传质效率范文（精选7篇）
传质效率 第1篇
1.1 研究背景及意义。
本课题主要是针对湿式石灰石-石膏法烟气脱硫系统建立数学模型。我国目前尚未实现烟气脱硫装置 (FGD) 的国产化, 仍未掌握烟气脱硫技术的核心技术, 因此本工作对深入了解烟气脱硫内部过程、更好的调节烟气脱硫的运行状况、节能减排等具有重要意义。
1.2 本文所做的工作。
本文结合喷淋吸收塔实际工况, 开展了湿法烟气脱硫的理论分析和数学建模, 主要完成以下几方面的工作:
a.以石灰石浆滴为研究对象建立石灰石-石膏湿法烟气脱硫系统SO2传质速率模型;b.联系喷淋吸收塔实际工况, 建立石灰石-石膏湿法烟气脱硫效率模型;c.设计Excel计算表格, 对模型进行计算, 并且根据实验数据进行验证;d.定量分析各因素对脱硫效率的影响, 并绘制影响曲线。
2 脱硫传质效率数学模型
烟气脱硫传质速率模型[1]:
根据双膜理论, 烟气中SO2气体向脱硫剂表面液膜的传质速率NA[2,3]可以表示为:
Ca CO3向液相传质速率NB表示为:
Ca CO3颗粒的溶解速率可表示为:
根据稳态假定, 有:
根据亨利定律, 有:
可推导得SO2的传质速率NA为:
式中:NA、NB为传质速率, kmol/ (m2·s) ;kA, g、kA, l分别为SO2气膜和液膜传质系数, m/s;
aD为浆滴表面积, d, m2;ap为悬浮颗粒表面积, n d, m2;CB, S为Ca CO3饱和溶解度, kmol/m3;H为亨利系数, Pa·m3/mol;CB, l液相本主体内Ca CO3的浓度, kmol/m3;kS为溶解传质系数, m/s。
3 模型的计算及校核
3.1 计算所需的参数。本文根据赵健植[5]等所做的研究实验数据进行校核。
基本参数如表1所示。
实际工况:入口烟气中SO2的浓度CSO2=2857mg/m3, 液气比L/G=10L/m3, 烟气流量G=200m3/h, 烟气流速v=1m/s,
3.2 脱硫传质速率模型的计算。
根据式 (6) , 由本文设计的Excel计算表格 (见附录A) 计算得到脱硫传质速率为:
此计算结果与郝文阁[1]所计算的传质速率数值很相近, 所以可以认为此模型是正确的。
4 结论
在分析湿法脱硫过程的化学反应及传质过程的基础上, 以双膜理论为基础, 以湿式石灰石-石膏法中脱硫传质反应单元-石灰石浆滴为研究对象, 建立了烟气脱硫传质速率模型。
通过了一系列的推导, 得到了烟气脱硫效率模型, 在论文的后一部分利用本文所设计的Excel计算表格, 计算出在不同工况下烟气的脱硫效率, 定量分析了各种主要因素对脱硫效率的影响, 并且将模型计算数值与实验数值进行校核, 验证了模型的正确性。
通过本文可得到以下几点结论:
a.通过模型研究表明, 影响烟气脱硫传质速率的因素有浆液性质、雾化粒度、液气比、烟速、烟气温度和浆液温度等;b.通过模型研究表明, 影响烟气脱硫效率的因素有液气比、p H值、烟气温度、烟气流速、吸收塔高度、入口烟气SO2的浓度等;c.模拟结果表明, 在一定范围内, 脱硫效率随着烟气流速的增加而下降;d.模拟结果表明, 在一定范围内, 脱硫效率烟气入口SO2浓度的增加而不断下降;e.模拟结果表明, 在一定范围内, 脱硫效率随烟气温度的升高而下降。
参考文献
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氨水低压低温的传热传质研究 第2篇
关键词：氨水,单级节流降压,低压发生实验
传统的氨水吸收式制冷在利用余热及其他低品位热源方面有比较大的优势,而且该系统用氨为制冷剂,不会破坏臭氧层。在现今对环境要求越来越高的年代有很大的发展前景和空间。现今的氨水吸收式制冷由于其设备占地面积太大,系统初始投资过大,一直没有得到广泛的应用[1]。在能源日趋紧张的今天,迫切需要我们对传统的氨水吸收式制冷进行改造,其方向主要有两个:1)提高制冷系数。2)使设备小型化。我们都知道饱和氨水溶液在压力降低的过程中会解析出氨气,并释放出很大的冷量。经过计算该部分的冷量在相同的条件下,普遍比氨气潜热大很多,所以这就为提高制冷循环提供了新的道路。但是由于传统的氨水吸收式制冷循环中的氨水解析都是在等压的条件下进行,本文将从降压解析的方式进行研究和探索。
1实验装置和实验方法
1.1氨水在套丝网管中升膜实验
在本系统中的低压发生过程采用本实验室提出的升膜技术,所以在进行低压发生实验之前,必须验证氨水能否在套丝网管中形成升膜。图1为验证氨水溶液能否在水平微槽管中形成升膜的实验装置。通过实验发现套丝网管表面有明显的着色剂的颜色,说明氨水能在套丝网管中形成升膜。
1.2各级节流降压冷量测试实验
在实验前先将图2中阀门1,2关闭,从阀门3中通入氧气,通过真空压力表检验低压发生器的密闭性。当上面过程检验出不漏气时,用真空泵从阀门3中抽真空到0.03 bar,关闭阀门3。如果真空压力表保持该压力基本不变3 d,则表明该低压发生器达到密封状态。由于容器内是真空,28%的氨水可以从阀门1中回灌进去到达容器刻度1/3停止,关闭阀门1。打开阀门3,将氨气充入容器内,观察压力。当压力达到0.34 MPa时停止充气,将低压发生器放入冰箱内冷却至5℃。重复以上操作直到氨水状态稳定达到0.34 MPa 7℃,此时的氨水溶度可通过氨水混合物的h—ξ图查得,为68%,氨气制备完成。
在实验中先测量循环水和氨水的初始温度,打开潜水泵(见图3)。打开放气阀,观察真空压力表的读数稳定到设定值时关闭。在整个试验过程中保持氨水的温度不变,当氨水温度降低时关闭放气阀,温度升高时关闭潜水泵。当压力和温度都达到设定值时,关闭潜水泵,测量循环水的终了读数。
1.3单级节流降压冷量测试实验
首先按照1.2实验的要求制备各个状态下的氨水,连接好储液罐和发生器(如图4所示)。打开节流阀,当发生器由于储液罐的氨水节流后导致压力升高时,打开放气阀保持发生器的压力不变,同时打开循环泵,测量循环水温度的变化。在实验过程中应该保持低压发生器和储液罐的温度相等而且不变。
2 实验结果与分析
2.1 实验结果
根据1.2实验可得如表1所示的实验数据。
根据1.3实验可得表2实验数据。
2.2 实验分析
从表1可以看出实验二制冷量明显高于实验一的制冷量。原因主要有两个方面——传热方面和分级节流解析。
