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UNIVERSIDAD SIMÓN BOLIVAR
DECANATO DE ESTUDIOS DE POSTGRADO COORDINACIÓN DE POSTGRADO EN INGENIERÍA MECÁNICA
MAESTRÍA EN INGENIERÍA MECÁNICA
TRABAJO DE GRADO
ESTUDIO NUMÉRICO DEL FLUJO PARTÍCULAS-LÍQUIDO EN REGÍMENES HETEROGÉNEO Y SALTACIÓN EN TUBERÍAS HORIZONTALES
Por
JAIME OSWALDO GONZALEZ MAYA
Enero 2012
UNIVERSIDAD SIMÓN BOLIVAR
DECANATO DE ESTUDIOS DE POSTGRADO COORDINACIÓN DE POSTGRADO EN INGENIERÍA MECÁNICA
MAESTRÍA EN INGENIERÍA MECÁNICA
ESTUDIO NUMÉRICO DEL FLUJO PARTÍCULAS-LÍQUIDO EN REGÍMENES HETEROGÉNEO Y SALTACIÓN EN TUBERÍAS HORIZONTALES
Trabajo de Grado presentado a la Universidad Simón Bolívar por
Jaime Oswaldo González Maya
Como requisito parcial para optar al grado académico de
Magíster en Ingeniería Mecánica
Con la asesoría del Profesor
Luis R. Rojas Solórzano
Enero 2012
iii
DEDICATORIA
A mi esposa Soraya y mis hijos Alejandro y Nicolás, por su apoyo incondicional, ya
que juntos disfrutamos de todas las oportunidades y alegrías que Dios nos brindó en esta ardua
tarea, así como también compartimos el sacrificio y las necesidades en el trascurso del
camino, demostrando que con amor, respeto, comprensión y compromiso se puede alcanzar el
triunfo que será el bienestar de todos.
A mis padres Martha, Luis y mi hermano Oscar.
iv
AGRADECIMIENTOS
Pero primero agradezco a Dios por la vida y por todo lo que me ha dado.
A la Universidad Simón Bolívar por brindarme las oportunidades y a todos los sus
profesores en especial al Prof. Luis Rojas Solórzano por su confianza y permitirme haber sido
parte de su grupo de investigación, por brindarme su eterna y grata amistad, así como también
por guiarme y acompañarme en este camino hecho al andar. Igualmente, quiero agradecer
profundamente al Dr. Gustavo Zarruk de IFE (Noruega) por habernos propuesto el tema, así
como por haber dado su apoyo técnico y personal durante toda la realización de este trabajo de
investigación. Asimismo, agradezco mucho al Prof. Armando Blanco por su amistad y
colaboración en el trascurso de este proyecto, su ayuda fue muy importante.
A todos los integrantes y amigos dentro del grupo de investigación del Prof. Luis Rojas
por la ayuda mutua que mantuvimos en el desarrollo de cada uno de nuestros proyectos.
A los profesores Carlos Corrales, Carlos González y Geanette Polanco por su excelente
acogida y apoyo en mi experiencia como ayudante académico del el Laboratorio de Mecánica
de Fluidos, así también como al personal técnico: Luis, Félix y Norberto.
A la Lic. Silvia Pernía Asistente de la Coordinación de Postgrado en Ingeniería
Mecánica por brindarme la información y las facilidades dentro de la USB.
A una amiga en especial Digna Pernía y su Flia., por su acogedora hospitalidad en toda
esta etapa.
A toda la Flia. Maya Díaz y sus descendientes por el apoyo moral y económico que me
brindaron.
Y al Ecuador, en especial al IECE por sus políticas de becas y créditos educativos
impulsando el desarrollo académico del país.
v
UNIVERSIDAD SIMÓN BOLIVAR
DECANATO DE ESTUDIOS DE POSTGRADO COORDINACIÓN DE POSTGRADO EN INGENIERÍA MECÁNICA
MAESTRÍA EN INGENIERÍA MECÁNICA
ESTUDIO NUMÉRICO DEL FLUJO PARTÍCULAS-LÍQUIDO EN REGÍMENES HETEROGÉNEO Y SALTACIÓN EN TUBERÍAS HORIZONTALES
Por: González Maya Jaime Oswaldo Carnet N°: 0886650 Tutor: Prof. Luis Rojas Solórzano. Enero 2012
RESUMEN
La investigación aquí desarrollada consiste en la utilización de la Dinámica de Fluidos Computacional (CFD) para el análisis del comportamiento de un flujo disperso de partículas dentro de una fase continua líquida en tuberías horizontales. Las simulaciones se realizaron con el programa comercial ANSYS-Fluent con aplicación en dinámica de fluidos, basado en el método de los volúmenes finitos, utilizando modelaje Euleriano-Euleriano para el tratamiento bifásico (líquido-partículas), y un modelo de clausura para la fase sólida (partículas) basado en la Teoría Cinética Granular (TCG).
El principal objetivo del trabajo ha sido profundizar en la comprensión del flujo en regímenes heterogéneo y de saltación o lecho móvil, tomando en consideración la contribución del término cinético-colisional y friccional dentro del tensor de esfuerzos de la fase sólida, de acuerdo a la TCG. Además, se consideró en lo posible, el modelaje de las fuerzas de sustentación en la interacción partícula-fluido.
Los fluidos que componen el flujo bifásico analizado en las simulaciones son agua y arena, en un amplio rango de fracciones volumétricas, velocidades del flujo y diámetros de partículas. Se obtuvieron los perfiles de concentración de partículas dentro de la sección trasversal de la tubería en condiciones de flujo estacionario. Los resultados numéricos fueron comparados con datos experimentales obtenidos de fuentes confiables.
De esta forma, se determinó una configuración adecuada del modelo TCG, no encontrada previamente, que permitirá utilizar tal modelo dentro del análisis CFD de sistemas industriales relacionados con flujos partículas-fluido, tales como los encontrados, por ejemplo, en separadores de arena en tareas de producción y transporte de petróleo.
Palabras claves: Flujo Bifásico, Flujo de Partículas, Teoría Cinética Granular, Dinámica de Fluidos Computacional (CFD).
INDICE GENERAL
Pág. APROBACIÓN DEL JURADO……………………...…………………………………... ii
DEDICATORIA .................................................................................................................. iii
AGRADECIMIENTOS ....................................................................................................... iv
RESUMEN ........................................................................................................................ v
ÍNDICE GENERAL ............................................................................................................ vi
ÍNDICE DE TABLAS ......................................................................................................... viii
ÍNDICE DE FIGURAS ....................................................................................................... ix
INTRODUCCIÓN ............................................................................................................... 1
CAPÍTULO I EL PROBLEMA .......................................................................................... 5
1.1 Planteamiento del Problema ........................................................................... 5
1.2 Objetivos ........................................................................................................ 7
1.2.1 Objetivo General ................................................................................... 7
1.2.2 Objetivos Específicos ............................................................................ 7
1.3 Motivación y Justificación ............................................................................. 8
CAPÍTULO II MARCO TEÓRICO .................................................................................... 9
2.1 Flujo de Mezclas Sólido-Líquido. .................................................................. 10
2.2 Regímenes de Flujo ........................................................................................ 12
2.2.1 Flujo con Lecho Estacionario ................................................................ 13
2.2.2 Flujo con Lecho Móvil .......................................................................... 14
2.2.3 Suspensión Heterogénea o Flujo Asimétrico. ....................................... 14
2.2.4 Suspensión Homogénea o Flujo Simétrico a Alta Velocidad. .............. 15
2.3 Factores Físicos que Afectan la Conducta del Flujo de Mezcla .................... 15
2.3.1 Tamaño de las Partículas ....................................................................... 15
2.3.2 Velocidad Crítica de la Mezcla. ............................................................ 16
2.3.3 Caída de Presión .................................................................................... 21
2.3.4 Concentración Volumétrica ................................................................... 26
CAPÍTULO III ESTUDIO NUMÉRICO PARA FLUJO DE MEZCLAS ......................... 29
vii
3.1 Antecedentes .................................................................................................. 30
3.2 Esquema Numérico para Flujo Multifásico ................................................... 31
3.3 Modelos Multifásicos Euleriano-Euleriano ................................................... 32
3.4 Ecuaciones de Conservación .......................................................................... 33
3.5 Modelaje de la Fase Dispersa ......................................................................... 37
3.6 Modelaje de la Turbulencia ............................................................................ 44
3.7 Discretizacion y Solución ............................................................................... 48
3.7.1 Discretizacion Espacial ......................................................................... 49
3.7.2 Discretización Temporal ....................................................................... 51
3.7.3 Solución del Sistema de Ecuaciones Lineales ....................................... 52
3.7.4 Normalización del Residuo y Convergencia. ........................................ 53
CAPITULO IV SIMULACIÓN NUMÉRICA DE PARTICULAS-LÍQUIDO EN TUBERÍAS HORIZONTALES ..................................................................... 55
4.1 Data Experimental por Kausal et al. (2005) ................................................... 56
4.2 Geometría y Mallado. ..................................................................................... 58
4.3 Verificación del Modelaje (Mallado) ............................................................. 60
4.3.1 Estudio de Sensibilidad de la Malla ...................................................... 60
4.3.2 Efecto de la Fuerza de Sustentación ...................................................... 66
4.3.3 Efecto del Modelo de Turbulencia k-ε en Comparación con el Modelo RSM ............................................................................................................... 67
4.3.4 Efecto del Tratamiento de Turbulencia en la Pared. ............................. 69
4.4 Estrategia de Simulación, Condiciones Iniciales, Convergencia y Error ....... 74
4.5 Resultados Obtenidos ..................................................................................... 75
4.5.1 Efecto de la Temperatura Granular en la Pared .................................... 76
4.5.2 Efecto del Término Friccional en el Tensor de Esfuerzos de la Fase Sólida .............................................................................................................. 79
4.5.3 Efecto del Diámetro de las Partículas ................................................... 82
4.5.4 Efecto de la Fracción o Concentración Volumétrica de la Mezcla ....... 84
4.5.5 Efecto de la Velocidad de la Mezcla ..................................................... 86
CAPÍTULO V CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES ......................................... 90
5.1 Conclusiones .................................................................................................. 90
5.2 Recomendaciones ........................................................................................... 92
REFERENCIAS .................................................................................................................. 92
viii
ANEXO No. 1 VALIDACIÓN NUMÉRICO-EXPERIMENTAL DEL TRABAJO DE KAUSAL ET AL. (2005), (CASOS DE ESTUDIO NO MOSTRADOS EN LOS RESULTADOS ANTERIORES) .................................................................................... 95
INDICE DE TABLAS
Pág. Tabla 2.1: Clasificación de categorías de flujo por Durand y Condolios (1953) ............ 10
Tabla 2.2: Nueva clasificación de régimen de flujo según Newitt et al. (1955) ............. 11
Tabla 2.3: Relaciones empíricas para la velocidad crítica .............................................. 20
Tabla 4.1: Matriz de los casos de estudio experimentados por Kausal et al. (2005) ....... 58
Tabla 4.2: Tipos de mallas segundo caso ........................................................................ 61
Tabla 4.3: Propiedades físicas y condiciones de flujo, segundo caso ............................. 61
Tabla 4.4: Tipos de mallas primer caso ........................................................................... 62
Tabla 4.5: Propiedades físicas y condiciones de flujo, primer caso ................................ 62
Tabla 4.6: Resultados del error relativo del estudio de sensibilidad del mallado. .......... 65
Tabla 4.7: Condiciones de velocidad y concentración para diámetro de 0.125mm. ....... 76
Tabla 4.8: Condiciones de velocidad y concentración para diámetro de 0.440mm. ....... 76
Tabla 4.9: Condiciones de velocidad y concentración para diámetros de 0.440+0.125 mm. ................................................................................................................. 76
INDICE DE FIGURAS
Pág. Figura 2.1: Configuración de flujo gas-líquido: a) dirección horizontal, b) dirección
vertical ............................................................................................................ 9
Figura 2.2: Regímenes de flujo en términos de la velocidad vs. concentración volumétrica ..................................................................................................... 11
Figura 2.3: Regímenes de flujo en términos del tamaño de la partícula y la velocidad promedio ......................................................................................................... 12
Figura 2.4: Cuatro regímenes de flujo de mezclas establecidas en tubería horizontal, .... 13
Figura 2.5: Velocidad de transición de la mezcla vs. caída de presión ............................ 17
Figura 2.6: Concepto simplificado de la distribución de partículas dentro de la tubería en función de la concentración volumétrica y la velocidad del flujo. ............ 18
Figura 2.7: Esquema de representación de los límites entre los regímenes de flujo para mesclas establecidas en tuberías horizontales ................................................ 18
Figura 2.8: Trasferencia de momento entre el líquido, sólido y pared del tubo ............... 22
Figura 3.1: Esquema del flujo granular ............................................................................ 42
Figura 3.2: Esquema del flujo granular en régimen heterogéneo y saltación ................... 43
Figura 3.3: Volumen de control empleado como ilustración para la discretización ecuación de transporte .................................................................................... 49
Figura 3.4: Volumen de control unidimensional .............................................................. 51
Figura 4.1: Esquema del circuito experimental ................................................................ 57
Figura 4.2a: Geometría y malla ........................................................................................... 59
Figura 4.2b: Geometría y malla sección transversal............................................................ 60
Figura 4.2c: Geometría y malla sección longitudinal. ......................................................... 60
Figura 4.3: Comparación del gradiente de presión entre diferentes tamaños de mallas, v = 2.23 m/s; d = 0.30 mm; Cv = 1 % ............................................................ 63
Figura 4.4: Comparación del perfil de concentración entre diferentes tamaños de malla1 v = 2.23 m/s; d = 0.30 mm; Cv = 1 % ................................................ 64
Figura 4.5: Comparación del perfil de concentración numérico-experimental; v = 2.23 m/s; d = 0.30 mm; Cv = 1 % .......................................................................... 65
Figura 4.6: Comparación del perfil de concentración numérico con lift-experimental; v = 2,23 m/s; d = 0.30 mm; Cv = 1 % ............................................................... 67
x
Figura 4.7: Comparación del perfil de concentración para diferentes modelos de turbulencia; v = 2,23 m/s; d = 0.30 mm; Cv = 1 % ........................................ 68
Figura 4.8: Subdivisión de la región cercana a la pared en flujo turbulento .................... 70
Figura 4.9: Esquemas para modelar la región cercana a la pared. .................................... 71
Figura 4.10: Comparación del perfil de concentración para diferentes tratamientos de turbulencia en la pared; v = 2,23 m/s; d = 0.30 mm; Cv = 1 % ..................... 73
Figura 4.11: Comparación del perfil de concentración con el efecto de la temperatura granular en la pared. ....................................................................................... 77
Figura 4.12: Comparación del perfil de concentración con el efecto de la temperatura granular en la pared. ....................................................................................... 77
Figura 4.13: Comparación del perfil de concentración con el efecto de la temperatura granular en la pared. ....................................................................................... 78
Figura 4.14: Comparación del perfil de concentración con el efecto del coeficiente friccional ......................................................................................................... 79
Figura 4.15: Comparación del perfil de concentración con el efecto del coeficiente friccional ......................................................................................................... 80
Figura 4.16: Comparación del perfil de concentración con el efecto del coeficiente friccional y sin éste ......................................................................................... 81
Figura 4.17: Perfiles de concentración en función del diámetro de las partículas; v = 2 m/s; Cv= 10 % ................................................................................................ 82
Figura 4.18: Perfiles de concentración en función del diámetro de las partículas; v = 2 m/s; Cv= 20 % ...................................................................................... 83
Figura 4.19: Perfiles de concentración en función del diámetro de las partículas; v = 2 m/s; Cv = 30 % ............................................................................................... 83
Figura 4.20: Perfiles de concentración en función de la fracción volumétrica; d = 0,125 mm; v = 2 m/s................................................................................................. 85
Figura 4.21: Perfiles de concentración en función de la fracción volumétrica; d = 0,440 mm; v = 2 m/s................................................................................................. 85
Figura 4.22: Perfiles de concentración en función de la fracción volumétrica; d = 0,125 + 0,440 mm; v = 2 m/s ................................................................................... 86
Figura 4.23: Perfiles de concentración en función de la velocidad del fluido; d = 0,125 mm; Cv = 20 % .............................................................................................. 87
Figura 4.24: Perfiles de concentración en función de la velocidad del fluido; d = 0,440 mm; Cv = 20 % .............................................................................................. 87
Figura 4.25: Perfiles de concentración en función de la velocidad del fluido; d = 0,125 + 0,440 mm; Cv = 20 % ................................................................................. 88
LISTADO DE SÍMBOLOS Y ABREVIATURAS
a = Altura del lecho sobre el fondo del conducto
Cv = Concentración volumétrica
= Concentración volumétrica de sólido en la mitad del canal
= Coeficiente de restitución
= Concentración volumétrica por cada medida de sólidos en la proporción del lecho
= Coeficiente de fricción entre las fases sólidas
= Diámetro interno tuberia d = Diámetro de la partícula
= Coeficiente de transferencia de masa
= Coeficiente de restitución
= Fuerzas de sustentación
= Factor de Durand basado en el diámetro y la concentración
= Factor de Durand modificado
= Factor de fricción de Darcy para mezclas.
= Factor de fricción de Darcy para un volumen de agua equivalente.
= Factor de fricción de Fanning cual es evaluado por la ecuación de Wood
= Generación de la turbulencia cinética
= Generación de energía cinética turbulenta debido a la flotación g = Aceleración de la gravedad
= Función de distribución radial
= Carga por fricción o gradiente de fricción hidráulico para mezclas
= Carga por fricción o gradiente de fricción hidráulico líquido
= Gradiente de presión debido a las partículas distribuidas homogéneamente
= Gradiente de presión debido al flujo del líquido
= Gradiente de presión debido a las partículas distribuidas heterogéneamente
= Constante de von Karman = 0.4 k = Energía Cinética Turbulenta por unidad de masa
= Coeficiente de Durand en la ecuación de la caída de presión
xii
= Término de interacción entre las fases
= Difusión de energía granular
coeficiente de difusión
= Transferencia de masa desde la fase p a la fase q
= Transferencia de masa desde la fase p a la fase q
= Presión del sólido
= Número de Reynolds relativo
= Gravedad específica del sólido.
= Velocidad de fricción
= Velocidad de deslizamiento de las partículas paralelo a la pared
= Velocidad crítica de transición
= Velocidad terminal
= Volumen de la fase q
= Velocidad de deriva o deslizamiento (drift velocity)
= Velocidad de la fase q.
= Contribución debido a los efectos de compresibilidad. y = Distancia desde el fondo del conducto
= Factor que expresa el la diferencia entre las pérdidas de fricción debido a la mezcla y el equivalente al volumen de agua
Símbolos griegos
= Fracción volumétrica del sólido
= Máximo factor de empaquetamiento
= Constante de proporcionalidad = 1
= Disipación de Turbulencia de los Eddies
= Disipación de energía de choque o colisional
= Coeficiente de especularidad entre las partículas y la pared
= Angulo de fricción interno
= Intercambio de energía entre las fases líquido-sólido
= Segundo coeficiente de viscosidad del sólido
= Constante
= Densidad del sólido
= Densidad del líquido
xiii
= Temperatura granular
= Viscosidad del líquido
= Viscosidad dinámica del sólido
µt = Viscosidad turbulenta
= Gradiente de presión del líquido
= Gradiente presión del sólido
= Divergencia del tensor de esfuerzos de la fase líquida
= Divergencia del tensor de esfuerzos de la fase sólida
= Tensor de la fase sólida
Abreviaturas
ASM = Algebraic Slip Mixture
LES = Large Eddy Simulation
MTPA= Millon tons per annun
RSM = Reynolds Stress Model
RNG = Re normalización
TCG = Teoría Cinética Granular
QUICK= Quadratic Upstream Interpolation for Convective Kinematics
VOF = Volume of Fluid
INTRODUCCIÓN
Numerosos sistemas de trasporte de mezclas de partículas-líquido a través de tuberías
están construidos y operando alrededor de todo el mundo. Está tecnología ha ido progresando
sobre todo para trasportar gran cantidad de materiales a granel conocido como hidrotransporte.
