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Transferts thermiques avec changement d’état liquide-vapeur
Condensation des vapeurs pures
2
CondensationDeux types de condensation
Les coefficients d’échange de chaleur sont beaucoup plus élevés en condensation en gouttes qu’en condensation enfilm.Cependant la condensation en gouttes nécessite des parois hydrophobes et est plus difficile à obtenir dans deséquipements industriels
3
Condensation en film
On peut définir deux coefficients d'échange de chaleur :
- Un coefficient d'échange de chaleur local h(z) défini par la relation :
avec Ti température de l'interface liquide-vapeur égale, en général, à la température de saturation ; Tp température de la paroi mouillée ; q densité de flux thermique.
- Un coefficient d'échange de chaleur global défini par la relation :
( ) ( ) ( )psatpi TTq
TTqzh
−=
−=
( ) ( )∫=z
0
dzzhz1zh
4
Condensation en film sur une plaque et à l’extérieur ou à l’intérieur d’un tube vertical
Mécanismes physiques
5
Film laminaire lisse (Rel < 30) avec vitesse de vapeur faible
•la vapeur est à la saturation (Tv = Tsat) :•la vapeur est surchauffée (Tv > Tsat)
• Dans le cas où la vapeur est à la saturation (Tv = Tsat) :Relations locales valables à la cote z :- pour le coefficient d’échange de chaleur local (Nusselt, 1916 ; Rohsenow, 1956) :
- pour la relation coefficient d’échange de chaleur-débit de condensat :
avec : où Γ(z ) est le débit-masse de condensat à la cote z par unité de largeur de paroi froide
( ) ( ) ( )[ ]( )
41
psatl
psatl,pvll3l
zTT4TTc68.0gk
zh⎪⎭
⎪⎬⎫
⎪⎩
⎪⎨⎧
−µ
−+ρ−ρρ=
l
( )( )
31
l
31
vll
2l
lRe1.1
gkzh −
=⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡
ρ−ρρµ
( )l
lz4Re
µΓ
=
Condensation en film sur une plaque et à l’extérieur ou à l’intérieur d’un tube vertical
6
Film laminaire lisse (Rel < 30) avec vitesse de vapeur faible
• Dans le cas où la vapeur est à la saturation (Tv = Tsat) :Relations moyennée sur une distance z :- pour le coefficient d’échange de chaleur global :
- pour le débit-masse de condensat par unité de largeur de paroi :
- pour la relation coefficient d’échange de chaleur-débit de condensat :
avec :( )l
lz4Re
µΓ
=
( ) ( ) ( )[ ]( ) ( )zh
34
zTTTTc68.0gk
943.0zh4
1
psatl
psatl,pvll3l =
⎪⎭
⎪⎬⎫
⎪⎩
⎪⎨⎧
−µ−+ρ−ρρ
=l
( ) ( )( )l
zTTzhz psat −=Γ
( )( )
31
l
31
vll
2l
lRe47.1
gkzh −
=⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡
ρ−ρρµ
Condensation en film sur une plaque et à l’extérieur ou à l’intérieur d’un tube vertical
Condensation en film sur une plaque et à l’extérieur ou à l’intérieur d’un tube vertical
Film laminaire lisse (Rel < 30) avec vitesse de vapeur faible
• Dans le cas où la vapeur est surchauffée (Tv > Tsat) :
( ) ( ) ( ) 41
satvv,psatvsatv
TTc1TT,zhTT,zh ⎥
⎦
⎤⎢⎣
⎡ −+==>
l
( ) ( )( )( )satvv,p
psatsatv
TTczTTTT,zh
z−+
−==Γ
l
7
8
Condensation en film sur une plaque et à l’extérieur ou à l’intérieur d’un tube vertical
Film laminaire avec vagues (30< Rel < 1600) et faible vitesse de la vapeur supposée à la saturation (Tv = Tsat)
Relation locale :
( )( )
22.0l
31
vll
2l
lRe756.0
gkzh −=
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡
ρ−ρρµ
( )l
lz4Re
µΓ
=Relation moyennée sur une distance z :
( )( ) 2.5Re08.1
Regk
zh22.1
l
l3
1
vll
2l
l −=
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡
ρ−ρρµ
9
Condensation en film sur une plaque et à l’extérieur ou à l’intérieur d’un tube vertical
Film turbulent avec vagues (Rel > 1600)et faible vitesse de la vapeur supposée à la saturation (Tv = Tsat )
Relation locale :
( )( )
5.0l
25.0l
31
vll
2l
lPrRe023.0
gkzh
=⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡
ρ−ρρµ
l
l,pll k
cPr
µ=( )
ll
z4ReµΓ
=
Relation moyennée sur une distance z :
( )( ) ( )253RePr588750
Regk
zh75.0
l5.0
l
l3
1
vll
2l
l −+=
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡
ρ−ρρµ
−
10
Condensation en film sur une plaque et à l’extérieur ou à l’intérieur d’un tube vertical
Effet du frottement interfacial sur le coefficient d’échange de chaleur local
Lorsque la vitesse de la vapeur est élevée, le frottement interfacial joue un rôle significatif.
