耗氧型惰化系統(tǒng)反應(yīng)器性能理論

謝輝輝， 馮詩愚,*， 彭孝天， 潘俊， 王洋洋

(1. 南京航空航天大學(xué)航空學(xué)院飛行器環(huán)境控制與生命保障工業(yè)和信息化部重點實驗室, 南京 210016；2. 中國航空工業(yè)集團有限公司南京機電液壓工程研究中心航空機電系統(tǒng)綜合航空科技重點實驗室， 南京 211106)

燃油箱的防火抑爆能力不僅關(guān)系到飛機生存能力和易損性，同時也關(guān)系到飛機利用率、成本和乘客生命安全[1]。因此，無論對于軍機還是民機，都必須采用有效措施來防止油箱燃爆事故發(fā)生。從20世紀70年代后期，通過機載設(shè)備制取惰化氣體的機載惰化技術(shù)發(fā)展十分迅速，相對于攜帶惰化氣體方式而言，后勤保障要求低，且能實現(xiàn)飛行過程中始終保持低于支持燃油燃燒的極限氧濃度，但該系統(tǒng)需要大量引氣，膜分離組件成本昂貴、壽命低。

作為世界航空技術(shù)的最前沿陣地，美國的相關(guān)科研機構(gòu)和廠商一直致力于研究新型的燃油箱防爆技術(shù)，以克服中空纖維膜應(yīng)用的不足，例如冷卻惰化技術(shù)[2]、吸附惰化[3]、耗氧型惰化[4]，而耗氧型惰化由于其流程簡單、效率高，被認為是下一代最可能得到實際應(yīng)用的新型惰化系統(tǒng)，其代表性的技術(shù)有派克宇航公司的綠色催化惰化技術(shù)和霍尼韋爾公司的蒸發(fā)催化惰化技術(shù)[5-8]。2013年，美軍成功地在UH-60(黑鷹)上進行了綠色惰化技術(shù)的試飛驗證，也在美國聯(lián)邦航空管理局(FAA)大西城實驗室的環(huán)境模擬倉進行了全飛行包線模擬[9-10]，并計劃于2020年后向市場推廣。

為了突破國外技術(shù)壁壘，南京機電液壓工程研究中心和南京航空航天大學(xué)從2014年開始，率先在國內(nèi)對新型惰化技術(shù)展開了研究，在國外綠色惰化技術(shù)的基礎(chǔ)上，提出了一種3CIS惰化技術(shù)(low temperature Controllable oxygen Consumed Catalytic Inerting System)，其原理是將油箱上部燃油蒸汽混合物預(yù)熱后通入反應(yīng)器，在催化劑的作用下，燃油蒸汽被氧化成水和二氧化碳，氧氣被消耗，反應(yīng)后的低氧含量氣體再次被送入油箱上部，從而降低燃油箱氣體中的氧含量，達到惰化的目的。

反應(yīng)器作為3CIS系統(tǒng)核心部件，對惰化效率有很大影響。催化燃燒的反應(yīng)器常見有固定床、蜂窩陶瓷載體、金屬基載體幾種[11]，后兩種的催化劑為一塊整體，在載體中有許多微小通道，催化劑活性成分負載在通道上，接觸面積大、催化效率高、壓降低[12]，但其設(shè)計難度大。固定床式反應(yīng)器中填充有催化劑顆粒，結(jié)構(gòu)簡單、可靠性強，因此也被廣泛使用，但是由于導(dǎo)熱性差的非金屬氧化物構(gòu)成的催化劑載體之間為點接觸，所以床層間的導(dǎo)熱性差，可能會產(chǎn)生飛溫現(xiàn)象。

與化學(xué)工業(yè)中反應(yīng)器不同的是，后者通常工作在穩(wěn)定工況下，高效率是其追求的主要指標，而產(chǎn)物的溫度、設(shè)備的重量體積等則為次要指標。但是3CIS系統(tǒng)中，由于氧氣在惰化過程中不斷被消耗，燃油蒸汽濃度又與油箱溫度和載油量有關(guān)，所以進口反應(yīng)物組成在整個惰化過程中變化極大，為了消除對燃油箱的潛在安全隱患，因此保證反應(yīng)器出口氣體溫度在燃油自燃溫度以下是設(shè)計的主要指標，而重量和尺寸的要求也十分嚴格，但是對效率的追求則是次要指標。

由于反應(yīng)器中存在催化反應(yīng)、氣體流動和傳熱等復(fù)雜因素的耦合，且3CIS系統(tǒng)中反應(yīng)器尺寸較小，如果通過實驗測量內(nèi)部參數(shù)變化和溫度分布難度和代價較大。隨著計算機的發(fā)展，CFD作為一種有效科學(xué)的手段早已經(jīng)廣泛用于反應(yīng)器的仿真。Benedettoa等[13]建立了二維的甲烷催化燃燒CFD模型，并耦合了流體流動與化學(xué)反應(yīng)過程來討論不同壓力對反應(yīng)速率、甲烷轉(zhuǎn)化率以及反應(yīng)器內(nèi)溫度的影響。Smith等[14]利用Fluent建立了低溫水氣變換反應(yīng)固定床模型，對4種不同的化學(xué)反應(yīng)動力學(xué)進行模擬，但是這些模擬中認為催化劑固相和氣體始終處于熱平衡狀態(tài)，這與實際過程存在一定差異。Gao等[15]對固定床反應(yīng)器中流動行為及一氧化碳生成草酸二乙酯(DEO)的催化反應(yīng)進行模擬研究，并采用兩溫度多孔介質(zhì)模型，結(jié)果表明預(yù)測結(jié)果與實驗重合度較熱平衡模型高。

