《热管技术大全》—热管技术在石油化工中的应用
热管及热管换热器近年来在石油化工中的应用已愈来愈受到人们的重视。
它具有体积紧凑、压力降小、可以控制露点腐蚀、一端破坏不会引起两种换热流体互混等优点，不仅提高了设备的热效率而且可靠性也大为增加，减少了停车次数。
这些特点使得热管换热器在余热回收利用方面具有广阔的前景，然而作为热管本身的其他方面的特点如均温性、热流密度可变性、可变导性、可异形化等特性更加引人注意。
早在 70 年代，国外一些研究者就已开始注意到热管的这些特点可以在化学反应设备和原子反应堆工程中发挥重要作用。
美国加利福尼亚大学的 Willion 和 Ranken 首先在 1976年发表了他们对热管煤气化炉及三合一热管甲烷转化反应器的研究设计结果。
1979 年日本公开了热管固定床催化剂反应器的专利；
1981 年英国公开了流化床热管化学反应器专利；
1982 年日本公开了热管裂解炉的专利；
1983 年美国华盛顿研究中心的 Y.O.Parent、里海大学的 H.S.Caran、康乃狄克大学的 H.W.Coughlin 联合发表了径向热管的氧化反应器。
这些设计的特点是∶ 利用热管的等温性均化床层温度得到较高的转化率和收率；利用热管的可变导特性控制反应床温度不使超温或过冷；利用热管的源汇分隔特性提高设备使用的可靠性；利用热管热流体密度可变的特点改善和强化反应设备的传热条件。
应当指出的是热管化学反应器的开发研究远比热管换热器的研究困难得多，因为涉及到原料的组成、催化剂活性、停留时间等一系列因素，这就使得开发速度进展缓慢。
但由于这种开发前景诱人，广大研究者始终埋头于这方面的研究并取得了良好的进展。以下是国内外近十年来的一些研究结果。
- 热管裂解炉
烃类热裂解是石油化工生产的重要过程，其特点是高温（750℃以上）强吸热，对裂解设备的要求是温度分布均匀，物料在炉内停留时间要短，烃的分压要低。
工业上有多种形式的裂解炉，使用最多的是管式炉。其优点是结构简单，操作容易，能连续生产；然而其缺点也较明显：管壁面受热不均匀，裂解反应在非等温条件下进行，裂解管内流体阻力大，影响了烃的分压，对提高其产品收率不利。
因此热管裂解炉应在吸取管式炉优点的基础上设法使裂解温度均匀，停留时间缩短，烃的分压降低。图 5-35 示出一用于醋酸裂解的小型裂解炉。
该裂解炉的热管的管壳材料为 18-8 不锈钢或高镍铬合金钢（ HP-40，HK-40）。热管的工作温度为 750～900℃，管内工作液体为金属钠，单根管的传递功率可达 40kW 以上。
如图5-35所示高温燃烧气（1000～1100℃）在裂解炉下部直接加热热管的蒸发段，管内的金属钠汽化将热量传至热管的上部（热管的冷凝段）。使上部热管管壁和翅片都处于一均匀的温度条件下（720～750℃）。醋酸气体通过管壁和翅片受热裂解为乙烯酮气体。
这种型式的裂解炉的特点是∶
①裂解温度均匀;
② 压力降小，对裂解生成主产品有利;
③ 结构紧凑，节省钢材;
④根据裂解过程前后反应所需温度不同，可以通过热管的长短，翅片的多少方便灵活地调整温度;
⑤ 可以通过流体流过热管的截面大小来调整炉气的裂解停留时间。
盘管和热管两种炉型的优缺点比较如表 5-9。
图 5-36 是原盘管裂解炉图形，裂解管为螺旋形（也可为蛇管形）采用燃油或电加热。
原炉型为 65mm×5mm 的不锈钢，管长为117m，换热面积为 19m²。热管式只需 22根 2m长的热管，换热面积为22m²，尺寸为0.5m 宽，0.5m 长，高2m，体积极为紧凑。
以上是一种用于小型生产的热管型裂解炉，对于大型厂的各种裂解炉则不太适合。
