Ejercicios Resueltos de Int. de Calor[1]

UNIVERSIDAD NACIONAL “PEDRO RUÍZ GALLO” Facultad de Ingeniería Química e Industrias Alimentarías

D DE ES SA AR RR RO OLLLLO O

D DE E

LLO OS S

E EJJE ER RC CIIC CIIS SO O

IIN NTTE ER RC CA AM MB BIIO OD DE EC CA ALLO OR R

Diseño de Plantas Industriales I

Lambayeque- julio - 2010

D DE E

PROBLEMAS PROPUESTOS DE INTERCAMBIADORES DE CALOR DE DOBLE TUBO

2.- Se quiere calentar 18000 lb/hr de orto xileno desde 100 hasta 150°F, enfriando 18000 lb/hr de alcohol butílico de 170 hasta 140°F, en un intercambiador de calor de doble tubo. Disponibles para este propósito hay 5 horquillas de 20 pies cuyos ánulos y tubos están colocados en serie. Los intercambiadores son de 3*2 IPS. A) ¿Cuál es el factor de obstrucción? B) ¿cuáles son sus caídas de presión? C) Si las corrientes frías y calientes en (a) se cambian con respecto al anulo y al tubo interior, como justifica esto o refuta su decisión inicial respecto a donde colocar las corrientes calientes.

18000 Lb/hr Orto xileno t1 = 170 ºF Alcohol butílico T1 =100ºF

T2 = 150ºF

18000 Lb/hr t2= 140ºF

 PROPIEDADES FÍSICAS

PROPIEDADES

ORTOXILENO ΔT=125ºF

ALCOHOL BUTILICO ΔT=155ºF

BTU Lbº F

0.43

0.2081

FÍSICAS

UNIDADES

Calor Específico

Cp,

Viscosidad

,

LB Pie.hr

0..61

0.282

Conductividad Térmica

K,

BTU hr. pie.º F

0.090

0.0180

r

 BTU   . 2  hr. pie º F 

0.001

0.001

1

 DISEÑO RAPIDO TL 

T1  T2  28 .85 º F  T1   ln   T2 

Estimac. de U=20-140 promedio U=70

170 ºF ΔT1= 20°F 140ºF ΔT2= 40°F

150ºF

100ºF

 CALCULO D77ºF EL AREA ESTIMADA A

Q Ud .TL

A  190.10 pie 2

 CALCULO DEL CALOR ESTIMADO

 TIPO Y CARACTERÍSTICAS DE LOS TUBOS 3X2 IPS di = 2.0677´´ Di = 3.068´´ At = 3.350 pulg2 Aa = 2.944 pulg2 Alt = 0.62 pies2/pie d0 = 2.380´´ De= 1.575´´  CURSO DE LOS FLUIDOS

TUBO: alcohol butílico ANILLO: orto xileno  CALCULO DE HT :LADO DE LOS TUBOS

Gt 

mt at

Gt 

18000 3.350

Gt=77371.34 lb/pie2 ºF

Nre 

Di * Gt



0.62 *104216.1 Nre  12 0.0152 * 2.42 Nre  146381.54 figura.N 24 Jh  182  0.096   0.69 * 0.98 * 2.42  ht  180 *  *  0.096  0.620 / 12    ht  261.05

1/ 3

HT CORREGIDO Ht=261.05*di/do=261.05*2.067/2.380 Ht=261.05*2.067/2.380 Ht=2226.72

 CALCULO DE HO :

(

) (

)

⁄

(

)

ma aa 18000 Ga  .944 Ga 

Ga  880434.78lb / hr. pie 2 º F

Nre 

Di * Ga



1.575 * 880434.78 12 Nre  0.610 * 2.42 Nre  782280.08

Figura N°24

⁄ 78.22 ⁄

(

 CALCULO DE Uc : UC 

ht * ha ht  ha

UC 

226.72 * 344.54 22672  344.54

UC  136.74

⁄

) (

)

( )

 CALCULO DE UD :

1 1   Rd Ud UC Rd  Rt  Ro Rd  0.001  0.001 Rd  0.0020 Udc  107.38 A

Q Ud * TL .

A

372600BTU/h 107.38 * 28.85

A  120 ..275 pie 2

 CÁLCULO DE LA CAÍDA DE PRESIÓN EN LOS TUBOS

f * Gt 2 * Lt 72 * g *  * Di f  0.0002

Pt 

0.0002 * 77371.34 * 20 72 * 4.18 * 108 * 0.81 * 0.81 * 20.67 12 Pt  2.83 psi 2

Pt 

 CALCULO DE DE PRESIÓN EN EL ANILLO:

f * Ga 2 * Lt Pa  72 * g *  * Di * Nre 

Dé * Ga



Dé  Di  do Dé  0.688 Nre  410336.76 f  0.0047 0.0047 * 41036.76 * 200 Pa  72 * 4.18 * 108 * 0.87 * 62.4  * 0.688 Pa  0.65 psi 2

(

(

)(

)(

)

)

4.- Se Debe calentar 7000 lb/hr de anilina desde 100 hasta 150ºF mediante enfriamiento de 10000 lb/hr de tolueno con una temperatura inicial de 185ºF en un intercambiador de calor de doble tubo, con tubos de 2x1 ‟‟ IPS, de 20 pies de longitud. Se requiere un factor de obstrucción de 0.005. a)¿Cuántas horquillas serán necesarias?. ¿Cómo deben arreglarse?. ¿Cuál es el factor final de obstrucción? .

Tolueno 10000 lb/h 185ºF

7000 lb/h Anilina

Anilina

IC- 4 100ºF

150ºF

Tolueno T ºF ?

 Hacemos un arreglo en paralelo:

 Desarrollamos el primer intercambiador

 Características de los tubos Tubos 2x1 ‟‟ IPS de 20 ‟ de longitud r =0.005  Propiedades de la Anilina (T promedio= 125ºF) Cp(125ºF)= 0.518 Q ganado = m anilina * Cp anilina* ΔT Q ganado = Q ganado = 90650  Determinamos la temperatura de salida del tolueno Cp(185ºF) = 0.47

Q ganado = -Q perdido 90650

= -(

)

T=165.7ºF 

T promedio =(

)=175.37ºF

Cp(175.37ºF) = 0.465

Q ganado = -Q perdido 90650

= -(

)

T=165.5ºF 

T promedio =(

)=175.25ºF

Cp(175.25ºF) = 0.462

Q ganado = -Q perdido 90650

= -(

)

T=165.4ºF 

T promedio =(

)=175.2ºF

Cp(175.2ºF) = 0.462

Q ganado = -Q perdido 90650

= -(

)

T1=165.4ºF (temperatura de salida del tolueno)

185 ºF

Tolueno

165.4ºF 150ºF Anilina

Agua cruda 35ºF

100 ºF 65.4ºF

Hallamos variación de temperatura media logarítmica y luego determinamos el área con el Ud. supuesto: 70 (tabla 1.4-manual de intercambiadores de calor para solventes orgánicos Ud (20-120) )

ΔTL =

=48.63

AREA ESTIMADO:

A=

Δ

= 26.63 pie2

=

Solventes Orgánicos UD (20-120) → 70 Por lo tanto : 26.63 pie2 < 100 pie2

(Doble tubo)

ESTIMAMOS PROPIEDADES FISICAS 1) Propiedades físicas a la temperatura promedio: Propiedad

FLUIDO A ANILINA

CALENTAR

FLUIDO A TOLUENO

125ºF

175.2º F

Cp, Btu / lb ºF

0.518

0.462

, cp

2.05

0.34

K, Btu / h.pie2 ºF

0.1

0.0834

3 ρ lb/ pie

63.65

54.29

  Btu   2 hr . pie .º F   r

0.005

0.005

ENFRIAR

2) Características de los tubos: 2x1 ‟‟ IPS , tubos de 20pies de longitud.

di=1.38”

do=1.66”

xi=0.14”

at=1.5 pulg2

Di=2.067”

Do=2.38”

ao=1.19 pulg2

alt=0.435pie2/pie

De=0.915”

Dm=1.52”

3) Curso de los Fluidos:  

manilina = 3500 lb/h mtolueno = 10000 lb/h

-Lado del tubo interior: Tolueno -Lado del Anillo: Anilina 4) Calculo del Coeficiente de transferencia en el tubo interior (tolueno):

hi = Jh ( ) * (

) 1/3 * (

di

= 1.38 pulgadas *

k

=

Cp.

= 0.462 BTU/Lb ºF

µ

=

)0.14

0.0834 BTU /pie ºF

0.34 centipoise

Jh = necesito el numero de Reynols

Cálculo del número de Reinols Nre = µ di

= 0.8228 Lb /pie hora = 1.38pulgadas *

Gt =

=

= 960000 Lb/hr *pie2

Gt =

Nre =

(

)

Nre = 134175.98 ≈ 134176

Jh = 320 (en curva de transferencia de calor lado de los tubos en la fig24) hi = Jh ( ) * (

) 1/3 * (

)0.14 =1

hi = 320 (

)1/3 * (

)*(

)0.14

hi = 377.1 Btu/hr *pie2 *ºF ht = 377.1*

=313.48

ht = 313.48 Btu/hr *pie2 *ºF

5) Calculo del Coeficiente de transferencia en el anulo (anilina): ho = Jh ( ) * (

) 1/3 * (

)0.14

De = 0.915 pulgadas * k

=

0.1 BTU /pie ºF

Cp.