在传热方面[5],作者从实验一中发现在发生时间前段循环水的温度能很快降到12 ℃和16 ℃,但当循环水到达12 ℃和16 ℃时,其很难再下降。在实验二中当循环水降到16 ℃将循环水换成22 ℃时,还可以从低压发生器中取得冷量,所以说明当传热温差小于4 ℃时,氨水无法在套丝网管中形成升膜,致使无法取得解析冷量。对于实验三比实验一的制冷量高的原因是实验三相对于实验一增加了节流阀,氨水通过节流阀的节流降压到规定的压力,而非直接使用放气阀降压。
由于在储液罐中压力始终是不变的,压力变化只是在经过节流阀处,所以在低压发生器中的实际发生过程曲线在图5中是沿等浓度线从状态点1到状态点2,又由于实验过程始终保持低压发生器中氨水溶液压力不变,所以反应过程又沿等压线到达状态点3。对于从状态点1到状态点2是一个压力降低,氨气析出的过程,放出大量冷量。由于前两个实验是保持低压发生器中的氨水温度不变的过程中降低压力,所以前两个实验中的实际发生过程线应该是从状态点1沿等温线到达状态点3。由于状态点1到达状态点2的过程是瞬间的,所以实验三相对于前两个实验放出的冷量速率加大,冷量容易被取出,从而增加了实验过程中单位制冷量。
3 结语
1)氨水溶液能在套丝网管上形成升膜蒸发,从而在升膜过程中解析出具有更高浓度的氨气,并伴有冷量的出现。
2)进行氨水升膜蒸发过程中对升膜管的过热度有一定的要求,一般升膜管的传热温差至少要大于3 ℃。
3)氨水溶液经过节流阀节流降压等温发生能取得与理论基本相同的单位制冷量,从而指出了以后低压发生器的改进方向。
参考文献
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[5]邹华生,钟理,伍钦,等.传热传质过程设备设计[M].广州:华南理工大学出版社,2007.
分散降液筛板塔传质性能研究 第3篇
1 实验过程
1.1 结构特点
与传统筛板塔相比, 分散降液筛板塔的主要改进内容便是集中型降液管, 将原本的弓形改进成了圆形吸管, 并使其均匀分布在塔板下方, 在实际操作过程中, 气体呈现出上升趋势, 从上到下的穿过塔板气孔液层, 进入到上层塔板中, 而板面之上的液体也可以从上到下的从降液管流入到塔板下层。
分散降液筛板塔的优势主要表现在以下几个方面:第一, 装置中没有液体进出口安定区以及溢流堰, 这样一来, 塔板的开口区面积更大, 增加的塔板的传质面积;第二, 运用分散均布的降液管代替传统集中的降液管, 在操作过程中, 避免了液体在水平方向上的流动, 使得气体分布更加均匀, 在很大程度上减少了传质过程中的死区;第三, 相邻两块筛板的相错角度减少了液体短路情况的发生, 确保传质的顺利进行;第四, 操作过程中的液体经由均匀的降液管时, 还会与从下至上的气体产生传质作用, 在很大程度上提升了筛板塔的利用率, 淋降区域喷溅区的形成, 也大大提升了传质效率[1]。
1.2 装置流程
“氧气—空气—水”是整个实验过程的冷模物系, 在分别计量氧气和水之后, 使其流经混合器, 并送入到塔顶, 而空气需要在计量之后送入到塔底[2]。塔底的空气从下到上的与塔顶从上到下的富氧水相接触, 水中的氧气会在这个过程中发生解吸, 在筛板塔的进出水口处, 分别设置溶解氧含量检测装置。
2 实验结果
本文实验对塔板效率进行测定的主要方式为空气解吸富氧水, E0表示的是单层塔板的液相Muep Hree板效率, 具体公式如下:
2.1 影响传质效率的因素
2.1.1 气液负荷
在实验过程中, 筛孔的动能因素如果呈现出增大趋势, 则筛板的传质效率也会随之增大, 但其速度随着时间的延长而减缓;如果筛孔动能因子的条件相同, 则传质效率会受到液量负荷的影响, 两者之间呈正比例关系。由于无论动能因子, 还是液量负荷的增加, 都会使得塔板的液层升高, 因此, 气相负荷的提升会提升传质效率。
2.1.2 塔板开孔率
塔板开孔率的变化也会在一定程度上影响传质效率, 实验结果显示, 如果塔板开孔率相对较小, 则筛板传质效率会相对较高。造成这种现象的原因在于, 筛板的开孔率小, 则液层便会相对较高, 同样体积的液体在板上的停留时间便会延长, 气体与液体之间的接触面积也会因此增大, 气体动能因此与漏液量之间呈现反比例关系, 所以, 与开孔率较大的筛板相比, 开孔率较小的筛板在传质效率方面明显较高。
2.1.3 降液管长度
实验过程中, 主要运用了20 毫米与25 毫米两种长度的降液管, 液量负荷分别为31.43m3·h-1·m-2、55.01m3·h-1·m-2, 对两者的单板效率进行了测定[3]。由实验可知, 在液量符合相对较低且动能因子不大时, 长度较短的降液管传质效率高一些, 而随着动能因子的提升, 传质效率会呈现下降趋势, 而长度较长的降液管传质效率会增加。其原因在于, 在液量负荷较小时, 筛板液层高度也不高, 而如果降液管的长度较长, 则液体在降液管内的通过能力会提升, 降液管很难出现自封现象, 而气体从没有自封的降液管中进入到上层塔板, 液体也会从没有自封的降液管中进入到下层塔板, 使得漏液情况加重, 降低了塔板的传质效率。
2.2 与传统筛板比较
在实验条件相同的前提下, 对分散降液筛板和传统筛板在单板传质效率方面进行了比较。从实验结果来看, 前者与后者相比, 单板传质效率至少提升了8.4%, 最高可以达到9.7%。其原因在于以下三方面:第一, 分散降液筛板的传质面积相对较大, 其中所有的塔盘都是气液传质区;第二, 分散降液筛板中的降液管很多, 且均匀分布, 这种结构使整个筛板塔的传质面积大大增加, 淋降区与喷溅区都能够有效提升传质空间与面积;第三, 分散降液筛板的液面落差相对较大, 而且其中的气体分布非常均匀, 提升了气液的传质系数。
3 结语
综上所述, 分散降液筛板塔是当前比较先进的一种筛板塔, 与传统筛板塔相比, 其有着非常特殊的降液管结构, 能够在塔内形成更大的传质区域, 除了原有的泡沫传质区以外, 还新增了淋降区与喷溅区, 在这种条件下, 塔内气液的分布状况更加均匀, 使传质过程更加立体与连续, 在很大程度上提升了筛板塔的传质效率。作为一种比较先进的复合塔组件, 分散降液筛板可以在精馏、解吸、吸收等传质过程中广泛应用。
摘要：分散降液筛板塔是当前一种比较先进的板式塔, 相比于传统筛板塔, 这种形式改变了降液管结构, 使塔面变成更好的传质区, 还增加了喷溅与降淋等两个传质区, 传质性能更强。本文运用实验的方式, 对分散降液筛板进行了研究分析其传质性能和对传质性能产生影响的主要因素, 并将实验所得的结果与传统筛板塔的相关性质进行比较。
关键词：筛板塔,分散降液管,传质性能
参考文献
[1]王建铎.气液三维自分散塔板流体力学性能及传质性能研究[D].天津大学, 2014.
