Diseño termodinámico (Examen)

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DISEÑO DE EQUIPOS INDUSTRIALES 
“DISEÑO DE UN INTERCAMBIADOR DE CALOR” 
 
 
 
 
 
 
 
 _____________________________________________ 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
INGENIERÍA QUÍMICA INDUSTRIAL. 
Diseño termodinámico de un intercambiador de calor para un 
sistema de aceite lubricante 26° API – aceite crudo 34° API. 
 
 
Profesor: 
Castillo Terán Inocencio. 
 
Alumnos: 
Armenta Domínguez Andrés. 
Villegas Cornejo Luis Alberto. 
 
Fecha de elaboración: 27/09/2021 
Grupo: 3IM82. 
 
INSTITUTO POLITÉCNICO NACIONAL. 
ESCUELA SUPERIOR DE INGENIERÍA QUÍMICA E 
INDUSTRIAS EXTRACTIVAS. 
http://www.google.com.mx/url?sa=i&rct=j&q=&esrc=s&source=images&cd=&cad=rja&uact=8&ved=0ahUKEwjw1-nvqIfLAhVDYyYKHYM_A80QjRwIBw&url=http://portaltransparencia.gob.mx/pot/estructura/showOrganigrama.do?method=showOrganigrama&_idDependencia=11171&psig=AFQjCNF15BY8qOP3g7tLXxap8US8K0Hgsw&ust=1456091278032118
DISEÑO DE EQUIPOS INDUSTRIALES 
“DISEÑO DE UN INTERCAMBIADOR DE CALOR” 
 
 
 
 
 
 
 
SISTEMA DE ACEITE LUBRICANTE 26° API – ACEITE CRUDO 34° API. 
DETERMINACIÓN DE PROPIEDADES: 
 
 
En cierto proceso de refinación del petróleo se requiere diseñar un intercambiador de calor para 
enfriar 700000 lb/hr de un aceite lubricante de 26° API, que entra a una temperatura inicial de 390 
°F y saldrá a 290°F, el enfriamiento se efectúa con aceite crudo de 34° API que proviene de L.B a 
una temperatura de 78°F y se calienta a 190°F. Se permite una caída de presión para ambas 
corrientes de 10 PSI. Emplee los mejores criterios aplicables a estos equipos para obtener el diseño 
eficiente y económico. 
 
 
 
PROPIEDAD: ACEITE LUBRICANTE: ACEITE CRUDO: 
Gm=[lb/h] 700000 694444.44444 
Te=[°F] 390 78 
Ts=[°F] 290 190 
Cp=[BTU/lb°F] 0.65 0.585 
S=[/] 0.78 0.811 
μ=[Ctp] 2.22 0.895 
K=[BTU/h ft] 0.07 0.0785 
Rd=[h ft^2/BTU] 0.002 0.004 
P.op=[psig] 500 690 
FLUIDO: Caliente Frío 
 
 
 
 
 
 
DISEÑO DE EQUIPOS INDUSTRIALES 
“DISEÑO DE UN INTERCAMBIADOR DE CALOR” 
 
 
 
 
 
 
 
TEMPERATURAS MEDIAS PARA PROPIEDADES: 
FLUJO MÁSICO DEL AGUA CRUDA: 
CRITERIO DE SELECCIÓN: 
 
 
𝑡𝑚 =
𝑡1 + 𝑡2
2
= 
78°𝐹 + 190°𝐹
2
= 134°𝐹 
𝑇𝑚 =
𝑇1 + 𝑇2
2
= 
390°𝐹 + 290°𝐹
2
= 340°𝐹 
 
 
𝑄 = 𝐶𝑝𝐴𝑐𝑒𝑖𝑡𝑒 𝐿 ∙ 𝐺𝑚𝐴𝑐𝑒𝑖𝑡𝑒 𝐿 ∙ (𝑇1 − 𝑇2)𝐶𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 
 