传统的大型裂解炉都是热源（燃烧油或气）加热外管壁，裂解物料在管内受热裂解。由于管外燃烧的温度场沿炉体轴向的不均匀性是无法克服的，因而在管内被裂解的工艺流体由于管壁温度的不均匀，局部过热而产生裂解副反应。甚至流体结焦炭化也是不可避免的。
利用热管的热屏蔽特性可制成一种等温加热炉管。用这种炉管来代替常规炉管就可以达到等温裂解的目的。这种热管等温炉管的结构如图 5-37 所示。
它由两根同心的内外管组成一个复合管，在内外管之间还有一薄壁同心管组成热管内部工作液体循环通道。
当外部不均匀温度场对外管壁辐射加热时，同心热管内部的工作液体（液态金属）将由于内外壁温差而形成气液两相流循环。
内管壁将形成等温管壁，其温度取决于热管内的循环两相流的温度，图 5-37a 为沿管长的温度示意，t1为外管壁温度，t2为热管内循环工作介质温度，t3为内管壁温度，t4为管内工艺流体温度，且t1>t2>t3>t4。
这种热管目前还处于实验室研究阶段，距实用还有一段距离，但从可视化试验看出内部汽液两相流工作得相当好，它的传热功率也比普通热虹吸管高，前景是十分乐观的。
- 热管乙苯脱氢反应器
烃类脱氢反应是吸热反应，其平衡常数随温度升高而加大，脱氢反应的速度也随温度升高而加快，因此脱氢反应应选择在最佳反应温度内进行，工业上的脱氢反应器一般有管式等温反应器及绝热反应器两种。
图 5-38 是用烟道气加热的乙苯脱氢列管式反应器，它的沿管长反应温度曲线如图 5-39所示。
图5-39中曲线1表示在反应器入口处原料中反应物浓度高反应速度快吸热量大，而管外热量供应不足，故出现温度最低点，愈接近出口，反应速度愈慢所吸收的热量也愈少，故反应层的温度升高。
曲线3表示外界沿反应管传递的热量始终大于反应所需的热量，故催化剂的温度沿床层不断升高。
曲线2 表示管外传入反应床的热量始终与反应吸收的热量相等，但对如图 5-38 所示的烟道气加热的反应器，在工业上这种条件是很难实现的。
对于乙苯脱氢反应器如仅从获得最大反应速度考虑，催化剂层最佳温度分布以保持等温为宜，但如考虑到有副反应的影响，在反应初期因乙苯浓度高则希望提高温度以增加转化率，如考虑副反应及结焦的影响，反应温度也不能过高，所以外加热式反应器的温度曲线与最理想反应温度曲线相差甚远。
图 5-40 为绝热式乙苯脱氢反应器，图 5-41 为绝热式反应器温度分布曲线。
由于绝热式反应器是靠 720℃的过热蒸汽供给反应所需的热量，因此反应过程中沿床层高的温度不断下降，转化率也不断降低，对反应极为不利。
因此必须采用多段绝热反应分段补充蒸汽或分段用加热炉加热的结构，以得到较高的转化率和收率。
这种多段绝热反应器的生产能力大，结构简单，但它主要靠 720℃以上的过热蒸汽供给热量，因之能耗很大。热管乙苯脱氢反应器正是为克服以上两种反应器的缺点而开发的。
图 5-42 为热管乙苯脱氢反应器示意图。
它是在绝热反应器的催化剂床层内插入若干热管， 乙苯脱氢的反应热由热管供给，热管的热源可以是烟道气、蒸汽或电加热。由于热管具有良好的等温性，因此可以为脱氢反应提供良好的温度条件和足够的热量。
图 5-43 为该反应器内温度分布的理论计算值及实验值。
图 5-44 为各种不同进料量及水/乙苯比情况下的转化率。
表 5-10 列出了三种乙苯脱氢反应器的参数比较。
由表中的比较可见，绝热式反应器虽然可获得较高的转化率，但其选择性却比较低，而且其水蒸气耗量要比热管式高出一倍多，说明这种反应器的能量消耗指标很高。
- 环己醇脱氢化学反应器
对环己醇脱氢制环已酮也进行了同样的热管反应器试验研究，试验规模达 500 t/y，反应器由 7根汞热管组成，其实验流程及理论分析计算如下。
3.1 实验装置及流程
热管反应器实验装置的工艺流程如图 5-45 所示。