[2]王冰.板式萃取塔降液管结构变化对传质影响的CFD研究[D].天津大学, 2010.
传质效率 第4篇
关键词：中空纤维透析膜,传质模型,扩散系数
1. 引言
近年来, 全球范围内终末期肾病患者人数持续增加, 根据2009年美国肾脏病资料登陆系统 (USRDS) 机构的年度报告, 美国、日本和我国台湾地区的终末期肾病患病率分别为1698例/百万人、2060例/百万人和2288例/百万人。我国终末期肾病患者的基数很大, 且正飞速增长, 住院患者中急慢性肾衰竭患者所占比例从2000年的2.1%增加至2005年的3.2%, 而急性肾衰竭患者中老年人比例从20世纪80年代的18%增加至2009年的30%以上, 增幅均超过50%。到了2011年, 国内有超过150万尿毒症患者, 每年新增10万~15万患者。而这些情况意味着, 我国乃至世界范围内, 终末期肾病的治疗需求正在加速释放[1,2]。
血液透析是急慢性肾功能衰竭患者的重要肾脏替代治疗方式。随着终末期肾病患者人数的逐渐增加, 血液透析的应用范围越来越广。现有市售的血液透析膜对透析中的溶质都有较好的渗透性, 然而关于透析过程中溶质传递方面的研究却很少[3]。本文根据质量守恒定律和双膜理论建立了一个中空纤维透析膜传质模型, 使用中小分子代表物质对市面上常见的三种透析膜材料 (三醋酸纤维膜、聚醚砜膜、聚砜膜) 透析器进行测试, 并使用该传质模型计算总传质系数和纤维膜的扩散系数, 分析纤维膜传质性能与纤维膜材料/结构特性之间的相互关系, 为中空纤维膜制备过程中的材料选择、结构优化设计等提出了参考性建议。
2. 传质模型的建立
透析过程中血液与透析液中物质交换的主要原理是弥散和对流。在一定温度下, 溶质与溶剂有特定扩散系数, 即使溶质在不均匀的两相间被半透膜相隔, 溶质也能通过半透膜, 从高浓度溶液向低浓度方向运动。血液和透析液在透析器 (人工肾) 内借助半透膜在浓度梯度的推动作用下进行物质交换, 血液中的代谢废物和过多的电解质向透析液一侧移动, 透析液中的钙离子、碱基等人体所需成分向血液中移动。中空纤维膜两侧的液体流动情况如图1所示。
当溶质由血液侧通过透析膜向透析液侧传递时, 溶质扩散过程受到的总传质阻力为血液侧的阻力、膜阻力和透析液侧的阻力三部分阻力之和, 相应的也可理解为, 总传质系数受到溶质的膜传质系数、血液侧传质系数、透析液侧传质系数三方面因素影响, 即:
其中K总——总传质系数;
hm——溶质的膜传质系数;
hB——溶质的血液侧传质系数;
hD——溶质的透析液侧传质系数。
液流在纤维膜表面流过时, 膜两侧同时存在流体流动, 而纤维膜表面的流层相对为静止状态, 根据能斯特 (Nernst) 于1904年提出的薄膜理论, 按Fick定律所确定的稳态扩散传质通量[4]有:
由上述两式比较可得膜的传质系数hm为:
因此, 式 (1) 可变形为:
式 (5) 中的hB、hD分别为膜两侧的对流传质系数, Dm为各溶质在膜中的扩散系数。hB、hD可通过舍伍德方程[5]计算而得 (l为纤维膜有效长度, D为各溶质在水中的扩散系数) :
对于相同的溶质, D仅为一个定值, 其取值的准确性对最终计算所得的三种纤维膜的膜扩散系数相对比较结果影响很小, 因此, 计算过程中仅参考既有研究结果对实验中涉及的四种溶质取极性相似物质的扩散系数值[6]。
相关传质研究表明, Wu and Chen的舍伍德模型能很好的与实验值相拟合[7]:
式 (7) 中, Ø为孔隙率, Re和Sc分别为流动模型的雷诺数和施密特数。雷诺数Re可由流体方程计算 (u为血液腔/透析液腔流体流速, µ为流体粘度, d为流体流经通道的管径) :
其中, 由于模拟实验中血室和透析液室两侧的液体均以水为载体, 实验温度为37˚C, 因此式 (7) 和式 (8) 中的流体施密特数和粘度μ均取水的对应参数进行计算 (Sc37˚C, 水=340[8], μ37˚C, 水=6.947×10-4 N·s·m-2) 。
传质过程方程式可表示为:
其中:M——传质质量流率, kg/s;
A——膜面积, m2;
ΔClg——溶质的传质推动力, kg/m3。
设Cb1和Cb2分别为纤维膜血液通道进出口处溶质浓度, Cd2和Cd1分别为纤维膜外侧透析液通道进出口处溶质浓度 (参见图1) , 则传质推动力ΔClg可通过纤维膜进出口的溶质对数平均浓度计算:
质量流率又可通过通道的进出口溶质浓度和体积流率V计算:
将由公式 (6) 、公式 (9) 计算所得的hB、hD和总传质系数K总代入公式 (1) , 即可以计算出各材料对溶质的膜扩散系数Dm。
3. 实验部分
3.1 测试方法
本文中, 分析透析膜传质机理需要获得进膜前的溶液浓度与液体通过透析膜发生弥散、渗透等传递现象后出口处溶液的浓度值, 测试装置主要参考透析器行业标准[9]中规定的装置和方法进行, 具体步骤如下:
(1) 使用实验室二级水配制各溶质的初始试验溶液。使用初始试验溶液灌注透析器血室, 使用不含溶质的实验室二级水灌注透析液室。
