Diseño termodinámico (Proyecto 1 1)

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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 destilado 33°API – Agua cruda. 
 
 
Profesor: 
Castillo Terán Inocencio. 
 
Alumnos: 
Armenta Domínguez Andrés. 
Villegas Cornejo Luis Alberto. 
 
Fecha de elaboración: 26/08/2021 
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 DESTILADO 33° API – AGUA CRUDA. 
DETERMINACIÓN DE PROPIEDADES: 
 
 
Realizar el diseño termodinámico del intercambiador de calor de tubos y coraza de manera 
eficiente y económica, justificando las suposiciones que realice. Se permite una caída de presión 
∆𝑃 = 10 𝑙𝑏/𝑝𝑙𝑔2. El sistema a realizar consta de una corriente de destilado 33° API con un flujo 
másico de 500000 lb/h, de 250°F a 120°F con una presión de operación de 500 psig, con agua 
cruda a 72°F y una presión de operación de 650 psig. 
 
 
 
 
PROPIEDAD: DESTILADO: AGUA CRUDA: 
Gm=[lb/h] 500000 793986.37538 
Te=[°F] 250 72 
Ts=[°F] 120 115 
Cp=[BTU/lb°F] 0.52 0.99 
S=[/] 0.878 1 
μ=[cps] 1.4 0.66 
k=[BTU/h ft] 0.086 0.3578 
Rd=[h ft^2/BTU] 0.004 0.004 
P.op=[psig] 500 650 
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
= 
72°𝐹 + 115°𝐹
2
= 93.5 ≈ 94°𝐹 
𝑇𝑚 =
𝑇1 + 𝑇2
2
= 
250°𝐹 + 120°𝐹
2
= 185°𝐹 
 
 
 
𝑄 = 𝐶𝑝𝑑𝑒𝑠𝑡𝑖𝑙𝑎𝑑𝑜 ∙ 𝐺𝑚𝑑𝑒𝑠𝑡𝑖𝑙𝑎𝑑𝑜 ∙ (𝑇1 − 𝑇2)𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 
 
𝑄 = 0.52
𝐵𝑇𝑈
𝑙𝑏 °𝐹
∙ 500000
𝑙𝑏
ℎ
∙ (250°𝐹 − 120°𝐹) = 33800000
𝐵𝑇𝑈
ℎ
 
 
𝑄 = 𝐶𝑝𝑎𝑔𝑢𝑎 ∙ 𝐺𝑚𝑎𝑔𝑢𝑎 ∙ (𝑡2 − 𝑡1)𝑓𝑟í𝑜 
𝐺𝑚𝑎𝑔𝑢𝑎 =
𝑄
𝐶𝑝𝑎𝑔𝑢𝑎 ∙ (𝑡2 − 𝑡1)𝑓𝑟í𝑜
 
𝐺𝑚𝑎𝑔𝑢𝑎 =
33800000
𝐵𝑇𝑈
ℎ
0.99
𝐵𝑇𝑈
𝑙𝑏 °𝐹
∙ (115°𝐹 − 72°𝐹)𝑓𝑟í𝑜
= 793986.37538
𝑙𝑏
ℎ
 
 
 
 
❖ En base a los criterios de selección se ah determinado que lo más optimo es seleccionar al agua 
cruda por dentro de los tubos y a la corriente de destilado por el lado de la coraza. 
PROPIEDAD: TUBOS: CORAZA: 
Flujo-Gm=[lb/h] AGUA CRUDA DESTILADO 
Presión=[psig] AGUA CRUDA DESTILADO 
Temperatura=[°F] DESTILADO AGUA CRUDA 
Corrosión - - 
Incrustación EMPATE EMPATE 
Viscosidad=[cps] AGUA CRUDA DESTILADO 
Toxicidad - - 
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 = 250°𝐹 − 115°𝐹 = 135°𝐹 
∆𝑇2 = 𝑇2 − 𝑡1 → ∆𝑇2 = 120°𝐹 − 72°𝐹 = 48°𝐹 
∆𝑇𝑀𝐿𝐶 =
∆𝑇1 − ∆𝑇2
ln (
∆𝑇1
∆𝑇2
)
 → ∆𝑇𝑀𝐿𝐶 =
135°𝐹 − 48°𝐹
ln (
135°𝐹
48°𝐹
)
= 84.13326 ≈ 84.13°𝐹 
• FLUJO EN PARALELO: 
 
 
 
 
 
 
 