Estos sistemas de transporte por tuberías son considerados económicos y amigables con el
medio ambiente comparado con el transporte por carretera y sistema de trasporte por cadenas
y su diseño está asociado a facilidades como bombas, válvulas, accesorios, etc. En la fase
temprana de diseño es importante y necesario obtener información precisa respecto a: caída de
presión, velocidad del fluido, tipo de régimen de flujo, concentración de sólidos, etc., para
conseguir sistemas de trasporte óptimos. También los ingenieros de operación necesitan saber
exactamente las velocidades críticas a las que pueden ajustar el flujo de mezcla para tener una
mínima caída de presión y asegurar el mínimo costo operacional.
El comportamiento de sólidos inmersos de una fase líquida que fluyen a través de
tuberías ha sido tema de continuas investigaciones desde inicio de siglo XIX. En 1950 un
significativo avance técnico se realizó en varios países mediante un gran esfuerzo de
investigación. En el Reino Unido trabajos experimentales fueron encaminados particularmente
en el manejo muestras grandes de carbón. Dichos trabajos fueron realizados principalmente
por la Asociación Británica de Investigaciones Hidráulicas (BHRA, por sus siglas en inglés)
conjuntamente con la Junta Nacional del Carbón, UK. En Francia Durand y Condolios (1952)
realizaron una gran cantidad de trabajos sobre el transporte hidráulico de agregados. Durante
los años 60’s varios países llegan a involucrarse en el desarrollo del trasporte hidráulico para
minería y un número de sistemas de transporte de carbón fueron instalados. Rigby (1982)
tomó una amplia visión histórica respecto al transporte de mezcla refiriéndose a un temprano
desarrollo en América por la fiebre del oro a mediados del siglo XIX. Desde entonces una
línea (tubería) para trasporte de carbón “Ohio Cádiz” fue construida en 1957 dando inicio al
2
trasporte en gran escala (147 km de longitud x 254 mm de diámetro) de materiales con
grandes rendimientos en el proceso (1.5 MTPA: million tons per annun), fue más tarde
superado por “Mesa Negro” 439 km x 457 mm x 5 MTPA, supliendo de carbón a la estación
de generación “Mohave” en el sureste de Nevada. La primera línea de concentrado de mineral
de hierro “Rio Savage” fue construida en Tasmania (1967) con especificaciones conservadoras
para de hacer frente a la gravedad específica; ésta fue superada por la línea “Brazilian
Sumarco”, transportando 7 MTPA de concentrado de mineral de hierro sobre 400 km; desde
entonces, otros materiales se han incluido, como piedra caliza (UK), limo de oro (Australia,
Sur África), fosfato (Canadá, Sur África), concentrado de cobre (Papúa, Nueva Guinea),
tizones de cobre (Chile) y sulfato de zinc (Japón).
Igual que la industria minera donde el material que se procesa es el sólido, también, la
industria del petróleo y el gas requiere de sistemas de transporte sólido-líquido, con la
diferencia que el material a procesar es el fluido en la mayoría de los casos. La producción de
arena en la extracción del petróleo es inevitable sobre todo en arenas de bitumen que deben ser
trasportadas hasta las unidades de separación líquido-sólido dentro del proceso de producción.
La formación de hidratos de metano en la extracción de gas offshore a condiciones dadas de
presión y temperatura es ineludible, los hidratos son sólidos suspendidos en la línea de gas y
que en condiciones críticas suelen adherirse en la pared de la tubería y entre sí mismos,
ocasionando taponamiento de la línea y suspendiendo la producción.
En el amplio rango de aplicación del hidrotransporte o el trasporte de sólidos
suspendidos en una fase líquida dentro de la industria minera, petróleo, energía, alimentos y
otras, independiente de cuál sea la fase a procesar o el material útil requerido, existe un
objetivo común al implementar un sistema de transporte por tubería, el cual es, el
aseguramiento constante del flujo evitando que se forme un lecho fijo o que se depositen
sólidos en el fondo de la pared del tubo resultado de condiciones de operación impropias del
flujo. Dentro de este objetivo se incluye minimizar los costos de operación disminuyendo el
consumo de energía específica y un adecuado dimensionamiento del sistema, que involucra
tubería, accesorios, válvulas y equipos (bombas). En la actualidad las correlaciones
disponibles en literatura abierta para parámetros mencionados como, caída de presión,
velocidad promedio, concentración volumétrica, regímenes críticos del flujo, etc., fluctúan con
un error de 25%-35% (Lahiri y Ghanta, 2009).
3
Un básico entendimiento de los fenómenos subyacentes es vital para el control del
sistema de trasporte de mezcla, y la literatura revela que estudios concernientes a mezclas de
sólidos - líquidos se han realizado con una de estas tres importantes aproximaciones:
Empírica, basado en los estudios experimentales de la cual se ha obtenido
correlaciones para la predicción de algunas variables.
Reológica, basada en el estudio la relación entre el esfuerzo y la deformación en los
materiales que son capaces de fluir, cuyo objetivo es encontrar ecuaciones constitutivas
para modelar el comportamiento de los materiales.
Vía Modelación del flujo multifásico, la cual revela los efectos de la interacción entre
líquido, sólido y las condiciones de borde y proporciona el marco más racional para
describir mezclas tales como flujos heterogéneos sólido-líquido.
Este trabajo de investigación fue desarrollado con el objetivo de realizar el estudio
numérico o modelaje del flujo de partículas-líquido dentro de tuberías horizontales en
regímenes de flujo crítico como heterogéneo-saltación y saltación, en un esquema Euleriano–
Euleriano, empleando un modelo de clausura para la fase sólida basado en la Teoría Cinética
Granular (TCG) que permite ajustar el comportamiento cinético-colisional de las partículas, y
un sub-modelo friccional basado en los esfuerzos de fricción de Coulomb para representar el
comportamiento friccional de las partículas en el fondo de la pared de la tubería. El
comportamiento de la fase sólida es analizado a través de la representación de los perfiles de
concentración volumétrica o fracción volumétrica en una sección del flujo completamente
desarrollado.
El planteamiento del problema asociado con el trasporte de partículas a través de
medios fluidos mediante sistema de tuberías, antecedentes de trabajos similares en simulación
así como los objetivos de este trabajo son presentados en el Capítulo I.
En el Capítulo II, se presenta el marco teórico donde se hace una amplia revisión
bibliográfica con el fin de comprender la física del fenómeno de trasporte de partículas a
través de medios fluidos dentro de tuberías horizontales. Todas las variables dependientes e
independientes que intervienen en la hidrodinámica de este flujo multifásico son entendidas
4
reconociendo de esta manera la influencia de cada una de aquellas en el comportamiento del
flujo, observando que la relación entre un par de estas variables puede caracterizar un régimen
de flujo diferente.
Estudios previos de simulación para este tipo de flujo se presentan en el Capítulo III,
así como también una descripción de los esquemas empleados para modelar flujo multifásico.
Se describe igualmente en dicho capítulo, el sistema de ecuaciones de conservación a resolver
para cada fase, detallando el modelo de clausura para la fase sólida basado en TCG y cómo se
relaciona con la ecuación de momento de la fase sólida, a través del tensor de esfuerzos y la
temperatura granular. También se presenta el sub-modelo friccional caracterizado por los
esfuerzos de fricción de Coulomb, escritos en forma newtoniana para que puedan sumarse con
los esfuerzos obtenidos de TCG; en este capítulo también se describe el procedimiento de
simulación del flujo de partículas a través de líquidos en tuberías horizontales iniciando con la
creación y selección de la geometría, construcción de la malla, validación del mallado,
condiciones de borde y parámetros para las simulación. El software comercial con licencia
académica ANSYS v12 FLUENTTM se escogió para desarrollar las simulaciones; esta
herramienta se basa en el método de volúmenes finitos basado en elementos finitos para
resolver las ecuaciones de conservación para cada fase.
El Capítulo IV contiene los resultados obtenidos, los cuales son examinados,
analizados y discutidos en base a las variables, ecuaciones y parámetros escogidos; éstos son
comparados y validados con data experimental de estudios previos conseguidos de fuentes
bibliográficas afines al trabajo. En este mismo capítulo se incluye al final, las respectivas
conclusiones y recomendaciones de este trabajo.
CAPÍTULO I
EL PROBLEMA
1.1 Planteamiento del Problema
El flujo de partículas dispersas dentro de líquidos es una aplicación del flujo
multifásico que tiene gran relevancia a nivel industrial, especialmente en la perforación,
producción y transporte de petróleo, y la industria minera. En algunos casos, como en el flujo
de fluidos de perforación que transportan los cortes de roca en la limpieza del pozo mientras se
va perforando, este flujo bifásico es necesario, así como también lo es trasportar los materiales
sólidos que se extraen en una explotación minera; mientras que, en otras aplicaciones, como
en la producción y trasporte de petróleo con arena o sedimentos, dicho transporte es muy
común, aún cuando es indeseado y perjudicial.
En la industria del petróleo, minería, energía, alimentos y otras, el trasportar sólidos
suspendidos en medios líquidos, ocasionan abrasión, corrosión y taponamientos de la tubería,
modificando la condición de flujo, por lo cual, predecir estos comportamientos no es una tarea
simple (Salama, 2004). El análisis y los efectos de la interacción que se produce entre cada
una de las fases y cómo se comportan las mismas, es importante para identificar las leyes
físicas fundamentales que dominan la cinemática del flujo y poder prever efectos
desfavorables dentro de estos sistemas de transporte, así como también para realizar mejores
diseños y selección de equipos (Matoušek, 2009).
La necesidad y la ventaja de predecir con precisión los perfiles de la velocidad, los
perfiles de la concentración y la caída de presión en las tuberías de la mezcla durante la fase de
diseño son enormes, pues permite una mejor selección de bombas de la mezcla, la
optimización del consumo de energía y de tal modo se ayuda a maximizar la ventaja
económica. Por otro lado, la distribución de la concentración se puede utilizar para determinar
6
parámetros de importancia directa (mezcla y flujos de sólidos) y los efectos secundarios tales
como degradación de la partícula y abrasión de la pared en el fondo de la tubería.
La Dinámica de Fluidos Computacional (CFD, por sus siglas en inglés), ha llegado a
ser una herramienta de predicción indispensable para la recopilación de información a ser
empleada en el diseño y la optimización de sistemas que involucren flujo de fluidos,
trasferencia de calor y masa, reacciones químicas y fenómenos relacionados, solucionando las
ecuaciones matemáticas que gobiernan estos procesos a través de algoritmos numéricos
avanzados ejecutados en cada vez más potentes computadoras.
La combinación de CFD y flujo multifásico ha emergido como una importante dupla,
pero con ediciones y características únicas, como por ejemplo, la variedad de aproximaciones
que involucran el flujo multifásico, dependiendo del marco de referencia (Euleriano-Euleriano
o Euleriano-Lagrangiano), el acoplador de las fases (una, dos y cuatro vías), detalle del flujo
(alta resolución alrededor de una sola partícula o descripción a granel de millares o millones
de partículas). Siendo así, la simulación del flujo multifásico disperso requiere el estudio
detallado de los regímenes del flujo y de los aspectos numéricos relevantes.
A la fecha, un número considerable de investigaciones teóricas, experimentales y
numéricas relacionadas a flujo multifásico han sido desarrolladas. En este caso en particular,
el flujo de dos fases o flujo bifásico de partículas-líquido, donde muchos fenómenos físicos
están involucrados, diversas investigaciones han abordado con muy limitado éxito las
diferentes configuraciones que tiene este tipo de flujo, y han predicho con serias desviaciones
aún, los perfiles de velocidad promedio del flujo, los perfiles de concentración de la fase
dispersa, velocidad de deposición de partículas y el comportamiento turbulento del flujo
(Brennen, 2005).
Investigaciones en simulación numérica de flujo multifásico de partículas-líquido en
régimen heterogéneo y saltación, no han podido todavía representar los perfiles de
concentración de partículas en la zona cercana a la pared, siendo éste un aspecto fundamental
en la predicción del potencial taponamiento de tuberías y su erosión-abrasión. Para estos
estudios no se consideraron las fuerzas de sustentación y además, al modelar la fase sólida con
la TCG solamente se considera el término cinético-colisional como contribución para el tensor
7
de esfuerzos en la ecuación de conservación del momento de dicha fase, según Chemloul
(2009) y Hernández (2008).
Marval (2009) realizó un amplio estudio desde el punto de vista experimental-teórico
mediante simulaciones numéricas, empleando ANSYS-Fluent, del movimiento de las
partículas de arena en saltación y reptación, en un canal abierto horizontal utilizando arena y
aire. El modelo matemático empleado estuvo basado en la TCG y un sub-modelo friccional,
acoplado a la solución de las ecuaciones de gobierno para un flujo bifásico gas-sólido. Marval
introdujo cambios en el modelo original que permitió describir el transporte de partículas de
arena que ocurre dentro de la capa de saltación y ajustar los resultados numéricos con los
obtenidos experimentalmente.
Con estas referencias, se propone hacer un estudio numérico del flujo multifásico
partículas-líquido en condiciones de régimen heterogéneo-saltación y en saltación en tuberías
horizontales, basado en un esquema Euleriano-Euleriano para el comportamiento bifásico, y
un modelo de clausura para la viscosidad de la fase sólida basado en la TCG, tomando en
consideración la contribución del término cinético-colisional y friccional dentro del tensor de
esfuerzos de la fase sólida. Adicionalmente, se pretende explorar igualmente el modelaje de
las fuerzas de sustentación en la interacción partícula-fluido en la zona cercana a la pared,
donde la predicción de la concentración de partículas ha sido deficiente hasta ahora.
1.2 Objetivos
1.2.1 Objetivo General
El objetivo general de esta investigación es desarrollar y validar un modelo que aporte
mejores características predictivas para la simulación del flujo partículas-líquido en régimen
heterogéneo y saltación en tuberías horizontales.
1.2.2 Objetivos Específicos
Analizar las variables que intervienen en el flujo multifásico partículas-líquido en régimen
homogéneo y saltación.
8
Investigar los esquemas y modelos numéricos para la simulación de la interacción
partícula-líquido en estas condiciones de flujo multifásico.
Determinar la influencia de la contribución friccional dentro del tensor de esfuerzos de la
fase sólida, según la TCG, dentro del comportamiento partícula-líquido en la zona cercana
a la pared.
1.3 Motivación y Justificación
La motivación de este trabajo de investigación es realizar un aporte al estudio de flujo
de partículas-líquido, donde la inclusión del término friccional conjuntamente con el modelo
de TCG ayude a predecir de mejor manera el comportamiento de las fases en régimen
heterogéneo y saltación, contribuyendo en el análisis de la predicción de los perfiles de
concentración de partículas en estos regímenes, ayudando a la conformación de una base de
información que será de utilidad para otros proyectos de investigación relacionados al
transporte de partículas o hidrotransporte donde se requiere establecer rangos óptimos para el
funcionamiento de estos sistemas.
Además, este trabajo puede ser el inicio de investigaciones posteriores donde se
requiera analizar o simular flujo multifásico de tres fases líquido-gas-sólido, con partículas
uniformes o con varios tamaños de partículas, en el cual las condiciones de las fases sólido-
líquido se encuentren entre los rangos establecidos en esta investigación.
CAPÍTULO II
MARCO TEÓRICO
Trasportar fluidos a través de sistema de tuberías forma parte de los procesos
industriales empleados en el campo de la ingeniería en minas, petróleo y gas, alimentos,
energía, farmacéutica, y otras. Este trasporte de fluidos puede estar constituido por una sola
fase, líquido o gas, lo que se conoce como flujo monofásico, pero también puede estar
constituido por dos o más fases conocido como entonces como flujo multifásico. El flujo
multifásico, se pueden caracterizar como: gas en líquido, líquido en gas, sólidos en gas,
sólidos en líquido y sólidos-gas-líquido.
Dependiendo del tipo y la dirección del flujo multifásico que se quiere trasportar,
vertical, horizontal o inclinado, se pude tener algunas configuraciones de flujo con diferentes
presunciones, tratamientos, métodos y ecuaciones para poder dar con la solución aproximada
al problema que se quiere abordar. Las diferentes configuraciones de flujo multifásico pueden
verse en la Figura 2.1, para flujo gas-líquido en tuberías horizontales y verticales.
a
b
Figura 2.1: Configuración de flujo gas-líquido: a) dirección horizontal, b) dirección
vertical.
Dire
cció
n de
l flu
jo
Burbujeante
Tapón
Estratificado
Anular
Disperso Dirección del flujo
Ondeado Burbujeante Tapón Anular Disperso
Intermitente
Oscilante
10
En el estudio del flujo multifásico, una fase se puede definir como una clase
identificable de material la cual tiene una respuesta de inercia particular e interacción con el
flujo y el campo potencial en los cuales se sumerge (Brennen, 2005).
2.1 Flujo de Mezclas Sólido-Líquido
Dos escuelas se acreditan en la creación de las leyes de la ingeniería moderna del
hidrotransporte, SOGREAH en Francia, y la Asociación Británica de Investigación
Hidromecánica del Reino Unido, iniciando en 1952, Durand y Condolios (1952) de
SOGREAH publicando numerosos estudios del flujo de arena y grava en tuberías de hasta 900
mm (35.5 in) de diámetro.
Basado en la gravedad específica de las partículas con un valor del 2.65, propusieron la
clasificación del flujo de mezclas en tuberías horizontales dentro de cuatro categorías basadas
en el tamaño promedio de partículas, tal como se muestra en la tabla 2.1
Tabla 2.1: Clasificación de categorías de flujo por Durand y Condolios (1953) Clasificación de la mezcla (slurry) Diámetro de la partícula
Suspensiones homogéneas < 40μm Suspensiones sostenidas 40μm a 0.15 mm Suspensión con saltación 0.15 mm y 1.5 mm Saltación >1.5mm
Esta clasificación inicial fue depurada durante los siguientes 18 años por Newitt et al.
(1955), Ellis y Round (1962), Thomas (1964), Shen (1970) y Wicks (1971), creando una
relación entre el tamaño de las partículas representado por el diámetro, la velocidad terminal y
la velocidad de deposición del sólido, modificando la clasificación anterior a cuatro regímenes
basados en el flujo de partículas y su diámetro, tal como se indica en la Tabla 2.2.
También observaron la relación entre los diferentes parámetros que controlan el flujo
como: velocidad del fluido, concentración de partículas, tamaño de partículas, caída de
presión, donde la combinación de estos parámetros para diferentes valores pueden
corresponder a cualquier régimen mostrado en la Tabla 2.2. La representación de estas
relaciones se caracteriza por definir zonas para cada tipo de régimen (ver Figuras 2.2. y 2.3).