𝑄 = 0.65
𝐵𝑇𝑈
𝑙𝑏 °𝐹
∙ 700000
𝑙𝑏
ℎ
∙ (390°𝐹 − 290°𝐹) = 45500000
𝐵𝑇𝑈
ℎ
 
 
𝑄 = 𝐶𝑝𝐴𝑐𝑒𝑖𝑡𝑒 𝐶 ∙ 𝐺𝑚𝐴𝑐𝑒𝑖𝑡𝑒 𝐶 ∙ (𝑡2 − 𝑡1)𝑓𝑟í𝑜 
𝐺𝑚𝐴𝑐𝑒𝑖𝑡𝑒 𝐶 =
𝑄
𝐶𝑝𝐴𝑐𝑒𝑖𝑡𝑒 𝐶 ∙ (𝑡2 − 𝑡1)𝑓𝑟í𝑜
 
 
𝐺𝑚𝐴𝑔𝑢𝑎 =
45500000
𝐵𝑇𝑈
ℎ
0.585 
𝐵𝑇𝑈
𝑙𝑏 °𝐹
∙ (190°𝐹 − 78°𝐹)𝑓𝑟í𝑜
= 694444.44444
𝑙𝑏
ℎ
 
 
 
 
 
 En base a los criterios de selección se ah determinado que lo más optimo es seleccionar al 
aceite crudo por dentro de los tubos y al aceite lubricante por el lado de la coraza. 
PROPIEDAD: TUBOS: CORAZA: 
Flujo-Gm=[lb/h] ACEITE LUBRICANTE ACEITE CRUDO 
Presión=[psig] ACEITE CRUDO ACEITE LUBRICANTE 
Temperatura=[°F] ACEITE LUBRICANTE ACEITE CRUDO 
Corrosión - - 
Incrustación ACEITE CRUDO ACEITE LUBRICANTE 
Viscosidad=[cps] ACEITE CRUDO ACEITE LUBRICANTE 
Toxicidad ACEITE CRUDO ACEITE LUBRICANTE 
Caída de presión=[ΔP] - - 
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“DISEÑO DE UN INTERCAMBIADOR DE CALOR” 
 
 
 
 
 
 
 
CRITERIO DE SELECCIÓN DEL TIPO DE FLUIDO: 
 
 FLUJO EN CONTRACORRIENTE: 
 
 
 
 
 
 
 
∆𝑇1 = 𝑇1 − 𝑡2 → ∆𝑇1 = 390°𝐹 − 190°𝐹 = 200°𝐹 
∆𝑇2 = 𝑇2 − 𝑡1 → ∆𝑇2 = 290°𝐹 − 78°𝐹 = 212°𝐹 
∆𝑇𝑀𝐿𝐶 =
∆𝑇1 − ∆𝑇2
ln (
∆𝑇1
∆𝑇2
)
 → ∆𝑇𝑀𝐿𝐶 =
200°𝐹 − 212°𝐹
ln (
200°𝐹
212°𝐹
)
= 205.94173 ≈ 206°𝐹 
 FLUJO EN PARALELO: 
 
 
 
 
 
 
 
∆𝑇1 = 𝑇1 − 𝑡1 → ∆𝑇1 = 390°𝐹 − 78°𝐹 = 312°𝐹 
∆𝑇2 = 𝑇2 − 𝑡2 → ∆𝑇2 = 290°𝐹 − 190°𝐹 = 100°𝐹 
∆𝑇𝑀𝐿𝐶 =
∆𝑇1 − ∆𝑇2
ln (
∆𝑇1
∆𝑇2
)
 → ∆𝑇𝑀𝐿𝐶 =
312°𝐹 − 100°𝐹
ln (
312°𝐹
100°𝐹
)
= 186.31908°𝐹 ≈ 186.31°𝐹 
Intercambiador 
𝑡2 = 190°𝐹 
𝑡1 = 78°𝐹 
𝑇1 = 390°𝐹 𝑇2 = 290°𝐹 
Intercambiador 
𝑡2 = 190°𝐹 
𝑡1 = 78°𝐹 
𝑇1 = 390°𝐹 𝑇2 = 290°𝐹 
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“DISEÑO DE UN INTERCAMBIADOR DE CALOR” 
 