= 0.518 BTU/Lb ºF

µ

=

2.05 centipoise

Jh = necesito el numero de Reynols

Cálculo del número de Reinols Nre = µ

= 4.961 Lb /pie hora

De = 0.915pulgadas *

Ga =

=

= 423529.41 Lb/hr *pie2

Ga =

Nre =

(

)

Nre = 6509.6 ≈ 6510

Jh = 24 (en curva de transferencia de calor lado de los tubos en la fig24) ho = Jh ( ho = 24 (

)*( )*(

) 1/3 * (

)0.14 ) 1/3 * (

ho = 92.88 BTU/hr *pie2 *ºF

)0.14

6) Calculo del Coeficiente total de transferencia(limpio):

=

Uc

=

Uc

= 71.65 BTU/h *pie2 *ºF

7) Calculo del Coeficiente total de diseño(sucio):

=

+ Rd

=

+ 0.01

Rd =0.005 + 0.005 = 0.01 UD = 41.7 ≈ 42 BTU/hr *pie2 *ºF 8) Calculo del área de transferencia:

A=

=

A = 44.38pies2 < 100pies2 9) Calculo de Longitud total del intercambiador:

=

L=

L = LT = 102.02 pies

10) Calculo del Nº de Horquillas: NH =

=

=2.55 ≈ 3 horquillas

=

 

Corregimos el LT = NH * L = 3 * 20 * 2 LT = 120 pies Área corregida A= LT *alt A= 120pie * 0.435 A= 52.2 pies2

11) Calculo de la caída de presión en el lado del tubo interior, psia:

∆ Pt =

 Gt =960000Lb/hr *pie 

2

= 54.29 Lb/pie3

 LT =120 pies 

di = 1.38 pulgadas *

 g = 4.18 *108 pies/hr2 

NRe = 134176

 f = 0.0035 +

∆ Pt =

=0.0054

=3.18 psia

∆ Pt = 3.18 < 10 psia (ok) por ser liquido.

12) Calculo de la caída de presión en el lado del tubo exterior o anulo

∆ PA

=

∆ Pa

+

Salida de presión en los tubos

∆ Pa

∆ Pes

entradas y salidas

= = Di - do = (2.067 – 1.66) pulg

= 0.407 pulgadas

Nre = (

)

Nre = Nre = 2895.53

f = 0.0035 +

= 0.0128

∆ Pa =

∆ Pa = 4.24 psia

∆ Pes

=

*

=

pies /seg

n = número de horquillas

g‟ = 32.17 pies /seg2

=

∆ Pes

=

=

*

1.85 pies /seg

= 0.071 psia

∆ PA = ∆ Pa + ∆ Pes = 4.24 psia + 0.071psia

∆ PA

= 4.311 psia < 10 psia (ok) por ser liquido.

 Desarrollamos el segundo intercambiador

 Características de los tubos Tubos 2x1 ‟‟ IPS de 20 ‟ de longitud r =0.005  Propiedades de la Anilina (T promedio= 125ºF) Cp(125ºF)= 0.518 Q ganado = m anilina * Cp anilina* ΔT Q ganado = Q ganado = 90650  Determinamos la temperatura de salida del tolueno Cp(155.5ºF) = 0.452

Q ganado = -Q perdido 90650

= -(

)

T=145.3ºF 

T promedio =(

Cp(155.4ºF) = 0.452

Q ganado = -Q perdido

)=155.4ºF

90650

= -(

)

T=145.3ºF 

T promedio =(

)=155.4ºF

Cp(155.4ºF) = 0.452

Q ganado = -Q perdido 90650

= -(

)

T2=145.3ºF (temperatura de salida del tolueno)

165.4 ºF

Tolueno

145.3ºF 150ºF Anilina

Agua cruda 15.4ºF

100 ºF 45.3ºF

Hallamos variación de temperatura media logarítmica y luego determinamos el área con el Ud. supuesto: 70 (tabla 1.4-manual de intercambiadores de calor para solventes orgánicos Ud (20-120) )

ΔTL =

=27.71ºF

AREA ESTIMADO:

A=

Δ

= 46.73 pie2

=

Solventes Orgánicos UD (20-120) → 70 Por lo tanto : 46.73 pie2 < 100 pie2

(Doble tubo)

ESTIMAMOS PROPIEDADES FISICAS 1) Propiedades físicas a la temperatura promedio: Propiedad

FLUIDO A ANILINA

CALENTAR

FLUIDO A TOLUENO

125ºF

155.4º F

Cp, Btu / lb ºF

0.518

0.452

, cp

2.05

0.36

K, Btu / h.pie2 ºF

0.1

0.0843

3 ρ lb/ pie

63.65

54.29

  Btu   2 hr . pie .º F   r

0.005

0.005

ENFRIAR

2) Características de los tubos: 2x1 ‟‟ IPS , tubos de 20pies de longitud.

di=1.38”

do=1.66”

xi=0.14”

at=1.5 pulg2

Di=2.067”

Do=2.38”

ao=1.19 pulg2

alt=0.435pie2/pie

De=0.915”

Dm=1.52”

3) Curso de los Fluidos:  

manilina = 3500 lb/h mtolueno = 10000 lb/h

-Lado del tubo interior: Tolueno -Lado del Anillo: Anilina 4) Calculo del Coeficiente de transferencia en el tubo interior (tolueno):

hi = Jh ( ) * (

) 1/3 * (

di

= 1.38 pulgadas *

k

=

Cp.

= 0.452 BTU/Lb ºF

µ

=

)0.14

0.0843 BTU /pie ºF

0.36 centipoise

Jh = necesito el numero de Reynols

Cálculo del número de Reinols Nre = µ di

= 0.8712 Lb /pie hora = 1.38pulgadas *

Gt =

=

= 960000 Lb/hr *pie2

Gt =

Nre =

(

)

Nre = 126721.76 ≈ 126722 (Flujo turbulento)

Jh = 310 (en curva de transferencia de calor lado de los tubos en la fig24) hi = Jh ( ) * (

) 1/3 * (

)0.14 =1

hi = 310 (

)1/3 * (

)*(

)0.14

hi = 379.87 Btu/hr *pie2 *ºF ht = 380*

=315.9

ht = 316 Btu/hr *pie2 *ºF

5) Calculo del Coeficiente de transferencia en el anulo (anilina): ho = Jh ( ) * (

) 1/3 * (

)0.14

De = 0.915 pulgadas * k

=

0.1 BTU /pie ºF

Cp.

= 0.518 BTU/Lb ºF

µ

=

2.05 centipoise

Jh = necesito el numero de Reynols

Cálculo del número de Reinols Nre = µ

= 4.961 Lb /pie hora

De = 0.915pulgadas *

Ga =

=

= 423529.41 Lb/hr *pie2

Ga =

Nre =

(

)

Nre = 6509.6 ≈ 6510

Jh = 24 (en curva de transferencia de calor lado de los tubos en la fig24) ho = Jh ( ho = 24 (

)*( )*(

) 1/3 * (

)0.14 ) 1/3 * (

ho = 92.88 ≈ 93BTU/hr *pie2 *ºF

)0.14

6) Calculo del Coeficiente total de transferencia(limpio):

=

Uc

=

Uc

= 71.85 BTU/h *pie2 *ºF

7) Calculo del Coeficiente total de diseño(sucio):

=

+ Rd

=

+ 0.01

Rd =0.005 + 0.005 = 0.01 UD = 41.8 ≈ 42 BTU/hr *pie2 *ºF 8) Calculo del área de transferencia:

A=

=

=

A = 77.89pies2 < 100pies2 9) Calculo de Longitud total del intercambiador:

=

L=

L = LT = 179.1pies

10) Calculo del Nº de Horquillas: NH =

=

=4.48 ≈ 5 horquillas

 

Corregimos el LT = NH * L = 5 * 20 * 2 LT = 200 pies Área corregida A= LT *alt A= 200pie * 0.435 A= 87 pies2

11) Calculo de la caída de presión en el lado del tubo interior, psia:

∆ Pt =

 Gt =960000Lb/hr *pie 

2

= 54.29 Lb/hora

 LT =200 pies 

di = 1.38 pulgadas *

 g = 4.18 *108 pies/hr2 

NRe = 134176

 f = 0.0035 +

∆ Pt =

=0.0054

=5.3 psia

∆ Pt = 5.3 < 10 psia (ok) por ser liquido.

12) Calculo de la caída de presión en el lado del tubo exterior o anulo

∆ PA

=

∆ Pa

+

Salida de presión en los tubos

∆ Pa

∆ Pes

entradas y salidas

= = Di - do = (2.067 – 1.66) pulg

= 0.407 pulgadas

Nre = (

)

Nre = Nre = 2895.53

f = 0.0035 +

= 0.0128

∆ Pa =

∆ Pa = 7.07 psia

∆ Pes

=

*

=

pies /seg

n = número de horquillas

g‟ = 32.17 pies /seg2

=

∆ Pes

=

=

*

1.85 pies /seg

= 0.118 psia

∆ PA = ∆ Pa + ∆ Pes = 7.07 psia + 0.118psia

∆ PA

= 7.188 psia < 10 psia (ok) por ser liquido.

RESPUESTAS  Serán necesarias un total de 8 horquillas (3 horquillas para el primer intercambiador y 5 horquillas para el segundo intercambiador).  Deben arreglarse en paralelo.  El factor final de obstrucción es 0.01.

6.- Un liquido se enfría desde 350 hasta 300 ºF, mediante otro que se calienta desde 290 hasta 316 ºF, en un intercambiador de doble tubo. ¿Cómo se desvía la diferencia verdadera de temperatura de la LMDT si, A). El fluido caliente esta en serie y el fluido frio fluye en dos trayectorias paralelas en contracorriente. ? Solución

Donde: Fluido caliente Fluido frio  T1=350ºF  T2=300ºF 1.0.

Cálculo de la LMDT:

LMDT = 19,61ºF

2.0.

Cálculo de la diferencia verdadera de temperatura (∆t)?

Diferencias de Tº t1=290ºF ( t2=316ºF (

) =34ºF )=10ºF



Para una corriente fría en serie y n corrientes en paralelo

(

) ( )

)……. (1)

Donde:

;

n=2, # de corrientes frías en paralelo

Reemplazando en (1), calculamos

= 0.28



Para la diferencia máxima de temperatura es conveniente emplear los términos del límite máximo de temperatura.



Rpta: El MLDT se desvía con un error de 16.73 % de la diferencia de temperatura verdadera. Cuando se hace el arreglo de fluido caliente en serie y el fluido frio fluye en dos trayectorias paralelas en contracorriente.

B). El fluido caliente esta en serie y el fluido frio en tres trayectorias de flujo paralelo a contracorriente. ? Solución

Donde: caliente

Fluido Fluido frio  

1.0.

