiene, Reagua = uagua di νagua = 1 mseg x 0,02 m 0,48 x 10-6 m 2 seg = 41.667 Pragua = ( η cp k )agua = ( ρ ν cp k )agua = 985 x 0,48 x 10-6 x 4186 0,66 = 3 Nuagua = 0,023 (Re)0,8 (Pr)0,4 = 0,023 x (41667)0,8 x (3)0,4 = 177,18 hC(agua) = kagua Nuagua di = 0,66 x 177,18 0,02 = 5847 W m2.ºC - El Na se enfría en la carcasa (exterior de los tubos) GNa = VNa ρNa = Ω uNa ρNa = {(0,35 x 0,1) - 12 x π x 0,0252 4 }m2 x 0,15 mseg x 925 Kg m3 = = 4,037 Kg seg = 14.535,4 Kg hora ReNa = uNa dequiv νNa = dequiv = 4 dH = 4 x (0,35 x 0,1) - (12 x π x 0,0252 4 ) {2 x (0,35 + 0,1)} + (12 π x 0,025) = 0,0631 = = 0,15 x 0,0631 7,25 x 10-7 = 13.067 PrNa = ( ρ ν cp k )Na = 925 x 7,25 x 10-7 x 1370 86 = 0,01068 PeNa = (Re Pr)Na = 13067 x 0,01068 = 139,6 NuNa = 4,82 + 0,0185 x (Pe)0,827 , válida en el campo: 102 < Pe < 104 3,6 x 103 < Re < 9,05 x 105 NuNa = 4,82 + 0,0185 x (Pe)0,827 = 4,82 + 0,0185 x (139,6)0,827 = 5,92 hC(Na) = kNa NuNa de = 86 x 5,92 0,06316 = 8.059,4 W m2.ºC Coeficiente global de transmisión de calor, Ue = 1re ri hC(agua) + re k ln reri + 1 hC(Na) = 1 0,025 0,02 x 5847 + 0,0125 40 ln 0,025 0,02 + 1 8059,4 = = 10 4 2,138 + 0,697 + 1,24 = 2.184 W m2ºC Intercambiadores.VI.-174 - Para conocer las temperaturas finales de ambas corrientes es necesario conocer ε ε = 1 - exp {(NTU) ( Cmín Cmáx - 1)} 1 - Cmín Cmáx exp (NTU) ( Cmín Cmáx - 1) Cagua = 12 x (G cp)agua = Gagua = Ω uF ρ = π di 2 4 uF ρ = = π 0,022 m2 4 x 1 mseg x 985 Kg m3 = 0,3094 Kg seg = 1.114 Kg hora = = 12 x 0,3094 x 4.186 = 15.541 W ºC = Cmáx CNa = (G cp)Na = 4,037 Kg seg x 1.370 J Kg.ºC = 5.530,7 W ºC = Cmín Superficie de intercambio térmico: Ae = 12 π de L = 12 π x 0,025 x 3 = 2,827
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