Projeto Térmico Detalhado de Trocadores de Calor Duplo Tubo - Metodologia e Cálculos

CAPÍTULO 4 CAPÍTULO 4 PROJETO T PROJETO TÉÉRMICO DE RMICO DE TROCADORES DE CALOR TIPO TROCADORES DE CALOR TIPO DUPLO TUBO DUPLO TUBO Metodologia de projeto Descrição dos trocadores Tabela 41 Conexões de um trocador de calor duplo tubo em polegadas Tubo externo IPS Tubo interno IPS 2 1 ¼ 2 ½ 1 ¼ 3 2 4 3 Comprimentos COEFICIENTES DE PEL COEFICIENTES DE PELÍÍCULA CULA PARA FLUIDOS EM TUBOS PARA FLUIDOS EM TUBOS 0 14 13 186 p L D Re Pr Nu µ µ 0 14 3 1 186 p p i L D k C VD k h D µ µ µ µ ρ L 10 Re Pr D d Escoamento laminar 14 0 13 80 0 027 p Pr Re Nu µ µ Escoamento turbulento jH hiDK ClK13 μμw014 Região de transição Escoamento laminar Escoamento turbulento Inclinação 13 Inclinação 08 LD 2 5 10 50 2100 DGμ COEFICIENTES DE PEL COEFICIENTES DE PELÍÍCULA PARA CULA PARA FLUIDOS QUE ESCOAM EM AN FLUIDOS QUE ESCOAM EM ANÉÉIS IS P A DH 4 Transferência de calor 1 2 1 2 2 1 2 1 2 2 4 4 4 4 D D D D D D perímetro molhado área de escoamento P A DH π π Perda de carga 1 2 1 2 2 1 2 2 4 4 4 4 D D D D D D perímetro molhado de atrito área de escoamento P A DH π π QUEDA DE PRESS QUEDA DE PRESSÃÃO EM TUBOS O EM TUBOS E SE E SEÇÕ ÇÕES ANULARES ES ANULARES hi α V 0 8 p α V 2 2 ρ 4 V 2 D f L p para escoamento laminar Re f 16 para escoamento turbulento em tubos lisos 0 32 0125 0 0014 Re f para escoamento turbulento em tubos rugosos 0 42 0 264 0 0035 Re f Escoamento laminar Escoamento turbulento HagenPoiseuille f 16Re Cano comercial Tubos f adimensional DGμ adimensional Perda de carga localizada ρ 2 p V 2 EXEMPLO PROJETO TÉRMICO DE UM TROCADOR DE CALOR DUPLO TUBO Desejamos aquecer 4 454 kgh de benzeno frio de 27 C a 49 C usandose tolueno quente que é resfriado de 71 C a 38 C As densidades relativas a 20 C são 088 e 087 respectivamente As outras propriedades dos fluidos podem ser encontradas na bibliografia especializada ou determinadas experimentalmente Um fator de incrustação de 00002 pode ser admitido para cada corrente e a queda de pressão permitida para cada corrente é de 07 bar Projetar um trocador de calo duplo tubo para esta operação o 27 C o 49 C 71 C o o 38 C 1 Condições do processo necessárias Fluido quente Tolueno m q p 07 bar Rd W C m 2 o 0 0002 T1 71 C T2 38 C Fluido frio Benzeno p 07 bar Rd W C m 2 o 0 0002 4 454 kg h m f t1 27 C t2 49 C 2 Temperaturas médias C T T T 0 2 1 54 5 2 71 38 2 C t t t 38 o 2 49 27 2 2 1 3 Propriedades físicas kg C kJ o kg C kJ o m s kg m s kg m C W o m C W o Tolueno Benzeno Cp 1842 Cp 1779 s 087 s 088 µ 41 x 104 µ 5 x 104 k 0147 k 0157 4 Seleção dos tubos Utilizaremos tubo IPS 2 x 1 ¼ com 6 metros de comprimento 5 Balanço de calor kW C kg C kJ h kg t t m C o o pf f 4842 27 49 1 779 4 454 1 2 benzeno Q tolueno h kg s kg C kg C kJ kW T T C Q m o o pq q 2868 0 797 71 38 842 1 42 48 1 2 6 MLDT C t T t T t T t T MLDT 87o 15 27 38 71 49 ln 27 38 49 71 ln 1 2 2 1 1 2 2 1 Para o tubo interno Benzeno 7 Área de escoamento 2 2 0 00096 4 0 035 m at π mm Di 138 35 8 Velocidade do escoamento m s a m V t t 1 46 0 881000 0 00096 