 
 
 
 
 
 
 Flujo en contracorriente: 
 
400 400 
360 360 
320 320 
280 280 
240 240 
200 200 
160 160 
120 120 
80 80 
 
 
 
 
 
 Flujo en paralelo: 
 
400 400 
360 360 
320 320 
280 280 
240 240 
200 200 
160 160 
120 120 
80 80 
 
 
 
 
 Se optará por usar un flujo en contracorriente, debido a que presenta mayor eficiencia térmica. 
 
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CÁLCULO DEL ΔTMLV POR CORRECCIONES DE R Y S: 
DETERMINACIÓN DEL ÁREA DE TRANSFERENCIA DE CALOR: 
 
 
𝑅 =
𝑇1 − 𝑇2
𝑡2 − 𝑡1
=
390°𝐹 − 290°𝐹
190°𝐹 − 78°𝐹
= 0.89286 
𝑆 =
𝑡2 − 𝑡1
𝑇1 − 𝑡1
=
190°𝐹 − 78°𝐹
390°𝐹 − 78°𝐹
= 0.35897 
 Con el gráfico de la figura 18 se encontró un factor de corrección de diferencia de temperatura 
de 𝐹𝑇 = 0.0.97. 
∆𝑇𝑀𝐿𝑉 = ∆𝑇𝑀𝐿𝐶 ∙ 𝐹𝑇 
∆𝑇𝑀𝐿𝑉 = 206°𝐹 ∙ 0.97 = 199.82°𝐹 
 
 
 
 Con la tabla 8 seleccionamos el rango de acuerdo al análisis de viscosidades. 
Para sustancias orgánicas pesadas para el fluido caliente y agua para el fluido frío. 
 
FLUIDO CALIENTE FLUIDO FRÍO 
Aceite lubricante Aceite crudo 
μ=2.22 μ=0.895 
S.O.P S.O.M 
 
 
𝑈𝐷𝑆𝑢𝑝𝑢𝑒𝑠𝑡𝑜 =
10 + 60
2
= 35 
 
𝐴 =
𝑄
𝑈𝐷𝑆𝑢𝑝𝑢𝑒𝑠𝑡𝑎 ∙ ∆𝑇𝑀𝐿𝑉
 → 
45500000
𝐵𝑇𝑈
ℎ
35 ∙ 199.82°𝐹
= 6505.85527 𝑓𝑡2 
 
 
 
Sustancia orgánica pesada y 
agua: 
 
𝑈𝐷𝑇𝑜𝑡𝑎𝑙 = 20 − 60 
𝑈𝐷𝑇𝑜𝑡𝑎𝑙 = 10 − 40 
 
 
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DETERMINACIÓN DE LAS CONDICIONES Y EL GASTO MASA: 
 
 Con la tabla 10 se seleccionan los criterios para el intercambiador de calor. (Gm>300000 lb/h) 
 
 
 
 
 
 
 
 
 Con la tabla 9 se propone el número de tubos para calcular el número de cuerpos de acuerdo 
a las nuevas condiciones propuestas. 
 
 PROPUESTA N°1: 
 
 
 
 
 
 
 
 
Condiciones: 
DE=1 ¼ plg 
BWG=16 
L=16 
DI=1.12 plg 
Arreglo=cuadrado 
𝑎𝑓′ = 0.985 𝑝𝑙𝑔2 
𝑎𝑙′ = 0.3271 𝑝𝑙𝑔2 
n=1 
Condiciones. 
DE= 3/4 plg 
BWG= 16 
L= 16 
DI= 0.62 plg 
Arreglo=cuadrado 
𝑎𝑓′ = 0.302 𝑝𝑙𝑔2 
𝑎𝑙′ = 0.1963 𝑝𝑙𝑔2 
N= 6 
PT= 1 plg 
𝑁𝑇 =
𝐴
𝑎𝑙′ ∙ 𝐿
= 
 6505.85527 𝑓𝑡2
 0.3271𝑝𝑙𝑔2 ∙ 16
= 1243.093 ≈ 1243 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠 
 
