Diseño de un intercambiador de calor
La Torre Desbutanizadora C-203 de la Sección de Recuperación de Productos Livianos de la Unidad de Coquización Retardada, consta de los rehervidores E210 A/B los cuales han presentado polimerización con ruptura de tubos. Estos rehervidores E-210 A/B utilizan como medio de calentamiento gasoil pesado (HCGO) el cual entra a una temperatura de 653 ºF por lado tubo y la nafta estable del lado carcasa, la cual se polimeriza a temperaturas por encima de 536 ºF contribuyendo al ensuciamiento de los tubos y posterior ruptura. Por lo tanto se propone diseñar un enfriador, para colocarlo antes de los los rehervidores E-210 A/B y de ésta forma disminuir la temperatura del HCGO (18 ºAPI) desde 653 hasta un valor adecuado de 536ºF para entrar a los rehervidores E-210 A/B y evitar la polimerización de la nafta estable, para lo cual debe intercambiar calor con un Residuo Corto (10 ºAPI) desde 464 ºF hasta 600,15 ºF que va a la fraccionadora principal C-101.
Datos de las Corrientes de alimentación.
RESIDUO CORTO
HCGO
ENTRADA
SALIDA
ENTRADA
SALIDA
Flujo Másico (Lb/h)
1091697,65
1091697,65
1147428,6
1147428,56
Temperatura (°F)
464
600,15
653
536
Densidad (Lb/pie )
56,452
53,76
47,578
50,105
Viscosidad (Cp)
1,63
0,7486
0,469
0,829
Capacidad Calorifica (BTU/Lb.°F)
0,136
0,153
0,166
0,154
Conductividad Termica (BTU/h.pie.°F) Caída de presión permitida (Psi)
0,0446
0,041
0,0391
0,043
3
25
15
Presión de entrada (Psig)
116
190
Resistencia al ensuciamiento (ro)
0,01
0,0048
Calor (BTU/h)
21500000
Se selecciona el fluido de mayor viscosidad por carcasa: Residuo Corto
Cálculo de la diferencia de temperatura media logarítmica (LMTD) = Donde: T1= 653 °F
t1= 464°F
T2= 536°F
t2=600,15°F
1 − 2 − 2 − 1 1 − 2 2 − 1
= 61.932°
Cálculo de la temperatura media efectiva (MTD) = ∗ El valor de Ft se obtiene por medio de la Figura 20 con P y R =
2 − 1 1 − 2 = 1 − 1 2 − 1
= 0,72 = 0,86 Ft= 0,92 = 0,92 ∗ 62 ° MTD= 56,98 °F
Cálculo del área de transferencia requerida. =
∗
Se asume el valor de Uo por medio de los establecidos en la Tabla n°8 Uo=36 BTU/h.pie2°F
=
21,5!6" /ℎ% 36" /ℎ&'!2° ∗ 56,98 °
Ao= 10481,67 pie2/ 3 = 3493,89 pie2
Cálculo del número de tubos ( = Det= 0,75 pulg = 0,06 pie ( =
П ∗ ! ∗
L= 20 pie
3493,89 &'!2 = 891 *+ , П ∗ 0,06 &'! ∗ 20&'!
Cálculo del diámetro interno de la carcaza (DIC)
El diámetro interno de la carcaza se obtiene mediante tablas con el número de tubos y los pasos por carcaza.
DIC= 38 pulg = 3,17 pie
Por medio de Figura n°28 se obtiene el diámetro eq uivalente (De).
De= 0,95 pulg = 0,08 pie.
Cálculo del área de flujo por la carcaza (As). , = C´= 0,25 pulg
Pt= 1 pulg
-. ∗ .´ ∗ " 144 ∗ B= 38 pulg
, =
38&*/0 ∗ 0,25&*/0 ∗ 38&*/0 = 2,51 &'!2 144 ∗ 1&*/0
, =
2,51 &'!2 = 0,84 &'!2 3
Cálculo del área de flujo por los tubos (At). =
( ∗ 1´ ∗ 144
El área de flujo por los tubos se obtiene por medio de la Tabla n°10
a´t= 0,268 pulg2 =
n= 2
891 ∗ 0,268&*/02 = 1,23 &'!2 2 ∗ 144
Cálculo de la de velocidad másica por la carcaza (Gs). 2, = Ms= 1091697,65Lb/h 2, =
3, ,
1091697,65 +/ℎ + = 1306408,27 &'!2 0,84 &'!2 ℎ
Cálculo de la de velocidad másica por los tubos (Gt). 2 = Mt= 1147428,6 Lb/h 2 =
3
1147428,6 +/ℎ% + = 928086,43 &'!2 1,27&'!2 ℎ
Cálculo de la velocidad lineal por la carcaza (Vs) 4, =
2, 3600 ∗ 5,
+ &'!2 ℎ 4, = = 6,58 &'!/, 3600 ∗ 56,45 + 53,76 /2 +/&'!3 1306408,27
Cálculo de la velocidad lineal por los tubos (Vt) 4 =
2 3600 ∗ 5
+ &'!2 ℎ% 4 = = 5,27 &'!/, 3600 ∗ 47,57 + 50,11 /2 +/&'!3 902945,09
Calculo del número de Reynolds por la carcaza. !, =
2, ∗ ! 7, ∗ 12 ∗ 2,42
+ &'!2 ∗ 0,95&*/0 ℎ !, = = 35934,74 1,63 + 0,75 /2 8& ∗ 2,42 ∗ 12 1306408,27
Calculo del número de Reynolds por los tubos. ! =
2 ∗ ' 7 ∗ 12 ∗ 2,24
Dit= 0,584 pulg = 0,06 pie, leído de la Tabla N°10
+ &'!2 ∗ 0,584&*/0 ℎ% ! = = 28758,08 0,47 + 0,83 /2 8& ∗ 2,42 ∗ 12 928086,43
Cálculo de la transferencia de calor por la carcaza.
