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Formulário de Transmissão de Calor Aplicada – ME 5130 / NM7130 - “Princípios de Transferência de Calor” - Kreith / Bohn. 1 CONVECÇÃO FORÇADA EXTERNA - SUPERFÍCIES PLANAS (Propriedades à Tf = (Ts+T∞) 2⁄ ) Escoamento Laminar (Re < 5. 105 ; L < Xcrit.) Escoamento Turbulento (Re > 5. 105; L ≫ Xcrit.) 𝐑𝐞𝐱 = 𝛒. 𝑽∞. 𝐱 µ = 𝐕∞. 𝐱 𝛎 Espessura da Camada Limite Hidrodinâmica 𝛅 = 𝟓. 𝐱. 𝐑𝐞𝐱 −𝟎,𝟓 (eq. 4.28) 𝛅 = 𝟎, 𝟑𝟕𝟔. 𝐱. 𝐑𝐞𝐱 −𝟎,𝟐 (eq.4.79) 𝐑𝐞𝐋 = 𝛒. 𝑽∞. 𝐋 µ = 𝐕∞. 𝐋 𝛎 Espessura da Camada Limite Térmica 𝛅𝐓 = 𝛅. 𝐏𝐫 −𝟏/𝟑 (eq. 4.32) 𝛅𝐓 ≈ 𝛅 𝐍𝐮 = 𝐡. 𝐋 𝐤 Número de Nusselt Local 𝐍𝐮𝐱 = 𝟎, 𝟑𝟑𝟐𝐑𝐞 𝟎,𝟓𝐏𝐫𝟏 𝟑⁄ (eq. 4.37) ; Pr > 0,5 𝐍𝐮𝐱 = 𝟎,𝟎𝟐𝟖𝟖𝐑𝐞 𝟎,𝟖𝐏𝐫𝟏 𝟑⁄ (eq. 4.81) Pr > 0,5 Escoamento Laminar e Turbulento (L > Xcrit.) Camada Limite Mista Número de Nusselt Médio 𝐍𝐮𝐋 = 𝟎, 𝟔𝟔𝟒𝐑𝐞𝐋 𝟎,𝟓𝐏𝐫𝟏 𝟑⁄ (eq. 4.38) ; Pr > 0,5 𝐍𝐮𝐋 = 𝟎, 𝟎𝟑𝟔𝐑𝐞𝐋 𝟎,𝟖𝐏𝐫𝟏 𝟑⁄ (eq.4.82) ; Pr > 0,5 (p/ L ≫ xc) 𝐍𝐮𝐋 = 𝟎, 𝟎𝟑𝟔(𝐑𝐞𝐋 𝟎,𝟖 − 𝟐𝟑𝟐𝟎𝟎)𝐏𝐫𝟏 𝟑⁄ (eq. 4.83) ; Pr > 0,5 (p/ L > xc) CONVECÇÃO FORÇADA EXTERNA - OUTRAS SUPERFÍCIES GEOMETRIA CORRELAÇÃO CONDIÇÃO Cilindro Isotérmico em Fluxo Cruzado (propriedades à T∞) Obs.: Pr ≤ 10 → n=0,37 Pr > 10 → n=0,36 𝐍𝐮𝐃 = 𝐂. 𝐑𝐞𝐃 𝐦. 𝐏𝐫𝐧 ( 𝐏𝐫 𝐏𝐫𝐬 ) 𝟎,𝟐𝟓 (eq.7.3) Re C m 1 – 40 0,75 0,4 40 – 10³ 0,51 0,5 10³ - 2.10⁵ 0,26 0,6 2.10⁵ - 2.10⁶ 0,076 0,7 Meio-cilindro Isotérmico c/ a superfície posterior plana em esc. de ar (propr. à Tf) 𝐍𝐮𝐃 = 𝟎,𝟏𝟔𝐑𝐞𝐃 𝟐/𝟑 (eq.7.16) 1 < ReD < 4. 10 5 Esfera Isotérmica: líquidos ou gases (propriedades à T∞) 𝐍𝐮𝐃 = 𝟐 + (𝟎, 𝟒𝐑𝐞𝐃 𝟎,𝟓 + 𝟎,𝟎𝟔𝐑𝐞𝐃 𝟎,𝟔𝟕)𝐏𝐫𝟎,𝟒(µ µ𝐬⁄ ) 𝟎,𝟐𝟓 (eq.7.11) 3,5 < ReD < 7,6. 