(2) 按图2装配试验回路, 取透析液腔体积流率Vd=500m L/min, 血液腔体积流率Vb=200m L/min, 调节血液及透析液流率至稳定, 平稳运行一段时间后, 收集血路入口和出口样品, 使用生化分析仪或紫外测试仪分析其溶质浓度。各测试数值保持恒定 (1小时内基本一致) , 认为达到平衡状态。
(3) 采用上述测试方法, 分别对使用三醋酸纤维膜、聚醚砜膜、聚砜膜材料制成的中空纤维透析器进行测试。纤维膜内径、厚度等尺寸使用HITACHI的S-3700N型扫描电子显微镜进行测试。
3.2 结果与讨论
本文建立的中空纤维膜传质模型在计算膜扩散系数Dm时考虑了膜面积、流体粘度、纤维管径、纤维厚度、孔隙率等因素的影响, 最终的计算结果是排除了以上因素而得, 反映了膜材料本身的特性对溶质传递能力的影响。Dm越大, 膜材料的传质能力越好。而总传质系数K总反映的则是实际情况下综合各种具体条件影响的溶质传质效果。
根据第2章中建立的理论模型, 计算所得的各代表性溶质在三种不同材料空心纤维透析膜中的总传质系数和膜扩散系数见表1。
由实验结果可以看出, 在血液流速200m L/min, 透析液流速500m L/min的条件下, 虽然三醋酸纤维膜的扩散系数值低于聚醚砜膜和聚砜膜, 但小分子物质 (肌酐、尿素) 在三醋酸纤维膜中的总传质系数K总最高, 聚醚砜膜次之, 聚砜膜最低, 而中分子物质 (磷酸盐、维生素B12) 在三醋酸纤维膜的总传质系数则比聚醚砜膜低, 但比聚砜膜高。其原因可能是对于小分子物质, 三种膜材料的孔径均可通过, 因此膜壁厚的影响相对较大, 实验测试中使用的聚醚砜膜和聚砜膜厚度基本相等, 而三醋酸纤维膜壁厚远低于聚醚砜膜和聚砜膜, 因此结果表现为三醋酸膜的总传质系数最高;而对于中分子物质 (磷酸盐、维生素B12) , 不容易从三醋酸纤维膜的致密孔径中通过, 因此需综合考虑孔径大小产生的阻力和膜壁厚产生的阻力, 相互作用的结果显示为三醋酸纤维膜的总传质系数比聚醚砜膜低, 但比聚砜膜高。
4.结论
本文根据质量守恒定律和双膜理论建立了一种中空纤维透析膜的传质模型, 并通过实验测试计算得到三种不同材质纤维膜的膜扩散系数Dm和传质过程的总传质系数K总。通过模型分析和实验测试结果可得如下结论:
(1) 对于小分子代表物质和中分子代表物质表现出统一的规律:聚醚砜膜的膜扩散系数最高, 与聚砜膜的扩散系数比较接近, 而三醋酸纤维膜则相对较低。这说明排除膜面积、纤维管径、纤维厚度、孔隙率等纤维膜物理几何参数的差别影响因素, 就膜本身的材料特性而言, 聚醚砜膜和聚砜膜代表的聚合物膜的总体传质表现优于醋酸纤维素膜。
(2) 由传质模型中的公式 (5) 分析, 当其他条件 (溶质的血液侧阻力、透析液侧阻力) 保持不变时, 中空纤维膜的传质阻力与膜的厚度呈正比例关系。由此可以推知, 制备中空纤维透析膜时, 在膜材料相同的前提下, 尽量减小空心纤维膜的厚度, 将有利于溶质的传递, 从而有利于提高透析效率和缩短透析时间。
(3) 在比较三醋酸纤维素膜、聚醚砜膜和聚砜膜的总传质系数时, 对于分子量较大的物质, 在考虑膜壁厚产生的阻力的同时, 不能忽略膜孔径大小产生的阻力影响, 最终的溶质总传质系数是膜孔径产生的阻力与膜壁厚产生的阻力两方面共同作用的影响结果。
5.发展预期与研究展望
由实验结果可以看出, 纤维膜的厚度是纤维膜对溶质的总传质系数K总的重要影响因素, 未来可考虑分析研究如何调整成膜制备液的成分以及成膜条件, 以获得最优化的纤维膜厚度, 提高透析膜的透析治疗效果。同时可以预见, 从溶质传递的角度看, 未来聚合膜比纤维素类膜具有更广阔的发展空间。
此外, 中空纤维膜的生物相容性是评价膜优劣性的重要指标, 由于条件所限, 本文中未对所使用的三醋酸纤维膜、聚醚砜膜和聚砜膜进行生物相容性实验。未来可考虑对不同的纤维膜材料的生物相容性进行评价, 完善和补充对纤维膜材料的综合评价。
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传质效率 第5篇
关键词：蒸汽蓄热,单汽泡,传热传质,数值模拟
引言
蒸汽蓄热器是一种以水为介质蓄存蒸汽热能的高效蓄能容器, 也是提高蒸汽可靠性和经济性的一种高效节能设备[1,2]。其工作原理为: 当供汽源的供汽量大于用汽负荷时, 过量蒸汽则通入蓄热器内的水中, 使蓄热器中水的温度和压力升高, 形成一定压力下的饱和水; 当供汽源的供汽量小于用汽负荷时, 蓄热器的放汽阀门打开, 使得蓄热器内的压力降低, 饱和水变为过热水, 并且立时沸腾蒸发产生蒸汽, 来补充短缺的用汽负荷。从而达到了“削峰填谷”的用汽模式, 保证了工业运行的稳定性[3]。
通过对蒸汽蓄热器内高温蒸汽通入低温水过程中传热、传质特性分析, 建立了高温蒸汽泡在低温连续液相上升过程的传热传质模型, 模拟出高温蒸汽泡的半径比k、努赛尔数Nu随着时间的变化规律, 为蒸汽蓄热器的优化设计和工业应用提供一些理论依据。