T1=350ºF T2=300ºF

Cálculo de la LMDT:

LMDT = 19,61ºF ´

Diferencias de Tº t1=290ºF t2=316ºF

( (

) =34ºF )=10ºF

2.0.

Cálculo de la diferencia verdadera de temperatura (∆t)? 

Para una corriente fría en serie y n corrientes en paralelo

(

) ( )

)……. (1)

Donde:

;

n=3, # de corrientes frías en paralelo

Reemplazando en (1), calculamos

= 0.335



Para la diferencia máxima de temperatura es conveniente emplear los términos del límite máximo de temperatura.



Rpta: El MLDT se desvía con un error de 2.4% de la diferencia de temperatura verdadera. Cuando se hace el arreglo de fluido caliente en serie y el fluido frio en tres trayectorias de flujo paralelo a contracorriente

C. El rango del fluido frio en (a) y en (b) se cambia de 276ºF a 300ºF?

A). El fluido caliente esta en serie y el fluido frio fluye en dos trayectorias paralelas en contracorriente. ? Solución

Donde:

1.0.

Fluido caliente  T1=350ºF  T2=300ºF Cálculo de la LMDT:

LMDT = 35.424ºF

Fluido frio t1=276ºF t2=300ºF

Diferencias de Tº ( ) =50ºF ( )=24ºF

2.0.

Cálculo de la diferencia verdadera de temperatura (∆t)? 

Para una corriente fría en serie y n corrientes en paralelo

(

) ( )

)……. (1)

Donde:

;

n=2, # de corrientes frías en paralelo

Reemplazando en (1), calculamos

= 0.267



Para la diferencia máxima de temperatura es conveniente emplear los términos del límite máximo de temperatura.



Rpta: El MLDT se desvía con un error de 79.3 % de la diferencia de temperatura verdadera. Cuando se hace el arreglo de fluido caliente en serie y el fluido frio fluye en dos trayectorias paralelas en contracorriente.

B). El fluido caliente esta en serie y el fluido frio en tres trayectorias de flujo paralelo a contracorriente. ? Solución

Donde:

Fluido caliente  

3.0.

T1=350ºF T2=300ºF

Cálculo de la LMDT:

LMDT = 35.424ºF

Fluido frio t1=276ºF t2=300ºF

Diferencias de Tº ( (

) =10ºF )=34ºF

4.0.

Cálculo de la diferencia verdadera de temperatura (∆t)? 

Para una corriente fría en serie y n corrientes en paralelo

(

) ( )

)……. (1)

Donde:

;

n=3, # de corrientes frías en paralelo

Reemplazando en (1), calculamos

= 0.2085



Para la diferencia máxima de temperatura es conveniente emplear los términos del límite máximo de temperatura.



Rpta: El MLDT se desvía con un error de 123.1% de la diferencia de temperatura verdadera. Cuando se hace el arreglo de fluido caliente en serie y el fluido frio en tres trayectorias de flujo paralelo a contracorriente

PROBLEMAS PROPUESTOS DE INTERCAMBIADORES DE CALOR DE CASCO Y TUBO

2.- Se quiere enfriar vapores de oxigeno a presión atmosférica de 300 a 100°F., para ello se puede utilizar como medio de enfriamiento de agua a 85°F que se puede calentar hasta 100°F. se cuenta con un intercambiador de casco y tubo de 31´´Ds, de 1-8 pasos, tubos de 3/4´´ OD por 16 BWG, la de cada tubo es de 12 pies, con 600 tubos con arreglo triangular de Pt= 1 los deflectores están espaciados 24´´¿ será adecuado el equipo para la operación?

H2O t1 = 85 ºF Vapores de oxigeno T1 =300ºF

T 2 = 100ºF

t2= 100ºF

 TIPO Y CARACTERÍSTICAS DE LOS TUBOS Ds=31´´

(1-8) pasos

¾ OD

16 BWG

Los deflectores

e=24´´

300 ºF ΔT1= 200°F 140ºF ΔT2= 55°F

85ºF

77ºF

100ºF

 PROPIEDADES FÍSICAS PROPIEDADES FÍSICAS

UNIDADES BTU Lbº F

AGUA ΔT=92.5ºF

OXIGENO ΔT=200ºF

1

0.23

Calor Específico

Cp,

Viscosidad

,

LB Pie.hr

0.79

0.024

Conductividad Térmica

K,

BTU hr. pie.º F

0.359

0.01822

Densidad

,

Lb pie 3

62.4

0.067

r

 BTU   . 2 hr . pie º F  

0.0005

0.003

1

 HALLAMOS LA DENSIDAD DEL OXIGENO

(

 CALCULO DEL CALOR ESTIMADO

 CURSO DE LOS FLUIDOS TUBO: Agua CASCO: oxigeno

⁄

)

 CURSO SUPUESTO  Intercambiador de casco y tubo de ¾‟‟ de diámetro  BWG=16  Pt=1  Pasos de (1-8)  CARACTERÍSTICAS DE LOS TUBOS Ø EXTERNO

:

3/4 ´´

Ø INTERNO

:

0.62´´

BWG

:

16

XW

:

0.065´´

at

:

0.30191 pulg2

a lt

:

0.19635 pie2/pie

Ø EQUIVALENTE

:

0.9375

 CALCULO DE HT :LADO DE LOS TUBOS

at 

Nt * a ' t 144 * n

at 

600 * 0.30191 144 * 8

at  0.1572 pies 2

Gt 

mt at

Gt 

48000 0.1572

Gt=305343.51 lb/pie2 ºF

mh2 o 

Q Cp * T

720000 1 * 15 mh2 o  48000lb / hr mh2 o 

figura 25

Ht= 374

 CALCULO DE HS : 1

0.14  k   Cp *   3 hs  JH *   *  *  s   De   k 

C=1´´- 3/4´´= 0.25´´

Ds * C * B 144 * Pt 31 * 0.25´´*24´´ as  144 * 1 as 

as  1.29 pies 2 ms Gs  as 15000 Gs  1.29 Gs  11627.91lb / hr. pie 2 º F

Nre 

Di * Gs



0.73 * 11627.91 Nre  12 0.024 * 2.42 Nre  12179.14 Jh  62

⁄

(

 CALCULO DE Uc :

⁄

) (

)

( )

UC 

ht * hs ht  hs

UC 

309.17 * 16.74 309.17  16.54

UC  15.88

 CALCULO DE UD :

1 1   Rd Ud UC Rd  Rt  Ro Rd  0.0005  0.003 Rd  0.014 Ud  15.15

 CALCULO DEL AREA DE DISEÑO AD = (Nt)*(L.)*(alt) AD = 600*0.19635*12 AD = 1413..72

UD 

Q Ad * MLDT * Ft

UD 

720000 1413.2 *1.42 * 0.95

UD  7.506

BTU hr. pie 2  F

Uc  Ud Uc * Ud 16  7.506 Rdd  16 * .506 Rdd  0.0710 pie 2 Rdd 

 AREA REQUERIDA:

A

A

Q Ud .TL .Ft

720000 16 * 71.42 * 0.95

A  663.23



CÁLCULO DE LA CAÍDA DE PRESIÓN EN LOS TUBOS

f * Gs 2 * L * n Pt  5.22 * 1010 * Di * s * i Nre 

Di * Gt



Nre  8251.95 f  0.00032 0.00032 * 305343.51 * 12 * 8 Pt  5.22 * 1010 * 0.62 / 12 * 1 Pt  1.06 psi 2

 CALCULO DE DE PRESIÓN DE RETORNO:

 Pr 

2 * n *V 2 s*g

 Pr  0.013 * 8  Pr  0.104 psi

Pt  Pt   Pr Pt  1.06  0.104 Pt  1.164 psia

CALCULO

DE

DE

PRESIÓN

EN

EL

CASCO:

f * Gs 2 * Ds( N  1) Ps  5.22 * 1010 * De * s * s 

N  1  12 *

L e

N 1  6 f  0.0022 0.0022 * 11627.91 * 31(6.0) Ps  5.22 * 1010 * 0.73 / 12 * 0.91 Ps  0.02 psi 2

Si es adecuado el diseño porque la caída de presión tanto en tubos como es casco es menor que 10psi

4.- Una solución de NaOH de 15 Bé(11% de NaOH con s=1.115) se descarga de un tanque de disolvente a razón de 50000 lb/hr a 190ºF y debe enfriarse hasta 120ºF empleando agua a 80ºF. Para evitar corrosión, la temperatura del agua de enfriamiento no debe exceder de 120ºF (agua de río sin tratar). Las caídas de presión permisibles para cada fluido son de 10 psi. La standard con tubos de 1” OD, 14 BWG y 16 pies de longitud en diversos materiales de construcción. Datos: Solución caustica de 15ºBé, µ=1.4 cp a 100ºF, 0.43 cp a 210ºF, k=90% de la del agua, Cp= 0.88Btu/lb.ºF. ¿Será adecuado el intercambiador standard para esta operación? Si así fuera, ¿De qué material debería estar construido?