Une augmentation du frottement interfacial entraîne : -une diminution du nombre de Re pour lequel apparaît la turbulence dans le film de condensat-une diminution de l’épaisseur du film donc une augmentation de h(z)
Calcul du nombre de Reynolds critiqueLe nombre de Reynolds critique caractérise l’apparition de la turbulence dans le filmde condensat. Il est donné par les relations suivantes :
( )3*i
*ic,l 667.02261600Re τ+τ−= pour 04.9*
i ≤τ
50Re c,l = pour 04.9*i >τ
La contrainte de frottement interfacial adimensionnelle est définie par la relation :
( )[ ] 32
lvll
il*i
gµρ−ρρ
τρ=τ
11
Calcul de la contrainte de frottement interfacial La contrainte de frottement interfacial τi s’exprime en fonction du coefficient de frottement interfacial fi et du débit-masse surfacique cm& de condensation par (Bird et al., 1960) :
⎟⎟⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜⎜⎜
⎝
⎛
ρ−−
=τ
vvi
c
vci
Jf21
mexp1
1Jm
&
&
avec Jv vitesse débitante de la vapeur, rapport du débit-volume de vapeur à l’aire de la
section droite de la conduite, cm& débit-masse surfacique de condensation : ( )
l& psat
c
TThm
−=
Lorsque le débit-masse surfacique de condensation est faible, 2vvii Jf
21
ρ=τ
fi peut être calculé à l’aide de la corrélation de Henstock et Hanratty (1976) :
( )⎪⎭
⎪⎬⎫
⎪⎩
⎪⎨⎧
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡ +−−+=
F2.13F14001
G1exp1F14001
ff 2
3
v
i
avec v
vvv
v2vv
l2
1
l
v
v
l9.0
v
DJRe
fJgD
GRe
Fµ
ρ=
ρρ
=⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ρρ
µµγ
=
( ) ( )[ ] 4.05.29..0l
5.25.0l Re037.0Re707.0 +=γ 2.0
vv Re046.0f −= D est le diamètre hydraulique du canal parcouru par la vapeur : D = 4 S /p avec S aire de la section droite du canal et p périmètre de la section droite du canal.
12
Calcul du coefficient d’échange de chaleur local- Dans le cas où le frottement interfacial a un effet prépondérant et la gravité un effet négligeable,
le coefficient d’échange de chaleur local h(z)i dépend de la valeur du Re par rapport au nombre deReynolds critique. Relations proposées par Butterworth (1981) :
- si c,ll ReRe < : ( )
( ) ( ) 21*
i22.0
l
31
vll
2l
l
i Re41.1gk
zhτ=⎥
⎦
⎤⎢⎣
⎡ρ−ρρ
µ −
- si c,ll ReRe > : ( )
( ) ( ) 21*
i
m1
m
241
l
21
l
m
21
l
31
vll
2l
l
i
Re
Pr071.0
Re
41.1gk
zhτ
⎥⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢⎢
⎣
⎡
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛+⎟
⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛=⎥
⎦
⎤⎢⎣
⎡ρ−ρρ
µ
avec ( )
23Pr
m l+=
- Dans le cas où le frottement interfacial a un effet négligeable et la gravité un effet prépondérant,le coefficient d’échange de chaleur local h(z)g de façon classique
- Dans le cas où les effets du frottement interfacial et de la gravité sont du même ordre,on utilisera la relation :
( ) ( ) ( )[ ] 212
g2i zhzhzh +=
Coefficient d'échange de chaleur moyen défini par la relation :
Condensation en film à l’extérieur d’un tube horizontal
( ) ( ) θθπ
=θθπ
= ∫∫ππ
dh1rdhr
1h00
13
Vitesse de vapeur faible
- pour le coefficient d’échange de chaleur moyen :
- pour la relation coefficient d’échange de chaleur-débit de condensat :
Condensation en film à l’extérieur d’un tube horizontal
( )( )
41
psatl
vll3l
DTTgk728.0h⎪⎭
⎪⎬⎫
⎪⎩
⎪⎨⎧
−µρ−ρρ
=l
( )
31
l
31
vll
2l
l
451.1gk
h−
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛µΓ
=⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡
ρ−ρρµ
Les deux relations précédentes supposent que la température de la paroi est constante sur tout le périmètre du tube. Si on suppose que c’est la densité de flux thermique qui est constante, les coefficients deviennent égaux à 0,70 et 1,47 au lieu de 0,728 et 1,51. Les résultats ne changent donc pas de façon sensible. On peut également tenir compte des variations des propriétés physiques et de la surchauffe de la vapeur en introduisant les mêmes corrections que celles utilisées pour la condensation en film sur une plaque
14
Condensation en film à l’extérieur d’un tube horizontal
Vitesse de vapeur non négligeable
Pour un écoulement de vapeur vertical ou horizontal passant sur un tube horizontal, Fujii aétabli que le coefficient d’échange de chaleur moyen h peut être calculé à partir de la relationsuivante :
( ) 05.0
l
lpsat2v
0 gDkTTU
4.1hh
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡
µ
−=
l
avec Uv vitesse de la vapeur, 0h coefficient d’échange de chaleur calculé en l’absence d’unevitesse significative de la vapeur.