1传热传质过程数学模型的建立
当高温蒸汽泡在连续低温液相中上升时, 由于汽液两相界面上汽体温度大于液体温度, 蒸汽会在相界面上液化并将热量传递至连续相液体中, 从而使得气泡变小。而连续液相因为得到汽体的热量, 使得蒸汽温度不断降低, 热由汽相不断传递至气液界面。所以, 这是一个相变的传热传质过程。
1. 1建立物理模型
为了对此传热传质问题进行数学分析, 对模型进行如下的简化假设[4,5]:
1) 蒸汽泡为球形, 对称轴为竖直轴;
2) 汽泡界面温度与周围液体温度相同;
3) 蒸汽泡内气体温度瞬时达到均匀一致;
4) 蒸汽泡在位势流中流动;
5) 蒸汽泡在连续液相中上升, 上升过程中无聚合、破裂。
汽液两相物理模型简图如图1所示。
1. 2建立数学模型
在竖直方向上, 建立具有轴对称两相汽泡无内热源的传热微分方程为:
蒸汽泡在连续相液体中运动传热过程中, 半径将发生变化, 但是其上升速度比半径变化速率大的多, 因此蒸汽泡半径变化是可以忽略的。所以, 在其数学表达中可以采用拟稳态方法, 故传热微分方程可以简化为下列公式[6]。
式中: Ur—汽泡的径向速度, m /s;
Uθ—汽泡的切向速度, m /s;
T—温度, K;
a—连续相液体的扩散率, m2/ s。
汽泡在速度场中的运动速度为:
因传热边界层δ远远小于汽泡半径R, 故θ方向的传热可以忽略不计, 可得:
又因为r≈R, 将Ur、Uθ简化为:
其中, y = r - R, M0=2Ra/3U。
上式对应的边界条件为[7]:
T = TC, y = ∞ , π≥θ≥0;
T = Ti, y = 0, π≥θ≥0;
应用拉普拉斯变换, 可得式 ( 8) 的解为[8]:
由热传导公式可得环绕汽泡的瞬时传热速率为:
单个汽泡表面单位面积上的平均热流密度为:
式中: q—平均热流密度, W /m2;
λC—连续液相的导热系数, W / ( m·K) 。
单个汽泡的努赛尔数Nu为:
单个汽泡表面单位面积上的平均热流换热系数h为:
由假设 ( 5) 可知汽泡上升过程中无聚合、破裂, 故汽泡球形边界内的介质满足质量守恒方程, 可知:
式中: m—水蒸气冷凝为水的质量, kg;
m0—汽泡初始质量, kg;
ρv—汽体密度, kg /m3;
R—汽泡半径, m。
将式 ( 15) 对时间τ进行积分:
由能量守恒, 可知:
式中: hfg—液体蒸发潜热, J/kg;
h—对流传热系数, W / ( m2·K) ;
ΔT—汽液两相温度差, K。
将式 ( 17) 和式 ( 19) 联立, 可得:
因为:
式中: CP—连续液相的体积比热, k J/ ( kg·K) ;
ρ1—连续液相的密度, kg /m3。
因此式 ( 20) 可写成:
式中: Ja—雅各布准则数;
Nu—努赛尔数。
将式 ( 13) 、式 ( 14) 带入到式 ( 21) 中, 再对其积分, 得:
将式 ( 13) 和式 ( 21) 结合, 得:
1. 3数学模型的求解
根据以上建立的数学模型编写程序并求解。求解过程中把汽泡大小连续变化过程看成是无穷多间断过程, 就可以用数值方法进行求解。首先, 给定初始条件: 气液两相的初始温度、汽泡上升的初始速度以及汽泡的初始半径; 设定好时间步长。然后由式 ( 20) 、式 ( 22) 、式 ( 23) 以及Antoine蒸汽压方程算得每个步长时间的气液两相温度差、汽泡的半径比和努赛尔数。
2计算结果与分析
2. 1汽泡半径比的变化规律
汽泡半径比k是某时刻汽泡的半径R与汽泡初始半径R0的比值。
高温蒸汽泡与低温连续液相换热时汽泡物理模型汽泡半径比k的理论模拟关系图如图2 ~ 图4所示。分别从汽泡上升速度U、汽泡初始半径R0和汽液两相温度差ΔT三个方面进行分析。由图可知, 汽泡的半径比k随着时间的增加而变小, 并且半径比减小的速率是逐渐增大的。这是因为高温蒸汽泡与低温连续液相刚开始接触时, 液体气化速率大于汽体液化速率造成的; 随着时间的增加, 汽液两相温度差变小, 汽体液化速率大于液体气化速率, 从而汽泡半径比k减小的速率逐渐变快。
通过分析比较3种不同的汽泡速度U ( 2m /s、4m / s、6m / s) 对汽泡半径比k的影响, 分析结果如图2所示。由图2可看出, 随着时间的增加, 汽泡半径比k是逐渐减小的。在相同的时刻, 汽泡速度U越大, 则汽泡半径比k越小。即在汽泡初始半径与汽液两相温差相同的工况下, 可以通过提高汽泡上升速度U来减少换热时间, 提高换热效率。
通过分析比较6种不同的汽泡初始半径R0 ( 0. 001m、0. 002m、0. 005m、0. 01m、0. 015m、0. 02m) 对汽泡半径比k的影响, 分析结果如图3所示。由图3可知道, 随着时间的增加, 汽泡半径比k是逐渐减小的。且在相同的时刻, 汽泡初始半径R0越小, 则汽泡半径比k越小。即在汽泡上升速度U与汽液两相温度差ΔT相同的工况下, 可以通过减小汽泡初始半径R0来减少换热时间, 同时提高换热的效率。