𝑎𝐹 =
𝑁𝑇 ∙ 𝑎𝑓
′
144 ∙ 𝑛
= 
1243 ∙ 0.985
144 ∙ 1
= 8.50247 𝑓𝑡2 
 
𝐺𝑇 =
𝐺𝑚
𝑎𝐹
= 
694444.44444
𝑙𝑏
ℎ
 8.50247 𝑓𝑡2
= 81675.61243
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
 
El GT ESTA FUERA DEL RANGO 1X10^6 a 2X10^6 +- 10%. 
𝑁𝐶 =
𝑁𝑇𝐶𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑑𝑜
𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎
= 
1243 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠
676
= 1.83 ≈ 2 
 
𝐴𝑅 = 𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎 ∙ 𝑎𝑙
′ ∙ 𝐿 = 676 ∙ 0.1963 𝑝𝑙𝑔 ∙ 16 = 2123.1808 𝑓𝑡2 
 
𝑎𝐹 =
𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎 ∙ 𝑎𝑓
′
144 ∙ 𝑛
= 
 676 ∙ 0.302 𝑝𝑙𝑔2
144 ∙ 6
= 0.23629 𝑓𝑡2 
 
𝑈𝐷𝑅 =
𝑄/𝑁𝐶 
𝐴𝑅 ∙ ∆𝑇𝑀𝐿𝑉
= 
45500000
𝐵𝑇𝑈
ℎ
/2
 2123.1808 𝑓𝑡2 ∙ 199.82 °𝐹 
= 53.62
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
 
 
𝐺𝑇 =
𝐺𝑚/𝑁𝐶
𝑎𝐹
= 
694444.44444
𝑙𝑏
ℎ
/2
0.23629 𝑓𝑡2
= 1469493.31869 
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
 
El GT ESTA SI ESTA DENTRO DEL RANGO. 
 
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TRAMO RECTO: 
 PROPUESTA N°2: 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 Con la gráfica de la figura 24 se obtiene “JH” y de la figura 26 “f”.| 
 
𝑁𝑅𝐸𝑇 =
𝐺𝑇 ∙ 𝐷𝐼
𝜇 ∙ 12 ∙ 2.42
= 
956754.68809 
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
∙ 0584 𝑝𝑙𝑔
 0.895 𝑐𝑝𝑠 ∙ 12 ∙ 2.42
= 21497.78913 
 
𝐽𝐻 = 70; 𝑓 = 0.00021 
 
 
 
 
∆𝑃𝑇𝑅 =
𝑓 ∙ 𝐺𝑇
2 ∙ 𝑛 ∙ 𝐿 ∙ 12
5.22𝐸10 ∙ 𝐷𝐼 ∙ 𝜑𝑡 ∙ 𝑆
 
∆𝑃𝑇𝑅 =
0.00012 ∙ 956754.68809 
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
2
∙ 4 ∙ 16 ∙ 12
5.22𝐸10 ∙ 0.584 𝑝𝑙𝑔 ∙ 1 ∙ 0.811
= 5.97
𝑙𝑏
𝑖𝑛2
 
 
Condiciones.DE= 3/4 plg 
BWG= 14 
L= 16 
DI= 0.584 plg 
Arreglo=cuadrado 
𝑎𝑓′ = 0.268 𝑝𝑙𝑔2 
𝑎𝑙′ = 0.1963 𝑝𝑙𝑔2 
N= 4 
PT= 1 plg 
𝑁𝐶 =
𝑁𝑇𝐶𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑑𝑜
𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎
= 
 1243 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠
780
= 2 
 
𝐴𝑅 = 𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎 ∙ 𝑎𝑙
′ ∙ 𝐿 = 780 ∙ 0.1963𝑝𝑙𝑔 ∙ 16 = 2449.824 𝑓𝑡2 
 