11
Volumetric concentration
Volumetric concentration
Tabla 2.2: Clasificación de régimen de flujo según Newitt et al. (1955)
Mezcla homogénea con todos los sólidos en la suspensión (symmetric flow regime)
Mezcla heterogénea con todos los sólidos en la suspensión (asymmetric flow regime)
Flujo con una base/lecho móvil y saltación (con o sin suspensión)
Flujo con una base/lecho inmóvil (sliding bed regime)
Figura 2.2: Regímenes de flujo en términos de la velocidad vs. concentración volumétrica. (Newitt et al., 1955)
Completamente suspendido
Suspendido con Saltación
Deposito
estacionarios
con ondas
Deposito
estacionarios
con ondas
Deposito
estacionarios
con ondas Deposito
lenticular
Tubería
obstruida
Vel
oci
dad
Concentración Volumétrica de sólidos
12
Figura 2.3: Regímenes de flujo en términos del tamaño de la partícula y la velocidad
promedio (Shen, 1960)
2.2 Regímenes de Flujo
Para entender el comportamiento del flujo de partículas a través de medios fluidos
dentro de tuberías horizontales es muy importante conocer los diferentes regímenes de flujo, la
tendencia que la partícula sólida tiene a establecer (caer al fondo de pared del tubo) bajo la
influencia de la gravedad causa un significante efecto en la conducta de la mezcla que es
transportada.
Esta tendencia de las partículas a sedimentarse lleva a una gradación significativa en la
concentración de sólidos en la mezcla, para la cual la concentración es mayor en la sección
más baja de la tubería horizontal y el grado de acumulación de sólidos en esta sección depende
fuertemente de la velocidad de la mezcla en la tubería. A mayor velocidad, mayor es el nivel
de la turbulencia y mayor es la habilidad del líquido portador para mantener las partículas en
suspensión. Esto responde como consecuencia del movimiento ascendente de los remolinos o
vórtices en la dirección trasversal del flujo principal de la mezcla el cual es responsable de
mantener las partículas suspendidas.
A muy alto nivel de turbulencia, la suspensión es siempre homogénea con muy buena
dispersión de sólidos, mientras que a bajo nivel de turbulencia, las partículas se colocan hacia
el fondo de la pared de la tubería. Naturalmente a baja turbulencia, las partículas tienden a
permanecer en contacto con el flujo siendo trasportadas como un lecho que se mueve bajo la
Tam
añ
o d
e p
art
ícu
la
Velocidad media
Flujo homogéneo o
suspensión seudo-
Flujo heterogéneo co
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Flu
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lech
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óvi
l
con
o sin
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Fluj
o co
n le
cho
fijo
13
influencia del gradiente de presión del líquido. Entre estos dos comportamientos extremos,
otras dos más o menos claramente definidos regímenes de flujo pueden ser definidos.
Cuando el nivel de la turbulencia no es tan alto se previene cualquier deposición de las
partículas en el fondo de la tubería y el régimen de flujo es descrito como suspensión
heterogénea de flujo. Mientras la velocidad de la mezcla se reduce un distinto modo de
transporte conocido como saltación se desarrolla. En el régimen de lecho móvil, hay una capa
visible de partículas en el fondo de la tubería y éstas están siendo realzadas continuamente por
vórtices turbulentos adyacentes. Los sólidos, por lo tanto, pasan algo de su tiempo en el piso y
del resto en la suspensión del líquido que fluye. Debajo de la condición de lecho móvil
condiciona la concentración de sólidos que es fuerte y no uniforme. Los cuatro regímenes del
flujo se ilustran en la Figura 2.4.
Figura 2.4: Cuatro regímenes de flujo de mezclas establecidas en tubería horizontal, (Brennen, 2005)
2.2.1 Flujo con Lecho Estacionario
Cuando la velocidad de la mezcla es baja, el lecho se concentra. Como el fluido sobre
el lecho intenta mover los sólidos, por el arrastre estos tienden a rodar, formar dunas y luego
caer. Las partículas con menor velocidad de deposición se mueven como suspensión
asimétrica, considerando que las partículas más gruesas se acumulan en el lecho. A medida
que se acumula el lecho, la velocidad tiende a caer y la presión para mantener el flujo llega a
ser muy alta y eventualmente la tubería se bloquea. El llamado flujo en saltación y suspensión
asimétrica ocurre a velocidades sobre la velocidad de bloqueo. Esto significa que las partículas
Lecho movil Saltacion
Suspensión Heterogénea Suspensión Homogénea
14
más gruesas se establecen en el fondo, mientras que las partículas más finas continúan
moviéndose. El flujo en saltación puede eventualmente llevar a la obstrucción de la tubería,
dando lugar a un número de problemas, tales como golpe de ariete, erosión y abrasión de la
pared. La mayoría de las especificaciones de ingeniería requieren que la tubería esté diseñada
para funcionar sobre velocidades asociadas a flujo en saltación.
2.2.2 Flujo con Lecho Móvil
Cuando la velocidad del flujo es baja y hay un gran número de partículas gruesas, el
lecho se mueve como dunas de arena del desierto. Las partículas superiores se arrastran en el
fluido moviéndose sobre el lecho. Consecuentemente, las capas superiores del lecho se
mueven más rápidamente que las capas más bajas en una tubería horizontal. Si la mezcla
estuviese compuesta de una amplia gama de partículas con diversos tamaños y velocidades de
deposición, el lecho estaría compuesto de las partículas con la velocidad de deposición más
alta. Partículas con moderada velocidad de deposición son mantenidas en la suspensión
asimétrica, con la mayoría de las partículas concentradas en la mitad inferior de la tubería. Por
otro lado, las partículas con menor velocidad de deposición se mueven como suspensión
simétrica.
2.2.3 Suspensión Heterogénea o Flujo Asimétrico
Con el incremento de la velocidad, la turbulencia es suficiente para levantar los
sólidos. Todas las partículas se mueven en un patrón asimétrico siendo las más gruesas
ubicadas en el fondo de la tubería horizontal cubierta con capas sobrepuestas de partículas
clasificadas en medias y finas. Muchas partículas pueden alojarse en el fondo de la tubería y
rebotar. El desgaste en la parte inferior de la tubería se debe considerar en rutinas de
mantenimiento y las tuberías se deben girar en los intervalos sugeridos para mantener incluso
un patrón de desgaste de la pared interna del tubo. Aunque el flujo no sea simétrico, desde el
punto de vista del consumo de energía, este régimen pueda ser el más económico para
transportar cierta masa de sólidos.
15
2.2.4 Suspensión Homogénea o Flujo Simétrico a Alta Velocidad
A velocidades superiores de 3.3 m/s (10 ft/s), todos los sólidos pueden moverse en un
patrón de flujo simétrico (pero no necesariamente uniforme). Algunas veces este flujo es
llamado seudo-homogéneo debido a su simetría alrededor del eje de la tubería. El consumo de
energía es una relación proporcional al cubo de la velocidad necesaria para superar las
pérdidas por fricción.
2.3 Factores Físicos que Afectan la Conducta del Flujo de Mezcla
2.3.1 Tamaño de las Partículas
Govier y Aziz (1972) definieron una clasificación para partículas finas o gruesas de la
siguiente manera:
Partículas ultra finas: dp (diámetro) < 10 μm, donde las fuerzas gravitacionales son
despreciables.
Partículas finas: 10μm < dp < 100 μm, normalmente suspendidas en su totalidad, pero
sujetas a los gradientes de concentración y las fuerzas gravitacionales.
Partículas de tamaño medio: 100 μm < dp < 1000 μm, se mueven con un depósito en la
parte inferior de la tubería y con un gradiente de concentración.
Partículas gruesas 1000 μm < dp < 10.000 μm; rara vez se suspenden y forman
depósitos en el fondo de la tubería.
Partículas ultra gruesas: con diámetros mayores a 10.000 μm, son trasportadas como un
lecho moviéndose en el fondo de la tubería.
No tiene sentido tomar en cuenta los diferentes tamaños de partículas sin considerar su
densidad. No hay duda de que unas partículas de polietileno de alta densidad se comportan de
manera diferente que partículas de arena con el mismo diámetro promedio ya que las primeras
son más livianas que el agua, mientras que las segundas son 2,65 veces más pesadas que el
agua.
16
2.3.2 Velocidad Crítica de la Mezcla
La velocidad crítica (Vc) se define como la velocidad mínima en la cual los sólidos
forman un lecho en el fondo de la tubería que delimita con el flujo de las partículas
completamente suspendidas. También se describe como la velocidad límite en la cual
comienza a depositarse las partículas o la velocidad correspondiente a la mínima caída de
presión, siendo ésta, la velocidad de transición más importante en trasporte de mezclas. Una
velocidad de operación menor a la velocidad crítica es económicamente desfavorable ya que la
caída de presión aumenta considerablemente. Aparte del peligro obvio de tapar la tubería,
también produce una erosión excesiva en el fondo de la misma. Así la estabilidad de largo
plazo de un flujo heterogéneo depende de la predicción confiable de la velocidad crítica.
Cuatro diferentes regímenes son definidos para los sistemas de de flujos de mezclas en
tuberías dependiendo de la velocidad media del flujo; estos regímenes descritos en la sección
2.3, pueden ser representados por una gráfica de gradiente de presión versus la velocidad
promedio de la mezcla (ver Figura. 2.5).
Las velocidades de transición están definidas como:
V1: velocidad en o sobre la cual el lecho es inmóvil en la mitad inferior del tubo. En la
mitad superior, algunos sólidos pueden moverse por saltación.
V2: velocidad en o sobre la cual fluye la mezcla como flujo asimétrico con las
partículas más gruesas formando un lecho móvil.
V3: velocidad en o sobre la cual se mueven todas las partículas como suspensión
asimétrica y debajo de la cual comienzan los sólidos a colocar y formar un lecho móvil.
V4: velocidad en o sobre cual se mueven todos los sólidos como suspensión simétrica.
17
Figura 2.5: Velocidad de transición de la mezcla vs. caída de presión
Desde la Figura 2.5, es evidente que la caída de presión en la curva pasa por un valor
mínimo (3), donde la operación de sistemas de transporte a esta velocidad asegura un menor
consumo de energía. Para propósitos prácticos la velocidad de la mezcla se mantiene sobre
este valor (3), en consecuencia es importante conocer el valor de esta velocidad.
Un gran esfuerzo para relacionar las velocidades de transición en función del tamaño
de la partícula y de la concentración volumétrica de la fase sólida se encuentran representadas
en las Figuras 2.6 y 2.7.
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Velocidad de flujo
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Mezcla
Agua
18
Figura 2.6: Concepto simplificado de la distribución de partículas dentro de la tubería en función de la concentración volumétrica y la velocidad del flujo.
Figura 2.7: Esquema de representación de los límites entre los regímenes de flujo para mesclas establecidas en tuberías horizontales
Como se observa en la Figura 2.6, el eje de las ordenadas está representado por el valor
de la concentración volumétrica; cuando este valor es bajo, al igual que la velocidad
representada por el eje de las abscisas, las partículas se deslizan en el fondo de la tubería y a
medida que aumenta la velocidad, rápidamente y con facilidad la turbulencia suspende las
partículas en la fase transportadora. Esto se debe a que la solución es diluida y la interacción
entre las partículas es nula; lo contrario sucede cuando la concentración de partículas es mayor
y la velocidad va aumentando.
Co
nce
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ació
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olu
mé
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Velocidad (m/s)
Velocidad (ft/s)
Dirección de flujo
Tam
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Fluj
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cho
fijo
19
Estudios para obtener la magnitud de V3 fueron dirigidos por Wilson (1942),
básicamente, midiendo la caída de presión por unidad de longitud de la tubería, Wilson
expresó el gradiente de presión de sólidos proponiendo una corrección a la ecuación de
Darcy-Weisbach. Durand y Condolios (1952), derivaron una ecuación para la velocidad de
transición V3 centrándose en la coeficiente de arrastre para arena y grava. Newitt et al. (1955)
expresaron la velocidad de transición entre el flujo de lecho móvil y heterogéneo en términos
de la velocidad terminal de partículas. Zani y Govatos (1967) y Zandi (1971), extendieron el
trabajo de Durand y Condolios (1952) a otros sólidos y diferentes mezclas, definiendo un
número que relaciona la velocidad por el coeficiente de arrastre sobre la fracción volumétrica
por el diámetro, la gravedad y la relación de las densidades (Ne), proponiendo que: cuando
este índice es igual a 40 ocurre la transición entre flujo de régimen saltación a heterogéneo.
Durand, et al. (1970), estudiaron más ampliamente las suspensiones en regímenes heterogéneo
y saltación, deduciendo una correlación para el gradiente de presión debido a la presencia de
sólidos. Wasp et al. (1970) en un esfuerzo por representar concentraciones mas diluidas,
propone una relación entre el diámetro de la partícula y el diámetro de la tubería. Oroskar y
Turian (1980) dedujeron una correlación para la velocidad crítica empleando un análisis
basado en un balance de energía requerido para suspender la partícula que se deriva desde una
fracción apropiada de la disipación turbulenta de los vórtices.
Los modelos provenientes de Newitt et al. (1955), basados en la velocidad terminal,
fueron objeto de investigaciones realizadas por Wilson (1992), Shook y Gilles (1999) en
Canadá; estos autores propusieron que la mezcla compuesta por partículas gruesas y finas
puede simplificarse a un flujo llamado “estratificado” en el cual las partículas finas se mueven
sobre un lecho móvil de partículas gruesas. Wilson (1991), propuso que se considere que el
flujo se mueve a través de una transición gradual desde flujo completamente estratificado a
flujo completamente suspendido con un cambio gradual en el gradiente de presión. En este
modelo parcialmente estratificado se discute que la elevación de partículas por turbulencia es
afectada fuertemente por su diámetro; así, las partículas finas tienden a ser mejor trasportadas
por el fluido que las partículas gruesas en el fondo de la tubería. Esas partículas son
trasportadas por los vórtices, pudiendo ser el vórtice más grande del orden del diámetro de la
tubería. La resistencia al movimiento de las partículas sólidas se propuso como el resultado de
una carga de contacto asociada con el mecanismo de fricción por deslizamiento del lecho
20
grueso y la fricción del fluido asociado con la velocidad de fricción del medio o fluido
considerado como continuo. Shook y Gilles (1999) propusieron una ecuación más compleja
donde consideran la viscosidad de la mezcla y la densidad de la partícula. Giles (1999)
desarrolló una ecuación para el número de Froude en términos del número de Arquímides.
Kausal et al. (2002) consideraron mezclas con partículas de diferente tamaño para tuberías de
55 y 105 mm de diámetro, concluyendo que la velocidad crítica se tiene cuando la velocidad
de la mezcla en el fondo de la tubería es igual a tres veces la concentración volumétrica por la
concentración estática establecida.
Algunas ecuaciones empíricas desarrolladas por los investigadores arriba mencionados
se muestran en la Tabla 2.3; las mismas fueron desarrolladas para condiciones particulares de
los experimentos con los correspondientes márgenes de error, y por ello su aplicabilidad es
limitada.
Tabla 2.3: Relaciones empíricas para la velocidad crítica Autor Expresión Nomenclatura Durand y Condolios (1952)
= Velocidad crítica de transición = Factor de Durand basado en el diámetro y la concentración = Diámetro interno tubería g = Aceleración de la gravedad = Densidad del sólido = Densidad del líquido
Newitt et al. (1955)
= Velocidad terminal
Zandi y Govatos (1967)
= Concentración volumétrica = Coeficiente de arrastre
Durand, Condolios y Worster (1970)
= Constante
Wasp et al. (1970)
= Diámetro partícula = Factor de Durand modificado
Wilson (1992)
= Viscosidad del líquido
.
Cada investigador ha empleado diferentes variables o grupo de variables en sus
correlaciones, basándose en una nomenclatura estándar, pudiéndose concluir que la velocidad
crítica es una función expresada por:
21
[2.1]
2.3.3 Caída de Presión
La caída de presión es uno de los parámetros más significativos para el trasporte de
mezclas sólido-líquido, y de hecho, el consumo de energía y toda la economía del
hidrotransporte dependen de este parámetro. Por esta razón, el diseño de tuberías está
principalmente basado en la optimización de la caída de presión y de la inversión inicial.
Cuando una mezcla es transportada, importantes gradientes en la concentración de
sólidos se desarrollan bajo la influencia de la gravedad. Las partículas sólidas que están
presentes en la mezcla generan otros procesos de transferencia de momento que deben
considerarse al desarrollar modelos que permitan transferir el momento desde la mezcla a la
pared de la tubería.
La presencia de partículas sólidas incrementa la tasa de trasferencia de momento entre
el fluido y las paredes del conducto. Frecuentemente las partículas trasportadas golpean las
paredes, haciendo que la partícula transfiera momento a la pared disipando algo de su energía
cinética. La partícula también transfiere parte de su momento al fluido, si se mueven más
rápido que el líquido a su alrededor, o recibe el momento del fluido cuando se mueven más
lentamente que el líquido a su alrededor.
Estos procesos aseguran un continuo intercambio de momento entre el fluido, partícula
y pared del tubo, como se observa en la Figura 2.8.
Trasferencia de momento por interacción partícula-líquido, caracterizado por el coeficiente de arrastre en la velocidad terminal.
Trasferencia de momento por la viscosidad de corte, caracterizado por el factor de fricción del líquido.
Líquido
Partículas Pared tubo
Trasferencia de momento por colisiones partículas-pared, caracterizado por el número de Froude.
22
Figura 2.8: Trasferencia de momento entre el líquido, sólido y pared del tubo
Los mecanismos directos de transferencia de momento como líquido-partícula, líquido-
pared, partículas-pared más el mecanismo indirecto de transferencia de momento de líquido a
pared a través del líquido a partículas y desde partículas a pared conduce a un aumento en la
caída de presión.
Algunos investigadores (Wasp et al., 1970; Doron et al., 1987; Wilson et al. 1988;
Gillies et al., 1991; y Ghanta, 1996; entre otros) han intentado mostrar y proponer
correlaciones relacionadas a la caída de presión con otros parámetros afines al flujo sólido-
líquido como la densidad del sólido, densidad del líquido, tamaño de partículas, concentración
de sólidos, diámetro de la tubería, viscosidad media del fluido, velocidad de las suspensiones,
etc.
Hay un gran número de modelos para predecir las pérdidas por fricción que están
esencialmente basados en la interacción de fuerzas entre los sólidos y el líquido. Algunos
consideran el coeficiente de arrastre, mientras que otros, la velocidad terminal del sólido, y
varios más consideran a los sólidos moviéndose como un lecho con una capa de líquido y
suspensiones finas de sólidos sobre éste.
Desde que el primer sistema de trasporte de mezcla fue construido, ingenieros e
investigadores han intentado correlacionar las pérdidas por fricción y el gradiente de fricción
hidráulica para mezclas , el cual es mayor que el gradiente de fricción para un volumen
equivalente de agua. Inicialmente se consideraba que el factor por pérdidas por fricción podría
incrementarse en proporción a la fracción volumétrica de sólidos.
Para reflejar el incremento en la carga por fricción debido a la presencia de sólidos,
Durand y Condolios (1952) proponen una relación adimensional.