Desarrollo:

Agua 80ºF

50000 lb/h NaOH(15Bé)

IC- 4

120ºF

190ºF

Agua 104ºF

Q ganado = -Q perdido MA*CpA* ΔTA = (-MB*CpB* ΔTB) MA * 1 *(104-80) = -(50000*0.88*(120-190)) MA = 128333.33 lb/h (masa de agua de rio)

190 ºF

Tolueno

120ºF 104ºF Anilina

Agua cruda 86ºF

80 ºF 40ºF

Hallamos variación de temperatura media logarítmica y luego determinamos el área con el Ud. supuesto:375 (tabla 1.4-manual de intercambiadores de calor para solventes orgánicos Ud (250-500) )

ΔTL =

=60.1ºF

AREA ESTIMADO:

A=

Δ

= 136.67 pie2

=

Solventes Orgánicos UD (250-500) → 375 Por lo tanto: 136.67 pie2 > 100 pie2

(Casco y tubo)

ESTIMAMOS PROPIEDADES FISICAS 1) Propiedades físicas a la temperatura promedio: Propiedad

FLUIDO A NaOH(15Bé)

ENFRIAR FLUIDO A CALENTAR AGUA DE RÍO

155ºF

92 º F

Cp, Btu / lb ºF

0.88

1.0

, cp

0.915

0.8

K, Btu / h.pie2 ºF

0.323

0.359

3 ρ lb/ pie

69.576

62.4

  Btu   2 hr . pie .º F   r

0.001

0.001

2) Curso de los Fluidos: Lado de los tubos: Agua de río Lado del Casco : NaOH (15 Bé)

3) Características de los Tubos: 1” OD 14 BWG; L=16‟ ; Do =1” ; Di =0.834” , at ‟=0.54629 pulg2 ; alt=0.26180 pie2/pie

De =1.25” X=0.083”

4) Estimamos el número de tubos: 136.67pies2 = (Nt)*(16 pies)*(0.2618

)

Nt = 32.63 ≈33 tubos NOTA: La variación de temperatura a 3 pies/segundo para q el r=0.001 5) Calculo del coeficiente de película en el lado de los tubos(ht):

En la fig. 25 se calcula el hi = 1630 → Tpromedio =92ºF y v=7.53pie/s El factor de corrección por ser tubos de 14 BWG es 0.95 de la tabla que está arriba de la fig 25 del manual de intercambiadores de calor. hi= 1630* 0.95 = 1548.5 ht = hi *

= 1548.5 *

= 1291.45

ht = 1291.45

6) Calculo del coeficiente de película en el lado del casco(hs):

*(12) ≤ e ≤ 12 2.4 ≤ e ≤ 12 epromedio = (12+2.4)/2 = 7.2 ≈ 8” e =8” 

as =

=

= 0.33

as = 0.33 c= Pt -1” = 1.25”-1” = 0.25” c=0.25”



Gs = ms /as =50000 / 0.133 =375000 Gs = 375000



NRe = NRe = 13971.68 → JH = 66



⁄

hs = JH ( )

⁄

hs = 66* hs = 470.4 ≈ 471

7) Calculo del coeficiente total limpio Uc

Uc 

Uc 

hs * ht hs  ht

1292 * 471 Btu  345 .2  345 1292  471 hr. pie2 .º F

8) Calculo del coeficiente total de diseño UD

1 1   Rd Ud Uc Rdc =0.001+0.001=0.002

Ud  204 .1

Btu  204 hr. pie 2 .º F

no está en el rango estimado (250- 500). Corregimos:

Ad  40 * 16 pie * 0.2618 pie2 / pie Ad = 167.55 pie2

Ad =167.55 pie2 Factor Térmico, Ft=?

R  2.92 S  0.22 Si R = 2.92

UD 

Ft = 0.89

Q Ad * MLDT * Ft

UD= 343.67

RdD 

Btu hr. pie2 .º F

1 1   0.0000129 UD UC

El factor de obstrucción es mayor (RdD > RdC = 0.0000129 >0.002) no se cumple

 SEGUNDO TANTEO

DS = 12”

Nt = 40 tubos

Calculo de Ft

R=

=

S=

=

Ft = 0.89

figura 25

= 2.92

= 0.22

Velocidad =

NaOH(15Bé)

va por el casco

Agua de río

Gt =

tubos

50000 Lb/hora 128333.33 Lb/hora

=

at =

pie2

=

= 0.0379

pies 2

= 3386103.694Lb/hr *pie2

Gt =

Velocidad =

=

= 15.07 pie/s

La velocidad del agua no está en el rango de (1-10) por lo tanto no se cumple.

 TERCER TANTEO

DS = 12”

Nt = 45 tubos

Calculo de Ft

=

R=

S=

=

Ft = 0.89

figura 25

= 2.92

= 0.22

Velocidad =

NaOH(15Bé)

va por el casco

Agua de río

Gt =

tubos

50000 Lb/hora 128333.33 Lb/hora

=

at =

pie2

=

= 751806.268 Lb/hr *pie2

Gt = Velocidad =

= 0.1707 pies 2

=

= 3.346 pie/s

Calculo del coeficiente de película en el lado de los tubos(ht):

En la fig. 25 se calcula el hi = 840 → Tpromedio =92ºF y v=3.346pie/s El factor de corrección por ser tubos de 14 BWG es 0.95 de la tabla que está arriba de la fig 25 del manual de intercambiadores de calor. hi= 840* 0.95 = 798 ht = hi *

= 798 *

= 665.532

ht = 665.532

Calculo del coeficiente total limpio Uc

Uc 

Uc 

hs * ht hs  ht

665 .532 * 470 .4 Btu  275 .6  275 .6 665 .532  470 .4 hr. pie 2 .º F

8) Calculo del coeficiente total de diseño UD

1 1   Rd Ud Uc Rdc =0.001+0.001=0.002

Ud  177 .67

Btu  178 hr. pie 2 .º F

no está en el rango estimado (250- 500). Corregimos:

Ad  45 * 16 pie * 0.2618 pie2 / pie

Ad = 188.496pie2 Ad =188.496 pie2 Factor Térmico, Ft=?

R  2.92 S  0.22 Si R = 2.92

UD 

Ft = 0.89

Q Ad * MLDT * Ft

UD= 305.48

RdD 

Btu hr. pie2 .º F

1 1   0.00035 UD UC

El factor de obstrucción es mayor (RdD > RdC = -0.00035 >0.002) no se cumple

RPTA: No es adecuado el intercambiador estándar para esta operación.

6.- En la planta de alimentos se quiere diseñar un intercambiador de calor con la finalidad de calentar 6640 lb/hr de una solución acuosa desde 50ºF hasta 82.4ºF para lo cual se usa vapor de agua de 250ºF. la planta dispone de tubos de 2x3” IPS de 6 pies de longitud de acero inoxidable 304, de placas de 400mm x 60mm y 0.5 mm de espesor también de acero inoxidable 304 y de tubos 3/8”, 16 BWG, en cantidades suficientes como para la construcción de cualquier tipo de intercambiador de calor. En un estudio preliminar, se ha determinado que para calentar la solución acuosa, la transferencia de calor en ambos se realiza correctamente, y la relación en costos entre un intercambiador de calor de doble tubo, de placas, y de casco y tubos es de 1: 2.5: 2.2respectivamente. Diseñe el equipo más adecuado, y si tuviera que elegir entre dos de los equipos, elija el más económico. Las propiedades de la solución acuosa a temperatura media son: Cp=1.045 Btu/lb.ºF u= 18.5 lb/pie.hr k= 0.346(Btu/pie2.hr.ºF)-1 ρ=62.8lb/pie3 r=0.0035 Solución:

o Tapromedio= 250ºF (del vapor de agua) o tapromedio= 66.2ºF (de la solución acuosa)

Diseño rápido 1.0.

Balance térmico: Con respecto a la solución acuosa

Q=m*Cp*∆T

Con respecto al vapor de agua. En la tabla termodinámica a 250ºC encontramos el calor latente de vaporizacion que es 945.5 Btu/lb.

2.0.

Calculo de la LMDT:

250

250

50 200ºF

82.4 167.6 ªºººº

3.0.

Calculo del área de transferencia:

Donde el = (100 - 500) Btu/hr.pie2.ºF Para solución acuosa con viscosidad > 2 cp – vapor =150 Btu/hr.pie2.ºF

< 100 pies2; I.C. doble tubo

4.0.

Propiedades de los fluidos:

Propiedades

Solución acuosa (66.2ºF) Vapor de agua (250ºF)

λ; Btu/lb

-------

945.5

Cp; Btu/lb.ºF

1.045

---------

u; lb/pie.hr

18.5

0.03146

k; Btu/pie2.hr.ºF)-1 0.346

0.346

ρ; lb/pie3

62.8

0.072443

r

0.0035

0

-

6.0.

Cu de los fluidos. -Po r el tubo

interior: vapor de agua Por el anulo: solución acuosa

Características de los tubos Del anulo o Di=3.068‟‟ o Do=3.5‟‟ o At=2.944 pulg2 o Deq=1.575‟‟

7.0.

5.0. rso

Del tubo interior -. di= 2.067‟‟ -. do=2.38‟‟ -. at=2.944 pulg2 -. alt=0.622 pie2/pie

Calculo del coeficiente de película en el tubo interior (ht) para el vapor de agua: ⁄

( )(

)

⁄

Como se hace pasar vapor de agua por los tubos: ht= 1500 BTU/h.pie2.F por teoría.

8.0.

Calculo del coeficiente de película en casco “hs” (para la solución acuosa) ⁄

En la fig. 24 con NRe hallamos JH=8

⁄

(

)(

)

⁄  Cálculo de tw, que es la temperatura en la pared del tubo. Tapromedio= 250ºF (V.de agua)

tapromedio= 66.2ºF (Sol. acuosa)

⁄ ⁄

⁄

(

)

(

)

⁄ 9.0.

Calculo del coeficiente total de calor “limpio” Uc: ⁄

10.0. Calculo del coeficiente total de calor de diseño “sucio” Ud:

donde : Rd = rsol. acuosa+ rvapor de agua = 0.0035

⁄ rango

11.0. Calculo del área:

12.0. Calculo de Lt:

13.0. Calculo del # de horquillas (Nh):

 Ltcorregida:

 Area corregida: 14.0. Calculo de la caída de presión en el tubo interior (∆Pt): Datos: -. -. -. ρ= 0.072443 lb/pie3

Menor a 1 psi, por ser gaseoso, está OK 15.0. Calculo de la caída de presión en el anulo (∆Po):

Datos para calcular -.

:

OK dentro del

-. -.

Datos para calcular

:

-. -.

Finalmente:

Menor a 10 psi, por ser liquido, está OK El tipo de I.C. a diseñar es de doble tubo por que tiene baja área de transferencia y su costo de diseño es el menor.

8.- Se requiere calentar 70 000 lb/h de etanol 100% desde 60ºF hasta 140ºF a presión atmosférica. Para el calentamiento se emplea vapor de agua saturado a 2301F. Se dispone de tubos ¾ OD, 14 BWG y 10 pie de longitud. La resistencia a la incrustación del vapor de agua se considera despreciable. ¿Qué tipo de intercambiador se requiere para esta operación y cuáles son sus características?

