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CORSO DI LAUREA TRIENNALE

IN INGEGNERIA CHIMICA

Lezioni di IMPIANTI CHIMICI 1

Progettazione di apparecchiature di scambio di calore

e di materia

PARTE 2d – CONDENSATORI E RIBOLLITORI

Prof.ing. GIUSEPPE TOLA

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CONDENSAZIONE

APPLICAZIONI PIU’ COMUNI:

- IMPIANTI DI POTENZA =>

=> Vapore uscente dalla turbina

- INDUSTRIA DI PROCESSO =>

=> Reattori chimici e biologici

=> Colonne di distillazione

=> Rimozione di condensabili da gas

- REFRIGERAZIONE E CONDIZIONAMENTO DELL’ARIA.

APPARECCHIATURE:

- Condensatori fascio tubiero. Condensazione sia all’interno che all’esterno dei tubi.

- Condensatori “air-cooled”.

Condensazione all’interno dei tubi.

- Condensatori a piastre.

- Condensatori a contatto diretto.

Refrigerante posto a diretto contatto con il

vapore condensante.

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CONDENSATORI A FASCIO TUBIERO

Orizzontali o verticali con diverse configurazioni

in dipendenza delle caratteristiche del processo.

• Costruzione simile a quella degli scambiatori

senza cambio di fase ma con lB=Ds

• I tipi piu’ utilizzati sono quelli orizzontali con

condensazione lato mantello e quelli verticali

con condensazione lato tubi.

• Le apparecchiature orizzontali con

condensazione nei tubi sono raramente

utilizzate come condensatori di processo

mentre sono preferiti come riscaldatori e

vaporizzatori quando il mezzo riscaldante è

vapore condensante.

Condensatori verticali con condensazione lato

mantello.

Es. condensatori-ribollitori a termosifone per

vaporizzare (nei tubi) il fondo di colonne di

distillazione.

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Condensatori verticali con condensazione lato

tubi.

Es. condensazione di vapori organici con richiesta

di perdite di carico basse per il fluido

condensante.

• Non sempre adattabile al “lay-out”

dell’impianto.

• Possibili problemi di pulizia lato mantello.

• Progettazione molto flessibile ed efficiente.

Condensatori orizzontali con condensazione lato

tubi.

Es. condensazione di vapori ad alta pressione.

Particolarmente sensibili all’inclinazione perche’

possono dar luogo a fenomeni di “flooding”.

Devono essere evitati i multipli passaggi

(eventualmente utilizzando tubi a U) lato tubi per

il pericolo della separazione del condensato

all’estremita’ del fascio e conseguente incerta

distribuzione dei flussi nei successivi passaggi.

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Condensatori orizzontali con condensazione lato

mantello.

• E-shell => e’ il piu’ utilizzato

nell’industria petrolifera ed e’ il

piu’ economico.

Ha relativamente alta perdita di

carico.

• X-shell => utilizzato per avere

basse perdite di carico e con piu’

passaggi lato tubi per

approssimare meglio la

controcorrente.

I maggiori svantaggi risiedono

nel costo del distributore.

• J-shell => utilizzato per la

condensazione di idrocarburi

quando e’ richiesta una bassa

perdita di carico.

Impossibile ottenere una buona

approssimazione della

controcorrente.

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MECCANISMI DI

CONDENSAZIONE

Il meccanismo più frequente è del tipo a film

anche se

Il meccanismo più conveniente, in termini di

coefficiente di trasferimento, è del tipo a goccia

La condensazione a goccia puo’ essere ottenuta

con aggiunta di promotori e/o trattamenti

superficiali

FILM GOCCE BULK

(NEBBIA

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COEFFICIENTI DI TRASFERIMENTO DI CALORE

Condensazione controllata dalla gravità

(interno e esterno di tubi verticali, piastre

verticali)

=> Teoria di Nusselt (1916) film di condensato in

flusso laminare.

( )3

13/1

2Re47.1

−

−=

µ

ρρρ gkh vLL

Lc

kL = conduttivita’ termica del condensato,W/mC

ρL = densita’ del condensato, kg/m3

ρv = densita’ del vapore, kg/m3

µ = viscosita’ del condensato, Ns/m2

g = accelerazione di gravita’, 9.81 m/s2

Calcolo della velocita’ e di Re

(per il film di condensato)

v =

wc

Apρ Re =

vρLc

µ

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Ap => area di passaggio

Lc => lunghezza caratteristica = de = 4Ap/P

P => perimetro bagnato

Re =

wc ρ4 Ap

Apρµ P=

4 wc

µ P=

4 Γf

µ

Γf = wc/P = portata di condensato su perimetro

bagnato (unita’ di larghezza della

superficie)

ot

cf

dN

w

π=Γ => esterno tubi verticali

it

cf

dN

w

π=Γ => interno tubi verticali

Relazione valida per Re < 30

Per Re >30, l’equazione sottostima hc (risultati

conservativi)

Per la Condensazione di acqua un valore tipico

conservativo, per vapore privo di aria, e’:

hc = 8000 W/m2C

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Condensazione all’esterno di tubi orizzontali.