[2.2]
23
donde:
= Factor que expresa la diferencia entre las pérdidas de fricción debido a la mezcla y
el equivalente al volumen de agua
= carga por fricción o gradiente de fricción hidráulico para mezclas
= carga por fricción o gradiente de fricción hidráulico líquido
= Concentración volumétrica
Empleando la aproximación desarrollada por Durand y Condolios, el factor de fricción
de Darcy-Weisbach para mezclas se correlaciona con el factor de fricción equivalente para un
volumen de agua por la siguiente ecuación.
[2.3]
donde:
= Factor de fricción de Darcy para mezclas
= Factor de fricción de Darcy para un volumen de agua equivalente
= Coeficiente de Durand en la ecuación de la caída de presión
Wasp el al. (1977) dedujeron que el coeficiente está entre 80 y 150, dependiendo de
las propiedades de la mezcla.
Zandi y Govatos (1967) y Shook et al. (1991) desarrollaron modelos empíricos para
determinar la caída de presión a través de métodos basados en el coeficiente de arrastre de
partículas.
Modelos basados en la velocidad terminal para determinar la caída de presión en
mezclas son conducidos por Newitt et al. (1955), Hayden y Stelson (1968).
Hill et al. (1986), Wasp et al. (1977) propusieron clasificar las partículas para flujo de
mezclas compuestas en: partículas finas que pueden moverse como flujo heterogéneo y
24
partículas grandes que pueden moverse como un lecho o por saltación, para poder determinar
las pérdidas por fricción.
Wasp et al. (1977) fueron pioneros en desarrollar este método conocido después como
modelo estratificado, extendiendo la aproximación de Durand a un concepto de capas
múltiples y superpuestas de partículas de diversos tamaños y concentración volumétrica con
una distribución logarítmica de concentración de partículas.
Este método se basa en asumir que el total de la caída de presión en flujo bifásico
puede dividirse en dos partes: caída de presión debido a movimiento (partículas distribuidas
homogéneamente) y exceso en la caída de presión debido a la formación de lecho (partículas
distribuidas heterogéneamente o lecho). Este método es iterativo donde en la primera
aproximación o iteración se asume una suspensión de partículas completamente homogénea,
luego, basados en esta primera aproximación, el gradiente de presión para la primera parte
(distribución homogénea) es computado usando la fórmula de Darcy-Weisbach para mezclas,
dada por:
[2.4]
donde:
= Gradiente de presión debido a las partículas distribuidas homogéneamente
= Factor de fricción de Fanning cual es evaluado por la ecuación de Wood
En la segunda iteración las partículas en suspensión se dividen en 4 a 6 medidas. Por
cada fracción de tamaño el porcentaje de sólidos se calcula a partir de:
[2.5]
C = concentración volumétrica del tamaño de partícula considerado
= concentración volumétrica de sólido en la mitad del canal
= Velocidad terminal
25
= Velocidad de fricción
= Constante de von Karman = 0.4
= Constante de proporcionalidad = 1
La velocidad de fricción es calculada desde la caída de presión en la primera
iteración, mientras que la velocidad terminal se calcula para las diferentes medidas de
partículas utilizando las relaciones estándar del coeficiente de arrastre para el correspondiente
número de Reynolds de la partícula.
La caída de presión para la segunda parte (distribución heterogénea o lecho) se calcula
empleando la correlación de Durand dada por la siguiente ecuación.
[2.6]
donde:
= Gradiente de presión debido a las partículas distribuidas heterogéneamente
= Gradiente de presión debido al flujo del líquido
= Concentración volumétrica por cada medida de sólidos en la proporción del
lecho
= Gravedad específica del sólido
La caída de presión total debida al lecho es la suma de las caídas de presión dadas por
cada tamaño de partícula presente en el lecho.
Sumando cada parte de las caídas de presión se obtiene la caída de presión total de la
mezcla. El modelo de Wasp et al. (1977) fue considerado como un estado del arte cuando este
fue desarrollado a inicios de 1970, sin embargo, ignorar o minimizar un parámetro importante
como los esfuerzos de corte entre las diferentes capas superpuestas puede causar
incertidumbres. Esta es el área que el método de dos capas (Gillies et al., 1991) ha intentado
abordar.
26
Wilson (1992) refina el modelo original de Newitt et al. (1955) con un método basado
el incremento gradual del gradiente de presión debido a la presencia de sólidos, haciendo que
el flujo vaya a través de una transición gradual desde flujo completamente estratificado a
completamente suspendido.
El modelo de dos capas fue desarrollado por Gillies, Shook y Roco (1991) para flujo
estratificado de mezcla. Este modelo se basa esencialmente en un balance de masas y un
balance de fuerzas para las dos capas de mezclas superpuestas. La capa más baja consiste en la
carga de contacto contribuyendo a la fricción con la pared de la tubería, y la capa superior
abarca la carga suspendida para la cual el peso sumergido se transfiere al líquido portador.
El balance de masa relaciona la velocidad promedio y la fracción volumétrica de
sólidos, mientras que el balance de fuerzas relaciona el gradiente de presión axial con los
esfuerzos en los perímetros de las capas.
2.3.4 Concentración Volumétrica
La literatura señala que los perfiles de concentración de sólidos tienen un significativo
efecto en la caída de presión haciendo que ésta sea altamente dependiente de cómo los sólidos
están distribuidos en el plano vertical para flujo en régimen heterogéneo y saltación. Por lo
tanto, no se espera que las correlaciones para la caída de presión que no han considerado el
perfil de concentración de sólido estén bien establecidas. El modelo de Wasp et al. (1977) fue
el primero en considerar un perfil de concentración para los cálculos de caída de presión.
O’Brien (1933) y Rouse (1937) fueron los primeros en proponer un tipo de modelo
simple de difusión para la predicción del perfil de concentración de sólidos en corrientes
turbulentas. Ismail (1952) modificó el modelo simple de difusión correlacionando el
coeficiente de trasferencia de masa a esfuerzos de corte o gradientes de velocidad que fue
derivado del perfil universal de velocidad de von Karman y comparó estos resultados con los
generados en un canal rectangular cerrado, deduciendo que la constante de von Karman era
una función de la concentración de los sólidos y que disminuía con el aumento de la misma; su
trabajo demostró que la concentración puede ser expresada en términos de una función
exponencial como la mostrada a continuación:
27
[2.7]
donde:
= Coeficiente de transferencia de masa
a = Altura del lecho sobre el fondo del conducto
y = Distancia desde el fondo del conducto
C = Concentración volumétrica del tamaño de partícula considerado
= Concentración volumétrica de sólido en la mitad del canal
= Velocidad terminal
Hsu (1986) reexamina el trabajo de Ismail (1952) para proponer un sistema en
coordenadas polares (r,θ) para el análisis de concentración distribuido en una tubería.
Wasp et al. (1977), examinando la distribución de concentración de sólidos en un
sistema de transporte de carbón para la compañía Coal Consolidation en Ohio, consideran el
valor de
igual a 0.08D para algunas tuberías y reinterpretando el trabajo de Ismail (1952)
derivan una función logarítmica para la concentración de sólidos en régimen heterogéneo, la
cual fue empleada en su modelo para determinar la caída de presión.
[2.8]
donde
= es la velocidad de fricción
Son numerosas las investigaciones relacionadas al estudio y desarrollo del
hidrotransporte a través del tiempo (1952-2002), cada quien con sus diferentes condiciones
28
específicas en cada uno de sus experimentos, desarrollándose relaciones empíricas y modelos
matemáticos que ayudan en la predicción del comportamiento del flujo.
Los factores físicos que se mencionaron anteriormente tales como: diámetro de la
partícula, velocidad crítica, concentración volumétrica, caída de presión, son los que mayor
influencia tienen en el proceso de trasporte de sólidos tanto para la operación del sistema
como para la rentabilidad del proyecto.
Considerando que el desarrollo de estos modelos y ecuaciones fueron para
experimentos específicos, la aplicación de los resultados de estas investigaciones para otros
sistemas donde los parámetros cambien o varíen producirían una incertidumbre o error que
está asociado a estos cambios que se verán reflejados cuando el sistema diseñado con estas
ecuaciones este operativo.
CAPÍTULO III
ESTUDIO NUMÉRICO PARA FLUJO DE MEZCLAS
Uno de los métodos para investigar el comportamiento del flujo de partículas a través
de medios líquidos por tuberías es el método experimental mencionado en el capítulo anterior,
el cual desarrolla correlaciones empíricas y modelos a través de experimentos para determinar
parámetros importantes y de interés para el investigador.
Otro de los métodos es el que se desarrolla en este capítulo que es el estudio numérico
o simulación numérica a través de la Dinámica de Fluidos Computacional (CFD, por sus siglas
en inglés), la cual representa una técnica que se ha venido desarrollando desde la década de los
70´s para la solución de problemas de ingeniería. La investigación tecnológica en el campo de
la dinámica de fluidos y el desarrollo de CFD ha venido vinculado a la evolución de las
computadoras.
La resolución de las ecuaciones propias de la dinámica de fluidos, trasferencia de calor,
trasferencia de masa, reacciones químicas y otras, se realiza de forma iterativa a través de
métodos numéricos y modelos matemáticos que son programados en un computador
(algoritmos), obteniéndose soluciones aproximadas y no analíticas. Mientras más complejo sea
o más completo queramos resolver nuestro problema, mayor carga computacional debe
soportar el computador, y por lo tanto, mayor tiempo transcurrirá en poder obtener una
solución.
Las ecuaciones que describen los procesos de transferencia de momentum, calor y
masa, cuando el fluido de trabajo es newtoniano, son conocidas como las ecuaciones de
Navier–Stokes y de continuidad (conservación de masa). Estas, son ecuaciones diferenciales
en derivadas parciales que no presentan una solución analítica general, pero que pueden ser
numéricamente discretizadas y resueltas. Asimismo, las ecuaciones de Navier-Stokes y
30
continuidad pueden resolverse en conjunto con otras ecuaciones que describen otros procesos
como los modelos de turbulencia o de combustión.
El objetivo de la dinámica de fluidos computacional es reducir, mediante herramientas
numéricas, las ecuaciones diferenciales que gobiernan el comportamiento del flujo de fluidos,
a ecuaciones algebraícas equivalentes que proveen una solución aproximada de las ecuaciones
originales.
3.1 Antecedentes
Estudios previos de CFD para flujo de mezclas sólido-líquido en tuberías han sido
desarrollados recientemente por varios autores. Ling et al. (2003) presentan en su trabajo una
versión simplificada 3D del modelo algebraíco de deslizamiento de mezcla (ASM, por sus
siglas en inglés), para obtener la solución numérica de un flujo de mezcla arena-agua en
condiciones de flujo turbulento completamente desarrollado, incorporando el modelo k-ε de
re-normalización (RNG) para modelar el fenómeno causado por la turbulencia. En su trabajo,
una malla estructurada por bloques no-uniforme fue escogida para discretizar el dominio
computacional y el método de diferencias finitas en un volumen de control fue utilizado para
resolver las ecuaciones de gobierno.
Hernández et al. (2008) y Ekambara (2009) modelan el flujo de mezcla arena-agua en
tuberías horizontales con un esquema Euleriano-Euleriano en régimen de flujo homogéneo y
heterogéneo; mientras que para determinar los efectos de la turbulencia escogen el modelo de
dos ecuaciones k-ε.
Un modelo matemático basado en la Teoría Cinética Granular (TCG) es utilizado por
ambos autores para describir los esfuerzos de la fase sólida, considerando las colisiones
inelásticas de las partículas. Igualmente, utilizaron los términos cinético y colisional de la
viscosidad dentro del tensor de esfuerzos de la fase sólida. Tanto Hernández et al. como
Ekambara utilizan el software comercial ANSYS-CFX v10.0 para realizar sus simulaciones.
Los resultados de las simulaciones y estudios realizados por los autores arriba
mencionados muestran buena concordancia con los datos experimentales cuando el flujo esta
en régimen homogéneo y seudo-homogéneo para la mayoría de los parámetros, mientras que
cuando el flujo esta en régimen heterogéneo y saltación las predicciones de los gradientes de
31
concentración o los perfiles de concentración volumétrica no concuerdan del todo con los
datos experimentales, mayormente en la zona cercana al fondo de la tubería.
Este capítulo muestra en detalle el esquema numérico y modelo matemático que se
utilizó en el presente trabajo para desarrollar las simulaciones que permitieron obtener los
perfiles de concentración para flujos en régimen heterogéneo y saltación, incluyendo términos
y modelos que no fueron considerados en los estudios arriba indicados.
Para el cumplimiento de los objetivos planteados en esta sección se utilizará el código
comercial ANSYS Fluent v.12.0, el cual utiliza como formulación matemática base las
ecuaciones de Navier-Stokes y de continuidad.
3.2 Esquema Numérico para Flujo Multifásico
ANSYS Fluent v.12.0 emplea dos sistemas de referencia para analizar el flujo: a)
Euleriano; y b) Lagrangiano. En el modelo (sistema de referencia) Euleriano, se utiliza el
concepto de volumen de control y el Teorema de Transporte de Reynolds para transformar las
derivadas materiales. Este modelo estudia las propiedades de las partículas sólidas como un
campo, es decir identificar un punto en el espacio (volumen de control) y luego observa la
velocidad de las partículas diferenciales que pasan por el punto. El modelo (sistema de
referencia) Lagrangiano, aplica las ecuaciones de movimiento a cada partícula y se sigue su
trayectoria; el movimiento de la partícula se observa como función del tiempo.
Para más de dos fases se puede emplear la combinación de estos sistemas de
referencia, teniendo dos esquemas: Euleriano-Euleriano en el cual las diversas fases líquida
(continua) y sólidas (dispersas) se analizan matemáticamente como fases continuas. Puesto
que el volumen de una fase no se puede ocupar por las otras fases, el concepto de fracción
volumétrica para cada fase se introduce. Estas fracciones de volumen se supone que son
funciones continuas del espacio y el tiempo y su suma es iguales a uno en cualquier volumen
de control.
Las ecuaciones de la conservación para cada fase son derivadas para obtener un
sistema de ecuaciones, que tiene estructura similar por todas las fases. Estas ecuaciones son
cerradas proporcionando las relaciones constitutivas que se obtienen de información empírica,
o, en el caso de flujos granulares, por la aplicación de la TCG.
32
Euleriano-Lagrangiano es la otra combinación, donde la fase líquida es tratada como
medio continuo resolviéndose a través de las ecuaciones de Navier-Stokes, mientras que la(s)
fase(s) dispersas sólidas es resuelta siguiendo una gran cantidad de partículas. Este modelo es
comúnmente utilizado para la simulación de sprays o para la combustión de combustibles
líquidos o donde del número de partículas no sea muy elevado, ya que esto implicaría un gran
costo computacional. Sin embargo, es un modelo útil en CFD al momento de seguir las
trayectorias de algunas partículas continuamente dentro del fluido.
El esquema utilizado en esta investigación es Euleriano-Euleriano, debido al gran
número de partículas sólidas que están presentes durante la resolución del problema; además,
se justifica por ser un modelo previamente utilizado en otras investigaciones y el cual ha
brindado muy buenos resultados.
3.3 Modelos Multifásicos Euleriano-Euleriano
ANSYS Fluent v.12.0, cuenta con tres modelos multifásicos Euleriano-Euleriano
disponibles: modelo de volumen de fluido (VOF), modelo de mezcla, y modelo Euleriano.
Modelo Volumen de Fluido (VOF): Puede modelar dos o más fluidos inmiscibles
resolviendo un único conjunto de ecuaciones de momento y el seguimiento de la fracción
volumétrica de cada uno de los fluidos a través del dominio. Las aplicaciones típicas incluyen
la predicción de la ruptura de chorro, el movimiento de grandes burbujas en un líquido, el
movimiento del líquido después de una rotura de presas, y el seguimiento permanente o
transitorio de cualquier interfase líquido-gas.
Modelo de Mezcla: Utilizado para modelar flujo multifásico donde las fases se mueven
a velocidades diferentes, pero asumen el equilibrio local sobre las escalas de longitud espacial
pequeñas. Puede aplicarse a flujos en régimen homogéneo con acoplamiento muy fuerte y
movimiento de las fases a la misma velocidad. Adicionalmente, los modelos de mezcla se
utilizan para calcular la viscosidad no newtoniana.
Este modelo puede modelar n fases (líquidas o de partículas), resolviendo las
ecuaciones de momento, continuidad y energía para la mezcla, las ecuaciones de fracción de
volumen para las fases secundarias, y expresiones algebraícas para las velocidades relativas.
33
Modelo Euleriano: Es el modelo más complejo para modelar flujo multifásico en
ANSYS FLUENT v.12.0. Este resuelve un conjunto de n ecuaciones de momento y
continuidad para cada fase. El acoplamiento se logra mediante la presión y los coeficientes de
intercambio en las interfaces. La forma en que se maneja este acoplamiento depende del tipo
de fases implicadas; el flujo granular (fluido-sólido) es manejado de forma diferente que
cuando se trata de flujo no granular (líquido-líquido). Para flujos granulares, las propiedades
se obtienen de la aplicación de la Teoría Cinética Granular (TCG). El intercambio de
momento entre las fases depende también del tipo de mezcla que se está modelando.
Para cumplir con los objetivos propuestos se selecciona el modelo Euleriano, porque
permite modelar el flujo granular considerando todos los términos de viscosidad dentro del
tensor de esfuerzos de la fase solida a través de la TCG, y un sub modelo friccional, así como
también la interacción entre las fases.
3.4 Ecuaciones de Conservación
La fase continua en ANSYS FLUENT es la fase primaria o líquido, la fase secundaria
es considerada la fase dispersa o partículas en esta investigación. Ya que las fases son
inmiscibles, el concepto de fracción volumétrica se incorpora, teniendo las siguientes
expresiones.
[3.1]
[3.2]
[3.3]
donde:
= Volumen de la fase q
= Fracción volumétrica
34
= Densidad física de la fase q
= Densidad de la fase q
Una de las ecuaciones de conservación es la ecuación de la continuidad o conservación
de la masa, donde la facción volumétrica de cada fase es calculada con la siguiente ecuación.
[3.4]
donde:
= Velocidad de la fase q
= Caracteriza la transferencia de masa desde la fase p a la fase q
= Caracteriza la transferencia de masa desde la fase q a la fase p
La ecuación de conservación de momento para la fase continua esta dado por:
[3.5]
La ecuación de conservación de momento para la fase dispersa (partículas) está dado
por:
[3.6]
donde:
= Gradiente de presión del líquido
= Gradiente presión del sólido
35
= Divergencia del tensor de esfuerzos de la fase líquida
= Divergencia del tensor de esfuerzos de la fase sólida
= Fuerza gravitacional
= Término de interacción entre las fases
= Fuerzas de sustentación
A pesar de que el esquema Euleriano-Euleriano considera a las dos fases como
continuas, el tratamiento de las ecuaciones en algunos términos es diferente, como en el caso
del tensor de esfuerzos para cada fase, el término de la presión granular que se
incorpora en la ecuación [3.6] y el coeficiente de intercambio de momento entre las fases
sólida-líquida , el cual depende del número de Reynolds y el coeficiente de arrastre
principalmente.
El tensor de esfuerzos de la fase líquida está dado por la siguiente expresión:
[3.7]
donde:
= Viscosidad dinámica del líquido
El modelo de Gidaspow (1992), es el modelo utilizado en esta investigación para
definir el intercambio de momento entre las fases. Este es un modelo que se aplica a
soluciones con fracciones volumétricas de sólidos moderadas.