1.Balance térmico: Cp etanol a 100ºF =0.63 BTU/lb.F λ = 920 BTU/lb.F (fig. 12)

Hallando la masa de vapor:

2.- Diseño rápido

Ud estimado = 75 (entre 50 y 100)

Hallando el factor de corrección de LMDT:

Como R=0,

230

230

140 90

60

3.- Propiedades Físicas: Propiedades especificas Cp (Btu/Lb.ºF ) µ r k ρ

Etanol (T=100ºF) 0.62 0.85 0.001 0.105 49.35

Vapor agua (T=221ºF) 0.45 0.0127 -----0.01395 0.036

4.- Calculo de “A”: El IC será de Casco y Tubo.4.-

5.- Curso de los fluidos Lado de TUBOS:

Vapor de Agua

Lado de CASCO:

Etanol 100%

Tomando como guía el texto de Donald Kern, por ser vapor de agua, se le hace pasar por los tubos, debido a que el condensado puede ser corrosivo, además se trabaja el intercambiador, como si fuera un condensador 1-2, ya que el vapor va a ceder su calor latente al etanol, condensándose en el interior de los tubos. Para el vapor de agua: tc – t = 707-230=477ºF agua = 9220BTU/lb

6.- Características de los tubos: ¾ „‟OD D0=0.75‟‟ Di=0.584‟‟ .=0.26787 Arreglo Δ

14 BWG .=0.19635 De=0.93750‟‟ L=10pie Pt=15/16 “

Nt=191 tubos Como se hace pasar vapor de agua por los tubos: ht= 1500 BTU/h.pie2.F

7.- Hallando el coeficiente de película en casco “hs” (para etanol) Para IC 1-2, de acuerdo a las diferencias de temperaturas, el IC será de PLACA FIJA Ds=15 ¼ “=15.25”

Nt=193

De= 0.55”

⁄ ⁄ ⁄

(

)

En la fig. 28 con NRe hallamos JH=48

⁄

(

⁄

)(

)

⁄

(

)

(

)

8.- Calculo de coeficiente total de calor “limpio” Uc:

9.- Calculo del coeficiente total de calor de diseño “UD”:

OK dentro del rango

OK

10.- Hallando la caída de presión en TUBOS:

⁄

(

⁄

)

Con NRe en la fig. 26, f=0.00022

⁄

(

⁄

)

OK

11.-Calculo de caída de presión en lado de CASCO:

n=1

De‟= 0.55

Φs=1.19

s=0.79 GS=361 197.11

Hallando “f” en la fig. 29 f=000022

⁄

OK

10.- Una planta química emplea un intercambiador de calor de casco y tubo para enfriar 12000lb/hr de aceite mineral desde 200°F hasta 100°F el intercambiador tiene 8 pasos en el lado de los tubos y un paso en el lado del casco. Las caídas de presión en el tubo y en el casco son 2.4 y 1.0psi respectivamente. El valor calculado del coeficiente total en base a la superficie limpia (Uc) es igual a 80 BTU/hrpie 2 °F, los coeficientes de película Hi Y Ho son iguales. Asuma que la resistencia de la pared de los tubos es despreciable. Como resultado de una ampliación de la planta el flujo de aceite incrementara en un 50%. Será posible utilizar el mismo intercambiador para enfriar el flujo alimentado de aceite desde 200 hasta 100°F, o sera necesario comprar un intercambiador adicional. Debido a las limitaciones de las capacidades de las bombas existentes las caídas de presión máxima permisible en el lado de los tubos y en el lado del casco son 6 y 10 psi respectivamente. La temperatura de salida del agua permitida como máximo es de 120°F. Se puede considerar que la caída de presión tanto en el lado de los tubos como en el lado del casco es proporcional V2 Y hi y ho son proporcionales a V0.8 y V0.5 respectivamente (v es la velocidad de flujo en pie/sg). Datos

Nt=72

L=16pies

1´´OD

Aceite mineral Cp=0.45 btu/lb°F

12 BWG S=0.825

u=7.34cp

H2O t1 = 77 ºF Aceite mineral T1 =200ºF

T2 = 100ºF

t2= 120ºF

TL 

T1  T2  45 .73 º F  T1    ln    T2 

200 ºF ΔT1= 80°F 100ºF ΔT2= 23°F

120ºF

77ºF

77ºF

 AMPLIACION DE PLANTA FLUJO DE ACEITE aumenta 50% entonces 18000lb/hr Será posible utilizar el mismo intercambiador de calor.  CAIDAS MAXIMAS PERMISIBLES

Pt  Vt 2

Tubos < 6 psi Tubos < 10 psi

Ps  Vs 2

 CARACTERÍSTICAS DEL INTERCAMBIADOR

hi  Vi0.8

ho  Vo0.5

DATOS Nt= 72

L= 16pies

1`` OD

16BWG

Aceite mineral : Cp= 0.45 Btu/lb F

S= 0.825

μ= 7.34cp

 PROPIEDADES FÍSICAS

PROPIEDADES FÍSICAS

UNIDADES BTU Lbº F

Calor Específico

Cp,

r

 BTU   . 2  hr. pie º F 

AGUA ΔT=92.5ºF

ACEITE ΔT=200ºF

1

0.45

0.003

0.002

1

 CURSO DE LOS FLUIDOS TUBO: Agua CASCO: Aceite  CARACTERÍSTICAS DE LOS TUBOS

1``OD

12 BWG

Do=1``

Di=0.752``

Alt= 0.26180

Atv= 0.48029pulg2

Entonces: Nt= 72

n=8

T  200 100º F  100º F Por lo tanto es de placa fija

 CALCULO DE Uc : h t= h s

ht * hs ht  hs ht 2 80  2ht ht  160

UC 

hs  160

Uc=80

Pt  1 1

4

Ds  17 1

4

 CALCULO DE UD :

1 1   Rd Ud UC Rd  Rt  Ro Rd  0.003  0.002 Rd  0.005 Ud  57.14  CALCULO DEL AREA DE DISEÑO AD = (Nt)*(L.)*(alt) AD = 72*0.26180*16 AD = 301.5936  CALCULO DEL CALOR ESTIMADO

Q= 12000*0.45*(200-100) Q=540000BTU/h

R

200  100  2.33 120  77

S

120  77  0.35 200  77

ft  0.98

UD 

Q Ad * MLDT * Ft

UD 

540000 301.5936 * 45.73 * 0.98

UD  40

BTU hr. pie 2  F

Uc  Ud Uc * Ud 80  40 Rdd  80 * 40 Rdd  0.0125 pie 2 Rdd 

 AREA REQUERIDA:

A

A

Q Ud .TL .Ft

540000 40 * 45.73 * 0.98

A  301 .24 pies 2

 AHORA ANALIZAREMOS PARA EL FLUJO MASICO DE ACEITE MINERAL Q= m*cp*ΔT Q= 18000*0.45*(200-100ºF) Q=810000 BTU/h

UD 

Q Ad * MLDT * Ft

UD 

810000 301.5936 * 45.73 * 0.98

UD  59 .93

BTU hr. pie2  F

Uc  Ud Uc * Ud 80  59.93 Rdd  80 * 59.93 Rdd  0.0042 pie 2 Rdd 

Rdd < Rdc 0.0042 < 0.005

NO CUMPLE

 AHORA VERIFICAMOS AREAS

Ac 

Q Ud .TL .Ft

Ac 

810000 40 * 45.73 * 0.98

Ac  451 .85 pies 2 Ad < Ac 301.5936 < 451.85

NO CUMPLE

POR LO TANTO: N o es recomendable utilizar el mismo intercambiador de calor ya que el área de diseño debe ser mayor que el área calculada debido a esto la planta química debe de comprar un intercambiador de calor adicional.

12.-En un proceso de una planta química se enfrían 100000 lb/h de vapor de oleofina desde 190 a 110°F .para el enfriamiento se emplea agua de rio desde 80 hasta 120°F.En esta operación se está usando un intercambiador de calor de casco y tubos 1-6(DI=25”,Nt=226).El dpto. de diseño de planta ha detectado que la eficiencia de la operación no es la requerida(el vapor de oleofina no se enfría hasta la temperatura deseada).Para dar solución a este problema se pide a usted investigue la deficiencia. Con el fin de mejorar la eficiencia, solo sugiera usar un intercambiador 3-12 que se halla disponible en la planta (DI=25”,Nt=228 tubos) a) Cuales son las causas de la ineficiencia de la operación del intercambiador? b) ¿Se podrá usar el intercambiador 3-12 en lugar del 1-6 en forma satisfactorio? Porque? (para esta pregunta solo considere las operaciones térmicas del intercambiador y no las caídas de presión) Cálculos para intercambiador de calor de caso y tubos 3-12 DI=25¨

NT=228 Agua t1=80ºF

Vapores de oleofina 100000lb/h T1=190ºF t2=120ºF

T2=110 ººF.44. ..44...4 4.44ºF F

Hallando las propiedades del vapor de oleofina y del agua a su temperatura promedio que son de 150ºF Y 100ºF respectivamente. Propiedades especificas Cp (Btu/Lb.ºF ) µ r k ρ

Vapor oleofina 0.42 0.011 0.001 0.013 0.25

de agua 1 1.65 0.002 0.363 62.47

1.- Haciendo el balance térmico con respecto al vapor de olefina Q=mvapor de oleofina*Cp*ΔT Q=100000 lb/h*0.42 Btu/Lb.ºF*(190-110)ºF Q=3360000BTU/h

2.- Curso de los fluidos Lado de los tubos: agua de rio Lado del casco: vapor de oleofina 3.- Características de los tubos: Tabla 1.1 1„‟OD

16 BWG

D0=1‟‟ Di=0.87‟‟ .=0.59447 Arreglo Δ

.=0.26180 De=1.25000‟‟ L=12pie

5- Calculo de LMDT

190ºF 120ºF 70ºF

110ºF 80ºF 30ºF

LMDT=

7.- Hallamos la masa de agua Q=magua*Cp*ΔT 3360000 BTU/h =magua lb/h*1Btu/Lb.ºF*(120-80)ºF magua =84000 lb/h

Calculo de Ht

⁄

En fig. con “V” y la Tprom del agua hallamos y corregimos Ht = 1170*0.935=1093.95 BTU/h Corrigiendo el Ht:

Calculo del coeficiente de película en el casco “Hs” Ds=23.25”

Pt= 5/4”

¾ OD

C=0.25

e=13.95

⁄ ⁄

(

⁄

)

En la fig. 28 con NRe hallamos JH=500 ⁄

(

⁄

)(

)

⁄ Calculo del coeficiente total de transferencia limpio “Uc”

Calculo del coeficiente total de transferencia sucio “UD”

⁄

Hallando el área de diseño: Ad = 228*0.26180*12 Ad=717pie2 Determinando el UD de diseño:

⁄

Cálculos para intercambiador de calor de casco y tubos 1-6 DI=25¨

NT=226

Calculo de Ht

⁄

En fig. con “V” y la Tprom del agua hallamos y corregimos Ht = 680*0.935=635.8 BTU/h Corrigiendo el Ht:

Calculo del coeficiente de película en el casco “Hs” Ds=23.25”

Pt= 5/4”

¾ OD

C=0.25

e=13.95

⁄ ⁄ (

⁄

)

En la fig. 28 con NRe hallamos JH=500 ⁄

(

⁄

)(

)

⁄ Calculo del coeficiente total de transferencia limpio “Uc” ⁄

Calculo del coeficiente total de transferencia sucio “UD”

⁄

Hallando el área de diseño: Ad = 226*0.26180*12 Ad=710pie2 Determinando el UD de diseño:

⁄

b)Rpta: Si se podrá usar en forma satisfactoria el intercambiador de calor 3-12 porque factores como ht, Ud JH Y Uc proporcionan una mayor transferencia de calor que en el I.C 1-6 , además el fluido pasara más veces por el casco y también por los tubos esto generara un mayor tiempo de residencia del fluido y por consiguiente una mayor transferencia de calor a pesar de tener pantallas más cortas.

a) 



Con el paso del tiempo se acumulan depósitos sobre las superficies de transferencia de calor de los intercambiadores que incrementan la resistencia térmica y hacen que disminuya la velocidad de transferencia de calor. El efecto neto de la acumulación de depósitos se cuantifica mediante el llamado factor de incrustación, Rf , que está tabulado para los diferentes fluidos. La acumulación puede producirse en la pared interior, en la exterior o en las dos simultáneamente lo cual se reflejará en el coeficiente global de transferenica de calor. Es posible que la masa de fluido refrigerante en este caso el agua no sea la cantidad requerida para enfriar la corriente de vapor de oleofina.

4) En un intercambiador de calor de doble tubo, un fluido se enfría de 300 a 275ºF calentando un fluido frio de 100 a 290ºF. Si el fluido caliente esta en serie, ¿Cómo sería la diferencia verdadera de temperatura dividiendo la corriente caliente en: (a) dos corrientes paralelas y (b) en tres corrientes paralelas?

T2=275ºF t1=100ºF

T1=300ºF T2=290ºF Haciendo que el fluido caliente este en serie para hallar LMDT

300

275

210 90

100 175

 Haciendo que el fluido caliente valla en 2 corrientes paralelas, entonces el fluido frio ira en serie.

Para la corriente fría en serie, “n” corrientes calientes en paralelo:

R”=0.263 ⁄

⁄

(

)

Conclusión: La diferencia de temperatura no cambiaria considerablemente, ya que LMDT es 127.8ºF y el

 Haciendo que el fluido caliente valla en 3 corrientes paralelas, y que el fluido frio este en serie

R”=0.395 ⁄

(

)

8) Se desea enfriar una mezcla gaseosa de 2570 lb/hr de CO, 12.8 lb/hr de CH3I y 2.4 lb/hr CH3COOH, desde 140ºF hasta 83ºF a 102 psia. Para el enfriamiento se debe usar agua a 77 F Se dispone de tubos de 4” y de 3” IPS con numero de cedula 40. Se permite una caída de presión de 5psi en cada corriente. ¿Se puede usar un intercambiador de doble tubo? De ser así, cuantas horquillas tendría el arreglo del intercambiador?

Agua 77ºF

2585.2 lb/h Mezcla gaseosa

Mezcla gaseosa

IC- 4

140ºF

83ºF

Agua 104ºF

Q ganado = -Q perdido m*1*(104-77)= -(

)

m= 1356.225 lb/h de agua

140 ºF

M. gaseo

83ºF 104ºF Agua

Agua cruda 36ºF

77 ºF 6ºF

Hallamos variación de temperatura media logarítmica y luego determinamos el área con el Ud. supuesto: 26 (tabla 1.4-manual de intercambiadores de calor para solventes orgánicos Ud (2-50) )

ΔTL =

=16.74

AREA ESTIMADO:

A=

Δ

= 84.33 pie2

=

Solventes Orgánicos UD (2-50) → 26 Por lo tanto : 84.33 pie2 < 100 pie2

(Doble tubo)

ESTIMAMOS PROPIEDADES FISICAS 1) Propiedades físicas a la temperatura promedio: Propiedad

FLUIDO AGUA

A

CALENTAR FLUIDO A M.gaseosa

90.5ºF

111.5º F

Cp, Btu / lb ºF

1

0.2485

, cp

0.81

0.0189

K, Btu / h.pie2 ºF

0.358

0.01068

3 ρ lb/ pie

62.4

0.47

  Btu   2 r  hr. pie .º F 

0.001

0.01

ENFRIAR

2) Características de los tubos: 4x3 ‟‟ IPS , tubos de 20pies de longitud.

di=3.068”

do=3.5”

xi=0.216”

at=7.38 pulg2

Di=4.026”

Do=4.5”

ao=3.14 pulg2

alt=0.917pie2/pie

De=1.14”

Dm=3.284”

3) Curso de los Fluidos:  

Mgases = 2585.2 lb/h Magua = 1356.23 lb/h

-Lado del tubo interior: gases -Lado del Anillo: Agua 4) Calculo del Coeficiente de transferencia en el tubo interior (mezcla gaseosa):

hi = Jh ( ) * (

) 1/3 * (

di

= 3.068 pulgadas *

k

=

Cp.

= 0.2485 BTU/Lb ºF

µ

=

)0.14

0.01068 BTU /pie ºF

0.0189 centipoise

Jh = necesito el numero de Reynols

Cálculo del número de Reinols Nre = µ di

= 0.0457 Lb /pie hora = 3.068pulgadas *

Gt =

=

= 50442.93 Lb/hr *pie2

Gt =

Nre =

(

)

Nre = 281966.32 ≈ 281966

Jh = 590 (en curva de transferencia de calor lado de los tubos en la fig24) hi = Jh ( ) * (

) 1/3 * (

)0.14 =1

hi = 590 (

)1/3 * (

)*(

)0.14

hi = 25.16 Btu/hr *pie2 *ºF ht = 25.16*

=22.05

ht = 22.05 Btu/hr *pie2 *ºF

5) Calculo del Coeficiente de transferencia en el anulo (agua): ho = Jh ( ) * (

) 1/3 * (

)0.14

De = 1.14 pulgadas * k

=

0.358 BTU /pie ºF

Cp.

= 1 BTU/Lb ºF

µ

=

0.81 centipoise

Jh = necesito el numero de Reynols

Cálculo del número de Reinols Nre = µ

= 1.9602 Lb /pie hora

De = 1.14pulgadas *

Ga =

=

= 62196.31 Lb/hr *pie2

Ga =

Nre =

(

)

Nre = 3014.31 ≈ 3014

Jh = 12.8 (en curva de transferencia de calor lado de los tubos en la fig24) ho = Jh ( ho = 12.8 (

)*(

) 1/3 * ( )*(

ho = 85 BTU/hr *pie2 *ºF

)0.14 ) 1/3 * (

)0.14

6) Calculo del Coeficiente total de transferencia(limpio):

=

Uc

=

Uc

= 17.51 BTU/h *pie2 *ºF

7) Calculo del Coeficiente total de diseño(sucio):

=

+ Rd

=

+ 0.01

Rd =0.01 + 0.001 = 0.011 UD = 14.68 ≈ 15 BTU/hr *pie2 *ºF 8) Calculo del área de transferencia:

A=

=

A = 145.8pies2 < 200pies2 9) Calculo de Longitud total del intercambiador:

=

L=

L = LT = 159 pies

10) Calculo del Nº de Horquillas: NH =

=

=3.975 ≈ 4 horquillas

= 145.8

 

Corregimos el LT = NH * L = 4 * 20 * 2 LT = 160 pies Área corregida A= LT *alt A= 160pie * 0.917 A= 146.72 pies2

11) Calculo de la caída de presión en el lado del tubo interior, psia:

∆ Pt =

 Gt =50442.93Lb/hr *pie 

2

= 0.47 Lb/pie3

 LT =160 pies 

di = 3.068 pulgadas *

 g = 4.18 *108 pies/hr2 

NRe = 281966.32

 f = 0.0035 +

∆ Pt = ∆ Pt = 0.55 < 5 psia (ok)

=0.0049

=0.55 psia

12) Calculo de la caída de presión en el lado del tubo exterior o anulo

∆ PA

=

∆ Pa

+

Salida de presión en los tubos

∆ Pa

∆ Pes

entradas y salidas

= = Di - do = (4.026 – 3.5) pulg

= 0.526 pulgadas

Nre = (

)

Nre = Nre = 1390.81

f = 0.0035 +

= 0.0161

∆ Pa =

∆ Pa = 0.12 psia

∆ Pes

=

*

=

pies /seg

n = número de horquillas

g‟ = 32.17 pies /seg2

=

∆ Pes

=

=

0.28 pies /seg

*

= 0.0021 psia

∆ PA = ∆ Pa + ∆ Pes = 0.12 psia + 0.0021psia

∆ PA

= 0.1221 psia < 5 psia (ok).

Rpta: Si se puede usar un intercambiador de doble tubo de 4*3” IPS, el arreglo del intercambiador tendría 4 horquillas.