10 4 0,7 < Pr < 380 Esfera Isotérmica: GASES (propriedades à Tf) 𝐡𝐜 = 𝛒𝐜𝐩𝐔∞(𝟐, 𝟐 𝐑𝐞𝐃⁄ + 𝟎, 𝟒𝟖 𝐑𝐞𝐃 𝟎,𝟓⁄ ) (eq. 7.10) 1 < ReD < 25 𝐍𝐮𝐃 = 𝟎,𝟑𝟕𝐑𝐞𝐃 𝟎,𝟔 (eq. 7.9) 25 < ReD < 10 5 𝐍𝐮𝐃 = 𝟒𝟑𝟎 + 𝟓. 𝟏𝟎 −𝟑𝐑𝐞𝐃 + 𝟎, 𝟐𝟓. 𝟏𝟎 −𝟗𝐑𝐞𝐃 𝟐 − 𝟑, 𝟏. 𝟏𝟎−𝟏𝟕𝐑𝐞𝐃 𝟑 (eq.7.13) 4. 105 < ReD < 5. 10 6 CONVECÇÃO FORÇADA EXTERNA - CORPOS ISOTÉRMICOS C/ SEÇÕES NÃO CIRCULARES EM FLUXO CRUZADO Gases (propriedades à Tf) 𝐍𝐮𝐃 = 𝐁.𝐑𝐞𝐃 𝐧 (eq. 7.6) SEÇÃO ReD B n SEÇÃO ReD B n 5.10³ - 10⁵ 0,102 0,675 2,5.10³ - 15.10³ 0,224 0,612 5.10³ - 10⁵ 0,246 0,588 5.10³ - 19,5.10³ 19,5.10³ - 10⁵ 0,160 0,0385 0,638 0,782 5.10³ - 10⁵ 0,153 0,638 4.10³ – 15.10³ 0,228 0,731 3.10³ - 15.10³ 0,085 0,804 CONVECÇÃO FORÇADA EXTERNA - FEIXE DE TUBOS EM FLUXO CRUZADO (Pr>0,5 propriedades à 𝐓𝐛̅̅ ̅) ARRANJO ALINHADO 𝐍𝐮𝐃 = 𝐂.𝐑𝐞𝐃 𝐦. 𝐏𝐫𝟎,𝟑𝟔. ( 𝐏𝐫 𝐏𝐫𝐬 ) 𝟎,𝟐𝟓 (eq. 7.26) NTRANSVERAL ≥ 10 ARRANJO ALTERNADO ReD C m ReD C m 10 – 102 0,80 0,40 10 – 10² 0,90 0,40 102 - 103 0,52 0,50 5.10² - 10³ 0,71 0,50 103 - 2.105 0,27 0,63 10³ - 2.10⁵ ST SL < 2⁄ 0,35(ST SL⁄ ) 0,2 0,60 2.105 - 2.106 0,021 0,84 ST SL ≥ 2⁄ 0,40 0,60 2.10⁵ – 2.10⁶ 0,022 0,84 ARRANJO ALINHADO ARRANJO ALTERNADO QUEDA DE PRESSÃO 𝐕𝐦á𝐱 = 𝐕∞. 𝐒𝐓 𝐒𝐓 − 𝐝𝐨 Se: (𝐒𝐋 ′ = √( 𝐒𝐓 𝟐 ) 𝟐 + 𝐒𝐋 𝟐) < ( 𝐒𝐓+𝐝𝐨 𝟐 ) então, 𝐕𝐦á𝐱 = 𝐕∞. 𝐒𝐓 𝟐(𝐒𝐋 ′−𝐝𝐨) Senão, utilizar equação para arranjo alinhado. 𝚫𝐏𝐅𝐄𝐈𝐗𝐄 = 𝐟. 𝐍𝐭𝐫𝐚𝐧𝐬𝐯.. 𝛒. 𝐯𝐦á𝐱 𝟐 𝟐 CORREÇÃO DO COEFICIENTE DE TRANSFERÊNCIA DE CALOR PARA UM NÚMERO DE FILEIRAS TRANSVERSAIS < 10 Razão �̅�𝑵𝒕<𝟏𝟎/�̅�𝑵𝒕>𝟏𝟎 Número de fileiras Transversais (Nt) 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 ALTERNADO 0,68 