Cuando >0.8, el coeficiente de intercambio líquido-sólido está dado por:
[3.8]
donde:
36
[3.9]
[3.10]
Cuando 0.8,
[3.11]
donde:
= Coeficiente de restitución
= Diámetro de la partícula
= Número de Reynolds relativo
Para modelar flujos con diferentes diámetros de sólidos, la estrategia es crear otra u
otras fases dispersas para el o los diámetros correspondientes, teniendo un coeficiente de
intercambio sólido-sólido representado por el modelo de Syamlal (1987) con la siguiente
expresión:
[3.12]
donde:
= Coeficiente de restitución
= Coeficiente de fricción entre las fases sólidas
= Coeficiente de distribución radial
37
3.5 Modelaje de la Fase Dispersa
Un modelo granular describe el comportamiento del flujo de una mezcla de líquido-
sólido. Los esfuerzos de la fase sólida se derivan al hacer una analogía entre el movimiento
aleatorio de las partículas resultantes de las colisiones y el movimiento térmico de las
moléculas en un gas con la teoría cinética de los gases, teniendo en cuenta la falta de
elasticidad de la fase granular o choques completamente inelásticos. Como es el caso de un
gas, la intensidad de la velocidad de las fluctuaciones de las partículas determina los esfuerzos,
la viscosidad y la presión de la fase sólida; esta analogía es conocida como Teoría Cinético
Granular (TCG). La energía cinética asociada con la velocidad de las fluctuaciones de las
partículas está representada por una "pseudo energía térmica" o temperatura granular, que es
proporcional al cuadrado de la media de movimiento aleatorio de partículas.
En la ecuación de momento de la fase dispersa [3.6] los términos que son apoyados
con el concepto de Teoría Cinético Granular son:
La presión del sólido vinculada al esfuerzo a compresión por el aumento de la
concentración esta compuesta de un término cinético y un segundo término colisional
determinado según Gidaspow (1992) por los conceptos presentados por Lun et al. (1984).
[3.13]
donde:
= Temperatura granular
= Coeficiente de restitución
= Función de distribución radial
En la energía disipada por lo choques entre las partículas y la compresión de la fase
dispersa interviene el coeficiente de restitución. Es un valor de mediana dependencia para la
solución homogénea y heterogénea, pero altamente dependiente en soluciones con elevada
acumulación. Por defecto, ANSYS Fluent fija este valor en 0.9. Estudios recientes
recomiendan valores cercanos a 1 (Cornelissen et al., 2007).
38
La función de distribución radial es un factor de corrección que modifica la
probabilidad de las colisiones entre partículas cuando la fase sólida granular llega a ser densa.
La función puede ser interpretada como una distancia adimensional entre esferas, para
soluciones muy diluidas y para soluciones muy densas .
Data reciente recomienda la distribución radial de Gidaspow (1992), con buenos
resultados para moderadas concentración de sólidos (Wachem et al., 2001). ANSYS Fluent
modifica la expresión de Gidaspow para ser utilizada con más de dos fases sólidas:
[3.14]
donde:
= Máximo factor de empaquetamiento
[3.15]
y k son las fases sólidas únicamente.
El máximo factor de empaquetamiento determina la concentración volumétrica
máxima de la fase dispersa, de acuerdo con determinado arreglo de empaquetamiento.
Normalmente se recomienda 0.62, pero se encuentra empaquetamiento cúbico simple 0.52,
cúbico centrado en el cuerpo (bcc) con 0.68 y un máximo para empaquetamiento cúbico
centrado en la cara (fcc) o empaquetado compacto hexagonal (hcp) de 0.74 (Shackelford,
1995). Debido a que siempre se encuentran espacios vacíos entre los distintos elementos, los
valores de la concentración nunca pueden alcanzar el 100%.
Fedors y Landell (1979) definen una relación para el máximo factor de
empaquetamiento en una mezcla binaria (con más de un diámetro de partícula), debido a que
las partículas pequeñas se acumulan entre las partículas grandes incrementando este factor.
Para una mezcla donde , la composición de la mezcla es definida por:
39
[3.16]
El máximo valor de empaquetamiento para la mezcla esta dado por:
[3.17]
La temperatura granular para la fase sólida es proporcional a la energía cinética del
movimiento aleatorio de partículas y la ecuación de transporte derivada de la TCG es
representada por Ding y Gidaspow (1990) como:
[3.18]
donde
= Generación de energía por el tensor de esfuerzos de la fase sólida
= Difusión de energía granular
coeficiente de difusión
= Disipación de de energía de choque o colisional
= Intercambio de energía entre las fases líquido-sólido
Gidaspow et al. (1992) definen el coeficiente de difusión para la energía granular
como:
[3.19]
40
Lun et al. (1984) define la disipación de la energía colisional, que representa la tasa de
disipación de energía en la fase sólida debida a las colisiones entre partículas.
[3.20]
El término transferencia de energía debido a las fluctuaciones aleatorias de la velocidad
de las partículas desde la fase sólida a la fase líquida o sólida es representada por Gidaspow et
al. (1992) como:
[3.21]
Para una fase granular se puede escribir las fuerzas de corte en la pared de la siguiente
forma:
[3.22]
donde
= Velocidad de deslizamiento de las partículas paralelo a la pared
= Coeficiente de especularidad entre las partículas y la pared
Johnson y Jackson (1987) establecen una relación para la condición de borde para la
temperatura granular en la pared de la siguiente forma:
[3.23]
Para el flujo multifásico granular, se puede especificar el coeficiente de especularidad
de tal manera que cuando el valor es cero, esta condición es equivalente a cero esfuerzo
41
cortante en la pared, pero cuando el valor es cercano a la unidad, hay una cantidad importante
de transferencia de momento lateral.
El tensor de esfuerzos de la fase sólida es una expresión que interviene en la ecuación
de momento de la fase dispersa y la ecuación de temperatura granular, esta expresión
involucra términos relacionados con la viscosidad dinámica de la fase sólida y la viscosidad de
bulto.
[3.24]
donde:
= Segundo coeficiente de viscosidad del sólido
= Viscosidad dinámica del sólido
Lun et al. (1984) propusieron una expresión que ha sido comúnmente aceptada en la
literatura para la viscosidad de bulto, la cual describe la resistencia de las partículas
suspendidas contra la compresión.
[3.25]
La viscosidad dinámica de la fase sólida se presenta como la suma de contribución
cinética colisional y friccional en un flujo granular.
[3.26]
La Teoría Cinética Granular ayuda a determinar la viscosidad de corte dentro del
tensor de esfuerzos de la fase sólida para las dos primeras zonas, la cinética y la colisional,
donde el régimen de flujo granular es rápido. Los modelos basados en las relaciones de Lun et
42
al. (1984), como el modelo de Gidaspow (1992), Syamlal (1994), Wen You (1992), son
utilizados para determinar estas viscosidades (ver Figura 3.1).
Figura 3.1: Esquema del flujo granular
Cuando la fracción volumétrica del sólido es muy alta, la TCG subestima la viscosidad
sólida. De hecho la temperatura granular es muy baja como resultado del alto
empaquetamiento de partículas y la débil fluctuación de las velocidades de las partículas (ver
Figura 3.1).
Este nuevo régimen es caracterizado por largos contactos entre partículas. Johnson y
Jackson (1987) y Johnson et al. (1990) modelaron un flujo granular siguiendo el trabajo de
Lun et al. (1984), pero añadieron los esfuerzos de fricción de Coulomb a la fase sólida en la
ecuación de momento para cuantificar este fenómeno. Estos esfuerzos pueden ser escritos en
la forma newtoniana, lo que se traduce en que simplemente a la presión y la viscosidad sólida,
dadas por la TCG, se le debe añadir la contribución debido a los esfuerzos por fricción a la
presión y viscosidad.
La Figura 3.2 muestra el flujo granular donde actúan los tres términos de la viscosidad:
cinético, colisional y friccional.
43
Figura 3.2: Esquema del flujo granular en régimen heterogéneo y saltación
Sobre la viscosidad colisional hay un acuerdo entre los investigadores para emplear la
expresión propuesta por Lun et al. (1984) dada por:
[3.27]
La primera expresión dada por Lun et al. (1984) para la contribución cinética sobre la
viscosidad es:
[3.28]
La expresión de Gidaspow (1994) es una versión simplificada de Lun et al. (1984), la
cual no considera la naturaleza inelástica de las partículas:
44
[3.29]
Syamlal et al. (1993) descartaron la expresión de transferencia de momento debido a la
traslación de la partícula (contribución cinética):
[3.30]
Johnson y Jackson (1987) propusieron una ecuación semi-empírica para el esfuerzo
normal friccional:
[3.31]
Donde Fr, n y p son constantes dependientes del material.
La viscosidad friccional propuesta por Johnson y Jackson relaciona la presión
friccional y el ángulo interno de cohesión entre partículas de la forma:
[3.32]
donde es el ángulo de fricción interno.
3.6 Modelaje de la Turbulencia
La turbulencia es una condición de flujo, caracterizada por las fluctuaciones de todas
las propiedades de campo del fluido, que ocurren en el espacio 3D y el tiempo. Los efectos
turbulentos ocurren cuando el número de Reynolds es muy alto, es decir, cuando las fuerzas de
inercia presentes en el fluido tienen un mayor peso que las fuerzas viscosas.
Estas fluctuaciones pueden ser de pequeña escala y altas frecuencias, siendo
computacionalmente muy costosa la simulación directa.. En cambio, las ecuaciones de
gobierno instantáneas pueden ser promediadas en el tiempo, promediadas en conjunto o
manipuladas de otra manera para remover las pequeñas escalas, resultando en un grupo de
45
ecuaciones que son computacionalmente menos costosas de resolver y que contienen
cantidades desconocidas. Sin embargo, estas cantidades contienen variables adicionales
desconocidas donde los modelos de turbulencia son necesarios para determinar estas variables
en términos de cantidades conocidas (Fluent, 2006).
Existen una gran variedad de modelos para emplear en el tratamiento de la turbulencia
entre los cuales se puede destacar los siguientes: modelo k- , modelos k-w, RSM (“Reynolds
Stress Model”), modelos v2-f, DES (Detached Eddy Simulation), LES (“Large Eddy
Simulation”), entre otros.
Los más simples, pero aun suficiente modelos de turbulencia son los de dos ecuaciones
donde la solución de dos ecuaciones de transporte separadas permite determinar la viscosidad
turbulenta y las longitudes de escala de forma independiente.
El modelo de k- estándar está dentro de este tipo de modelos, siendo el más utilizado
en la práctica ingenieril para el cálculo de flujos desde que fue propuesto por Launder y
Spalding (1972). Este modelo resulta ser robusto, económico y con razonable precisión en un
amplio rango de flujos turbulentos, lo que le ha ganado su popularidad dentro de las
simulaciones en transferencia de calor y flujos industriales.
El modelo k- es un modelo semi-empírico basado en las ecuaciones de transporte para
la Energía Cinética Turbulenta (k), la cual representa una medida de la intensidad de las
fluctuaciones temporales de la velocidad y para la tasa de Disipación de Turbulencia de los
Eddies ( ), la cual representa la tasa de disipación de k.
Las ecuaciones de la energía cinética k y la tasa de disipación son las siguientes:
[3.33]
[3.34]
46
donde representa la generación de la turbulencia cinética debido al gradiente de la
velocidad media, es la generación de energía cinética turbulenta debido a la flotación,
es la contribución debido a los efectos de compresibilidad.
La viscosidad turbulenta es calculada por combinación de k y de la siguiente manera:
[3.35]
Las constantes del modelado son las siguientes
[3.36]
Estos valores fueron determinados en experimentos con aire y agua para flujos
cortantes turbulentos fundamentalmente homogéneos y con decaimiento isotrópico de la
turbulencia.
El modelo presentado anteriormente es para un solo fluido homogéneo. Para aplicar a
flujo multifásico se implementan ciertas variaciones. Entre las variantes del modelo k- para
ser aplicado a simulaciones con dos o más fluidos se tienen: el modelo de turbulencia de
mezcla (mixture model), el modelo disperso y el modelo de turbulencia por cada fase.
El modelo de turbulencia para flujo multifásico utilizado en esta investigación es el
modelo de mezcla; éste representa la primera extensión del modelo k- para una fase, y este es
aplicable cuando las fases están separadas o cercanas a la estratificación. En flujo multifásico,
empleando propiedades de mezcla y velocidades de mezcla, es suficiente para capturar
importantes características de flujo turbulento.
Las ecuaciones de la energía cinética k y la tasa de disipación son las siguientes:
[3.37]
47
[3.38]
donde la velocidad y la densidad de la mezcla, y , son calculadas desde:
[3.39]
y
[3.40]
La viscosidad turbulenta es calculada desde:
[3.41]
y la producción de energía cinética turbulenta, es calculada desde
[3.42]
El término resistencia turbulenta para flujo multifásico ( de la ecuación de
momento [3.6] es modelado de la siguiente manera:
[3.43]
Donde están ponderados por la velocidad de cada fase.
El segundo término del lado derecho de la ecuación contiene la velocidad entre las
fases (drift velocity).
48
El efecto de la velocidad entre las fases está influenciado por la ecuación de momento
y, en menor medida, por la ecuación de la turbulencia. Esta velocidad resulta de las
fluctuaciones turbulentas de la fracción volumétrica y cuando se multiplica por el coeficiente
de intercambio , se hace una corrección del término cantidad de momento para flujos
turbulentos.
La velocidad entre las fases se define como:
[3.44]
Donde y son coeficientes de difusividad, que son supuestos iguales, es el
número de Prandtl de dispersión, que es igual a 0.75 (Teoría de Tchen, citada en Hinze 1975)
(Fluent, 2006)
3.7 Discretización y Solución
El primer paso en la solución numérica de las ecuaciones de gobierno es crear un
sistema acoplado, linealizando las ecuaciones algébricas resultantes, el cual puede ser
solucionado por métodos numéricos clásicos. Este paso se denomina como discretizacion.
El método de discretización de las ecuaciones más comúnmente utilizado en la
actualidad se basa en la técnica de los volúmenes finitos de control. Consideremos una malla
de discretización del espacio fluido. En torno a cada punto de esta malla se construye un
volumen de control que no se traslapa con los de los puntos vecinos. De esta forma el volumen
total de fluido resulta ser igual a la suma de los volúmenes de control considerados. La
ecuación diferencial a resolver se integra sobre cada volumen de control, lo cual entrega como
resultado una versión discretizada de dicha ecuación. Para realizar la integración se requiere
especificar perfiles de variación de la variable dependiente entre los puntos de la malla, de
modo de poder evaluar las integrales resultantes. La principal propiedad del sistema de
ecuaciones discretizadas resultante, es que la solución obtenida satisface en forma precisa las
ecuaciones de conservación consideradas, independientemente del tamaño de la malla,
(Fluent, 2006).
49
Utilizando una ecuación para el transporte de una cantidad escalar ( ) en estado
transitorio [Ec. 3.45] escrita en forma integral para un volumen arbitrario de control (V), se
puede realizar la discretizacion de la ecuación de gobierno:
[3.45]
La ecuación [3.45] se aplica sobre cada volumen de control o celda en el dominio
computacional que se ha mallado previamente. Utilizando como ejemplo celdas
bidimensionales, que se muestran en la Figura 3.3, se obtiene la ecuación [3.46].
[3.46]
Figura 3.3: Volumen de control empleado como ilustración para la discretización de la
ecuación de transporte
3.8.1 Discretización Espacial
Los valores discretos de la variable escalar ( ) se definen en el centro de la celda
(celda1) en la Figura 3.3, sin embargo, los valores de se definen sobre las caras y son
requeridos para los términos covectivos en la ecuación [3.46]. Estos valores deben ser
interpolados desde el valor en el centro de la celda, lo cual es logrado usando un esquema
hacia delante.
50
Existen varios esquemas de este tipo, siendo los más conocidos: primer orden, segundo
orden, ley de potencia y Quadratic Upstream Interpolation for Convective Kinematics,
(QUICK por sus siglas en inglés).
Este apartado sólo describirá el esquema QUICK, el cual fue utilizado para las
simulaciones en esta investigación.
QUICK, es un esquema de segundo orden, donde las cantidades en las caras de la celda
son computadas usando un enfoque multidimensional lineal. Este enfoque de alto orden de
precisión es aplicado en el centro de la celda. Cuando este esquema es utilizado, los valores en
las caras son calculados empleando la siguiente expresión:
[3.47]
Esta formulación requiere de la determinación previa del gradiente de , el cual puede
ser calculado usando el Teorema de Green-Gauss en el centro de la celda, quedando como se
expresa a continuación:
[3.48]
El promedio de la variable es calculada sobre el centroide de las caras , donde se
toma un promedio aritmético de los valores en los centros de las celdas vecinas. Por ejemplo,
al utilizar las celdas de la Figura 3.3 queda como:
[3.49]
El esquema QUICK es recomendable para mallas hexaédricas y cuadriláteras, donde
solo las caras aguas arriba y aguas abajo y las celdas se pueden identificar; este esquema
calcula valores de orden superior de la variable de convección en la cara. QUICK se basa en
una media ponderada de segundo orden-upwind y el centro de interpolaciones de la variable.
51
Para la cara e en la Figura 3.4, si el flujo es de izquierda a derecha, este valor puede ser escrito
como:
[3.50]
Figura 3.4: Volumen de control unidimensional
Si =1 en la ecuación [3.50] resulta en una interpolación central de segundo orden
mientas que =0 se obtiene un valor de segundo orden upwind y si =1/8 se obtiene el
esquema QUICK tradicional, (Fluent, 2006).
3.8.2 Discretización Temporal
El termino transitorio de la ecuación [3.46] (primer término) debe ser discretizado
tanto en espacio como en tiempo. La discretizacion espacial para las ecuaciones con
dependencia temporal es idéntica al caso estacionario. La discretización temporal envuelve la
integración de cada término en las ecuaciones diferenciales sobre un paso de tiempo . La
expresión genérica para la evolución temporal de esta dado por:
[3.51]
donde la función incorpora cualquier discretizacion espacial. Para la discretizacion de la
parte temporal se emplea comúnmente diferencias finitas de primer orden hacia atrás, que
pueden proporcionar un sistema implícito o explicito de acuerdo a como se escoja la función
:
52
[3.52]
[3.53]
donde representa la solución que se desea en el tiempo actual y es la solución en el
tiempo anterior.
La ecuación [3.52] produce un sistema de carácter explicito, ya que puede ser
despejada la variable de transporte como función de lo que ocurre en el tiempo anterior,
mientras que la ecuación [3.53] produce un sistema implícito, donde la variable de transporte
depende a su vez de lo que ocurre con sus celdas vecinas en el mismo tiempo por medio de la
función .
El esquema implícito es incondicionalmente estable con respecto al tamaño de paso
temporal, mientras que el esquema explícito posee una estabilidad limitada. (Fluent, 2006)
3.8.3 Solución del Sistema de Ecuaciones Lineales
La ecuación de transporte escalar discretizada [3.46] contiene la variable escalar
desconocida en el centro de la celda, así como también los valores desconocidos en las celdas
vecinas. Esta ecuación, en general, es no-lineal con respecto a estas variables, por lo que una
linealización puede ser escrita como:
[3.54]
donde el subíndice cv significa celdas vecinas, y son los coeficientes linealizados para
y , respectivamente.