环己醇从原料贮槽经计量泵进入蒸发器并汽化，然后由过热器将原料气过热至反应温度并从反应器底部进入，在反应器内经 Zn-Ca 催化剂作用进行吸热反应，反应后的气体从反应器顶部进入冷凝器和冷却器，冷却后的环己醇进入成品贮槽。
反应器采用 1Cr18Ni9Ti 无缝管作为壳体，内装7根不锈钢-水银热管（图5-46）。每根热管长 6m，其中蒸发段 1.2m，采用电加热供热。
热管内部设置中心管，以测定热管内水银蒸气在不同高度上的温度。热管外表面分上、中、下 3 点布置热电偶测温点，以测定热管表面在不同高度上的温度。
反应器内装 Zn-Ca 催化剂，在催化剂床层中亦相应分上、中、下位置装设径向测温套管， 以测定催化床层在不同高度上的径向温度分布。
图 5-47为床层沿轴向温度分布的典型实验结果及与烟道气、熔盐加热情况的比较。
3.2 床层温度的有限元分析
由温度测试结果表明， 热管反应器床层的轴向温度是比较均匀的，由于原料气经过热器加热至380℃，超过了反应温度（（350℃），因此当反应器床层温度由热管提升到反应温度以后，整个催化剂床层则可视为轴向等温。这样，整个催化剂床层简化为二维的平面稳定传热问题来处理。
此外，对于固定床在进行反应器传热计算时，可将床层的传热简化为具有当量导热系数的拟均相体的导热；而对于伴有吸热或放热的反应器，其传热则可视为具有内热源的热传导。
因此，可将环己醇脱氢反应器催化床层的温度计算简化成具有内热源及当量导热系数的均一体的二维稳定热传导来处理。
图 5-49 为催化床层的有限元网格图。
在热管管壁温度T，为365℃，热管壁外侧换热系数为 223.69W/（m²·K）情况下，床层最高温度352.5℃，最低温度 315℃，其径向温差为 37.5℃;床层外侧有相当一部分区域温度为 315～330℃。这对反应的正常进行是不利的。
在工程上，希望催化床层的平面温差越小越好，为了进一步减小该温度差，可在热管上设置纵向翅片，以改善催化床层的温度分布。
若在热管上焊接 12mm×2mm（高×厚）纵向紫铜翅片，采用相同的工艺条件，对床层平面温度进行计算，其有限元网格如图 5-52 所示，计算结果见图 5-53。
由图 5-53 可以看出，热管上焊置纵向翅片后，床层温度值得以提高，最高温度达 360℃，最低温度为 335.7℃。温度的分布亦趋均匀，最大温差为 25℃，比原来大大降低。
同时，温度值在 347～357℃范围内的床层截面积占 80%以上，其绝大部分截面的温度差在 10℃范围内，这对反应是非常有利的。
- 热管氧化反应器
气固相非均匀氧化反应在石油化工中占有很重要的地位。氧化反应是一强放热反应，同时涉及的影响因素很多，但对反应器本身来讲温度条件是最关键的因素，因之氧化反应设计首先应考虑如何能保证在最佳的反应温度条件下进行。
一般氧化反应有固定床和流化床两种型式。这两种反应器各有优缺点，也都可以应用热管来达到移走热量的目的。
固定床一般采用管式反应器，优点是管细长，反应物流速高，有利于传热，径向温差小；缺点是温度不易控制，热稳定性差，易产生热点， 催化剂装填要求高。
流化床的优点是气固相接触面积大，传热速率快，床层温度分布均匀，热稳定性好，反应温度易控制，但催化剂易磨损，有气体反混现象，影响转化率和收率。
近年来提出的热管氧化反应器力求保证以上两种反应器的优点，克服其缺点。
由美国华盛顿研究中心、里海大学、康乃狄克大学 Parent 等人联合研究设计的径向热管管壁式催化反应器具有一定代表性，其结构示意图如图5-54所示。
该反应器的催化剂喷涂在反应器的内壁上形成一层薄的催化层。反应器的管壁外侧是径向热管的空间，空间内有"幅条"状的热管吸液芯，反应管内催化剂所放出的热量直接通过管壁传导给热管，使吸液芯中的液体汽化，汽化了的蒸汽在径向热管的环形空间内沿半径方向流向外层管壁，并在那儿冷凝，放出热量，传给热管外部的冷却介质（水或空气），冷凝后的液体再通过"幅条"状吸液芯回流到热管的内环壁上再次吸收催化反应热。