Se obtiene por medio de la Figura n°28 (Anexo M) co n el número de Reynolds correspondiente.
JHS= 110 Cálculo del número del Prandt por la carcaza. %, =
%, =
.&, ∗ 7, 9,
0,136 + 0,155 /2 " /+. ° ∗ 1,63 + 0,75 /2 8& ∗ 2,42 = 9,72 0,0446 + 0,041 /2 " /ℎ. &'!. °
Cálculo del coeficiente promedio de transferencia de calor por convección por la carcaza. ℎ = ;<, Asumiendo ϕ=1 ℎ = 110 ∗
9, ∗ %, =/> ∗ ? @,=A !
0,0446 + 0,041 /2 " /ℎ%&'!° ∗ 9,72 =/> 0,08&'!
ℎ = 192,82
" ° ℎ&'!2
Cálculo del coeficiente individual de transferencia de calor por los tubos.
Se lee el valor de JHt por medio de la Figura n°24 con el Reynolds correspondiente.
JHt= 90
De la ecuación de JHt se despeja hi. ℎ' = ;< asumiendo ϕ=1 % =
% =
9 ∗ % =/> ∗ ? @,=A '
.& ∗ 7 9 " ° ∗ 0,469 + 0,829 /2 8& ∗ 2,42 + = 6,13 0,039 + 0,043 /2 " /ℎ&'!°
0,166 + 0,154 /2
ℎ' = 90 ∗
0,039 + 0,043 /2 " /ℎ&'!°
ℎ' = ℎ' ∗
0,08&'!
∗ 6,13 =/> = 155,05
'
ℎ' = 155,05
" 0,06&'! " ° ∗ = 120,73 ° ℎ%&'!2 0,06&'! ℎ%&'!2
Cálculo del coeficiente global de transferencia de calor. 8 = %B =
'
2∗П∗9
1 1 1 + + %B + % + %' ℎ' ℎ'
" ° ℎ%&'!2
%' = %' ∗ ' ri= resistencia de ensuciamiento por los tubos (0,0048BTU/hpie2°F). ro=resistencia de ensuciamiento por la carcaza (0,01 BTU/hpie2°F). rio= 0,0002336 BTU/hrpie2°F rw=0,00015 BTU/hrpie2°F =
1 1 1 " 0,01" 0,00023" + 0,00015 ° + ° + ° " 120,73" + ℎ&'!2 ℎ&'! ℎ&'!2 ° 155,05 ℎ&'!2 ° ℎ&'!2
= 39,63
" ° ℎ&'!2
Cálculo de la caída de presión por la carcaza.
( + 1 = 12
"
E ∗ 2, F ∗ ( + 1 ∗ , D, = 5,22 ∗ 10=@ ∗ ! ∗ G ∗ ?,
El valor de f se obtiene por medio de la Figura n°2 9 con el número de Reynolds correspondiente.
f=0,0016
N+1= 6* 3=19
Ss
con Tp= 532.075
Unidad I
Ss= 0.83
Fig. 6
Pag.36 de Tablas y Gráficas de la
D, = 47,768
Asumiendo ϕ=1
HI
JKLMF
Cálculo de la caída de presión por los tubos. D =
E ∗ 2 F ∗ ∗ ( 5,22 ∗ 10=@ ∗ ∗ G ∗ ?
El valor de f se obtiene por medio de la Figura n° 26 .
f=0,00019
y
tp= 594.5ºF St=0.75
Fig. 6 Pag.36 de Tablas y Gráficas de la
Unidad I
DE = 2,17 D% =
+ &*/02
4( 4F ∗N O G 20
Por medio de la Figura n° 27 se lee el valor de 4F = 0,15 20
D = DE + DPr ∗ 3 D = 17,31
+ &*/02
PQ
FM