0,75 0,83 0,89 0,92 0,95 0,97 0,98 0,99 1,0 ALINHADO 0,64 0,80 0,87 0,90 0,92 0,94 0,96 0,98 0,99 1,0 Formulário de Transmissão de Calor Aplicada – ME 5130 / NM7130 - “Princípios de Transferência de Calor” - Kreith / Bohn. 2 CONVECÇÃO FORÇADA INTERNA LAMINAR (Condição: ReDH < 2300) (propriedades à 𝑻𝒃̅̅̅̅ = (𝑻𝒃𝟏 + 𝑻𝒃𝟐)/𝟐) Escoamento totalmente desenvolvido para seção circular. Efeitos de entrada desprezíveis. 𝒒"(𝒙) = 𝒄𝒐𝒏𝒔𝒕𝒂𝒏𝒕𝒆 𝐍𝐮 = �̅�. 𝐃𝐇 𝐤 = 𝟒, 𝟑𝟔 𝑻𝑺(𝒙) = 𝒄𝒐𝒏𝒔𝒕𝒂𝒏𝒕𝒆 𝐍𝐮 = �̅�. 𝐃𝐇 𝐤 = 𝟑, 𝟔𝟔 Escoamento não é totalmente desenvolvido. Região de entrada até 𝐱𝐭 = 𝟎, 𝟎𝟓. 𝐑𝐞𝐃𝐇. 𝐏𝐫. 𝐃𝐇, os efeitos de entrada não são desprezíveis. 𝑻𝑺(𝒙) = 𝒄𝒐𝒏𝒔𝒕𝒂𝒏𝒕𝒆 NuD = 3,66 + 0,065. ReDPr. D L⁄ 1 + 0,04(ReDPr. D L) 2/3⁄ 𝑻𝑺(𝒙) = 𝒄𝒐𝒏𝒔𝒕𝒂𝒏𝒕𝒆, variação de temperaturas entre entrada e saída do fluido 𝑻𝒔 − 𝑻𝒃𝟐 𝑻𝒔 − 𝑻𝒃𝟏 = 𝐞𝐱𝐩(− �̅�. 𝐀𝐬 �̇�. 𝐜𝐩 ) CONVECÇÃO FORÇADA INTERNA TURBULENTA EM TUBOS LONGOS (Condição: ReDH > 10000) REFERÊNCIA CORRELAÇÃO CONDIÇÃO OBSERVAÇÃO Dittus-Boelter (eq. 6.63) 𝐍𝐮𝐃 = 𝟎, 𝟎𝟐𝟑.𝐑𝐞𝐃 𝟎.𝟖. 𝐏𝐫𝐧 104 < 𝑅𝑒D < 10 7 0,7 < 𝑃𝑟 < 120 Líquidos e gases n = 0,3 para resfriamento n = 0,4 para aquecimento Sieder-Tate (eq. 6.64) 𝐍𝐮𝐃 = 𝟎, 𝟎𝟐𝟕.𝐑𝐞𝐃 𝟎.𝟖. 𝐏𝐫𝟏/𝟑. ( µ𝐛 µ𝐬 ) 𝟎,𝟏𝟒 104 < 𝑅𝑒D < 10 7 0,7 < 𝑃𝑟 < 17600 Aplicação usual para líquidos Kays-london (eq. 6.65) 𝐍𝐮𝐃 = 𝟎, 𝟎𝟐𝟎𝟓.𝐑𝐞𝐃 𝟎.𝟖. 𝐏𝐫𝟏/𝟑. ( 𝐓𝐛 𝐓𝐬 ) 𝐧 104 < 𝑅𝑒D < 10 7 0,5 < 𝑃𝑟 < 1 Gases n = 0,575 para aquecimento n = 0,150 para resfriamento TROCADORES DE CALOR (h – fluido quente, c – fluido frio e E – entrada) SEM MUDANÇA DE FASE COM MUDANÇA DE FASE MÉTODO DA DIFERENÇA MÉDIA LOGARÍTMICA MÉTODO