∆𝑇1 = 𝑇1 − 𝑡1 → ∆𝑇1 = 250°𝐹 − 72°𝐹 = 178°𝐹 
∆𝑇2 = 𝑇2 − 𝑡2 → ∆𝑇2 = 120°𝐹 − 115°𝐹 = 5°𝐹 
∆𝑇𝑀𝐿𝐶 =
∆𝑇1 − ∆𝑇2
ln (
∆𝑇1
∆𝑇2
)
 → ∆𝑇𝑀𝐿𝐶 =
178°𝐹 − 5°𝐹
ln (
178°𝐹
5°𝐹
)
= 48.42756°𝐹 ≈ 48.42°𝐹 
Intercambiador 
𝑡2 = 115°𝐹 
𝑡1 = 72°𝐹 
𝑇1 = 250°𝐹 𝑇2 = 120°𝐹 
Intercambiador 
𝑡2 = 115°𝐹 
𝑡1 = 72°𝐹 
𝑇1 = 250°𝐹 𝑇2 = 120°𝐹 
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• Flujo en contracorriente: 
 
250 250 
230 230 
210 210 
190 190 
170 170 
150 150 
130 130 
110 110 
90 90 
70 70 
50 50 
30 30 
 
 
• Flujo en paralelo: 
 
250 250 
230 230 
210 210 
190 190 
170 170 
150 150 
130 130 
110 110 
90 90 
70 70 
50 50 
30 30 
 
❖ 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
=
250°𝐹 − 120°𝐹
115°𝐹 − 72°𝐹
= 3.02326 
𝑆 =
𝑡2 − 𝑡1
𝑇1 − 𝑡1
=
115°𝐹 − 72°𝐹
250°𝐹 − 72°𝐹
= 0.24157 
❖ Con el gráfico de la figura 18 se encontró un factor de corrección de diferencia de temperatura 
de 𝐹𝑇 = 0.86. 
∆𝑇𝑀𝐿𝑉 = ∆𝑇𝑀𝐿𝐶 ∙ 𝐹𝑇 
∆𝑇𝑀𝐿𝑉 = 84.13°𝐹 ∙ 0.86 = 72.35°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 
S.O.P. Agua 
Destilado Agua cruda 
μ=1.4 μ=0.66 
 
 
𝑈𝐷𝑆𝑢𝑝𝑢𝑒𝑠𝑡𝑜 =
5 + 75
2
= 40 
 
𝐴 =
𝑄
𝑈𝐷𝑆𝑢𝑝𝑢𝑒𝑠𝑡𝑎 ∙ ∆𝑇𝑀𝐿𝑉
 → 
33800000
𝐵𝑇𝑈
ℎ
40 ∙ 72.35°𝐹 
= 11679.33656 𝑓𝑡2 
 
 
 
Sustancia orgánica pesada y 
agua: 
 
𝑈𝐷𝑇𝑜𝑡𝑎𝑙 = 5 − 75 
 
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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
= 
11679.33656 𝑓𝑡2
0.3271 𝑝𝑙𝑔2 ∙ 16
= 2231.60665 ≈ 2232 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠 
 
𝑎𝐹 =
𝑁𝑇 ∙ 𝑎𝑓
′
144 ∙ 𝑛
= 
2232 ∙ 0.985
144 ∙ 1
= 15.2675 𝑓𝑡2 
 
𝐺𝑇 =
𝐺𝑚
𝑎𝐹
= 
793986.37538
𝑙𝑏
ℎ
15.2675 𝑓𝑡2
= 52005.00248
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
 
El GT ESTA FUERA DEL RANGO 1X10^6 a 2X10^6 +- 10%. 
𝑁𝐶 =
𝑁𝑇𝐶𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑑𝑜
𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎
= 
2232 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠
676
= 3.30178 ≈ 4 
 
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
= 
33800000
𝐵𝑇𝑈
ℎ
/4
2123.1808 𝑓𝑡2 ∙ 72.35°𝐹 
= 55.00868
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
 
 
𝐺𝑇 =
𝐺𝑚/𝑁𝐶
𝑎𝐹
= 
793986.37538
𝑙𝑏
ℎ
/4
0.20969 𝑓𝑡2
= 840065.52511
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
 
El GT ESTA NO ESTA DENTRO DEL RANGO. 
 