18) Para enfriar 140000 lb/hr de extracto butílico desde 88°F hasta 41°F se tiene una solución de cloruro de calcio a 24.8°F que puede calentarse hasta 41°F. Para realizar tal operación se quiere diseñar y construir un intercambiador de calor, y para ello se cuenta con tubos de 3/4" OD, 16 BWG, 8 pies de longitud, y de acero inoxidable 304. Las propiedades físicas de los fluidos son:

Extracto butílico @ 64.5°F

Cloruro de calcio @ 32.9°F

Cp

0.56

0.68

Btu/lb.°F



3.7

5.1

cp

k

0.096

0.32

Btu/hr.pie.°F

r

0.001

0.0035

Cloruro de calcio t1 = 24.8 ºF estracto butílico T1 =88ºF

T2 = 41ºF

140000 Lb/hr t2= 41ºF

 CALCULO DEL CALOR NECESARIO Q= m*cp*ΔT Q= 140000*0.56*(47ºF) Q=3684800 BTU/h

 CALCULO DEL FLUJO MASICO DEL CaCl2 mcacl2 

Q Cp * T

3684800 0.68 * 16.2 mcacl2  334495.2796.lb / hr mcacl2 

 DISEÑO RAPIDO T L 

T1  T2  28 .91º F  T1   ln   T2 

Estimac. de U=40-100 promedio U=70

88 ºF ΔT1= 47°F 41ºF ΔT2= 16.2°F

41ºF

24.8ºF

A

Q 77ºF Ud .TL

A

3684800 70 * 28.91

A  1821 pies 2  PROPIEDADES FÍSICAS

PROPIEDADES FÍSICAS

EXTRACTO CLORURO BUTILOCO DE CALCIO ΔT=64.5ºF ΔT=32.9ºF

UNIDADES BTU Lbº F

Calor Específico

Cp,

Viscosidad

,

Conductividad Térmica

K,

r

 BTU   . 2  hr. pie º F 

0.56

0.68

LB Pie.hr

3.7*2.42

5.1*2.42

BTU hr. pie.º F

0.096

0.32

0.001

0.0035

1

 CURSO DE LOS FLUIDOS TUBO: cloruro de calcio CASCO: extracto butílico  CURSO SUPUESTO  Intercambiador de casco y tubo de ¾‟‟ de diámetro  BWG=16  Pt=15/16  Pasos de (1-4)  CARACTERÍSTICAS DE LOS TUBOS Ø EXTERNO

:

0.75 ´´

Ø INTERNO

:

0.62´´

BWG

:

16

at

:

0.19635 pulg2

a lt

:

0.39270 pie2/pie

Ø EQUIVALENTE : ESP DEFLE :

0.937 12

 ESTIMADO DEL NUMERO DE TUBOS

Nt 

A L * alt

Nt 

1821 8 * 0.3927

Nt  580  CALCULO DE HT :LADO DE LOS TUBOS

Gt 

mt at

Gt 

334495.2796 0.19635

Gt=1703566.486 lb/pie2 ºF

Nre 

Di * Gt



0.62 * 1703566.486 12 Nre  5.1 * 2.42 Nre  7131.55 figura.N 24 Jh  24  0.32   0.68 * 5.1 * 2.42  ht  24 *  *  0.32  0.62 / 12    ht  442

1/ 3

HT CORREGIDO Ht=442*di/do=442*0.62/0.75 Ht=365  CALCULO DE HS : 1

0.14  k   Cp *   3 hs  JH *   *  *  s   De   k 

C=0.9375´´- 0.75´´= 0.1875´´

Ds * C * B 144 * Pt 27 * 0.1875´´*24´´ as  144 * 15 16 2 as  0.9 pies as 





ms as 140000 Gs  0 .9 Gs 

Gs  155555.55lb / hr. pie 2 º F

Nre 

Di * Gs



0.75 * 155555.55 12 Nre  3.7 * 2.42 Nre  9722.2 Jh  50

 0.32   0.68 * 3.7 * 2.42  hs  50 *  *  0.32  0.75 / 12    hs  109.3

 CALCULO DE Uc :

ht * hs ht  hs 365 *109.36 Uc  365  109.36 Uc  84 UC 

1/ 3

 CALCULO DE UD :

1 1   Rd Ud UC Rd  Rt  Ro Rd  0.001  0.0035 Rd  0.005 Ud  61.035  CALCULO DEL AREA DE DISEÑO AD = (Nt)*(L.)*(alt) AD = 608*0.2937*8 AD = 1428.56 R

88  41  2.9 41  24.8

S

41  24.8 1 41  24.8

ft  0.96

UD 

UD 

Q Ad * MLDT * Ft 3684800 1428.56 * 28.91 * 0.96

UD  90 .12

BTU hr. pie2  F Uc > Ud 84 > 90.12

NO CUMPLE

Por lo tanto a estas condiciones no cumple este intercambiador de calor porque el coeficiente (Uc) tiene que ser mayor que el coeficiente de diseño (Ud)

20) En una nueva instalación es necesario precalentar 149000 lb/hr de aceite crudo 34° API de 170 a 285°F, correspondiente al plato de alimentación de una torre fraccionadora. Hay una línea de gasoil de 33° API que pasa cerca de la torre a 530°F, disponible en cantidades relativamente ilimitadas .Debido a que el costo de bombeo de gasoil, frío es prohibitivo, la temperatura de gasoil del intercambiador, de regreso a la línea, no deberá ser menor de 300°F. Se dispone de un intercambiador 1-2 de 25 pulgadas Di con 252 tubos de 1 pulgada de DE, 13 BWG y 16‟0‟‟largo, arreglados es seis pasos en arreglo triangular de 1 ¼” de paso. Los deflectores de la coraza están espaciados a 5 pulgadas de los centros .Se permite una caída de presión de 10 lb/pulg2 en el gasoil y de 15 lb/pulg en la línea de alimentación. Será el intercambiador aceptable si se limpia. Si es así, ¿cuál será el factor de obstrucción?. Para el gasoil las viscosidades son 0.4 centipoises a 530°F y 0.7 centipoises a 300°F. Para el crudo, las viscosidades son 0.9 centipoises a 285°F y 2.1 centipoises a 170°F (interpólese °F vs Centipoises en un papel logarítmico).

t1 = 530ºF Gasoil

33ºAPI

Aceite crudo T1 =170ºF

T 2 = 285ºF

t2= 300ºF

 CALCULO DE LAS TEMPERATURAS CALORICAS

Tc / Tn  130º F / 245º F  0.53 Es un rango de temperatura de 230ºF (34º API) se lee en la figura 17 el Kc KC=0.40

Fc=0.451

T º gasoil  t 2  Fc(t1  t 2 ) T º gasoil  300º F  0.451(530  300)º F T º gasoil  395.45º F

T º aceitecrudo  T1  Fc(T2  T1 ) T º aceitecrudo  170º 0.451(285  170)º F

T º aceitecrudo  217.723º F

 PROPIEDADES FÍSICAS PROPIEDADES FÍSICAS

UNIDADES

Calor Específico

Cp,

Viscosidad

ACEITE CRUDO GASOIL 31ºAPI 33ºAPI

BTU Lbº F

0.515

0.635

,

LB Pie.hr

1.996

0.554

Conductividad Térmica

K,

BTU hr. pie.º F

0.0755

0.070

r

 BTU   . 2  hr. pie º F 

0.003

0.002

Densidad

,

0.81*62.4

0.76*62.4

Lb pie 3

1

 DISEÑO RAPIDO T L 

T1  T2  181 .5º F  T1   ln   T2 

Estimac. de U=20-140 promedio U=70 530 ºF ΔT1= 245°F 300ºF ΔT2= 130°F

285ºF

170ºF

 CURSO DE 77ºF LOS FLUIDOS TUBO: aceite crudo CASCO: Gasoil  CARACTERISTICAS DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR CORAZA Ds= 25pulg B= espacio de los deflectores= 5`` Pasos: 1 TUBOS Nº de tubos = 252 Pt= 1``

longitud = 16``

BWG= 1 ¼ ``

pasos: 6

 CALCULO DEL CALOR ESTIMADO

Q= 149000*0.515*(285-170) Q=8824525 BTU/h

mgasoil 

Q Cp * T

8824525 0.635 * 230 mgasoil  60421.lb / hr mgasoil 

R

530  300 2 285  170

S

285  170  0.319 580  170

Ft= 0.85  CALCULO DE HT :LADO DE LOS TUBOS

Gt 

mt at

Gt 

149000 0.1503

Gt=991351 lb/pie2 ºF

Nre 

Di * Gt



0.81 * 991351 12 Nre  1.996 * 2.42 Nre  13853 figura.N 24 Jh  52

 0.0755   0.515 *1.996 * 2.42  ht  52 *  *  0.0755  0.81 / 12    ht  186.5

HT CORREGIDO Ht=186.5*di/do=186.5*0.81/1 Ht=151.065

 CALCULO DE HS : 1

0.14  k   Cp *   3 hs  JH *   *  *  s   De   k 

C=1.25´´- 1´´= 0.25´´ Ds * C * B 144 * Pt 25 * 0.25´´*5´´ as  144 * 1.25 as 

as  0.1736 pies 2 ms Gs  as 60421 Gs  0.1736 Gs  348047lb / hr. pie 2 º F

Nre 

Di * Gs



0.72 * 348047 Nre  12 0.554 * 2.42 Nre  15576 Jh  68

1/ 3

 0.0755   0.635 * 0.554 * 2.42  hs  68 *  *  0.0755  0.72 / 12    hs  183

 CALCULO DE Uc :

ht * hs ht  hs 151*183 Uc  151  183 Uc  82.75.btu / hr. pie 2 º F UC 

 CALCULO DE UD :

1 1   Rd Ud UC Rd  Rt  Ro Rd  0.003  0.002 Rd  0.005 Ud  58.53  CALCULO DEL AREA DE DISEÑO AD = (Nt)*(L.)*(alt) AD = 252*0.26180*16 AD = 1055.57  AREA REQUERIDA:

A

A

Q Ud .TL .Ft

8824525 58.53 *181.5 * 0.85

A  977 .27 pies 2

1/ 3

 CÁLCULO DE LA CAÍDA DE PRESIÓN EN LOS TUBOS Pt 

f * Gt 2 * L * n 5.22 * 1010 * Di * s * i

Nre 

Di * Gt



Nre  13853 f  0.00025 0.00025 * 991351 * 16 * 6 5.22 * 1010 * 0.81 / 12 * 1 Pt  8.26 psi 2

Pt 

 CALCULO DE DE PRESIÓN DE RETORNO:

 Pr 

2 * n *V 2 s*g

 Pr  0.125 * 6  Pr  0.75 psi

Pt  Pt   Pr Pt  8.26  0.75 Pt  9.01 psia

 CALCULO DE DE PRESIÓN EN EL CASCO:

f * Gs 2 * Ds( N  1) Ps  5.22 *1010 * De * s * s N  1  12 *

L e

N  1  38.4 f  0.0019 0.0019 * 348047 * 25(38.4) 5.22 *1010 * 0.72 / 12 * 0.71 Ps  8.28 psi 2

Ps 

PROBLEMAS PROPUESTOS DE CONDENSACION 4.- Se ingresa 57000 lb/hr de hexano casi puro a la coraza de un condensador vertical 1-2 a 5psig y 220ºF. El rango de condensación es de 177 a 170ºF, a esta temperatura se envía al almacenaje. El agua de enfriamiento es usada entre 90 y 120ºF. Se dispone de un condensador de 31” de DI, 650 tubos de ¾”, 16BWG, 16‟ de largo, 4 pasos en los tubos con arreglo triangular de 1”. Los deflectores se encuentran a 18”. Calcule la diferencia verdadera de temperatura, el factor de obstrucción y las caídas de presión.