其特点是∶
① 催化剂直接喷涂在反应器内壁上，化学反应热直接由管壁导出，消除了反应气体与内壁的对流传热阻力;
② 径向热管的外管比反应管直径大，增大了散热面积，因而可以不用熔盐或联苯等高温载热体而直接用水或空气冷却;
③ 可以在较高的温度下进行反应以获得最大的反应速度及最高的产率;
④ 可以得到最小的尺寸重量和压力降。
该反应器用于萘氧化制苯酐，图 5-55 为计算所得的图线。
图中上横坐标为反应器长度（m），下横坐标为反应温度（K），左侧纵坐标为对应于苯酐产量的萘的转化率（X），右侧纵坐标为苯酐的最大产量（B），图中表明在反应温度为 760K（487℃）时，苯酐的产率为 80%，转化率接近 95.8%，对应的反应床长约为 1.35m。
图中另一组曲线代表一般管式氧化反应器，当苯酐的产率为 80%时，相对的反应温度为 735K（462℃），转化率为 96.7%，而相应的所需的反应床长度为2.25m，亦即是说在得到同样多的产品的条件下，一般管式反应器原料消耗比热管反应器多 0.9%，反应床要长 0.9m。
更为重要的是从图中可以看出热管反应器在很宽的温度范围内（720～760K）都可得到80%以上的产量，而一般管式反应器只有在 720K 附近有最大产量，离开这一点，产量迅速下降，可见热管反应器的操作范围及可调性均比一般管式反应器优越。
列管式反应器和热管式反应器试验的对比如下∶
① 列管式反应器的热点在反应器床层上部 1/3～1/6 处，而热管反应器的热点温度沿床层下移4cm（试验床层长 10cm），因之大大增加了催化剂的利用。
图 5-57 是两种反应器床层温度分布曲线的比较。
② 在产量相同的情况下，热管反应器的空速比列管式反应器下降了 30%，这不仅大大节约了能耗，而且也提高了设备的生产能力，同时可缩小捕集器的体积，具体数据见表 5-14。
- 催化裂化再生取热器
在石油化工生产中往往需要从高温设备中取出热量，这样一可满足生产工艺需要，二可综合使用能源。
如炼油厂催化裂化装置的再生取热器，它须从 700℃左右的催化剂床层中取出热量，产生蒸汽并入0.8MPa 的蒸汽网。
传统的取热方式分为内、外取热两种。外取热器存在着设备复杂、催化剂输送易磨损、循环设备要求高等缺点；内取热器虽然其结构简单，传热效率高，但取热难以调节，一旦取热管破裂，只能停车检修，并同时造成大量催化剂泡损，既影响系统生产，又同时造成严重的经济损失。
如采用热管技术，选择分离式热管，既可避免外取热新增设备的麻烦，又安全可靠。再生器内热管取热器的流程系统如图 5-58 所示。
分离式热管的蒸发段置于再生器内需取热的部位，冷凝段置于再生器外。此冷凝段为一蒸汽发生器，用蒸发段从床层中取出热量，加热蒸发从汽包来的给水，所产生的蒸汽由上升管送至汽包并入蒸汽管网。
此结构不仅操作简单，无需循环泵，而且即使一组热管失效，极易与系统切断，不会造成汽包水泄漏而引起的催化剂损失和停车。本设备已在某炼油厂进行了工业化试验研究。
催化床层温度为 670～710℃，蒸发段内表面积为 330kW/m²。结果表明，热管技术用于此类设备是可行的、正确的，并具有很好的应用前景。
- 热管化学反应釜
带搅拌的化学反应釜是石油化工再生器冷却段的常用设备，在釜内反应过程中总是要有化学反应热的移出或输入，常规反应釜热量的传递是靠外夹套或伴管来完成的，在强放热或吸热的反应中，仅靠釜外夹套的传热面积往往不能满足传热的要求。
在这种情况下热管的应用具有很多的优点，首先热管可以做成各种形状插入釜内，既可增加釜内换热面积，也可起到挡板的作用。此外热管可以从反应釜内导出热量，也可以从反应釜外向釜内供给热量。三种热管搅拌反应釜如图5-59所示。