通过分析比较6种不同的气液两相初始温度差ΔT ( 10℃、20℃、30℃、50℃、70℃、100℃) 对汽泡半径比k的影响, 分析结果如图4所示。由图4可知, 随着时间的增加, 汽泡半径比k是逐渐减小的。
由图4还可知, 高温蒸汽泡与低温液相的初始温度差ΔT, 并不是越大或越小汽泡半径比k减小的速率就越快。在汽泡初始半径R0和汽泡上升速度U相同的工况下, 存在一个最优的汽液两相温度差ΔT, 使得汽泡半径比k下降速率最快。从热力学第二定律的角度来讲[9], 热能转变过程本身就是一个不可逆的过程, 存在能量的损失。即高温热源与低温热源之间的温度差越大, 则热量的有用能 ( 火用) 的损失也越大。
2. 2汽泡努赛尔数的变化规律
努赛尔数Nu是表示对流换热强烈程度的一个准数, 并且也是蒸汽蓄热过程中一个重要参数。
高温蒸汽泡与低温连续液相换热时汽泡物理模型努赛尔数Nu的理论模拟关系图如图5、图6、图7所示, 分别从汽泡上升速度U、汽泡初始半径R0和汽液两相温度差ΔT 3个方面进行分析。由图可得, 汽泡的努赛尔数Nu随着时间的增加先减小后增大。努赛尔数Nu先下降是因为蒸汽泡不断与连续液相换热, 温度逐渐降低所致; 曲线后上升是因为当蒸汽泡全部液化后, 液体温度随着换热温度不断升高所致。而曲线的最低点处就是蒸汽泡完全液化的临界点。
通过分析比较3种不同的汽泡速度U ( 2m /s、4m / s、6m / s) 对努赛尔数Nu的影响, 分析结果如图5所示。由图5可看出, 随着时间的增加, 努赛尔数Nu先降低后升高。在汽泡初始半径R0与汽液两相温差ΔT相同的工况下, 汽泡上升速度U越大则努赛尔数Nu降低到最低点的时间最短。再次, 证明了提高汽泡上升速度U可以提高蒸汽蓄热过程的传热效率。
通过分析比较6种不同的汽泡初始半径R0 ( 0. 001m、0. 002m、0. 005m、0. 01m、0. 015m、0. 02m) 对努赛尔数Nu的影响, 分析结果如图6所示。由图6可知道, 随着时间的增加, 努赛尔数Nu先降低后升高。在汽泡上升速度U与汽液两相温度差ΔT相同的工况下, 汽泡初始半径R0越小则努赛尔数Nu降低到最低点的时间越少, 即可以通过减小汽泡初始半径来提高换热过程的热效率。
通过分析比较6种不同的气液两相初始温度差ΔT ( 10℃、20℃、30℃、50℃、70℃、100℃) 对努赛尔数Nu的影响, 分析结果如图7所示。由图7可知, 随着时间的增加, 努赛尔数Nu先降低后升高。由图7同样可以看出, 高温蒸汽泡与低温液相的初始温度差ΔT, 并不是越大或越小努赛尔数Nu降低到最低值的速率就越快。在汽泡初始半径和汽泡上升速度U相同的工况下, 存在一个最优的汽液两相温度差ΔT, 使得蒸汽换热过程努赛尔数Nu降到最低值的时间最短。
3结论
1) 由能量方程和质量方程推导出单个蒸汽泡在连续液相中汽泡半径比k和努赛尔数Nu的表达式。通过Mat Lab软件对蒸汽蓄热过程中单个分散相气泡在连续液相中的传热传质过程进行了数值模拟。
2) 汽泡的半径比k随着时间的增加而变小, 并且半径比减小的速率是逐渐增大的。提高汽泡上升速度U以及减小汽泡初始半径R0可以提高蒸汽蓄热过程的传热效率。而对于较高温度的蒸汽热源, 应采用较高的汽液两相初始温度差ΔT。同理, 对于较低温度的蒸汽热源, 则采用较低的汽液两相初始温度差ΔT。
3) 汽泡的努赛尔数Nu随着时间的增加先减小后增大。汽泡上升速度U越快, 初始半径R0越小, 努赛尔数Nu降低到最低值的时间越短。
4) 可通过加快汽泡上升速度U、减小汽泡初始半径R0以及选择合适的汽液两相温度差ΔT, 提高蒸汽蓄热过程的传热效率。
参考文献
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传质效率 第6篇
中国是世界煤消耗大国,随着煤炭大量的开采和使用,煤炭品质逐渐降低,电站煤粉锅炉的烟气含硫量逐渐升高,使某些已经投运的脱硫设备很难达到日益严格的SO2排放标准。在不对原有脱硫设备进行改造升级的前提下,应用脱硫添加剂来提高设备的设计脱硫率是很现实的做法。本文主要针对几种应用于WFGD工艺的典型有机酸添加剂,在添加剂作用机理、相关实验结果和实际工程应用效果等方面进行阐述。
1 有机酸作用机理[1]
有机酸添加强化脱硫机理如图1所示,其中Hn A表示有机酸,AHn-1表示有机酸离解的离子。SO2溶解产生的H+由液膜中的有机酸按式(2)离解产生AHn-1,An-传递到液相主体,使得液膜中[H+]降低,从而促进了式(1)SO2的溶解,提高了脱硫率。同时,在固相表面和液膜中,式(6)溶解的CO32-与式(4)离解的H+按式(5)反应生成HCO3-,在液相主体,H+和HCO3-按式(3)反应生成了CO2和H2O,液相主体中的[HCO3-]的降低使得式(5)和式(6)平衡向左移动,从而促进了Ca CO3的溶解。由此可以分析出,有机酸的存在强化了H+的传递,缓冲了浆液的p H值,促进了SO2的溶解,加速了SO2的化学吸收,从而达到提高脱硫率的目的。