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• PROPUESTA N°2: 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
• PROPUESTA N°3: 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Condiciones. 
DE= 3/4 plg 
BWG= 15 
L= 16 
DI= 0.62 plg 
Arreglo=cuadrado 
𝑎𝑓′ = 0.289 𝑝𝑙𝑔2 
𝑎𝑙′ = 0.1963 𝑝𝑙𝑔2 
N= 6 
PT= 1 plg 
Condiciones. 
DE= 3/4 plg 
BWG= 14 
L= 16 
DI= 0.62 plg 
Arreglo=cuadrado 
𝑎𝑓′ = 0.268 𝑝𝑙𝑔2 
𝑎𝑙′ = 0.1963 𝑝𝑙𝑔2 
N= 6 
PT= 1 plg 
𝑁𝐶 =
𝑁𝑇𝐶𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑑𝑜
𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎
= 
2232 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠
676
= 3.30178 ≈ 4 
 
𝐴𝑅 = 𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎 ∙ 𝑎𝑙
′ ∙ 𝐿 = 676 ∙ 0.1963 𝑝𝑙𝑔 ∙ 16 = 2123.1808 𝑓𝑡2 
 
𝑎𝐹 =
𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎 ∙ 𝑎𝑓
′
144 ∙ 𝑛
= 
676 ∙ 0.268 𝑝𝑙𝑔2
144 ∙ 6
= 0.20969 𝑓𝑡2 
 
𝑈𝐷𝑅 =
𝑄/𝑁𝐶 
𝐴𝑅 ∙ ∆𝑇𝑀𝐿𝑉
= 
33800000
𝐵𝑇𝑈
ℎ
/4
2123.1808 𝑓𝑡2 ∙ 72.35°𝐹 
=55.00868
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
 
 
𝐺𝑇 =
𝐺𝑚/𝑁𝐶
𝑎𝐹
= 
793986.37538
𝑙𝑏
ℎ
/4
0.20969 𝑓𝑡2
= 946619.2658
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
 
El GT ESTA DENTRO DEL RANGO AL IGUAL QUE EL UDR 
 
𝑁𝐶 =
𝑁𝑇𝐶𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑑𝑜
𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎
= 
2232 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠
676
= 3.30178 ≈ 4 
 
𝐴𝑅 = 𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎 ∙ 𝑎𝑙
′ ∙ 𝐿 = 676 ∙ 0.1963 𝑝𝑙𝑔 ∙ 16 = 2123.1808 𝑓𝑡2 
 
𝑎𝐹 =
𝑁𝑇𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎 ∙ 𝑎𝑓
′
144 ∙ 𝑛
= 
676 ∙ 0.289 𝑝𝑙𝑔2
144 ∙ 6
= 0.22612 𝑓𝑡2 
 
𝑈𝐷𝑅 =
𝑄/𝑁𝐶 
𝐴𝑅 ∙ ∆𝑇𝑀𝐿𝑉
= 
33800000
𝐵𝑇𝑈
ℎ
/4
2123.1808 𝑓𝑡2 ∙ 72.35°𝐹 
= 55.00868
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
 
 
𝐺𝑇 =
𝐺𝑚/𝑁𝐶
𝑎𝐹
= 
793986.37538
𝑙𝑏
ℎ
/4
0.20969 𝑓𝑡2
= 877853.93973
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
 
El GT ESTA NO ESTA DENTRO DEL RANGO. 
 
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TRAMO RECTO: 
RETORNO: 
❖ Con la gráfica de la figura 24 se obtiene “JH” y de la figura 26 “f”.| 
 
𝑁𝑅𝐸𝑇 =
𝐺𝑇 ∙ 𝐷𝐼
𝜇 ∙ 12 ∙ 2.42
= 
946619.2658
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
∙ 0.62 𝑝𝑙𝑔
0.66 𝑐𝑝𝑠 ∙ 12 ∙ 2.42
= 30621.50142 
 
𝐽𝐻 = 96 ; 𝑓 = 0.0002 
 
 
 
 
∆𝑃𝑇𝑅 =
𝑓 ∙ 𝐺𝑇
2 ∙ 𝑛 ∙ 𝐿 ∙ 12
5.22𝐸10 ∙ 𝐷𝐼 ∙ 𝜑𝑡 ∙ 𝑆
 
∆𝑃𝑇𝑅 =
0.00020 ∙ 946619.2658
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
2
∙ 6 ∙ 16 ∙ 12
5.22𝐸10 ∙ 0.62 𝑝𝑙𝑔 ∙ 1 ∙ 1
= 6.37927
𝑙𝑏
𝑖𝑛2
 
 
 
 
∆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 ∙ 6
1
∙ (0.11) = 3.12 
𝑙𝑏
𝑖𝑛2
 