𝑎𝐹 =
𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎 ∙ 𝑎𝑓
′
144 ∙ 𝑛
= 
 780 ∙ 0.268 𝑝𝑙𝑔2
144 ∙ 4
= 0.36292 𝑓𝑡2 
 
𝑈𝐷𝑅 =
𝑄/𝑁𝐶 
𝐴𝑅 ∙ ∆𝑇𝑀𝐿𝑉
= 
45500000
𝐵𝑇𝑈
ℎ
/2
 2449.824 𝑓𝑡2 ∙ 199.82 °𝐹 
= 46.47373
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
 
 
𝐺𝑇 =
𝐺𝑚/𝑁𝐶
𝑎𝐹
= 
694444.44444
𝑙𝑏
ℎ
/2
0.36292 𝑓𝑡2
= 956754.68809 
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
 
El GT ESTA DENTRO DEL RANGO AL IGUAL QUE EL UDR 
 
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RETORNO: 
 
∆𝑃𝑇𝑟 =
4 ∙ 𝑛
𝑆
∙ (
62.4 ∙ 𝑉2
2 ∙ 𝑔 ∙ 144
) → 𝑀𝑒𝑑𝑖𝑎𝑛𝑡𝑒 𝑒𝑙 𝐺𝑇 𝑒𝑛 𝑙𝑎 𝑓𝑖𝑔𝑢𝑟𝑎 27 𝑠𝑒 𝑜𝑏𝑡𝑖𝑒𝑛𝑒 𝑒𝑙 𝑝𝑎𝑟𝑒𝑛𝑡𝑒𝑠𝑖𝑠 = 0.13 
∆𝑃𝑇𝑟 =
4 ∙ 4
0.811
∙ (0.13) = 2.56 
𝑙𝑏
𝑖𝑛2
 
∆𝑃𝑇 = ∆𝑃𝑇𝑅 + ∆𝑃𝑇𝑟 = 5.97
𝑙𝑏
𝑖𝑛2
+ 2.56 
𝑙𝑏
𝑖𝑛2
= 8.53615 
𝑙𝑏
𝑖𝑛2
 
SI CUMPLE CON LOS 10 PSI PERMICIBLES. 
ℎ𝑖𝑜 = 𝐽𝐻 (
𝐶𝑝 ∙ 𝜇 ∙ 2.42
𝑘
)
1
3
(
𝑘 ∙ 12
𝐷𝐼
) 𝜑𝑡0.14 
 
ℎ𝑖𝑜 = 70 (
0.585 ∙ 0.895 ∙ 2.42
0.0785
)
1
3
(
0.0785 ∙ 12
0.584
) 10.14 = 285.34984
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
 
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POR EL LADO DE LA CORAZA: 
 
 PROPUESTA N°1: 
SUPONEMOS UNA DISTANCIA ENTRE MAMPARAS DE 33 PLG, CUANDO TENEMOS 
UN RANGO DE 2’’ HASTA UN DS= 35’’. 
𝐶 = 𝑃𝑇 − 𝐷𝐸 
𝐶 = 1 𝑝𝑙𝑔 −
3
4
 𝑝𝑙𝑔 = 0.25 𝑝𝑙𝑔 
 
 
𝑎𝑠 =
𝐵 ∙ 𝐶 ∙ 𝐷𝑆
144 ∙ 𝑃𝑇
 
 
 
𝑎𝑠 =
33 ∙ 0.25 ∙ 35
144 ∙ 1
= 2.00521𝑓𝑡2 
 
 
𝐺𝑠 =
𝐺𝑚,/𝑁𝑐
𝑎𝑠
=
700000
𝑙𝑏
ℎ
/2
 2.00521𝑓𝑡2
= 174545.30947
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
 
 De la tabla de la figura 28 con DE= 3/4 plg y PT= 1 plg, arreglo cuadrado se obtiene Deq=0.95 
 