2 常用有机酸及使用效果
2.1 脂肪酸
脂肪酸是一种双质子的酸,在25℃时的p Ka值为4.43和5.41。在先前没有缓冲的实验中,石灰浆中没有Cl2。但是,在多数的全规模的反应器中,从吸收HCl中而来的氯以各种不同的浓度存在于石灰浆中。在该实验中,我们使用一个恒定的浓度为25 g Cl-/L。这个浓度通过在石灰石浆液供应箱中添加Ca Cl2·2H2O(s)来维持。在每个实验的开始,脂肪酸被加入浆液池和石灰浆泵中以达到所要求的恒定浓度。
该实验发现,在石灰浆泵中的吸收SO2最佳的脂肪酸的浓度应该处在1 m M~5 m M(0.014 6%~0.073 0%)之间。另外,实验结论建议使用初始浓度为10 m M(0.146 0%)的脂肪酸可以消除液膜中各种抑制转移的现象。
加入脂肪酸的另一个作用是,加速SO2的吸收,和先前讨论的一样,它扩大了反应器中气液的接触面积。使用复杂的光学仪器,可以很明显地发现吸收器和浆液池中由于泡沫的原因而使接触面积扩大。
2.2 己二酸
J.C.S.Chang等试验研究得出,向石灰石浆液中添加己二酸,可使脱硫率增加10%。1986年Mobley通过诸多方面的分析提出己二酸为最好的脱硫添加剂。
吴忠标[2]等在己二酸强化石灰石浆液脱硫工艺过程的研究中,得出了以下的实验结果。
a)脱硫率η随时间t的延长呈线性下降,但添加己二酸后下降速度明显变缓,同时不同C时的下降速率相近;
b)己二酸的加入明显提高了脱硫率,同一时刻下,C越大,对应的脱硫率η越高。当C分别为0.075%、0.15%和0.3%时,对应的脱硫率η比无添加剂时分别提高约5%、10%和12%。
c)入塔浆液p H值随时间t的延长,呈下降趋势。加入己二酸后,入塔浆液p H值随时间t的下降变缓,且己二酸的添加浓度C越高,p H值变化越小。特别在60 min后,加入己二酸后,p H值的变化较小,而未加添加剂时p H值变化较大。这说明,己二酸的加入,大大缓冲了浆液p H值的下降,从而加快了传质-反应速率,有利于提高脱硫率η和吸收剂的利用率a。
2.3 混合酸(DBA)
在国外,尤其是美国,DBA强化烟气脱硫过程获得了广泛应用,早在1986年以前就有11个电站已用或要用DBA作添加剂提高了脱硫率,并且降低了成本。如Southwest电站通过添加DBA使平均脱硫率由26%提高到82%以上,系统的可靠性也由40%提高到了95%以上。
DBA是3种二元羧酸的混合物:琥珀酸(n=2),戊二酸(n=3),脂肪酸(n=4)。DBA是己二酸生成过程中的副产品(己二酸主要用于尼龙的生产)。类似于可溶性的亚硫酸盐,DBA通过提供足够的浆液碱度去中和所吸收的SO2,以提高SO2的脱除率。当SO2被浆液吸收后,DBA通过吸收正离子(H+)而起作用。
Jan B.W.Frandsen等人的研究表明三种酸对于SO2的去除速率没有明显的影响,所以这些酸的作用相当于DBA混合物的一种所产生的作用。但是,缓冲剂的降解速率可能改变。使用三种酸中的任何一种,当缓冲剂的浓度由0 m M~3 m M时,总脱硫率迅速从0.86增加到0.89。当缓冲剂的浓度大于3 m M(0.043 8%)时,总脱硫率几乎没有改变。这样,借助于模型,缓冲剂或DBA的浓度稳定为3 m M~4 m M(0.043 8%~0.058 4%)时,已经足够降低液相传质的抑制,而只是影响总的SO2的去除率,这和实验结果非常吻合。最大的SO2去除速率在石灰浆中的脂肪酸浓度为0 m M~3 m M(0%~0.043 8%)时取得。这三种缓冲剂都可以迅速降低剩余石灰石含量,当它们的浓度增加时,缓冲剂浓度由0 m M~1.5 m M(0%~0.021 9%)时,剩余石灰石的含量由5.2%减少到2.0%.当缓冲剂浓度由1.5 m M(0.021 9%)增加到10 m M(0.146 0%)时,剩余石灰石含量只降低了1.5%。由模型可得能够最大限度地增加石灰石分解速率的石灰浆中的缓冲剂浓度小于2 m M(0.029 2%)。在使用脂肪酸的实验中,最大限度地降低剩余石灰石含量(4.6%~1.9%),在石灰流中的脂肪酸浓度为1 m M(0.014 6%)时取得,这一结果的实验数据与模型数据同样吻合。
3 结语
添加有机酸添加剂后能够较好地减缓脱硫浆液p H值的降低过程,从而通过减少液相传质阻力和气相传质阻力,同时能促进碳酸钙的溶解并减缓浆液p H值的下降,从而提高脱硫效率。添加剂的浓度、浆液的p H值、添加剂的种类对系统脱硫率的增强效果是不同的。使用脂肪酸和DBA对SO2去除率效果近似,但是DBA中三种酸的共同作用可以减小缓冲剂的降解速率。己二酸对脱硫剂的强化作用是三种酸中最强的,可有效提高脱硫率和吸收剂的利用率,从而进一步降低脱硫运行成本。
参考文献
[1]袁翀.湿法烟气脱硫添加剂的实验研究[J].江苏环境科技,2007,4(2):27-28.