44543600 ρ 89 936 5 10 881000 1 46 0 035 0 4 µ ρ V D Re t 9 Reynolds 10 Prandtl 5 67 0157 10 1779 5 4 k C Pr p µ 11 Nusselt Escolher a equação adequada de acordo com o tipo de escoamento Na primeira iteração considerar C t T T o p 4625 2 38 54 5 2 correspondendo a µp 18 m s kg 442 3 81 1 779 5 67 0 02789936 027 0 14 0 13 80 14 0 13 80 p Pr Re Nu µ µ 12 Coeficiente de transferência de calor por convecção C m W D Nu k h o i 1984 0 035 0157 442 3 2 Para o anel Tolueno 13 Área de escoamento m mm D 0 04216 4216 166 1 m mm D 0 0525 2 067 52 5 2 2 2 2 2 1 2 2 0 000769 4 0 04216 0525 0 4 m D D aa π π 14 Diâmetro equivalente m D D D perímetro molhado área de escoamento DH 0 0232 0 04216 0 04216 0 0525 4 2 2 1 2 1 2 2 m s a m a a 1191 0 871000 0 000769 0 797 ρ 15 Velocidade do escoamento V 16 Reynolds 58632 10 14 871000 1 191 0 0232 0 4 µ ρ VaDH Re 17 Prandtl 514 0147 10 1842 14 4 k C Pr p µ 18 Nusselt Escolher a equação adequada de acordo com o tipo de escoamento Na primeira iteração considerar C t T T o p 4625 2 38 54 5 2 correspondendo a µp 18 m s kg 304 81 1842 5 14 0 02758632 027 0 14 0 13 80 14 0 13 80 p Pr Re Nu µ µ 19 Coeficiente de transferência de calor por convecção C m W D Nu k h o H e 1926 2 0 0232 0147 304 2 20 Temperatura da parede C t T h h h t t o c c o io o c w 4689 38 54 5 1926 2 0 04216 1984 0 035 1926 2 38 O valor arbitrado inicialmente 4625C não apresenta diferença significativa portanto os coeficientes de transferência de calor por convecção calculados estão corretos Cálculo da área 21 Coeficiente global de troca térmica e e i e e i i e i i e e h Rd k r r d d d Rd d h d U 1 2 ln 1 C m W U U o e e 3 609 1926 2 1 0 0002 2 53 0 04216ln 0 04216 0 035 0 035 0 04216 0 0002 0 0351984 0 04216 1 2 2 5 609 3 1587 48 420 m U MLDT Q 22 Área total de troca térmica A 23 Número de tubos 36 0 04216 6 5 π π L D A N e t O número de tubos deve ser inteiro usaremos 6 tubos 2 4 768 66 0 04216 m D L N A t e π π O trocador é satisfatório quanto à transferência de calor 5 4 63 100 5 5 4 768 100 A A A Erro 24 Número de grampos 3 2 6 2 t g N N Cálculo da perda de carga Para o tubo interno 25 Fator de atrito De acordo com o número de Reynolds calculado em 9 determinase o fator de atrito por 0 0057 89936 0 264 0 0035 0 264 0 0035 0 42 0 42 Re f 26 Perda de carga no tubo bar bar V D f L pt 70 0 22 0 88100010 2 1 46 0 035 0057 36 04 2 4 5 2 2 ρ Para o anel 27 Diâmetro equivalente m D D perímetro molhado de atrito área de escoamento DH 0 0103 0 04216 0 0525 4 1 2 28 Reynolds para perda de carga no anel 26030 10 14 871000 1 191 0 0103 0 4 µ ρ VaDH e R 29 Fator de atrito 0 0071 26030 0 254 0 0035 0 264 0 0035 0 42 0 42 Re f 30 Perda de carga no anel bar V D L f p H a 0 62 0 87100010 2 1191 0 0103 36 0071 04 2 4 5 2 2 ρ 31 Perda na entrada e na saída Uma carga cinética para cada grampo bar V pg 0 0038 0 87100010 2 1191 2 5 2 2 ρ 32 Perda total bar bar N p p p g g a total anel 70 0 63 0038 03 0 62 Se as condições estabelecidas inicialmente não forem atendidas retornar ao ponto 4 e arbitrar outros diâmetros eou comprimento para os tubos