La relation précédente n’est vérifiée que si 7.1hh1
0
<< . Si 1hh
0
< , Fujii recommande de
prendre 0hh = et si 7.1hh
0
> , la relation précédente ne doit être utilisée qu’à titre indicatif.
15
Condensation en film à l’extérieur d’un faisceau de tubes horizontaux
Considérons un faisceau de N tubes horizontaux situés dans un plan vertical.Les coefficients d’échange Nh (moyenné sur l’ensemble des N tubes) et
Nh (moyenné sur le Nème tube) peuvent être calculés à l’aide des relationsempiriques de Kern (1958) :
61
1
N
Nhh −
= et ( ) 656
5
1
N 1NNhh
−−=
avec 1h coefficient d’échange moyen pour le premier tube.
Le débit-masse de condensat par unité de longueur du tube ΓN s’égouttantdu Nème tube est calculé à l’aide de la corrélation empirique de Short et Brown (1961) :
( )
31
l
N3
1
vll
2l
l
N 451.1
gkh
−
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛µΓ
=⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡ρ−ρρ
µ
Remarque : cette relation n’est toutefois valable que pour des films decondensat laminaires. Pour les films turbulents, aucune méthode publiéene peut être recommandée.
16
17
Condensation en film à l’extérieur d’un faisceau de tubes horizontaux
Condensation à l ’intérieur d ’un tube horizontalTypes d ’écoulements
18
19
Types d ’écoulementsCondensation à l ’intérieur d ’un tube horizontal
Configurations d’écoulement dans un tube de condenseur horizontal à une pression voisine de la pression atmosphérique (eau-vapeur)
20
Condensation à l ’intérieur d ’un tube horizontalCoefficient d’échange de chaleur en écoulement stratifié- coefficient d’échange de chaleur moyenné sur la circonférence du tube :
( )( )
41
satpl
vll3l
TTDgk
h⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡
−µρ−ρρ
Ω=l
D’après Jaster et Kosky (1976), Ω est donné par :4
33
2
l
v
xx11728.0
−
⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢
⎣
⎡⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ρρ−
+=Ω
où x, titre massique de la vapeur, est le rapport du débit-masse de la vapeurau débit-masse total du mélange vapeur-condensat.
- coefficient d’échange de chaleur global moyenné >< h sur l’ensemblede la conduite de longueur L peut être déterminé à l’aide de la corrélationde Chen et Kocamustafaogullari (1987) :
( ) ( )
01.0
l
e,l05.0
v
e,v03.0
73.03
1
2ll
vl25.0
l
l,pl27.0
e,psatl,p
l
DJ1
DJDL
gD
kcTTc
492.0k
Dh
−−
−
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ν
+⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ν
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛×
⎪⎭
⎪⎬
⎫
⎪⎩
⎪⎨
⎧
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡
νρ
ρ−ρ⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ µ⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡ −=
><l
avec Jv,e et Jl,e vitesses débitantes de la vapeur et du liquide à l’entrée de la conduiteTp,e température de la paroi à l’entrée du tube.
21
Condensation à l ’intérieur d ’un tube horizontalCoefficient d’échange de chaleur en écoulement annulaire
Selon Butterworth (1986), on prendra :- en écoulement laminaire (Rel <50) :
( ) 21*
i2
1
l
31
2l
l
Re41.1gk
hτ=⎟⎟
⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ ν −
- en écoulement turbulent (Rel >50):
( ) 21*
i
m1
m
241l
21
l
m
21l
31
2l
l Re
Pr071.0
Re
41.1gk
hτ
⎥⎥⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢⎢⎢
⎣
⎡
⎟⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜⎜
⎝
⎛+
⎟⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜⎜
⎝
⎛=⎟
⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ ν
avec ( )
23Pr
m l+=
Dans les expressions précédentes, est défini par la relation :
( ) 32
l2l
il*i
gµρ
τρ=τ avec F8501
ff
v
i +=