XÁC ĐỊNH HỆ SỐ TRAO ĐỔI NHIỆT ĐỐI LƯU
KHI NGƯNG TỤ MÔI CHẤT LẠNH
TRONG CÁC THIẾT BỊ NGƯNG TỤ
DETERMINATION OF THE COEFFICIENT OF CONVECTION HEAT
EXCHANGE WHEN CONDENSING REFRIGERANT IN THE CONDENSERS
VÕ CHÍ CHÍNH
Trường Đại học Bách Khoa, Đại học Đà Nẵng
TÓM TẮT
Khi tính toán thiết kế các thiết bị ngưng tụ của các hệ thống lạnh, người ta thường chọn hệ số
truyền nhiệt k hoặc hệ số toả nhiệt đối lưu α giữa bề mặt và các môi chất. Tuy nhiên hệ số
truyền nhiệt và hệ số toả nhiệt đối lưu phụ thuộc vào nhiều yếu tố: hình dáng, kích thước bề
mặt ngưng tụ; điều kiện vận hành của thiết bị ngưng tụ trên thực tế; môi chất lạnh sử dụng
vv…Vì vậy việc lựa chọn hệ số toả nhiệt đối Iưu và coi nó là hằng số là không xác đáng và kết
quả tính toán sẽ không chính xác.
Trong bài báo này chúng tôi giới thiệu một số kết quả tính toán hệ số toả nhiệt đối lưu khi
ngưng tụ của các môi chất lạnh trong các thiết bị ngưng tụ. Các kết quả tính toán là cơ sở dữ
liệu quan trọng cho các kỹ sư và sinh viên tham khảo khi tính toán, thiết kế các thiết bị ngưng tụ
của các hệ thống lạnh.
ABSTRACT
When performing calculations for designing the condensers of refrigeration systems, people
often choose the coefficient of heat transfer or the coefficient of convection heat exchange
between surface and agents. However, these coefficients depend on so many factors: form and
dimensions of condensing surface; operation condition of condensers de facto; used agents
etc... Therefore, choosing the coefficient of convection heat exchange and consider it constant
is inaccurate.
In this article, we would like to introduce some calculative results of the coefficient of convection
heat exchange of refrigerants in the condensers. Calculative results are very important data for
engineers and students when they calculate and design of condensers in refrigeration systems.
1. CƠ SỞ LÝ THUYẾT
Công thức tổng quát xác định hệ số toả nhiệt khi ngưng màng của dòng hơi đứng yên
trên bề mặt nằm ngang hoặc thẳng đứng được xác định theo công thức [1,2,4]:

/s.
Đối với chùm ống nằm ngang : C = 0,72
Đối với chùm ống thẳng đứng: C = 0,943
Đối với các trường hợp cụ thể của thiết bị ngưng tụ, trên cơ sở biểu thức (1) người ta
nhân thêm các hệ số hiệu chỉnh khác, để tính đến sự thay đổi tốc độ dòng hơi và màng nước từ
trên xuống, hệ số tính đến các điều kiện khác nhau khi làm cánh, hệ số tính đến sự chuyển động
của tốc độ dòng hơi, hệ số tính đến sự uốn cong của ống vv…
Vì vậy hệ số toả nhiệt khi ngưng màng với dòng hơi đứng yên trên bề mặt ống xác định
theo công thức (1) rất quan trọng và có thể được sử dụng để tính toán trong hầu hết các trường
hợp. Trong bài báo này chúng tôi xin giới thiệu một số kết quả xác định hệ số toả nhiệt nêu trên
cho 2 trường hợp đường ống nằm ngang và đặt thẳng đứng với 3 môi chất lạnh phổ biến nhất là
NH
3
, R
22
và R
12
.
2. KẾT QUẢ TÍNH TOÁN XÁC ĐỊNH HỆ SỐ TOẢ NHIỆT
2.1. Ngưng tụ trên đường ống nằm ngang
Để xác định hệ số toả nhiệt trong trường hợp này chúng tôi đã tiến hành tính toán cho
rất nhiều trường hợp khác nhau cụ thể như sau:
- Ống nằm ngang.
- Nhiệt độ ngưng tụ của môi chất: t
k
= 35
o
C
- Độ chênh nhiệt độ giữa nhiệt độ ngưng tụ và vách ống: 2, 4, 6, 8, 10, và 12
O

k
– t
w
Chênh lệch nhiệt độ ngưng tụ và nhiệt độ vách ống, K
α,
W/m2.K
4.500
d, mm
5.500
6.500
7.500
8.500
9.500
10.500
11.500
12.500
13.500
15
65
40
32
27
21
49
80 90
-
∆
t = 2 C
o
o

d, mm
∆t, K
2 4 6 8 10 12
15 2.886 2.427 2.193 2.041 1.930 1.844
21 2.653 2.231 2.016 1.876 1.774 1.695
27 2.491 2.095 1.893 1.762 1.666 1.592
32 2.388 2.008 1.814 1.688 1.597 1.526
40 2.258 1.899 1.716 1.597 1.510 1.443
49 2.147 1.805 1.631 1.518 1.435 1.372
65 2.000 1.682 1.520 1.414 1.338 1.278
80 1.899 1.597 1.443 1.343 1.270 1.213
90 1.844 1.550 1.401 1.304 1.233 1.178
Bảng 3: Hệ số toả nhiệt đối lưu khi ngưng trên ống trơn nằm ngang.
Môi chất R
12
, (W/m
2
.K)
d, mm
∆t, K
2 4 6 8 10 12
15 1.221 1.026 927 863 816 780
21 1.122 944 853 793 750 717
27 1.054 886 801 745 705 673
32 1.010 849 767 714 675 645
40 955 803 726 675 639 610
49 908 763 690 642 607 580
65 846 711 643 598 566 541
80 803 675 610 568 537 513
90 780 656 593 551 522 498

1,0 6.057 5.093 4.602 4.283 4.051 3.870
1,5 5.473 4.602 4.159 3.870 3.660 3.497
2,0 5.093 4.283 3.870 3.602 3.406 3.254
2,5 4.817 4.051 3.660 3.406 3.221 3.078
3,0 4.602 3.870 3.497 3.254 3.078 2.941
3,5 4.428 3.724 3.365 3.131 2.961 2.829
4,0 4.283 3.602 3.254 3.028 2.864 2.737
4,5 4.159 3.497 3.160 2.941 2.781 2.657
5,0 4.051 3.406 3.078 2.864 2.709 2.588
H – Chiều cao đường ống, m
Hình 2: Hệ số toả nhiệt khi ngưng tụ NH
3
trên ống đứng
Bảng 5: Hệ số toả nhiệt đối lưu khi ngưng trên ống trơn thẳng đứng.
Môi chất R
22
, (W/m
2
.K)
H, m
∆t, K
2 4 6 8 10 12
1,0 1,322 1,112 1,004 935 884 845
1,5 1,194 1,004 908 845 799 763
2,0 1,112 935 845 786 743 710
2,5 1,051 884 799 743 703 672
3,0 1,004 845 763 710 672 642
3,5 966 813 734 683 646 618
4,0 935 786 710 661 625 597
4,5 908 763 690 642 607 580

α
(2)
Trong đó
A- hệ số và được cho ở bảng 7.
∆t = t
k
- t
w
Độ chênh giữa nhiệt độ ngưng tụ và nhiệt độ vách, K
l – Kích thước xác định, m
Đối với ngưng tụ trong ống kích thước xác định l là đường kính trong d
t
, khi ngưng tụ
ngoài ống là đường kính ngoài d
n
và khi ống đặt thẳng đứng là chiều cao ống h.