Per un singolo tubo:

t

cf

L

w=Γ

con Lt = lunghezza del tubo

hc =1.51kL

ρL ρL − ρv( )gµ 2

1/ 3

Re−

1

3

Fascio di tubi

il condensato delle file superiori interferisce con

quello delle file inferiori

tt

cf

NL

w=Γ

hc =1.51kL

ρL ρL − ρv( )gµ 2

1/ 3

Re−

1

3 Nr

−1

6

Nt = numero totale di tubi del fascio

Nr = numero medio di tubi in una fila verticale

(=2/3Nr,max)

Condensazione all’interno di tubi orizzontali

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Possono verificarsi due diversi tipi di flusso:

stratificato, che si verifica con basse portate di

condensato e vapore, o anulare, che si verifica ad

elevate portate di vapore e basse portate di

condensato.

Flusso stratificato (teoria di Nusselt):

( )3

13/1

2Re2.1

−

−=

µ

ρρρ gkh vLL

Lc

Flusso anulare (corr. Boyko-Kruzhilin)

+=

2

2/12

2/11 JJ

hh lc con J = 1 +ρ

L− ρ

v

ρv

x

x = frazione in massa di vapore presente

1, 2 condizioni di ingresso e uscita

hl e’ il coefficiente lato tubo valutato per flusso

monofase del condensato al punto 2 (cioe’ il

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coefficiente che si otterrebbe se il condensato

fluisse da solo nel tubo)

43.08.0 PrRe021.0

=

i

Ll

d

kh

Nel caso di vapore saturo in ingresso, totalmente

condensato all’uscita, si avrebbe:

+

=2

1v

L

lc hhρ

ρ

Nel dimensionamento si utilizza solitamente il

valore piu’ grande tra flusso stratificato e anulare

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DESURRISCALDAMENTO E SOTTORAFFREDDAMENTO

In questi casi, per entita’ di desurriscaldamento e/o

sottoraffreddamento apprezzabili, l’apparecchiatura

puo’ essere dimensionata (cfr. Kern) considerandola

come composta da due o tre unita’ indipendenti in

serie utilizzando nella equazione di progetto le

seguenti grandezze medie pesate:

Uc =Uc Ac∑

Ac∑ ∆t =

Q

q∆t∑

UD =Q

qUD

∑

CONDENSAZIONE DI MISCELE

“La condensazione non e’ isoterma”

Es.

a. condensazione totale di miscela multicomponente;

b. condensazione parziale di miscela multicomponente

con tutti i componenti teoricamente condensabili;

c. condensazione da un gas incondensabile.

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a. Condensazione totale di miscela multicomponente:

Correlazioni per componente puro e fattore di

sicurezza (0.7-0.8)

b. Condensazione parziale:

- metodi approssimati

- metodi analitici

Regola indicativa:

- non-condensabili <0.5%. Si ignora la presenza

di incondensabili e si usano i metodi per

condensazione totale;

- non condensabili >70%. Si considera il

trasferimento di calore come dovuto alla sola

convezione forzata ma includendo nel carico

termico totale il calore latente di

condensazione;

- non-condensabili tra 0.5 e 70%. Si considerano

entrambi i meccanismi di trasferimento.

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PERDITE DI CARICO – FLUSSO BIFASICO

La presenza di flusso bifasico rende difficile la

valutazione delle perdite di carico in modo

accurato. E’ pratica progettuale comune utilizzare

i metodi per flusso monofasico e applicare un

fattore (0.4-0.5) per tener conto della variazione

nella velocita’ del vapore, ovvero si puo’

considerare una portata massica media di vapore,

valutata moltiplicando la portata in ingresso per

un parametro (Gloyer 1970) dipendente dal

rapporto tra vapore entrante e uscente e dal

rapporto tra le differenze di temperatura alle

estremita’.

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GENERAZIONE DI VAPORE

processo di scambio termico con cambiamento di fase

Es.

- Produzione di energia elettrica con turbine a

vapore

- Processi di distillazione

- Concentrazione di miscele acquose

Classificazione delle apparecchiature:

- funzione / applicazione

- meccanismo di trasferimento

FUNZIONE

- Caldaia (boiler), nome generico di

apparecchiatura che genera vapore

- Generatore di vapore (steam generator),

termine usualmente utilizzato per impianti

di potenza

- Ribollitore (reboiler), scambiatori che

vaporizzano (in parte) il liquido di fondo

delle colonne di distillazione

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- Evaporatore (evaporator) scambiatore per

concentrare un liquido vaporizzando

l’acqua o il solvente.