图 5-59 中这些反应釜除外壳如一般反应釜加有伴管或夹套外，都再附加了热管以扩大传热面积。
图 5-59（a）为放热式，热管与反应釜壁成一定角度插入，热管的蒸发段处干反应釜内，吸收热量后通过在釜外的冷凝段放出热量，在冷凝段的冷源可以是空气也可以是水，视工艺需要而定。
图 5-59（b）为加热式，如釜内是吸热反应则热管插入釜内的是冷凝段，釜外是热管的蒸发段，蒸发段的热源可以是电，也可以是其他载热体。
图 5-59（c）是用于复杂反应的反应釜，一些生产过程要经过加热-放热-再加热-再放热的四个阶段，这时仅靠有限的夹套或伴管的传热面积不足以满足过程要求。
图 5-59（c）釜的形式是除夹套（或伴管）外，在釜内沿径向分布有既可吸热也可放热的热管，这样可以在不同的热过程中起到辅助加热（或吸热）的作用，同时釜的搅拌轴本身也是一根热管，可以达到均温及散出部分热量的目的。
- 苯酐热熔冷凝箱
从含苯酐气体中回收苯酐，常规的方法是使用管壳式热熔冷凝箱来完成的。
即用冷、热传热介质交替流过热熔冷凝箱内的管束。当冷介质（例如水）流过时，含苯酐气体中的苯酐便在管束外表面上冷凝，冷凝后的尾气从箱体另一侧排出， 当冷凝的苯酐完全覆盖管束表面后，冷凝过程结束。
此时停止进含苯酐气体，并在管束内通入热介质（被加热后的有机液体），冷凝的苯酐便熔化流出热熔箱， 实际操作中使用多台设备相互间切换连续进行。
这种工艺流程必须具备冷、热介质的加热和冷却循环系统。加热热介质需要有加热炉和高温循环泵。冷介质循环必须有凉水塔和冷却水循环泵，见图 5-60 中的（a）。
利用热管换热器作为热熔冷凝箱则可省去上述两种循环系统及加热和冷却设备。这是因为热管换热器作为气-气换热设备具有很高的传热效率，而且其加热侧和冷却侧可交替使用。
也即同一台热管换热器作为冷凝箱使用时，冷却侧可通过空气来冷凝含苯酐气体中的苯酐; 当作为热熔箱使用时，冷却侧可通过热空气（此时冷却侧已变为加热侧）来热熔凝结于热管表面上的苯酐，见图 5-60 中的（b）。
图中热管换热器被中央隔板分成二室。一室是苯酐冷凝和热熔室，另一室则为冷、热介质通过的冷却或加热室，实际应用时有多台热管换热器交替切换操作。
这一流程的优点非常明显，由于利用了焚烧尾气的余热作为热熔热源以及用空气作为冷凝苯酐的冷源，因之取消了传统流程的加热炉、冷却塔以及循环系统，故而基建投资低，操作费用省，节省燃料显著。
要实现以上操作须解决两个技术难点∶
① 要使热管换热器既可作为冷凝器又可作为热熔箱使用，热管必须处于水平位置操作，且要求在不大的温差下传递足够的功率;
② 若利用焚烧气余热加热空气需要使用工作温度为 300~400℃的中高温热管。
为此进行了可行性专题研究，结果表明：水平热管在小温差下传递较大功率时， 必须在热管内部附加干道吸液芯以加强液体回流，在用于苯酐热熔和冷凝时，这种措施是必要的，用萘热管回收苯酐焚烧尾气的余热是可行的。
测试结果表明，在水平位置萘热管工作温度为 340℃时可传递2.5kW 的功率，轴向蒸汽温差仅 5℃。因之以上流程在技术上是可以实现的。
- 加热炉余热回收
石油化工生产中的各种类型加热炉面广量大，提高这些加热炉的热效率意义重大。回收加热炉排烟余热，用以加热加热炉的助燃空气，是提高加热炉热效率的重要手段。
加热炉的排烟温度一般在 260～350℃左右。如将烟气温度降低到 160℃，则可将助燃空气从常温提高到120℃以上，加热炉的热效率可以提高 6%～10%。
热管换热器体积紧凑、压力降小、布置灵活、可控制露点腐蚀，因之特别适用于加热炉的余热回收。