∆𝑃𝑇 = ∆𝑃𝑇𝑅 + ∆𝑃𝑇𝑟 = 6.37927
𝑙𝑏
𝑖𝑛2
+ 3.12 
𝑙𝑏
𝑖𝑛2
= 9.49927 
𝑙𝑏
𝑖𝑛2
 
SI CUMPLE CON LOS 10 PSI PERMICIBLES. 
ℎ𝑖𝑜 = 𝐽𝐻 (
𝐶𝑝 ∙ 𝜇 ∙ 2.42
𝑘
)
1
3
(
𝑘 ∙ 12
𝐷𝐼
) 𝜑𝑡0.14 
 
ℎ𝑖𝑜 = 96 (
0.99 ∙ 0.66 ∙ 2.42
0.3578
)
1
3
(
0.3578 ∙ 12
0.62
) 10.14 = 1090.986 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
 
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POR EL LADO DE LA CORAZA: 
 
• PROPUESTA N°1: 
SUPONEMOS UNA DISTANCIA ENTRE MAMPARAS DE 30 PLG, CUANDO TENEMOS 
UN RANGO DE 2’’ HASTA UN DS= 33’’. 
𝐶 = 𝑃𝑇 − 𝐷𝐸 
𝐶 = 1 𝑝𝑙𝑔 −
3
4
 𝑝𝑙𝑔 = 0.25 𝑝𝑙𝑔 
 
 
𝑎𝑠 =
𝐵 ∙ 𝐶 ∙ 𝐷𝑆
144 ∙ 𝑃𝑇
 
 
 
𝑎𝑠 =
30 ∙ 0.25 ∙ 33
144 ∙ 1
= 1.71875 𝑓𝑡2 
 
 
𝐺𝑠 =
𝐺𝑚,𝑑𝑒𝑠𝑡𝑖𝑙𝑎𝑑𝑜/𝑁𝑐
𝑎𝑠
=
500000
𝑙𝑏
ℎ
/4
1.71875 𝑓𝑡2
= 72727.27273
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
 → 
72727.27273
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
∙ 0.95
1.4 ∙ 12 ∙ 2.42
= 1699.40253 
 
❖ Con el NRES de la figura 28 se obtiene JH=21 y de la figura 29 f=0.0029 
 
∆𝑃𝑆 =
𝑓 ∙ 𝐺𝑠2 ∙ (𝑁 + 1) ∙ 𝐷𝑆
5.22𝐸10 ∙ 𝐷𝑒𝑞 ∙ 𝜑𝑡 ∙ 𝑆
 ; (𝑁 + 1) =
𝐿 ∙ 12
𝐵
=
16 ∙ 12
30
= 6.4 
∆𝑃𝑆 =
0.0029 ∙ 72727.27273
𝑙𝑏
ℎ 𝑓𝑡2
2
∙ 6.4 ∙ 33
5.22𝐸10 ∙ 0.95 ∙ 1 ∙ 0.878
= 0.0744 
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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 = 21 (
0.52 ∙ 1.4 ∙ 2.42
0.086
)
1
3
(
0.086 ∙ 12
0.95
) 10.14 = 62.42015
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
𝑈𝐶 =
ℎ𝑖𝑜 ∙ ℎ𝑜
ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜
=
1090.986 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
∙ 62.42015
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
1090.986 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
+ 62.42015
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
= 59.04209 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
SI CUMPLE UC˃UDR. 
𝑅𝑑 =
𝑈𝐶 − 𝑈𝐷𝑅
𝑈𝑐 ∙ 𝑈𝐷𝑅
=
59.04209 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
− 55.00868
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
59.04209 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
∙ 55.00868
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
= 0.00124 
SI CUMPLE EL NO SOBREPASAR EL PARÁMETRO 0.003 
 
 
❖ Temperatura de la película: 
❖ 𝑇𝑚 = 185°𝐹 
❖ 𝑡𝑚 = 94°𝐹 
𝑡𝑤 = 𝑡𝑚 +
ℎ𝑖𝑜
ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜
∙ (𝑇𝑚 − 𝑡𝑚) 
𝑡𝑤 = 94°𝐹 +
1090.986 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
1090.986 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
+ 62.42015
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
∙ (185°𝐹 − 94°𝐹) = 86.07525°𝐹 
❖ De la figura 14, viscosidades (Perry, “Chemical engineers’Handbook”) 𝜇𝑤 = 1.5 
𝜇@𝑡𝑤 = 1.5 
𝜇@𝑇𝑚 = 1.4 
 
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RE-CALCULANDO HASTA QUE TW SEA CONSTANTE: 
 