MECCANISMO DI TRASFERIMENTO DI CALORE

- senza ebollizione a nuclei

- ebollizione a nuclei

- riduzione di pressione (flashing)

- contatto diretto con un fluido caldo

SORGENTE DI CALORE

• combustibile

• calore di scarto di processo sotto forma di

gas caldo

• vapore condensante

FORME GEOMETRICHE

• fasci di tubi orizzontali o verticali

• serpentini elicoidali

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• piatti piani orientati verticalmente

CIRCOLAZIONE

• ebollizione in “pool”

• circolazione naturale

• circolazione forzata

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Ribollitori a circolazione forzata

(fascio tubiero o piastre)

Fluidi sporcanti e viscosi e quando e’ necessaria

una elevata velocita’ di circolazione e/o un

limitato aumento di temperatura per minimizzare

la degradazione termica dei composti.

Ribollitore Kettle (in pool)

Scambiatore orizzontale a fascio tubiero con

ebollizione lato mantello.

Circolazione del fluido

solitamente di tipo naturale.

Diametro del mantello 0.6-3 m.

Lunghezza dei tubi 2.4-12 m.

Tubi preferibilmente a U.

Percentuale di vaporizzazione

fino a 80%.

Ribollitori a termosifone verticale

(fascio tubiero o piastre)

Fascio tubiero con vaporizzazione all’interno

dei tubi. Lunghezza dei tubi 2.5-5 m.

Grado di vaporizzazione l’8-30%

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rapporto di ricircolazione (liquido

ricircolato/vapore generato) >3 (fino a 20

nelle applicazioni sotto vuoto)

Ribollitori a termosifone orizzontale

Presentano solitamente un diaframma

trasversale per dividere il liquido e viene

lasciato un certo spazio tra il fascio di tubi e

la parte superiore del mantello. Alto rapporto

di ricircolazione

Cambiamento di fase => nel fluido (nucleazione

omogenea)

=> in siti di nucleazione

sulla superficie scaldante

(cavità) o nel fluido stesso

(particelle sospese)

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EBOLLIZIONE IN POOL

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Flusso Critico

Equazione di Zuber (modificata per il caso di

fascio di tubi):

qc = 0.131λ σg ρL − ρv( )ρv

2[ ]1

4 Kb

Nt

Pt

d0

10.131

qc = massimo flusso critico, W/m2

g = accelerazione di gravita’, 9.81 m/s2

Kb = costante, 0.41-0.44

Nt = numero di tubi del fascio

Pt = passo dei tubi

d0 = diametro esterno dei tubi

Equazione di Mostinski:

qc = 3.67∗104Pc

PP

c( )

0.35

1− PP

c( )

0.9

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EBOLLIZIONE CONVETTIVA

Vapore

Vapore + bolle trascinate

Anulare+ trascinamento

Anulare

A bolle

Liquido

Convezione

Convezione

Ebollizione a

Nuclei

Convettivo

attraverso film

liquido

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EBOLLIZIONE IN POOL

Nuclei

Correlazione di Foster e Zuber:

hnb = 0.00122kL

0.79CpL

0.45ρL

0.49

σ 0.5µL

0.29λ0.24 ρv

0.24

Tw − Ts( )

0.24pw − ps( )

0.75

hnb = coefficiente di ebollizione a nuclei in

“pool”, W/m2C

kL = conduttivita’ termica del liquido, W/mC

CpL = calore specifico del liquido, J/kgC

ρL = densita’ del liquido, kg/m3

µL = viscosita’ del liquido, Ns/m2

λ = calore latente, J/kg

ρv = densita’ del vapore, kg/m3

σ = tensione superficiale, N/m

Tw = temperatura di parete, C

Ts = temperatura di saturazione del liquido

bollente, C

Pw = pressione di saturazione corrispondente alla

Tw, N/m2

Ps = pressione di saturazione corrispondente alla

Ts, N/m2

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Equazione di Mostinski:

hnb = 0.104Pc

069q

0.71.8 P

Pc

( )0.17

+ 4 PP

c( )

1.2

+10 PP

c( )

10

P = pressione operativa, bar

Pc = pressione critica del liquido, bar

q = hnb(Tw-Ts) = flusso di calore, W/m2

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Ebollizione a film.

Equazione di Bromley:

h fb = 0.62kkv

3ρv ρL − ρv( )gλ

µvd

0T

w− T

s( )

1/ 4

dove d0 va espresso in metri

MISCELE

Per miscele con intervallo di ebollizione >5C :

(hnb)mix = (hnb)puro fm

fm = exp[-0.0083(Tbo-Tbi)].

Tbo= temperatura della miscela di vapori uscenti,

C

Tbi= temperatura del liquido entrante, C

Valori di flusso < 0.7qc

Kettle q < 38.000 W/m2

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EBOLLIZIONE CONVETTIVA.

Metodo di Chen (eboll. convettiva satura)

(hcb) = (h fc

' ) + (hnb

' ).

h fc

' = hfcfc.

fc = f(1/Xtt)

1

Xtt

=x

1− x

0.9 ρL

ρv

0.5

µv

µL

0.1

x = percentuale in peso di vapore.

'nbh = hnbfs

fs = f(NReL)

Re L =1− x( )Gd

i

µL