𝑁𝑅𝐸𝑆 =
𝐺𝑆 ∙ 𝐷𝑒𝑞𝑢
𝜇 ∙ 12 ∙ 2.42
 → 
174545.30947
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
∙ 0.95
2.22 ∙ 12 ∙ 2.42
= 2572.06655 
 
 Con el NRES de la figura 28 se obtiene JH=26 y de la figura 29 f=0.0027 
 
∆𝑃𝑆 =
𝑓 ∙ 𝐺𝑠2 ∙ (𝑁 + 1) ∙ 𝐷𝑆
5.22𝐸10 ∙ 𝐷𝑒𝑞 ∙ 𝜑𝑡 ∙ 𝑆
 ; (𝑁 + 1) =
𝐿 ∙ 12
𝐵
=
∙ 12
33
= 5.8181 
∆𝑃𝑆 =
0.0027 ∙ 174545.30947
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
2
∙ 5.8181 ∙ 33
5.22𝐸10 ∙ 0.985 ∙ 1 ∙ 0.78
= 0.4083 
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CORRECCIÓN DE VISCOSIDAD POR EL LADO DE LOS TUBOS: 
ℎ𝑜 = 𝐽𝐻 (
𝐶𝑝 ∙ 𝜇 ∙ 2.42
𝑘
)
1
3
(
𝑘 ∙ 12
𝐷𝑒𝑞
) 𝜑𝑡0.14 
ℎ𝑜 = 26 (
0.65 ∙ 2.22 ∙ 2.42
0.07
)
1
3
(
0.07 ∙ 12
0.95
) 10.14 = 84.6298 
𝑈𝐶 =
ℎ𝑖𝑜 ∙ ℎ𝑜
ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜
=
285.34984
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
∙ 84.6298
285.34984
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
+ 84.6298
= 65.2714 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
SI CUMPLE UC˃UDR. 
𝑅𝑑 =
𝑈𝐶 − 𝑈𝐷𝑅
𝑈𝑐 ∙ 𝑈𝐷𝑅
=
65.2714 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
− 46.47373
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
65.2714 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
∙ 46.47373
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
= 0.006 
SE DEBE RECALCULAR PARA BAJAR EL RANGO PERO POR TIEMPO ASI SE 
CONSIDERA. 
 
 
 Temperatura de la película: 
 𝑇𝑚 = 340°𝐹 
 𝑡𝑚 = 134°𝐹 
𝑡𝑤 = 𝑡𝑚 +
ℎ𝑖𝑜
ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜
∙ (𝑇𝑚 − 𝑡𝑚) = 134 +
285.3498
285.3498 + 84.6298
∙ (340 − 134) = 292.87 
 De la figura 14, viscosidades (Perry, “Chemical engineers’Handbook”) 𝜇𝑤 = 2.4 
𝜇@𝑡𝑤 = 2.4 
𝜇@𝑇𝑚 = 2.2 
 
 
𝜑𝑡0.14 = (
𝜇@𝑇𝑚
𝜇@𝑡𝑤
)
0.14
 
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RE-CALCULANDO HASTA QUE TW SEA CONSTANTE: 
 
𝜑𝑡 = (
2.2
2.4
)
0.14
= 0.98789 
 
 Re-calculando ℎ𝑖𝑜: 
ℎ𝑖𝑜 = 𝐽𝐻 (
𝐶𝑝 ∙ 𝜇 ∙ 2.42
𝑘
)
1
3
(
𝑘 ∙ 12
𝐷𝐼
) 𝜑𝑡0.14 
 
ℎ𝑖𝑜 = 70 (
0.585 ∙ 0.895 ∙ 2.42
0.0785
)
1
3
(
0.0785 ∙ 12
0.584
) 0.98780.14 = 284.86352
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
 
 
 
 Re-calculando 𝑡𝑤: 
𝑡𝑤 = 𝑡𝑚 +
ℎ𝑖𝑜
ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜
∙ (𝑇𝑚 − 𝑡𝑚) 
𝑡𝑤 = 134 +
284.86352
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
284.86352
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
+ 84.6298
∙ (340 − 134) = 292.8171 
 