El número de vecinos por cada celda o elementos depende de la topología de la malla,
pero típicamente será igual al número de caras que encierran la celda.
53
Ecuaciones similares pueden ser escritas para cada celda que compone la malla, lo que
resulta en un conjunto de ecuaciones algebraícas con una matriz A con escasos coeficientes,
que se escribe de la siguiente forma.
[3.55]
con como el residual, obtenido de:
[3.56]
Repitiendo la aplicación de este algoritmo se lleva a una solución con precisión
controlada. Los métodos iterativos tienden rápidamente a desmejorar su desempeño con el
incremento del número de elementos o celdas, dado el costo computacional asociado a ésto. El
desempeño también decrece rápidamente si existen elementos contiguos con grandes
relaciones de aspecto entre sí. Estos métodos iterativos están estrechamente ligados al mallado
de la geometría. Por ello, se han desarrollado a su vez técnicas que refinan la malla para
mejorar la solución y disminuir el residuo local o globalmente. (Marval 2008)
3.8.4 Normalización del Residuo y Convergencia.
Como se describió anteriormente, el vector de los residuos es calculado como el
desbalance en el sistema de ecuaciones discretas linealizadas. Los residuos son normalizados
con el propósito de monitorear la solución y obtener un criterio de convergencia. Un
procedimiento general de normalización es el siguiente:
[3.57]
donde son los residuos normalizados, fue descrito anteriormente y es representativo del
coeficiente del volumen de control y es un rango representativo de la variable sobre el
domino. Algunos rasgos importantes de citar son:
Los residuos normalizados son independientes del paso del tiempo escogido.
54
Los residuos normalizados son independientes de la condición inicial supuesta.
Para flujos multifásicos, la fracción volumétrica es considerada. Esto previene grandes
residuales en sitios donde la fracción volumétrica es despreciable y tiene una gran
influencia.
No hay una medida universal sobre el juicio para la convergencia, sin embargo el
residuo es la principal variable para realizar este proceso. El criterio de convergencia de
acuerdo con el residuo normalizado adoptado en este tipo de simulaciones es de 10-6 para la
ecuación de energía y 10-3 para el resto de ecuaciones; sin embargo, estos valores pueden ser
disminuidos cuando se desea incrementar la precisión en la solución. (Marval 2008)
CAPÍTULO IV
SIMULACIÓN NUMÉRICA DE PARTÍCULAS-LÍQUIDO EN TUBERÍAS HORIZONTALES
En este capítulo se muestran los resultados del estudio numérico del flujo de partículas-
líquido en régimen heterogéneo y saltación en tuberías horizontales utilizando un modelo
Euleriano de dos fases con relación constitutiva para la fase sólida basada en la Teoría
Cinética Granular (TCG). ANSYS-Fluent v.12.0 es el software utilizado para realizar las
simulaciones ya que presenta una plataforma adecuada para activar los esquemas numéricos y
modelos matemáticos enunciados en el capítulo anterior.
Los resultados de los casos de estudio a simular son validados con el trabajo
experimental de Kausal et al. (2005) que trata sobre el efecto del tamaño de la partícula en la
caída de presión y los perfiles de concentración en tuberías con flujo de alta concentración de
mezcla. Los resultados a obtener, permitirán comparar los perfiles de concentración
volumétrica.
Se presenta en primera instancia un resumen de trabajo de Kausal et al. (2005) del cual
se escogerá algunos casos representativos que servirán para cumplir los objetivos propuestos,
seguidamente y con detalles, se muestra la geometría, análisis de sensibilidad de la malla,
estrategia de simulación, condiciones iniciales y las características de la convergencia para el
modelo matemático implementado, el cual ya fue presentado en el capítulo anterior.
La segunda parte, muestra los resultados de los casos de estudio, con énfasis en cómo
afecta la predicción del perfil de concentración los siguientes aspectos del modelado: (a)
tratamiento de pared en el modelo de turbulencia; (b) fuerza de sustentación; (c) temperatura
granular en la pared; (d) término de viscosidad friccional dentro de la viscosidad de la fase
sólida. Finalmente, se presentan las conclusiones y recomendaciones.
56
4.1 Data Experimental reportada por Kausal et al. (2005)
Kausal et al. (2005) realizó experimentos en tuberías horizontales de 54,9 mm de
diámetro interno para dos diferentes tamaños de partículas de vidrio, de los cuales el diámetro
promedio y la desviación estándar son 440 μm @ 1.2 μm y 125 μm @ 1.15 μm,
respectivamente. Igualmente, los experimentos de Kausal et al. exploran combinaciones de
dos tamaños de partículas en igual fracción de masa; el valor promedio de la densidad relativa
de estas partículas fue de 2.47. La velocidad de flujo máxima alcanzó 5 m/s y la concentración
volumétrica límite fue del 50 %, donde la caída de presión y los perfiles de concentración
fueron medidos.
Los perfiles fueron obtenidos atravesando zonas isocinéticas en los planos: horizontal,
inclinado a 45° y vertical, incluyendo también el eje de la tubería. La mezcla es muestreada y
recogida en un plano vertical donde se analizaron los perfiles de concentración de cada lote de
partículas que constituye la mezcla.
Se encontró que la caída de presión se reduce a concentraciones altas de mezcla,
excepto para velocidades de 5 m/s. Además, se observaron marcados cambios de perfiles de
concentración en partículas de 440 μm, lo que indica un régimen de lecho móvil, mientras que
los perfiles en el plano horizontal se mantienen casi constantes, independientemente de la
velocidad del flujo, la concentración total y el tipo de mezcla.
La Figura 4.1 muestra un esquema del banco de pruebas que Kausal et al. (2005)
utilizó para sus experimentos.
57
1. Bomba multifásica 2. Medidor de flujo electromagnético 3. Sonda de muestreo isocinética 4. Tomas de presión 5. Transductor diferencial de presión 6. Cámara de observación 7. Tanque de la mezcla 8. Mezclador 9. Válvula 10. Tanque de agua
Figura 4.1: Esquema del circuito experimental de Kausal et al. (2005)
La mezcla es provista desde el tanque de mezcla (7), donde un agitador con motor
eléctrico mezcla el agua y las partículas sólidas mecánicamente y la velocidad de rotación del
mezclador es suficientemente alta para obtener una distribución homogénea de sólidos en el
tanque. La mezcla es transportada por el sistema a través de una bomba centrífuga donde el
flujo volumétrico es controlado utilizando un variador de frecuencia para cambiar la velocidad
de rotación de la bomba al valor deseado.
El flujo volumétrico de la mezcla es medido empleando un medidor de flujo
electromagnético (2).
58
Una sonda de muestreo (3) mide el perfil de concentración, tiene 5 mm x 6 mm de
ranura rectangular y 3 mm sobre el final. El perfil de concentración fue medido en diferentes
planos a las velocidades de flujo correspondientes y en todas las concentraciones; estos
resultados presentan desde el 10 % al 90 % del diámetro del tubo en un incremento de 10 %.
En la Tabla 4.1 se muestra la matriz de todos los casos experimentados en el estudio de
Kausal et al. (2005), de los cuales se escogieron los que se encuentran sombreados debido a
que representan de forma más aproximada el tipo de flujo a estudiar para validar el modelo de
este trabajo y para alcanzar los objetivos de esta investigación. Los resultados gráficos
experimentales se presentan junto con los resultados de las simulaciones.
Tabla 4.1: Matriz de los casos de estudio experimentados por Kausal et al. (2005)
Concentración volumétrica de sólidos Diámetro
[μm] Velocidad
1 m/s Velocidad
2 m/s Velocidad
3 m/s Velocidad
4 m/s Velocidad
5 m/s 125 10 10 10 10 10 125 20 20 20 20 20 125 30 30 30 30 30 125 40 40 40 40 125 50 50 50 50 440 10 10 10 10 10 440 20 20 20 20 20 440 30 30 30 30 30 440 40 40 40 440 50 50
125+440 20 20 20 20 20 125+440 30 30 30 30 30 125+440 40 40 40 40 40 125+440 50 50 50 50
4.2 Geometría y Malla.
Seleccionar y diseñar la geometría es el primer paso para una simulación CFD y
consiste en representar todo el volumen de fluido sobre el cual se quiere tener información,
analizar y predecir el comportamiento. Hay que considerar que si la geometría y las
condiciones de flujo son simétricas se puede representar solamente una de las partes simétricas
del dominio, obteniendo así una considerable reducción del número de elementos, ayudando
así a reducir los tiempos de simulación.
59
El diámetro del volumen de fluido a analizar es de 54.9 mm y es fijo para todos los
casos de estudio, la longitud del dominio computacional es basada en las sugerencias de Wasp
et al. (1979) y Brown y Heywood (1991) a través de la ecuación [4.1], donde x es la longitud y
d es el diámetro de la tubería, asegurando así resultados con flujo completamente desarrollado.
[4.1]
Dado que la dirección del flujo principal está alineada con el eje axial del tubo y
asumiendo condiciones simétricas de flujo, se escoge como geometría del dominio
computacional un cilindro cortado por el eje axial de longitud mayor o igual a 50d, tal como se
muestra en la Figura 4.2a.
Un sistema de malla no uniforme estructurado por bloques con elementos hexaédricos
fue empleado para discretizar el dominio computacional, como se muestra en las Figuras 4.2a
y 4.2b/c. Este sistema de malla estructurada tiene cinco bloques que forman todo el dominio
cilíndrico computacional. La distribución de la malla en la circunferencia del cilindro es
refinada en la zona de la periferia y va aumentando en dirección al centro.
Figura 4.2a: Geometría y malla para CFD
60
Figura 4.2b: Geometría y malla
sección transversal Figura 4.2c: Geometría y malla sección longitudinal.
4.3 Verificación del modelaje (malla)
4.3.1 Estudio de Sensibilidad de la Malla
Se realizó el estudio de la independencia del mallado para seleccionar la distribución
óptima de los elementos en la misma para esta investigación. Este estudio de sensibilidad fue
basado en el error relativo, Ec. [4.2], que existe entre la comparación de los resultados de una
variable crítica (fracción volumétrica, velocidad de la mezcla y gradiente de presión) entre
diferentes tipos de distribución y tamaños de malla.
[4.2]
donde es la solución numérica de la malla refinada respecto a la malla previa en grosor,
para la cual la solución numérica es .
El estudio de sensibilidad de malla se realizó para dos casos:
61
El primer caso es independiente de los trabajos de Kausal et al., donde la concentración
volumétrica de sólidos es diluida con un valor de 1 %. Este caso particular fue para
determinar el efecto en la pared del tubo con parámetros como: modelo de turbulencia,
tratamiento de pared en la turbulencia y fuerza de sustentación. Estos efectos no se
podían verificar con el trabajo de Kausal et al. (2005) debido a que los resultados se
presenta a partir del 10 % del diámetro del tubo.
El segundo caso es basado en el trabajo de Kausal et al. (2005), ver Tabla 4.2 y 4.3.
Tabla 4.2: Tipos de mallas segundo caso
Número de Celdas Malla Geometría: Diámetro x Longitud = 54.9 mm x 3.00 m
Sec. Transversal
Sec. Axial
# Total Celdas
Tamaño promedio del elemento mm Altura Ancho Longitud
Gruesa 237 237 56.169 2.34 2.23 12.65 Media 415 400 166.000 1.68 1.68 7.50 Fina 727 675 490.725 1.20 1.20 4.44
Tabla 4.3: Propiedades físicas y condiciones de flujo segundo caso, Kausal et al. (2005)
Fases Continua Dispersa
Estado Líquido (agua) Sólido (partículas) Densidad kg/cm3 998.25 2465
Viscosidad Dinámica kg/ms
0.001 Por calcular
Diámetro mm --- 0.125 Concentración Volumétrica %
80 20
Velocidad m/s 2 2
El trabajo experimental de Chemloul et al. (2009), utilizó como base para la
verificación de los resultados del estudio de sensibilidad para del primer caso, donde se mide
la concentración volumétrica de sólidos para mezclas diluidas menores al 2 %, en tubería de
20 mm, con velocidades menores a 2,23 m/s y diámetro de sólidos de 130 μm, 400 μm y 700
μm. Las características de la malla y condiciones de flujo para esta verificación se muestran en
la tabla 4.4. y 4.5.
62
Los resultados de la verificación de la malla para la fase diluida o del trabajo
experimental de Chemloul et al. (2009), sirvieron para establecer y considerar el modelo de
turbulencia, tratamiento en la pared de la turbulencia y sustentación (lift) que se aplicará en
todas las simulaciones de los casos de estudio escogidos anteriormente a partir del estudio de
Kausal et al. (2005). Esta última fase de contrastación de los resultados numéricos contra los
experimentos de Kausal et al. (2005) corresponde a la llamada validación de los modelos
empleados.
Tabla 4.4: Tipos de mallas primer caso
Número de Celdas Malla Geometría: Diámetro x Longitud =20.0 mm x 1.50 m
Sec. Transversal
Sec. Axial
# Total Celdas
Tamaño promedio del elemento mm Altura Ancho Longitud
Gruesa 136 150 20.400 1.07 1.07 10.00 Media 250 250 62.500 0.79 0.79 6.00 Fina 460 416 191.360 0.58 0.58 3.50
Tabla 4.5: Propiedades físicas y condiciones de flujo primer caso, Chemloul et al. (2009)
Fases Continua Dispersa
Estado Líquido (agua) Sólido (partículas) Densidad kg/cm3 998.25 2640
Viscosidad Dinámica kg/ms
0.001 A Calcular vía TCG
Diámetro mm --- 0.130 Concentración Volumétrica %
99 1
Velocidad m/s 2.23 2.23
Como consecuencia de que la malla es no uniforme, en otras palabras, el tamaño de los
elementos en la sección transversal del cilindro es variable y la distribución de los elementos
en el eje axial es uniforme pero con una dimensión de un orden de magnitud mayor, el estudio
de sensibilidad (verificación) se realizó para estas dos secciones (trasversal y longitudinal),
comparando las variables fracción volumétrica “Cv” en el eje vertical de la sección transversal
del tubo donde el flujo está completamente desarrollado y el gradiente de presión “Dp/Dz” a
lo largo del eje axial del tubo respectivamente, tal como se muestra en las Figuras 4.3 y 4.4.
63
Se puede observar a partir de la Figura 4.3 que los efectos de refinar la malla o
disminuir el tamaño de los elementos no afecta en gran medida los resultados al comparar el
gradiente de presión en la dirección del eje axial; dicho de otra forma, la longitud del elemento
en la dirección axial no influye en los resultados del gradiente de presión permitiendo que esta
longitud pueda ser de un orden de magnitud mayor que la longitud de los elementos en la
dirección transversal.
Figura 4.3: Comparación del gradiente de presión entre diferentes tamaños de mallas,
v = 2.23 m/s; d = 0.130 mm; Cv = 1 %. (Tabla 4.4 y 4.5)
El error relativo entre las soluciones del gradiente de presión Dp/dz en la dirección
axial del tubo entre la malla gruesa de 20400 celdas o elementos y la malla mediana de 62500
celdas es constante en todos los puntos con un valor del 1.96 %, mientras que el error entre
esta malla mediana y la malla fina de 191300 celdas es de 0.99 %.
En la Figura 4.4, se observa que refinar la malla en la sección trasversal, sobre todo en
la zona cercana a la pared del tubo, tiene un efecto significativo en la obtención de los
gradientes, en mayor medida en la zonas muy cercanas a las paredes de la tubería.
-1,6E+04
-1,5E+04
-1,4E+04
-1,3E+04
-1,2E+04
-1,1E+04
-1,0E+04
-9,0E+03
-8,0E+03
-0,1 0,1 0,3 0,5 0,7 0,9 1,1 1,3 1,5
DP
dZ
kg m
^-2
s^
-2
Longitud tubo m
GRADIENTE DE PRESIÓN
20.400 celdas
62.500 celdas
191.300 celdas
64
Figura 4.4: Comparación del perfil de concentración entre diferentes tamaños de malla v =
2.23 m/s; d = 0.30 mm; Cv = 1 %. (Tabla 4.4 y 4.5)
El error relativo entre la comparación de los resultados de concentración volumétrica
en la dirección vertical de la sección transversal del tubo donde el fluido se encuentra
completamente desarrollado z = 1.4 m es aparentemente uniforme excepto en la pared del
fondo de la tubería, donde se aprecia una considerable sensibilidad en los resultados con
respecto al refinamiento del mallado. Como consecuencia de aquello, el error relativo en la
comparación de los resultados de la malla gruesa respecto a la malla media en la zona cercana
a la pared del tubo Y/D < 0.1 está entre 19.0 % y 0.42 %, en la zona superior e intermedia
del tubo Y/D > 0.1 el error relativo está entre 7.40 % y 0.8 %; teniendo un error relativo
promedio entre estas dos mallas (gruesa y mediana) del 1.42 %.
El error en la comparación de la malla media y la malla fina en la zona del fondo de la
tubería Y/D < 0.1está entre 10.7 % y 0.13 %, mientras que el zona superior e intermedia Y/D
> 0.1 el error relativo está entre 4.1 % y 0.15 %, teniendo un error relativo promedio entre
estas dos mallas (mediana y gruesa) de 0.22 %.
El error relativo es mínimo para la malla más fina (Tabla 4.6), asegurando de esta
manera que los resultados son independientes del tamaño y número de elementos del dominio
discretizado.
0
0,25
0,5
0,75
1
0 0,005 0,01 0,015 0,02 0,025
Y/D
Cv
PERFIL DE CONCENTRACIÓN z=1.4 [m]
gruesa media fina
65
Tabla 4.6: Resultados del error relativo del estudio de sensibilidad del mallado.
Error relativo %
Zona Malla
Gruesa Media (62.500 elem) Fina (191.360 elem.) (20.400 elem) Máx. Mín. Prom. Máx. Mín. Prom.
Cercano al fondo de la pared Y/D = 0.1
19.00 0.42 1.42
10.7 0.13 0.22
Intermedia de la tubería y tope
7.40 0.82 4.10 0.15
Obtenida una malla apropiada (proceso de verificación del mallado), se comparan los
resultados obtenidos en ésta con los datos experimentales, evaluando la capacidad que tiene el
modelo numérico en representar el modelo físico propuesto para esta validación.
Figura 4.5: Comparación del perfil de concentración numérico-experimental;
v = 2.23 m/s; d = 0.30 mm; Cv = 1 %
Se observa en la Figura 4.5, que existe aproximación entre las curvas de los resultados
experimentales (Chemloul et al 2009) y los resultados numéricos; el error relativo mayor se
encuentra en la zona Y/D < 0,25 cercano a la pared del fondo con un valor promedio de 14.01
%, mientas que el error relativo promedio en la zona Y/D > 0.25 es de 9.14 %. Se podría decir
que el modelo numérico con las condiciones mencionadas en la Tabla 4.5 sí representa con
buena aproximación al modelo físico del trabajo experimental de Chemloul et al. (2009)
considerado para esta validación.
0
0,25
0,5
0,75
1
0 0,05 0,1 0,15 0,2
Y/D
Np/Npt
PERFIL DE CONCENTRACIÓN
Numerico
Experimental
66
Es importante mencionar que los resultados numéricos de la concentración de sólidos
están dados en fracción volumétrica, mientras que los resultados de Chemloul et al. (2009)
para la concentración de sólidos están dados en número de partículas sobre el número de
partículas totales Np/Npt, por lo que fue necesario a través de las ecuaciones [4.3] y [4.4]
trasformar los resultados de las simulaciones numéricas.