DA EFETIVIDADE- NTU MÁXIMA TROCA TÉRMICA EM UM TROCADOR DE CALOR NÚMERO DE UNIDADES DE TRANSFERÊNCIA (NTU) 𝒒 = �̇� ∙ 𝒄𝒑 ∙ ∆𝑻𝒃 𝒒 = �̇� ∙ ∆ℏ 𝒒 = 𝑼 ∙ 𝑨𝑺 ∙ ∆𝑻𝒎𝒍 ∙ 𝑭 𝜺 = 𝒒𝒓𝒆𝒂𝒍 𝒒𝒎𝒂𝒙 𝒒𝒎𝒂𝒙 = 𝑪𝒎𝒊𝒏 ∙ (𝑻𝑬𝒉 − 𝑻𝑬𝒄) 𝑵𝑻𝑼 = 𝑼 ∙ 𝑨𝑺 𝑪𝒎𝒊𝒏 COEFICIENTE GLOBAL DE TRANSFERENCIA DE CALOR 𝟏 𝑼𝑨𝑺 = 𝟏 𝒉𝒊𝑨𝒊 + 𝑹𝒇𝒊 𝑨𝒊 + 𝒍𝒏(𝑫𝒆/𝑫𝒊) 𝟐𝝅𝒍𝒌 + 𝑹𝒇𝒆 𝑨𝒆 + 𝟏 𝒉𝒆𝑨𝒆 CAPACIDADE TÉRMICA 𝑪 = �̇� ∙ 𝒄𝒑 Se, 𝑪𝒎𝒊𝒏/𝑪𝒎𝒂𝒙 = 𝟎 → Utilizar: 𝜺 = 𝟏 − 𝒆𝒙𝒑(−𝑵𝑻𝑼) Formulário de Transmissão de Calor Aplicada – ME 5130 / NM7130 - “Princípios de Transferência de Calor” - Kreith / Bohn. 3 CONVECÇÃO NATURAL – Temperatura Ts = Constante (Propriedades à Tf = (Ts+T∞) 2⁄ ) 𝑮𝒓 = 𝜷𝒈(𝑻𝒔 − 𝑻∞)𝑳𝑪 𝟑 𝝂𝟐 𝑹𝒂 = 𝑮𝒓 ∙ 𝑷𝒓 Gases ideais 𝜷 = 𝟏/𝑻 GEOMETRIA Lc VALIDADE (Ra) NUSSELT L 𝟏𝟎𝟒 − 𝟏𝟎𝟗 𝑵𝑼 = 𝟎, 𝟓𝟗 ∙ 𝑹𝒂𝟏/𝟒 L 𝟏𝟎𝟏𝟎 − 𝟏𝟎𝟏𝟑 𝑵𝑼 = 𝟎, 𝟏𝟎 ∙ 𝑹𝒂𝟏/𝟑 L 𝟎 < 𝜽 < 𝟔𝟎° Utilizar correlação para placa vertical, substituindo: 𝒈 𝒑𝒐𝒓 𝒈 ∙ 𝒄𝒐𝒔(𝜽) As/p 𝟏𝟎𝟒 − 𝟏𝟎𝟕 𝑵𝑼 = 𝟎, 𝟓𝟒 ∙ 𝑹𝒂𝟏/𝟒 𝟏𝟎𝟕 − 𝟏𝟎𝟏𝟏 𝑵𝑼 = 𝟎, 𝟏𝟓 ∙ 𝑹𝒂𝟏/𝟑 𝟏𝟎𝟓 − 𝟏𝟎𝟏𝟏 𝑵𝑼 = 𝟎, 𝟐𝟕 ∙ 𝑹𝒂𝟏/𝟒 L - Um cilindro vertical pode ser tratado como uma placa vertical se: 𝑫 𝑳 = 𝟑𝟓 𝑮𝒓 𝟏/𝟒 D 𝑹𝒂 ≤ 𝟏𝟎𝟏𝟐 𝑵𝑼 = { 𝟎, 𝟔 + 𝟎, 𝟑𝟖𝟕 ∙ 𝑹𝒂𝟏/𝟔 [𝟏 + (𝟎, 𝟓𝟓𝟗/𝑷𝒓) 𝟗 𝟏𝟔] 𝟖/𝟐𝟕 } 𝟐 D 𝑹𝒂 ≤ 𝟏𝟎𝟏𝟏 𝑷𝒓 ≥ 𝟎, 𝟕 𝑵𝑼 = 𝟐 + 𝟎, 𝟓𝟖𝟗 ∙ 𝑹𝒂𝟏/𝟒 [𝟏 + (𝟎, 𝟒𝟔𝟗/𝑷𝒓) 𝟗 𝟏𝟔] 𝟒/𝟗 CONVECÇÃO NATURAL – PLACAS PARALELAS / ALETAS (Propriedades à Tf = (Ts+T∞) 2⁄ ) GEOMETRIA Lc VALIDADE (Ra) NUSSELT S - 𝑵𝑼 = ( 𝟓𝟕𝟔 (𝑹𝒂 ∙ 𝑺/𝑯)𝟐 + 𝟐, 𝟖𝟕𝟑 (𝑹𝒂 ∙ 𝑺/𝑯)𝟎,𝟓 ) −𝟎,𝟓 H 𝑺ó𝒕𝒊𝒎𝒐 = 𝟐, 𝟕𝟏𝟒 ∙ 𝑯 𝑹𝒂𝟎,𝟐𝟓 Se, S = Sótimo → 𝑵𝒖 = �̅� ∙ 𝑺ó𝒕𝒊𝒎𝒐/𝒌 = 𝟏, 𝟑𝟎𝟕 Caso contrário, utilizar a equação de placas verticais paralelas.
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