𝜑𝑡0.14 = (
𝜇@𝑇𝑚
𝜇@𝑡𝑤
)
0.14
 
 
𝜑𝑡 = (
1.4
1.5
)
0.14
= 0.99039 
 
❖ Re-calculando ℎ𝑖𝑜: 
ℎ𝑖𝑜 = 𝐽𝐻 (
𝐶𝑝 ∙ 𝜇 ∙ 2.42
𝑘
)
1
3
(
𝑘 ∙ 12
𝐷𝐼
) 𝜑𝑡0.14 
 
 
ℎ𝑖𝑜 = 96 (
0.99 ∙ 0.66 ∙ 2.42
0.3578
)
1
3
(
0.3578 ∙ 12
0.62
) 0.990390.14 = 1089.51209 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
 
 
❖ Re-calculando 𝑡𝑤: 
𝑡𝑤 = 𝑡𝑚 +
ℎ𝑖𝑜
ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜
∙ (𝑇𝑚 − 𝑡𝑚) 
𝑡𝑤 = 94°𝐹 +
1089.51209 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
1089.51209 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
+ 62.42015
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
∙ (185°𝐹 − 94°𝐹) = 86.06895°𝐹 
 
 
𝑡𝑤𝑠𝑢𝑝𝑢𝑒𝑠𝑡𝑜 = 86.06895°𝐹 
❖ De la figura 14, página 928 (Kern) 𝜇𝑤 = 1.5 
𝜇@𝑡𝑤 = 1.5 
𝜇@𝑡𝑚 = 1.4 
 
DISEÑO DE EQUIPOS INDUSTRIALES 
“DISEÑO DE UN INTERCAMBIADOR DE CALOR” 
 
 
 
 
 
 
 
𝜑𝑡 = (
𝜇@𝑡𝑚
𝜇@𝑡𝑤
)
0.14
 
 
𝜑𝑡 = (
1.4
1.5
)
0.14
= 0.99039 
 
❖ Re-calculando ℎ𝑖𝑜: 
ℎ𝑖𝑜 = 𝐽𝐻 (
𝐶𝑝 ∙ 𝜇 ∙ 2.42
𝑘
)
1
3
(
𝑘 ∙ 12
𝐷𝐼
) 𝜑𝑡0.14 
 
ℎ𝑖𝑜 = 96 (
0.99 ∙ 0.66 ∙ 2.42
0.3578
)
1
3
(
0.3578 ∙ 12
0.62
) 0.990390.14 = 1089.51209 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
 
 
❖ Re-calculando 𝑡𝑤: 
𝑡𝑤 = 𝑡𝑚 +
ℎ𝑖𝑜
ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜
∙ (𝑇𝑚 − 𝑡𝑚) 
𝑡𝑤 = 94°𝐹 +
1089.51209 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
1089.51209 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
+ 62.42015
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
∙ (185°𝐹 − 94°𝐹) = 86.06895°𝐹 
LA TEMPERATURA ES CONSTANTE. 
❖ Re-calculando el coeficiente de transferencia de calor y el factor de incrustación. 
𝑈𝐶 =
ℎ𝑖𝑜 ∙ ℎ𝑜
ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜
=
1089.51209 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
∙ 62.42015
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
1089.51209 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
+ 62.42015
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
= 59.03777 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
 
CUMPLE PORQUE UC˃UDR. 
𝑅𝑑 =
𝑈𝐶 − 𝑈𝐷𝑅
𝑈𝑐 ∙ 𝑈𝐷𝑅
=
59.03777 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
− 55.00868
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
59.03777 
𝐵𝑇𝑈
ℎ 𝑓𝑡2°𝐹
∙ 55.00868
𝐵𝑇𝑈
𝑓𝑡2°𝐹
= 0.00124 
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 
1 676 6 33 4 3/4 1 16 16 2123.1808 
2 676 3 33 4 3/4 1 15 16 2123.1808 
3 676 6 33 4 3/4 1 14 16 2123.1808 
 
 
 
 
OPTAREMOS POR LA CORRIDA NÚMERO 3 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 
55.00 0.23629 840065.5251 - - - - - - - 
55.00 0.23629 877853.9397 - - - - - - - 
55.00 0.20969 946619.2658 30621.50 0.0002 96 6.379 3.12 9.49 1090.98 
Corrida B as Gs Nres f JH Rd ΔPs 
1 30 1.71875 72727.272 1699.40 0.0029 21 0.00124 0.0744 
UDR Uc GT Rd f JH ΔPTR ΔPTr ΔPT hio 
55.00 59.0377 946619.2658 0.00124 0.0002 96 6.379 3.12 9.49 1089.51