[4.3]
[4.4]
donde:
= Número de partículas a una altura Y/D en la tubería
= Número de partículas totales
= Fracción volumétrica a una altura Y/D en el tubo (simulación)
4.3.2 Efecto de la Fuerza de Sustentación
El efecto de modelar la fuerza de sustentación dentro de las ecuaciones de momento es
evaluado, comparando estos resultados con la data experimental y los resultados obtenidos
anteriormente, determinando de esta manera si es conveniente o necesario modelar o no las
fuerzas de sustentación.
En flujo multifásico se puede incluir o no los efectos de la fuerza de sustentación en la
partícula dentro de las simulaciones. Esta fuerza actúa sobre una partícula principalmente
debido a los gradientes de velocidad en el campo de flujo de la fase primaria o continua y tiene
mayor influencia sobre partículas gruesas y ultra gruesas (dp > 1000μm).
La fuerza de sustentación que actúa en una fase secundaria p dentro de una fase
primaria q es calculada desde la ecuación [4.5] (Drew y Lahey, 1993):
67
[4.5]
En la mayoría de los casos la fuerza de sustentación (lift) es insignificante comparada
con las fuerzas de arrastre (drag).
Figura 4.6: Comparación del perfil de concentración numérico con lift-experimental; v =
2,23 m/s; d = 0.30 mm; Cv = 1 %.
La Figura 4.6 muestra la comparación de los resultados cuando se modela la fuerza de
sustentación. La comparación entre los resultados experimentales y numéricos (con y sin
sustentación) permiten observar un efecto desfavorable en el uso de esta fuerza sobre la
predicción de la concentración volumétrica de sólidos, sobre todo en la zona de la pared del
tubo tanto en el fondo como en el tope, aumentando el error relativo promedio en un 6 % para
la zona Y/D < 0,1 y 11 % en la zona Y/D > 1 con respecto a los resultados experimentales (ver
Figura 4.6). Por esta razón las fuerzas de sustentación no serán modeladas.
4.3.3 Efecto del Modelo de Turbulencia k-ε en Comparación con el Modelo RSM
El modelo de turbulencia k-ε descrito en el capítulo anterior es comparado con el
modelo de turbulencia Reynolds Stress Model (RSM) desarrollado en 1975 por Launder que
pretende corregir los defectos del modelo k-ε, agregando captura de efectos anisotrópicos. El
modelo RSM establece una ecuación diferencial para cada uno de los llamados esfuerzos de
0
0,25
0,5
0,75
1
0 0,05 0,1 0,15 0,2
Y/D
Np/Npt
PEFIL DE CONCENTRACIÓN
Numerico
Experimental
Numerico lift
68
Reynolds, modelando los términos de producción, difusión, transporte y rotación, incluyendo
también la ecuación para la tasa de disipación turbulenta ε (la misma del modelo k-ε). Este
modelo no se describe en esta tesis ya que no es parte del alcance.
Ventajas:
Es el modelo más general de todos los modelos RANS
Válido para muchos flujos industriales, incluyendo chorros, conductos no circulares y
flujos con gran curvatura
Inconvenientes:
Muy costoso computacionalmente (7 ec. diferenciales en 3D o 5 ec. diferenciales en
2D)
No está tan validado como el modelo k-ε
Problemas en chorros axisimétricos y flujos no confinados con recirculación
Se observa en la Figura 4.7 que el modelo de turbulencia k-ε y el modelo RSM
predicen muy similares resultados; la diferencia está en el tiempo de cálculo donde el modelo
RSM es más costoso computacionalmente. Por esta razón se conserva el modelo k-ε para las
subsiguientes simulaciones, sobre todo las correspondientes al caso de estudio de Kausal et al.
(2005).
Figura 4.7: Comparación del perfil de concentración para diferentes modelos de turbulencia;
v = 2,23 m/s; d = 0.30 mm; Cv = 1 %
0
0,25
0,5
0,75
1
0,000 0,050 0,100 0,150 0,200
Y/D
Np/Npt
Perfil de Concentración
Experimental
St_k-e_std
RSM
69
4.3.4 Efecto del Tratamiento de Turbulencia en la Pared.
El modelado cercano a la pared impacta significativamente en la fidelidad de la
solución numérica, ya que las paredes son la principal fuente de vorticidad media y de
generación de turbulencia. Después de todo, es en la región cercana a la pared que las
variables de solución tienen pendientes o gradientes más grandes. El campo de velocidad
media se ve afectada por la condición de no-deslizamiento que tiene que ser satisfecho en la
pared, por ejemplo. Por lo tanto, la representación precisa del flujo en la región cercana a la
pared determina el éxito de las predicciones de flujos turbulentos.
Los modelos k-ε, RSM, son principalmente válidos para los flujos de núcleo turbulento
(es decir, el flujo en las regiones un poco lejos de las paredes). Por ello, especial consideración
debe tenerse en cuenta para suponer modelos adecuados en flujos limitados por una pared. El
modelo k-ε estándar fue diseñado para ser aplicado en turbulencia libre, sin embargo el uso de
funciones de pared permite su aplicación en toda la capa límite, siempre que la resolución de
la malla cercana a la pared sea apropiada.
Numerosos experimentos han demostrado que la región cerca de la pared o capa límite
puede ser subdividida en tres capas. La capa más interna, llamada “subcapa viscosa”, es donde
el flujo es casi laminar y la viscosidad (molecular) juega un papel preponderante en el
momentum y la transferencia de calor o masa. En la capa más externa, llamada capa
completamente turbulenta, la turbulencia tiene un papel preponderante. Por último, hay una
región de transición entre la subcapa viscosa y la capa completamente turbulenta donde los
efectos de la viscosidad molecular y la turbulencia son igualmente importantes. La Figura 4.8
ilustra estas subdivisiones de la región próxima a la pared, trazado en coordenadas semi-
logarítmicas.
70
Figura 4.8: Subdivisión de la región cercana a la pared en flujo turbulento
Hay dos aproximaciones para modelar la región cercana a la pared. En una
aproximación la viscosidad afectada en la región interna (subcapa viscosa y la región de
transición) no son resueltas. En su lugar fórmulas semi-empíricas llamadas “funciones de
pared” son utilizadas para reducir la viscosidad de la región afectada entre la pared y la región
completamente turbulenta.
En otro enfoque, los modelos de turbulencia se han modificado para permitir que la
región afectada por la viscosidad sea resuelta con una malla en todo el camino a la pared,
incluyendo la subcapa viscosa. A los efectos de la discusión, este enfoque se denomina
"modelado cerca de la pared”. Estos dos enfoques son representados esquemáticamente en la
Figura 4.9.
capa interna
subcapa viscosa
región de mezcla
región completamente turbulenta o región ley-logarítmica
capa exterior
límite superior depende del No. Reynolds
71
Figura 4.9: Esquemas para modelar la región cercana a la pared
En la mayoría de flujos con alto número de Reynolds, el enfoque de la función de
pared sustancialmente ahorra recursos computacionales, debido a que la viscosidad de la pared
afectada cerca de la región, en el que la solución de las variables cambian más rápidamente, no
necesitan ser resueltos. El enfoque de función de pared es popular porque es económico,
robusto, y puede ser bastante preciso.
Se realizó la comparación entre dos funciones de pared: funciones de pared estándar y
funciones de pared escalables para poder escoger la función que mejor se ajuste en las
simulaciones siguientes.
Las funciones de pared estándar están basadas en el trabajo de Launder y Spalding
(1974), y han sido ampliamente utilizadas para estimar el campo de velocidad media, se
representa con la ecuación [4.6] y también es conocida como ley logarítmica.
[4.6]
regi
ón
turb
ulen
ta
región de mezcla y subcapa
Tratamiento con función de pared
Tratamiento con modelo cercano a la pared
La capa viscosa no es resulta; en su lugar se usa la función de pared, útil para alto número de Reynolds
La región cercana a la pared es resuelta y el modelo de turbulencia debería ser resuelto en esta region
72
donde:
[4.7]
es la velocidad adimensional
[4.8]
siendo la distancia adimensional desde la pared
= Constante de von Kármán (=0,4187)
E = Constante empírica (=9.793)
= Velocidad promedio del fluido en el nodo P cercano a la pared
= Energía cinética turbulenta en el nodo P cercano a la pared
= Distancia desde el nodo P a la pared
= Viscosidad dinámica del fluido
La ley logarítmica para velocidad media se sabe que es válida para 30 < < 300.
El propósito de las funciones de pared escalables es forzar el uso de la ley logarítmica
junto con el enfoque de la función de pared estándar. Esto se logra introduciendo un límite en
los cálculos de tal que:
[4.9]
donde debe ser igual a 11.225. El uso de la ecuación [4.9] en el contexto del concepto de
función de pared escalable es sencillo, es decir, la formulación empleada para cualquier
fórmula de función de pared estándar es remplazada por .
73
Figura 4.10: Comparación del perfil de concentración para diferentes tratamientos de
turbulencia en la pared; v = 2,23 m/s; d = 0.30 mm; Cv = 1 %
La Figura 4.9 muestra la comparación de los resultados utilizando funciones de pared
estándar y funciones de pared escalables, con el modelo de turbulencia k-ε y el RNG-k-ε o de
re-normalización k-ε. Se observa que existe un considerable efecto en la zona cercana a la
pared del tubo donde los resultados son completamente diferentes entre sí, pero el modelo k-ε
de turbulencia con funciones de pared estándar es el que más se aproxima a la data
experimental. En las zona intermedia se observa una similitud entre los resultados
experimentales y los numéricos para todos los modelos explorados.
El modelo RNG-k-ε, fue derivado utilizando una rigurosa técnica estadística llamada
Teoría de Re-normalización de Grupo, que es similar al modelo estándar k-ε, pero incluye los
siguientes refinamientos:
El modelo RNG tiene un término adicional en la ecuación de la tasa de disipación
turbulenta que mejora considerablemente la precisión de los flujos rápidamente
forzados.
El efecto de los vórtices sobre la turbulencia está incluido en el modelo RNG para
mejorar la precisión.
La teoría RNG proporciona una fórmula analítica para números de Prandtl turbulentos,
mientras que el modelo estándar k-ε usa valores constantes especificados por el
usuario.
0
0,25
0,5
0,75
1
0,000 0,050 0,100 0,150 0,200
Y/D
Np/Npt
PERFIL DE CONCENTRACIÓN
Experimental
St_k-e_std
k-e_st_fn_scl
Ke_RNG_fn_std
74
Mientras que el estándar k-ε es un modelo de alto número de Reynolds, la teoría RNG
proporciona una fórmula diferencial analítica derivada de la viscosidad efectiva que da
cuenta de los efectos para bajo número de Reynolds. El uso eficaz de esta función, sin
embargo, depende de un tratamiento adecuado de la región próxima a la pared.
Comparando los resultados entre el modelo de turbulencia k-ε y el RNG k-ε con
funciones de pared estándar, los efectos son desfavorables para el modelo RNG k-ε,
concluyendo finalmente después de analizar lo anteriormente detallado, que el modelo k-ε con
funciones de pared estándar y sin considerar las fuerzas de sustentación es el esquema que
mejor se aproxima y representa la realidad experimental considerada en este estudio.
4.4 Estrategia de Simulación, Condiciones Iniciales, Convergencia y Error
Estableciendo las condiciones basadas en los resultados anteriores, se realizan las
simulaciones para los casos de estudio escogidos en la Tabla 4.1; para esto, se plantea una
estrategia de simulación, que es un procedimiento que se aplica para realizar el análisis y
obtener resultados en tiempos de simulación menores, además de ayudar a la convergencia en
la solución de las ecuaciones. Esta estrategia de simulación es única para cada caso y depende
de las condiciones de flujo, características del fluido y del tipo de problema a analizar.
Considerando que se trata de analizar flujo multifásico (sólido-líquido) y que las
ecuaciones (continuidad, momento, turbulencia, fracción volumetría y temperatura granular)
se resuelven para cada fase, donde además se considera la interacción entre éstas, se
establecieron dos etapas en esta simulación para favorecer la obtención de resultados y la
convergencia de la solución en cada una de las ecuaciones
La primera, una simulación de flujo monofásico resolviendo solamente las ecuaciones
de continuidad, momento y turbulencia de la fase líquida (agua), obteniendo así el campo de
velocidades de esta fase en todo el dominio. Este campo de velocidades sirve como condición
inicial o semilla para la segunda fase donde se activa la ecuación de fracción volumétrica y
temperatura granular, resolviéndose todas las ecuaciones para ambas fases.
Las condiciones de borde para la primera etapa de simulación se establecieron igual a
las condiciones experimentales del trabajo de Kausal et al. (2005). En particular, la condición
en la entrada es la velocidad promedio del flujo, en el borde de pared del tubo la condición es
75
de no-deslizamiento, para la sección simétrica se emplea condición de simetría y para la
condición de salida se escoge una presión de referencia (atmosférica en este caso).
Para la segunda etapa de simulación (flujo multifásico), se cambia solamente la
condición de entrada de velocidad de flujo se pasa ahora a flujo másico correspondiente a cada
fase. La condición en la pared se establece con el coeficiente de especularidad para la fase
dispersa, al igual que se ajusta el valor de temperatura granular en la pared; todo lo demás
queda igual a la primera etapa.
La convergencia y los errores normalizados aceptados en las simulaciones fueron del
orden de 10-5 para las ecuaciones de momento, turbulencia, fracción volumétrica y
temperatura granular. La ecuación de continuidad tuvo dificultad para que convergiera
alcanzando una cota de error de 10-3. Sin embargo, la diferencia del flujo másico total entre la
entrada y salida no excedió el 0.75 % para todas las corridas.
Se utilizó al inicio un esquema de segundo orden Upwind para la discretización
espacial del término convectivo como primera aproximación. Luego se cambió por un
esquema de orden superior QUICK. El modelo matemático fue implementado en ANSYS-
Fluent v.12.0, donde se monitorearon los residuales y se ajustaron la temperatura granular y la
viscosidad friccional del modelo TCG para determinar el efecto que causan en los resultados.
El tiempo promedio de simulación estuvo alrededor de las 8 horas para cada caso de estudio y
fue llevado a cabo en un procesador Intel Core 2 Duo de 2.4MHz con una memoria RAM de
3GB, en el Laboratorio de Mecánica de Fluidos de la Universidad Simón Bolívar.
4.5 Resultados Obtenidos
Las tablas 4.7, 4.8, 4.9 muestran las condiciones para el análisis numérico de flujo de
mezcla (sólido-líquido) con un diámetro de partículas de 0.125 mm, replicando los datos de
Kausal et al. (2005)
76
Tabla 4.7: Condiciones de velocidad y concentración para diámetro de 0.125 mm. DIAMETRO DE SÓLIDO = 0.125 mm
Velocidad 10 m/s
20 m/s
30 m/s Conc. Vol.
10 % X 20 % X X X 30 % X
Tabla 4.8: Condiciones de velocidad y concentración para diámetro de 0.440 mm.
DIAMETRO DE SÓLIDO = 0.440 mm Velocidad 10
m/s 20 m/s
30 m/s Conc. Vol.
10 % X 20 % X X X 30 % X
Tabla 4.9: Condiciones de velocidad y concentración para diámetros de 0.440+0.125 mm. DIAMETRO DE SÓLIDO = 0.440+0.125 mm Velocidad 10
m/s 20 m/s
30 m/s Conc. Vol.
20 % X X X 30 % X
4.5.1 Efecto de la Temperatura Granular en la Pared
La Figura 4.11 presenta los resultados del estudio numérico analizando el efecto de la
temperatura granular en la pared para diámetros de partículas 0.125 mm, 0.440 mm,
0.440+0.125 mm, respectivamente, con los parámetros definidos en las secciones anteriores.
El valor por defecto de la temperatura granular en la pared es de 1.0e-08, el cual es muy bajo.
No obstante, esto tiene mucho sentido ya que es consecuencia del alto empaquetamiento de
partículas y la débil fluctuación de las partículas en la zona de la pared. Este término se va
ajustando a un valor mayor que 1.0e-05, produciendo con este incremento, un aumento de la
fluctuación de las partículas en la pared de la tubería.
77
Figura 4.12: Comparación del perfil de concentración con el efecto de la temperatura
granular en la pared; Cv = 20 %; v = 3 m/s; d = 0.440 mm
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50 60
Y/D
Cv [%]
Experimental Vel 3 [m/s] T.G. 1.0e-5 [m2/s2]
T.G. 1.0e-8 [m2/s2]
Figura 4.11: Comparación del perfil de concentración con el efecto de la temperatura
granular en la pared; Cv = 20 %; v = 2 m/s; d = 0.125 mm
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40
Y/D
Cv [%]
Experimental Vel 2 [m/s] T.G. 1.0e-5 [m2/s2]
T.G. 1.0e-8 [m2/s2]
Perfil de Concentración
Perfil de Concentración
78
Figura 4.13: Comparación del perfil de concentración con el efecto de la temperatura
granular en la pared; Cv = 20 %; v = 2 m/s; d = 0.440 + 0.125 mm
En las Figuras 4.11; 4.12 y 4.13 se aprecia que la temperatura granular en la pared al
tener un valor muy bajo para la fase continua produce mayor concentración de sólidos en el
fondo en comparación con los resultados experimentales; el valor para la simulación que
mejor se ajusta a estos resultados es 1.0e-05.
Para partículas de 0.125 mm de diámetro, un valor muy bajo de la temperatura granular
en la pared causa mayor efecto negativo sobre los resultados en comparación con las
simulaciones de 0.440 mm y 0.440 + 0.125 mm de diámetro. Esto se debe a que el efecto
gravitacional, comparado al arrastre, es mucho mayor en partículas de gran tamaño y por lo
tanto, las partículas más pequeñas son arrastradas con mayor facilidad. Análogamente, las
partículas más grandes, son más afectadas por la gravedad que por el arrastre, propiciándose
su rápido depósito en la pared inferior de la tubería. Para la mezcla de sólidos de dos tamaños
(0.440 + 0.125 mm) las partículas más pequeñas pueden ocupar los intersticios que dejan las
partículas grandes al empaquetarse, aumentando así el factor neto de empaquetamiento y la
concentración de sólidos en las paredes.
En las simulaciones para el caso anterior de Chemloul (2009) este efecto fue
despreciable debido al valor muy bajo de fracción volumétrica (1%) de los sólidos presentes.
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
Experimental Vel 2 [m/s] T.G. 1.0e-5 [m2/s2]
T.G. 1.0e-8 [m2/s2]
79
4.5.2 Efecto del Término Friccional en el Tensor de Esfuerzos de la Fase Sólida
Definido el valor del término de temperatura granular como condición de borde en la
pared del tubo, se procede a estudiar la influencia del coeficiente de viscosidad friccional
dentro del tensor de esfuerzos de la fase sólida sobre la distribución de la concentración de
sólidos con respecto a la data experimental.