传质效率 第7篇
本文以氧、氮、二氧化碳, 及他们的二元和三元混合气为目标气体, 系统研究了多元混合气体在硅橡胶膜中的渗透传质行为, 由于硅橡胶膜是工业上应用较多的一类气体分离膜, 因此该研究对膜分离系统的设计具有重要的借鉴作用。
1 实验部分
1.1 试剂和仪器
试剂:正硅酸乙酯 (TEOS) , 化学纯, 中国医药集团上海化学试剂有限公司;PDMS (分子量7～8万) , 上海树脂厂;二丁基二月桂酸锡 (DBTDL) , 上海东懿试剂公司;正庚烷, 分析纯, 上海试四赫维化工有限公司;醋酸纤维素微滤膜 (CA) , 平均孔径0.25μm, 上海新亚气体净化设备公司;氮气 (>99% (v/v) ) 、氧气 (>99% (v/v) ) 、二氧化碳 (99% (v/v) ) 和三者不同配比混合气, 南京通广气体有限公司。
仪器:6890N气相色谱仪, 美国Agilent公司;S-800扫描电镜 (SEM) , 日本Hitachi公司。
1.2 气体分离膜的制备
将PDMS和一定比例的TEOS、DBTDL溶于正庚烷中, 配制成质量浓度为5%的制膜液。将该溶液浇铸在预先放置在特制的成膜容器内的CA膜上, 在空气中放置一段时间, 随着溶剂的挥发, PDMS慢慢交联成膜, 然后将膜置于真空烘箱中, 真空60℃条件下, 加热6h完成交联, 得到干膜。
1.3 膜结构表征
将干膜试样在液氮中脆断, 用扫描电镜观察膜断面结构。图1为PDMS/CA复合膜的断面SEM照片, 由图可看出, PDMS层为致密均质层, 厚约14μm, 而CA层呈多孔结构, 平均孔径0.25μm左右。因此气体在膜中的渗透传质完全取决于PDMS层, CA层仅起到机械支撑作用。
1.4 气体渗透实验
采用恒压变容法测试气体在PDMS膜中的渗透性能。膜有效面积为64cm2, 测试气体由气体钢瓶提供, 通过稳压阀调节进气压力, 透过侧与大气相通, 通过控温装置保证测试在相同温度下进行。采用皂泡流量计和气体流量计测试渗透气通量, 测试过程中渗透气通量与进气量之比控制在0.5%以下, 以减少浓差极化的影响。
进气和透过气的组成由气相色谱仪来测定, 色谱测试条件:检测器:TCD;色谱分析柱:钝化处理过的不锈钢填充柱 (长2m, 内径0.32 cm, 填充相TDX-01) ;温度:柱箱70℃, 进样口70℃, 检测器 180℃。
2 结果与讨论
2.1 单组分气体在PDMS中的渗透传质过程
实验测试了不同压差时, O2、N2 和CO2在PDMS膜中的渗透通量。如图2所示, 三种单组分气体的渗透通量都随着压差的升高而提高, 且相对增量大小顺序为:CO2>O2>N2。通常气体在致密均质膜中的渗透行为可由溶解——扩散模型来描述, 也就是说, 气体的渗透系数由其在膜中的溶解度系数和扩散系数决定[13]。橡胶态高分子膜PDMS的分子间作用力较弱, 链段间隙分布较宽, 因此其分子筛分能力弱, 易溶解组分更易渗透过膜。因此气体在PDMS膜中的渗透系数大小主要由其在膜中溶解度系数所决定[2,6,8]。对于不易溶解组分O2和N2, 溶解度系数不随压力变化, 而扩散系数随压力的提高略有降低, 这是由于橡胶态膜受压易变得更为致密所致。与之相反, 易溶解组分CO2的溶解度系数随压力的提高而上升, 虽然其扩散系数也会随压力的升高而下降, 但其下降幅度要小于O2 和N2[2,4]。因此在PDMS膜中, 随着压力的升高, CO2渗透通量增加量要高于O2和N2, 也就是说, 相对O2和N2, CO2是快气组分;而O2相对N2也是快气组分。
2.2 二元混合气体在PDMS中的渗透传质过程
图3为不同压差下, 二元混合气O2-N2, CO2-N2和O2-CO2的渗透通量。由图可知, 三种混合气的渗透通量都随着压差的升高而增加, 而且随着混合气中快气组分含量的增加而增加。此外, 对含有O2的混合气而言, 在相同的比例下, 另一组分为快气组分 (CO2) 时的通量远高于另一组分为慢气组分 (N2) 时的通量。
透过气中O2的体积分率随压差和进气组成的变化趋势如图4所示, 对于O2-N2二元混合气, O2在透过气中体积分率随着压差的升高而上升;而在O2-CO2二元混合气中, O2在透过气中体积分率却随着压差的升高而下降。后续的渗透实验也表明, 对含N2的二元混合气, N2在透过气中的体积分率随着压差的升高而下降, CO2的变化趋势与N2相反, 说明提高压差更有利于快气组分的透过。由图4也可知, 透过气中快气的体积分率高于其在进气中的体积分率, 表明快气在渗透竞争中处于有利地位, 在透过侧实现富集[2]。
在实验中, 我们测试了不同组成的含氧混合气渗透过膜时O2的渗透系数。如图5所示, O2以混合气形态在膜中渗透传递时, 其渗透系数不再是一个恒定值, 而是随组成和压差的变化而变化, 由此证明当某一组分以混合态形式渗透过膜时, 因受到其他组分的影响, 其渗透传质过程会发生一定程度的改变。
2.3 三元混合气体在PDMS中的渗透传质过程
在二元混合气渗透实验的基础上, 考察了三元混合气渗透传质情况。三元混合气在PDMS膜中渗透传递时, 任一组分的渗透传质过程都要受到另外两个组分的影响。我们在实验中测试了不同比例的O2, N2和CO2三元混合气在PDMS膜中的渗透传质数据。由图6可知, 混合气的渗透通量都随着压差的提高而增加, 且快气占的比重越大, 渗透通量越大;图7为进气比例为15.3%O2, 62.1%N2, 22.7%CO2时, 透过气中各组分的体积分率随压差的变化情况, 随着压差的提高, 透过气中慢气组分N2的体积分率下降, 快气组分CO2的体积分率上升, 而渗透能力介于两者之间的O2的体积分率略有降低。
表1为不同比例的三元混合气渗透过膜时, 透过气中各组分体积分率的变化情况。由表1可知, 透过气中N2的体积分率总是低于其在进气中的体积分率, 而CO2的变化趋势与之相反。有趣的是, 透过气中O2的体积分率可能高于也可能低于其在进气中的体积分率, 取决于混合气中另二个组分N2和CO2的比率关系以及他们对O2渗透传质的影响程度。
3 结 论
本文通过实验系统研究了O2, N2 和CO2单组分、二元混合气和三元混合气在PDMS膜中渗透传质行为, 得到如下结论:
(1) 单组分和混合气的渗透通量都随着压差的升高而增加, 而且混合气的渗透通量随进气中快气组分含量的增加而增加。
(2) 快气组分在透过气中的含量随着压差的升高而上升, 且在透过气中所占的体积分率高于其在进气中的体积分率, 慢气组分的变化趋势与之相反。对三元混合气而言, 透过气中O2的体积分率变化情况取决于混合气中另二个组分N2和CO2的比例关系。
摘要：以O2、N2和CO2单组分及其多元混合气为目标气体, 系统研究了他们在硅橡胶膜中的渗透传质行为, 考察了压差和进气组成等因素对渗透通量和透过气组成的影响。实验结果表明, 气体渗透通量随着压差的升高而增加, 渗透快的气体在透过气中的含量也随着压差的升高而增加;透过气中慢气N2的体积分率总是低于其在进气中的体积分率, 快气CO2的变化与之相反, 而透过气中O2的体积分率可能高于也可能低于其在进气中的体积分率, 取决于混合气中其他组分的性质及相互比例关系。