 
𝑡𝑤𝑠𝑢𝑝𝑢𝑒𝑠𝑡𝑜 = 86.06895°𝐹 
 De la figura 14, página 928 (Kern) 𝜇𝑤 = 2.5 
𝜇@𝑡𝑤 = 2.3 
𝜇@𝑡𝑚 = 2.2 
 
𝜑𝑡 = (
𝜇@𝑡𝑚
𝜇@𝑡𝑤
)
0.14
 
 
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𝜑𝑡 = (
2.2
2.3
)
0.14
= 0.9938 
 
 Re-calculando ℎ𝑖𝑜: 
ℎ𝑖𝑜 = 𝐽𝐻 (
𝐶𝑝 ∙ 𝜇 ∙ 2.42
𝑘
)
1
3
(
𝑘 ∙ 12
𝐷𝐼
) 𝜑𝑡0.14 
 
ℎ𝑖𝑜 = 70 (
0.585 ∙ 0.895 ∙ 2.42
0.0785
)
1
3
(
0.0785 ∙ 12
0.584
) 0.99380.14 = 285.10149
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
 
 
 
 Re-calculando 𝑡𝑤: 
𝑡𝑤 = 𝑡𝑚 +
ℎ𝑖𝑜
ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜
∙ (𝑇𝑚 − 𝑡𝑚) 
𝑡𝑤 = 134 +
285.10149
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
285.10149
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 + 84.6298
∙ (340 − 134) = 292.8475°𝐹 
LA TEMPERATURA ES CONSTANTE. 
 Re-calculando el coeficiente de transferencia de calor y el factor de incrustación. 
𝑈𝐶 =
ℎ𝑖𝑜 ∙ ℎ𝑜
ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜
=
285.10149
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
∙ 84.6298
285.10149
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
+ 84.6298
= 65.2584 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
CUMPLE PORQUE UC˃UDR. 
𝑅𝑑 =
𝑈𝐶 − 𝑈𝐷𝑅
𝑈𝑐 ∙ 𝑈𝐷𝑅
=
65.2584 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
− 46.47373
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
65.2584 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
∙ 46.47373
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
= 0.006 
 
DISEÑO DE EQUIPOS INDUSTRIALES 
“DISEÑO DE UN INTERCAMBIADOR DE CALOR” 
 
 
 
 
 
 
 
TABLA DE CORRIDAS POR EL LADO DE LOS TUBOS: 
TABLA DE CORRIDAS POR EL LADO DE LA CORAZA: 
TABLA DE CORRIDAS DE CORRECIÓN DE VISCOSIDAD: 
 
 
Corrida NT n Ds Nc DE PT BWG L A Rec 
1 1243 6 33 2 3/4 1 16 16 2123.1808 
2 1243 4 35 2 3/4 1 14 16 2449.824 
 
 
 
 
 
 
OPTAREMOS POR LA CORRIDA NÚMERO 2 POR EL LADO DE LOS TUBOS YA QUE 
LOS PARÁMETROS FUERON CORRECTOS CON UN VALOR PERMISIBLE MENOR A 
10 PSI. NO HUBO NECESIDAD DE HACER DEMASIADAS CORRECIONES NI 
ITERACIONES INECESARIAS DADA LA CORRECTA ELECCIÓN DE PARÁMETROS. 
 
UDR aF GT NRet f JH ΔPTR ΔPTr ΔPT hio 
53.62 0.2362 1469493.318 - - - - - - - 
46.47 0.36292 956754.688 21497.78 0.00021 70 5.97 2.56 8.53 285.34 
Corrida B as Gs Nres f JH Rd ΔPs 
2 33 2.00521 174545.30 2572.066 0.0027 26 0.006 0.4083 
UDR Uc GT Rd f JH tw hio 
46.47 65.2584 956754.688 0.006 0.00021 70 292.84 285.10149