En las Figuras 4.14 y 4.15 se observa la comparación de los resultados incluyendo y
sin incluir el coeficiente friccional para diámetros de partículas de 0.125 mm y 0.440 mm,
respectivamente y la data experimental. Como se observa, hay poca influencia de este
coeficiente sobre el perfil de concentración ya que los sólidos en el fondo de la tubería se
transportan sin ejercer suficiente esfuerzo de fricción entre ellos, además que la concentración
máxima en el fondo es menor al 50 %, valor sobre el cual el efecto friccional es generalmente
más sensible. (Marval, 2009)
Figura 4.14: Comparación del perfil de concentración con el efecto del coeficiente friccional
y sin este; Cv = 20 %; v = 1 m/s; d = 0.125 mm
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
Experimental Vel 1 [m/s] Sin Coef. Friccional
Con Coef. Friccional
80
Figura 4.15: Comparación del perfil de concentración con el efecto del coeficiente friccional
y sin este; Cv = 10 %; v = 2 m/s; d = 0.440 mm
Para flujo de mezcla de partículas de 0.440 + 0.125 mm el efecto del término friccional
es diferente a lo encontrado anteriormente, es decir, este término ayuda a predecir con mayor
exactitud el perfil de concentración cuando la fracción volumétrica de sólidos en el fondo del
tubo es mayor al 50 % (ver Figura 4.16). Esto resulta como consecuencia de que las partículas
pequeñas ocupan los intersticios que dejan las partículas grandes en la zona cercana a la pared
del fondo, produciendo un considerable esfuerzo de fricción entre las partículas que es
calculado correctamente al incluir el término de viscosidad friccional dentro del tensor de
esfuerzos del sólido. De hecho, hacia el centro y la parte superior de la tubería, el coeficiente
friccional desmejora la predicción, toda vez que en dicha zona la concentración de partículas
sólidas es menor.
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
Experimental Vel 2 [m/s] Sin Coef. Friccional
Con Coef. Friccional
81
Figura 4.16: Comparación del perfil de concentración con el efecto del coeficiente friccional
y sin éste; Cv = 20 %; v = 1 m/s; d = 0.440 + 0.125 mm Verificados los parámetros recomendados para la predicción del comportamiento del
flujo sólido-líquido a través de simulación numérica como: el modelo k-ε de turbulencia
(apartado 4.3.3), funciones de pared estándar para tratamiento de turbulencia en la pared
(apartado 4.3.4) y establecido los términos y valores que influyen en el comportamiento de
éste tipo de flujo como: no consideración de la fuerza de sustentación, el valor de la
temperatura granular como condición de pared para la fase dispersa y el empleo o no del
término o viscosidad friccional dentro del tensor de esfuerzos de la fase sólida, se realizan las
simulaciones con ANSYS-Fluent v12.0, para predecir el comportamiento de la concentración
de sólidos en el eje vertical de la sección transversal de tubo donde el flujo se encuentra ya
completamente desarrollado.
Los resultados que se representan en las figuras siguientes, son las soluciones
numéricas de las simulaciones, agrupadas en los términos o las variables que afectan el
comportamiento de flujo como son: concentración volumétrica, diámetro de sólidos, y
velocidad de flujo tal como se mencionó en el Capítulo II. Esta agrupación se hace en función
de una variable independiente que puede ser cualquiera de las mencionadas anteriormente,
pudiéndose observar a través de estas representaciones los cambios o las variaciones en el
perfil de concentración de sólidos en función de la variable independiente.
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50 60
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
Experimental Vel 1 [m/s] Sin Coef. Friccional
Con Coef. Friccional
82
4.5.3 Efecto del Diámetro de las Partículas
Las Figuras 4.17, 4.18, 4.19, representan el perfil de concentración de sólidos para flujos con
fracción volumétrica del 10 %, 20 %, 30 % respectivamente, es observa la influencia de
tamaño de las partículas en la configuración del régimen de flujo (homogéneo, heterogéneo,
saltación) manteniendo constante la velocidad del fluido a 2 m/s.
Figura 4.17: Perfiles de concentración en función del diámetro de las partículas; v = 2 m/s;
Cv = 10 %
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
d = 0.125 [mm]
d = 0.440 [mm]
seudo homogéneo
heterogéneo
83
Figura 4.18: Perfiles de concentración en función del diámetro de las partículas; v = 2 m/s;
Cv = 20 %
Figura 4.19: Perfiles de concentración en función del diámetro de las partículas; v = 2 m/s;
Cv = 30 %
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
d = 0.125 [mm] d = 0.440 [mm] d = 0.125+0.440 [mm]
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
d = 0.125 [mm] d = 0.440 [mm] d = 0.125+0.440 [mm]
seudo homogéneo
heterogéneo
heterogéneo
seudo homogéneo
heterogéneo-saltacion
heterogéneo-saltacion
84
Cuando la mezcla sólido-líquido está constituida de partículas finas de diámetro 0.125
mm en las condiciones mencionadas anteriormente, el flujo es dominado por régimen seudo-
homogéneo, manteniéndose un valor de concentración promedio a lo largo de tubo igual al
valor de la fracción volumétrica inicial de la fase sólida en el fluido bifásico: 10 %, 20 % y 30
%.
Con el incremento del diámetro de partículas a 0.440 mm, el régimen de flujo cambia
drásticamente de seudo-homogéneo a heterogéneo-saltación y saltación donde la
concentración en el fondo de la tubería se incrementa considerablemente entre un 300 %, 100
% y 50 % con respecto al valor de fracción volumétrica inicial de la fase sólida en la mezcla
que era de 10 %, 20 % y 30 %, respectivamente. Asimismo, en la zona cercana a la parte
superior de la tubería el valor de concentración está entre 0,1 y 1 % para todas las
concentraciones consideradas (ver Figuras 4.17, 4.18, 4.19).
En una mezcla líquido-sólido con partículas de diferente diámetro: 0.125 + 0.440 mm
distribuidas en igual porcentaje para una fracción volumétrica determinada (Figuras 4.18 y
4.19), se observa que el régimen de flujo es heterogéneo, la concentración en el fondo del tubo
disminuye en un 10 % con respecto al flujo con partículas de 0.440 mm de diámetro y la
concentración aumenta considerablemente en la zona cercana a la parte superior como
consecuencia de la homogeneidad de flujo con partículas de 0.125 mm.
4.5.4 Efecto de la Fracción o Concentración Volumétrica de la Mezcla
Las Figuras 4.20, 4.21, 4.22, representan el perfil de concentración de sólidos para flujos con
partículas de diámetros 0.125 mm, 0.440 mm y la mezcla de los dos diámetros 0.125 + 0.440
mm, respectivamente. Se observa la influencia del aumento de la fracción volumétrica de
sólidos de la mezcla inicial, sobre el perfil de concentración desarrollado, manteniendo
constante la velocidad del fluido a 2 m/s.
85
Figura 4.20: Perfiles de concentración en función de la fracción volumétrica; d = 0,125 mm;
v = 2 m/s
Figura 4.21: Perfiles de concentración en función de la fracción volumétrica; d = 0,440 mm;
v = 2 m/s
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
Cv 10%
Cv 20%
Cv 30%
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
Cv 10%
Cv 20%
Cv 30%
seudo homogéneo
heterogéneo
heterogéneo-saltación
86
Figura 4.22: Perfiles de concentración en función de la fracción volumétrica; d = 0,125 +
0,440 mm; v = 2 m/s
La influencia del cambio de fracción volumétrica en los perfiles de concentración para
los diferentes diámetros de partículas y la mezcla de estos, tiene poco efecto en la
configuración del régimen de flujo, para condiciones de diámetro de sólidos y velocidad de
flujo establecida. El incremento de la fracción volumétrica produce un desplazamiento de la
curva del perfil de concentración, tal como se observa en las Figuras 4.20, 4.21, 4.22, donde el
régimen de flujo respectivo trata de mantenerse.
4.5.5 Efecto de la Velocidad de la Mezcla
Las Figuras 4.23, 4.24, 4.25, representan el perfil de concentración de sólidos para flujos con
partículas de diámetros 0.125 mm, 0.440 mm y la combinación de los dos diámetros 0.125 +
0.440 mm, respectivamente. Se observa la influencia del incremento de la velocidad del flujo
en la configuración del régimen de flujo (homogéneo, heterogéneo, saltación) manteniendo
constante la fracción volumétrica de sólidos en 20 %.
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
Cv 20%
Cv 30%
heterogéneo
87
Figura 4.23: Perfiles de concentración en función de la velocidad del fluido; d = 0,125 mm;
Cv = 20 %
Figura 4.24: Perfiles de concentración en función de la velocidad del fluido; d = 0,440 mm;
Cv = 20 %
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
V = 1[m/s]
V = 2[m/s]
V = 3[m/s]
seudo homogéneo
heterogéneo
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
V = 1[m/s]
V = 2[m/s]
V = 3[m/s]
lecho movil
heterogéneo-saltacion
88
Figura 4.25: Perfiles de concentración en función de la velocidad del fluido; d = 0,125 +
0,440 mm; Cv = 20 %
Como se mencionó en el Capítulo II, la velocidad del fluido es también un parámetro
muy influyente en la configuración del régimen de flujo, al igual que el diámetro de las
partículas tal como se apreció en los resultados anteriores.
Los efectos de la turbulencia en el flujo están relacionados directamente con la
velocidad, sabiendo que la turbulencia es el medio que levanta y mantiene suspendidas las
partículas en un flujo de mezcla sólido-líquido, en consecuencia, a mayor velocidad, el flujo es
dominado por régimen homogéneo, mientras que si la velocidad disminuye gradualmente el
régimen de flujo también cambia progresivamente de homogéneo a heterogéneo para
partículas finas como se ve en la Figura 4.23.
Para flujo con partículas de diámetro mediano 0.440 mm (ver Figura 4.24), donde el
flujo esta en régimen heterogéneo para velocidad máxima de 3 m/s, una disminución de la
velocidad hace que el régimen cambie a saltación, donde los sólidos se trasportan como un
lecho móvil.
Un flujo de mezcla sólido-líquido con una combinación de diámetro de partículas tal
como se observa en la Figura 4.25 a una velocidad baja (de 1 m/s) origina un régimen de flujo
en saltación con una concentración en el fondo de la tubería mayor al 50 % constituido por
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50 60
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
V = 1[m/s]
V = 2[m/s]
V = 3[m/s]
Lecho movil
heterogéneo
Heterogéneo
89
partículas medianas y finas. Los esfuerzos de fricción entre estas partículas son muy altos y el
término de viscosidad friccional no es despreciable como en los casos anteriores. Se aprecia
que debido a que la velocidad aumenta progresivamente, la turbulencia va levantando y
suspendiendo las partículas localizadas en el fondo de la tubería, produciendo una disminución
de la concentración en esta zona y cambiando el régimen de flujo de saltación o lecho móvil a
heterogéneo, el cual es más conveniente para trasportar sólidos a través de medios líquidos por
tubería.
Los resultados de forma independiente o no agrupados se pueden ver en el Anexo 1,
donde se observa la comparación con los resultados experimentales del trabajo de Kausal et al.
(2005), confirmando de esta manera que el modelo numérico mencionado en este trabajo de
investigación logra predecir con gran exactitud el comportamiento del flujo sólido-líquido en
régimen heterogéneo y saltación.
CAPÍTULO V
CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES
5.1 Conclusiones
En el presente trabajo se presenta el modelaje vía CFD del flujo partículas-líquido,
empleando enfoque Euleriano-Euleriano y considerando las partículas como una fase
continua. Se utilizó una extensión de la Teoría Cinética Granular aplicada al transporte de
mezclas partículas-líquido presentado por Hernández et al. (2008) y Ekambara et al. (2009).
Se consideraron regímenes de flujo heterogéneo y saltación, mezcla de partículas de diferente
diámetro, y un sub-modelo friccional para describir el contacto sostenido entre partículas que
ocurre en el fondo de la tubería.
Los resultados demuestran que el modelo propuesto predijo los perfiles de
concentración de partículas en el eje vertical de la sección transversal de la tubería en la región
donde el flujo se encuentre en régimen completamente desarrollado y en condición
estacionaria.
Fueron determinados los factores que mejor ajustan el modelo para la simulación
numérica de este tipo de flujo y la predicción de los perfiles de concentración como: el modelo
de turbulencia, tratamiento de turbulencia en la pared, fuerza de sustentación, temperatura
granular en la pared y la viscosidad friccional dentro del tensor de esfuerzos de la fase sólida.
La temperatura granular como condición de pared fue considerada para dos posibles
valores: el valor por defecto y un valor tres órdenes de magnitud mayor. El valor mayor
resultó apropiado para promover el nivel de agitación suficiente en las partículas adyacentes a
la pared. De hecho, este valor establece la magnitud de las fluctuaciones de la velocidad de las
91
partículas adyacentes a la pared para el tensor de esfuerzos de la fase sólida, logrando así
resultados acordes con la data experimental.
La activación del término friccional entre los componentes de la viscosidad de la fase
sólida aplicando el método TCG, demostró que ejerce mayor influencia en soluciones con
sólidos de diferente diámetro y concentración en el fondo de la pared del tubo sobre el 50%.
Se observó que este término está muy relacionado con el aumento en el factor de
empaquetamiento debido a que las partículas pequeñas ocupan los espacios o intersticios entre
las partículas grandes aglomeradas en el fondo, produciéndose mayores esfuerzos de fricción
en comparación con los casos en donde la concentración en el fondo de la tubería es menor al
40%.
El efecto del tamaño de las partículas es bastante significativo en la determinación de
los perfiles de concentración, ya que los efectos de las fuerzas gravitacionales son
considerables con respecto a las fuerzas inerciales y de arrastre para partículas de mediano
tamaño. Esto ocasiona que para un flujo con partículas medianas (> 0.200 mm), la mayor
concentración de sólidos se encuentre por debajo del eje de la tubería, mientras que para
partículas finas el régimen de flujo homogéneo sea el que prevalezca.
La velocidad del fluido es otro factor significativo en la determinación del régimen de
flujo. Se evidenció el efecto de la turbulencia cuando aumenta la velocidad sobre un valor
crítico haciendo que las partículas se eleven, se suspendan y se transporten en el medio
líquido.
La fracción volumétrica es un factor que no influye considerablemente en la
configuración del régimen de flujo cuando la velocidad permanece constante. Sin embargo, el
aumento de este parámetro produce un desplazamiento del perfil de concentración
incrementando su valor, pero conservando en gran parte el régimen de flujo inicial.
La simulación del flujo sólido-líquido con la combinación de partículas de diferente
diámetro muestra resultados muy interesantes y favorables para el trasporte de mezclas ya que
el perfil de concentración tiende a mantenerse heterogéneo para velocidades mayores a 2 m/s,
representando un punto intermedio entre trasportar sólidos en régimen homogéneo con
partículas de 0.125 mm y sólidos en régimen heterogéneo-saltación con partículas de 0.440
mm en iguales condiciones de velocidad y concentración.
92
5.2 Recomendaciones
Para logar la continuidad de esta línea de investigación sobre transporte de sólidos en
líquidos, a continuación se elabora una lista razonada de puntos que pueden ser de interés.
Se recomienda la cuantificación del efecto de la condición de borde utilizada aguas
arriba del dominio computacional, esta recomendación se basa en el hecho de que pudiesen
estarse incorporando efectos no deseados por la imposición de un perfil uniforme de flujo a la
entrada de la tubería, que no pueda ser contrarrestado con le técnica de la aplicación de
longitudes de desarrollo colocadas artificialmente en el dominio.
Conscientes de que la turbulencia y en especial en las regiones cerca de las paredes es
un fenómeno difícil de reproducir a través de los modelos existentes en la literatura, sin
embargo, en pro de demostrar que aún con métodos de complejidad moderada se puede lograr
un entendimiento de la realidad, que a posterior permita diseñar nuevos procesos, en este
trabajo se optó por utilizar la utilización del modelo k-e en conjunción con el modelo
denominado función de pared, el cual evidentemente va a establecer un patrón de turbulencia
en estas regiones que pudiera no ser el real. En este sentido se recomienda para la realización
de futuros trabajos el estudio específico de la influencia de los modelos de turbulencia en
fenómenos de transporte de sólidos en líquidos y en particular en aquellas zonas cercanas a la
pared.
Dentro de la complejidad del problema estudiado, se identificó que la variable
temperatura granular utilizada como condición de borde e inicial del sistema tiene un efecto
sobre el comportamiento global del lecho móvil, no obstante, las simulaciones sólo
permitieron la calibración de un valor especifico de esta variable acorde con los experimentos
utilizados como referencia. De la misma forma se presume que la intensidad de la turbulencia
utilizadas como condiciones de borde deba tener un efecto similar en el entendido que ambas
variables representan fuentes de energía “vibratorias” para las partículas, por ende se sugiere
que en próximos estudios la caracterización del proceso en función de estas variables sea
realizado.
Es importante notar dado el objetivo general de esta investigación que los resultados
mostrados y discutidos a lo largo de este trabajo, corresponden al montaje experimental
93
reportado por Kausal et al. (2005), y que para lograr su extrapolación a cualquier otro
escenario con diferentes dimensiones, velocidad o concentraciones de sólidos es necesario
desarrollar un análisis dimensional que abarque las relaciones entre los fenómenos físicos que
intervienen en este proceso. De tal manera que se determine cuales son las variables
adimensionales que rigen la extrapolación del proceso global de transporte de sólidos en
líquidos.
REFERENCIAS
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93
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94
[25] Ocone, R., Sundaresan, S. and Jackson, R., 1993 “Gas-particle flow in a duct of arbitrary inclination with particle-particle interaction”. AIChE J., 39:1261–1271.
[26] ANSYS FLUENT v.12.0, 2009, Theory Guide, Chap. 16.
ANEXO NO. 1VALIDACIÓN NUMÉRICO-EXPERIMENTAL DEL TRABAJO DE KAUSAL ET AL. (2005), (CASOS DE ESTUDIO NO
MOSTRADOS EN LOS RESULTADOS ANTERIORES)
Anexo 1a: Validación perfil de concentración numérico-experimental; Cv = 10 %; v = 2 m/s; dp = 0.125 mm
Anexo 1b: Validación perfil de concentración numérico-experimental;
Cv = 20 %; v = 3 m/s; dp = 0.125 mm
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40
Y/D
CV [%]
Perfil de Concentración
Experimental Numerico
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40
Y/D
Cv. [%]
Perfil de Concentración
Experimental Numérico
96
Anexo 1c: Validación perfil de concentración numérico-experimental;
Cv = 30 %; v = 2 m/s; dp = 0.125 mm
Anexo 1d: Validación perfil de concentración numérico-experimental;
Cv = 20 %; v = 2 m/s; dp = 0.440 mm
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
Experimental Numérico
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
Cv. [%]
Perfil de Concentración
Experimental Numérico
97
Anexo 1e: Validación perfil de concentración numérico-experimental;
Cv = 30 %; v = 2 m/s; dp = 0.440 mm
Anexo 1f: Validación perfil de concentración numérico-experimental; Cv = 20 %; v = 1 m/s; dp = 0.440 mm
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
CV [%]
Perfil de Concentración
Experimental Numérico
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50
Y/D
Cv. [%]
Perfil de Concentracion
Experimental Numérico
98
Anexo 1g: Validación perfil de concentración numérico-experimental;
Cv = 30 %; v = 2 m/s; dp = 0.125 + 0.440 mm
Anexo 1h: Validación perfil de concentración numérico-experimental;
Cv = 20 %; v = 3 m/s; dp = 0.125 + 0.440 mm
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50 60
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
Experimental Numérico
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
0 10 20 30 40 50 60
Y/D
Cv [%]
Perfil de Concentración
Experimental Numérico