早在 1979 年就已开始了用热管回收炼油厂加热炉余热工作的研究开发。为寻求合适加热炉烟气余热回收的热管及其传递热量的大小，首先在炼油厂加热炉烟气的烟道中插入了 6 种不同材料、吸液芯及工作液体的热管，进行工业应用筛选实验。现场筛选试验测试简图如图5-61。
实验表明∶
① 所有热管均能启动运转，其等温性能以水为最好，异辛烷次之，汞、联苯不理想。原因是后两种工作液体饱和蒸汽压低，沸点高，现场操作条件（热源和冷源温度）达不到它们等温运转的要求;
② 现场测试壁温分布如图 5-62。
从图中看出不同工作液体的管壁温度相差很大，管壁温度基本上与热管内的工作液体在常压下的沸点成正比，水银壁温很高（常压下沸点 357℃），联苯次之（常压下沸点 270℃），再次是异辛烷（常压下沸点 125℃），水（常压下沸点 100℃）。
对于同一种工作液体的热管管壁温度也可以在一个不大的范围内波动，如水-铜热管的壁温低于水-不锈钢热管的壁温，这是由于铜的金属导热系数比不锈钢大很多。
另一方面，操作中两者的冷却水流量不同，水-铜热管采用了大的冷却水流量，故其管内蒸汽温度也低。在同一温度的热源中，热管管壁温度可以变化，这对控制露点腐蚀是有意义的;
③测得了各类热管在现场试验条件下的传递功率。水-铜热管轴向传递功率为 663W/cm²；水-不锈钢热管轴向传递功率为 415W/cm²；异辛烷-不锈钢热管轴向传递功率为 352W/cm2;
④ 在选定以水为热管工作液体的前提下，测得不同结构材料热管的传热能力如表 5-15。表 5-15 用于加热炉的不同热管的传热能力比较。
表5-15 可见，高频焊翅片管比光管的传热能力要高 3倍。在单管性能筛选测试的基础上， 确定了适用于加热炉余热回收执管的结构类型。即以水为工作液体，高频焊碳钢翅片管为壳体的碳钢-水热管。
图 5-63 为用于加热炉余热回收的碳钢-水热管气-气换热器在 45°倾角下进行传热实验。
图 5-64 为热管换热器在水平位置状态下进行传热试验。
图 5-65 是为加热炉余热回收设计的小型热管气-气换热器在各种不同倾角条件下所测得的结果。
从图中可以看出，热管换热器的传热量随倾角的增加而增大，在倾角为 7°左右其传热量有明显的转折点，10°以下传热量变化比较激烈，10°以上则比较平缓。
在1980 年我国第一台小型工业试验气-气热管换热器在南京某厂加热炉的烟气余热回收试验中试运转成功。
该热管换热器的试运转成功，为大型工业运行奠定了基础。
目前我国石油化工的大型加热炉烟气余热回收绝大部分都采用了热管换热器，取得了很好的效果。
值得注意的是，近年来许多加热炉的燃料改用重油或渣油，由于油品的含硫量不一，给热管换热器的设计带来了困难。此外不同地区的气候条件也是设计中应该注意的问题。
目前工业上加热炉烟气余热回收使用的热管空预热器有两种布置方式∶
一种是将热管换热器置于加热炉顶，如图 5-67。
其优点是只用一台空气鼓风机，烟气凭烟囱抽力通过热管换热器，可以省去一台引风机。
其缺点是热管换热器的阻力必须设计在烟囱抽力允许的范围以内。另一方面热管换热器放置在炉顶增加了炉体支架的载荷。这两点限制了热管换热器的管排数和重量， 可能影响回收的热量。
另一种形式是将热管换热器布置在地面上。如图 5-68 所示。
这种设计方式的优点是热管换热器的体积、重量、烟气侧的阻力限制都不十分严格。地面的维修也方便。
其缺点是需要增加一台引风机。增加了动力消耗。管线也比顶置式复杂些。尽管如此。工程上大多数还是选择了地面放置的形式。
表 5-17 是图 5-67 安放类型的一例热管换热器的设计参数。
在相同原始参数条件下，如改为图 5-68 的地面布置，由于增加了引风机，因之烟气流速可以从6.4 m/s 提高到 11 m/s。这不仅提高了烟气侧传热系数，而且对消除热管束的积灰有利。
实践证明引风机的电耗在整个效益的平衡中所占份额是非常有限的。