1.

Balance de calor 

Hexano en el desobrecalentamiento (Cp=0.454 Btu/lb ºF a 198.5 ºF) Q1= 57000*0.454*(220 - 177)=1112754 Btu/hr



Condensación Entalpia hexano vapor a 19.7 psia y 177ºF =340 Btu/hr Entalpia hexano liquido a 19.7 psia y 170ºF =185 Btu/hr Q2= 57000*(340 - 185)=8835000 Btu/hr QT=Q1 + Q2 = 9947754 Btu/hr mH2O = QT/Cp*ΔT = 9947754/(1)*(120 – 90) = 331591.8 lb/hr Δt agua= 8835000/(1)* 331591.8 = 26.64 ºF

2.

en la condensación

Δt Balanceado (paralelo-condensador vertical) Desobrecalentamiento Fluido Caliente Fluido frio 200 ºF 90 ºF 177 ºF 93.36 ºF

Diferencia 110 ºF 83.64 ºF

(Δt)d =96.2 ºF Condensación Fluido Caliente Fluido frio 177 ºF 93.36 ºF 170 ºF 120 ºF (Δt)c =65.4 ºF

Diferencia 83.64 ºF 50 ºF

Hallando la diferencia verdadera de temperatura Δt = QT/ (Q1/ (Δt)d + Q2/ (Δt)c ) Δt = 9947754 /((1112754 / 96.2) + (8835000 /65.4)) = 67.8 ºF

3.

….rpta

Características del intercambiador.

Tipo

: De caso y tubo 1-4

Tubos

: ¾” OD; 16 BWG

Longitud

: 16‟

Numero de tubos

: 650

Distancia entre centros

: Pt = 15/16”

Arreglo

: Triangular

Pantallas

: Fijas al 25%

Area transversal

: 0.30191 pulg2

Area lateral longitudinal

: 0.19635 pie2/pie

Diámetro interno

: 0.62”

Numero de pasos en los tubos

:n=4

Ds = 31”, e = 18” c = Pt – DE =1 – 0.75 =0.25” Como el rango de temperaturas es menor o igual a 93°F, el

intercambiador es de placa fija.

4.

Curso de los fluidos Casco: hexano Tubos: agua blanda

5.

Fluido caliente: casco (hexano) 

Desobrecalentamiento as = Ds x c x e / (144 x Pt) as = 31 x 0.25 x 18 / (144 x 1) = 0.0.96875 pie2 Gs = ms / as = 57000 lb/hr / 0.96875 pie2 = 58838.71 lb/hr.pie2

A temperatura 198.5 ºF (hexano) µ = 0.0191 lb/hr.pie De = 0.73” fig (28) K = 0.0103 btu/hr.pie.°F Res = DexGs/μf = (0.73/12) pie x 58838.71 lb/hr.pie2/0.0191 lb/hr.pie Res = 187400.8

JH =265 fig (28)

Hallando ho =42.4 btu/hr.pie2.°F

6.

Fluido frio: tubos(agua) at = Nt x at‟ / 144 x n = 650 x 0.30191 pulg2 / 144 x 4 = 0.341 pie2 Gt = mt/at =(331591.8 lb/hr)/0.341 pie2 =972409.97 lb/hr.pie2 V = Gt / 3600 x ρ = 972409.97 lb/hr.pie2 / 3600 x 62.4 lb/pie3 V = 4.33 pie/seg Por tratarse de agua recurrimos a la figura 25 del manual para hallar el valor de hi en función de la velocidad (pie/seg.). hi = 1130 btu/ hr.pie2°F ht = hi x Di / OD ht = 1130 btu/ hr.pie2°F x 0.62” / 0.75” ht = 934 btu/ hr.pie2°F

7.

Coeficiente total limpio Ud de desobrecalentamiento Ud = ht x hc /(ht + hc)= 934 x 42.4 /(934 +42.4) Ud = 40.56 btu/hr.pie2.°F

8.

Superficie limpia necesaria para el desobrecalentamiento Ad Ad = 1112754/(40.56*96.2) =285.2 pie2

9.

Condensación en el casco Go = W/3.1416*Nt*Do 4*Go/µf>2000 Go = 57000/3.1416*650*(0.75/12) = 446.6 lb/hr.pie2

4*446.6/0.5566>2000 es de posición vertical tv= (170+177)/2=173.5 ºF t = (90+120)/2 =105 ºF tw= t +(ho)*(tv – t)/(ho + ht) tf = (tv+tw)/2 1) suponemos un ho =110 entonces reemplazando la tf = 143 ºF kf= 0.0779 µf=0.5566 sf=0.66 ho(µf2/(kf3.( sf*62.4)2.g))Λ(1/3)=1.5(4*Go/µf) Λ(-1/3) Resultando ho =104 Por lo tanto consideramos ht= ho = 105

10.

Coeficiente total limpio Uc de condensacion Ud = ht x hc /(ht + hc)= 934 x 105 /(934 +105) Ud = 94.3 btu/hr.pie2.°F

11.

Superficie limpia necesaria para la condensacion Ac Ac = 8835000/(94.3*65.4) =1432.6 pie2

12.

Superficie limpia total AT AT=Ad+Ac=285.2 pie2 +1432.6 pie2 = 1717.8 pies2

13.

Coeficiente total limpio requerido Uc= (40.56*285.2+94.3*1432.6)/ (285.2 +1432.6) =85.4 btu/hr.pie2.°F 1/UD = 1/Uc + Rd 1/ UD = 1/ 85.4 btu/hr.pie2.°F + 0.002 hr.pie2.°F/btu UD = 72.9 btu/hr.pie2.°F

14.

Area de diseño Adiseño=Nt*L*alt=650*16*0.19635=2042.04 pie2 Adiseño> AT ……….OK

15.

Factor de obstrucción Calculo UD de diseño UD = 9947754 / (Ad x ΔTL )= / (2042 x 67.8) UD = 71.85 btu/hr.pie2.°F 1/UD = 1/Uc + Rd 1/ 71.85 = 1/85.4 btu/h.pie2.°F + Rd Rd = 0.0022

….rpta

Como Rd diseño > Rd requerido; el intercambiador si es adecuado.

16.

Calculo de la caída de presión en los tubos ΔPT. 

Calculo de la caída de presión en los tubos ΔPt ΔPt = f x Gt2 x L x n /(5.22 x 1010 x Di x s x ɸt) ΔPt = 0.00027x 331591.8 2 x 16 x 4 / (5.22 x 1010 x 0.0517 x1 x 1) ΔPt = 0.7 psi



Calculo de la caída de presión en los retornos ΔPr ΔPr = 4 x n x v2 x 62.5/( s x 2g x 144) ΔPr = 4 x 4 x 4.332 x 62.5/ (1 x 2 x 32.17 x 144)= 2 psi



Calculo de la caída de presión total ΔPT = ΔPt + ΔPr ΔPT = 0.7psi + 2 psi = 2.7 psi Como ΔPT < 10 psi; el intercambiador si es adecuado.

17.

Calculo de la caída de presión en el casco ΔPS. Desobrecalentamiento Res=187400 ……………..f=0.00122 Ld =L *Ad/AT Ld =16*285.2/1717.8 = 2.656 pies N +1 =12 * Ld/e=12*2.656/18 =1.77

Peso mol hexano=86 ρ=86/359*(658.2/492)*(14.7/19.7)=0.240 lb/pie3 s=0.240/0.075=3.2 Ds =31” ΔPS = f x Gs2 x Ds x (N+1) / (5.22 x 1010 x De x s x Фs) Reemplazando valores ΔPS= (0.00122 x 58838.712 x (31/12) x1.77)/ ( 5.22x1010x (0.73/12) x 3.2 x 1) ΔPS = 0.002 psi.

Condensación N +1 =12 * Lc/e=12*13.344/18 =8.896 A 173.5 ºF μf =0.01839 sf=0.66 Res = DexGs/μf = (0.73/12) pie x 58838.71 lb/hr.pie2/0.01839 lb/hr.pie Res = 194615 De acuerdo con la figura 29 del manual: f = 0.00125

ΔPS = 1 x f x Gs2 x Ds x (N+1) / (2 x 5.22 x 1010 x De x s)

Reemplazando valores ΔPS= (1x0.00125x58838.712 x (31/12) x8.896)/ (2x5.22x1010x (0.73/12) x 0.66)

ΔPS = 0.024psi.

Por lo tanto ΔPS = 0.002 + 0.024 =0.026 psi Como ΔPS < 1 psi; el intercambiador si es adecuado.

NOTA : - Los ejercicios 6, 12, 14,16 son repetidos, así que se encuentran desarrollados en los ejercicios anteriores. - El problema 14 sobre calentar el yoduro de potasio no tiene pregunta ¿?