本文首先通過實驗測量了催化劑反應(yīng)速率隨溫度和物料濃度的變化關(guān)系，基于阿倫尼烏斯關(guān)系式回歸出相關(guān)系數(shù)，然后通過用戶自定義變量(UDS)添加固相能量方程，用戶自定義函數(shù)(UDF)添加催化反應(yīng)，采用多孔介質(zhì)兩溫度模型對3CIS系統(tǒng)中的反應(yīng)器在不同燃油蒸汽濃度、不同流速下的內(nèi)部溫度分布、出口產(chǎn)物組成、反應(yīng)器效率等進行了模擬分析。

1 催化劑性能測試實驗

催化劑的性能需要通過實驗的方式進行測定，圖1給出了實驗流程圖，采用微量注射泵將燃油注入混合器中，通過調(diào)整3種氣體的流量，來調(diào)節(jié)反應(yīng)氣體的濃度，并在混合器中與燃油混合，在加熱器中將其溫度調(diào)整至所需的溫度后進入石英反應(yīng)器，反應(yīng)后的產(chǎn)物通過離子火焰檢測器和氣相色譜來檢定其成分。

在石英反應(yīng)器內(nèi)，催化劑的裝填量為5 mL，反應(yīng)氣體流量為5 000 mL/min，空速為60 000 h-1,壓力為常壓，RP-3濃度保持0.48%，改變氧氣濃度為2%、4.5%、7.5%、10%、12.5%和15%，分別測試反應(yīng)溫度為170、180、190和200℃時的反應(yīng)速率。由于催化劑用量非常少，反應(yīng)器直徑很小，可認為不存在縱向和橫向的溫度梯度和反應(yīng)物的濃度梯度，測試結(jié)果如圖2所示，當氧氣濃度低于10%時，反應(yīng)速度與氧氣濃度呈近似線性關(guān)系，當氧濃度高于10%時，反應(yīng)速率與氧氣濃度幾乎無關(guān)。

控制氧氣濃度為10%，調(diào)整RP-3濃度為0.13%、0.26%、0.48%、0.7%、0.9%和1.5%，測試結(jié)構(gòu)如圖3所示，從圖中可見，在實驗溫度范圍內(nèi)反應(yīng)溫度為170、 180、190和200℃時的反應(yīng)速率隨燃油濃度增加而線性上升，屬一級依賴關(guān)系。

采用阿倫尼烏尼斯公式，聯(lián)立圖2和圖3數(shù)據(jù)求出活化能、指數(shù)前因子，得到反應(yīng)動力學(xué)方程為

(1)

圖1 催化劑性能測試實驗Fig.1 Catalyst performance test experiment

圖2 不同氧氣濃度下反應(yīng)速率隨溫度變化Fig. 2 Variation of reaction rate with temperature at different oxygen concentrations

圖3 不同溫度下反應(yīng)速率隨RP-3濃度變化Fig.3 Variation of reaction rate with RP-3 concentration at different temperatures

式中：CRP-3為RP-3的物質(zhì)的量濃度；CO2為氧氣的物質(zhì)的量濃度；XO2為氧氣體積分數(shù)；Rr為RP-3的反應(yīng)速率；R為理想氣體常數(shù)；Tf為氣相溫度。

2 物理模型及控制方程

2.1 物理模型

反應(yīng)器結(jié)構(gòu)和尺寸如圖4所示，內(nèi)部空間分為3個部分，其中中間為顆粒狀催化劑隨機堆積而成的催化床層。

從燃油箱中抽出的燃油蒸汽混合物被加熱后進入反應(yīng)器在催化床層中發(fā)生化學(xué)反應(yīng)生成水蒸氣和二氧化碳，并釋放熱量。RP-3燃油其氫質(zhì)量分數(shù)為14.46%，分子式可簡化為C7.12H14.16，分子量為141 g/mol,其化學(xué)反應(yīng)方程為

圖4 催化反應(yīng)器結(jié)構(gòu)Fig.4 Catalytic reactor structure

C7.12H14.16+10.74O2=7.12CO2+7.23H2O

(2)

燃燒熱值為43.53 MJ/kg。反應(yīng)器內(nèi)部主要參數(shù)由表1列出。

表1 反應(yīng)器催化床主要參數(shù)Table 1 Main parameters of reactor catalytic bed

2.2 控制方程和邊界條件

本研究中，對反應(yīng)器模型提出以下幾點假設(shè)。

1) 由于催化劑顆粒的直徑很小，將反應(yīng)器催化床孔隙率視為常值，并且催化劑內(nèi)化學(xué)性質(zhì)均一，將模型簡化為擬均相模型。

2) 催化床為多孔介質(zhì)，添加動力阻力項。

3) 反應(yīng)氣體為不可壓縮氣體，適用理想氣體方程。

4) 由于化學(xué)反應(yīng)發(fā)生在催化劑顆粒表面以及內(nèi)部孔隙中，認為化學(xué)反應(yīng)熱全部由固相吸收，通過氣固相傳熱達到平衡。

5) 采用氣-固相局部熱平衡，在多孔介質(zhì)中添加固體能量方程和熱傳遞方程。

6) 反應(yīng)物的體積力對流場分布影響小，因此可忽略不計。

在仿真中采用Fluent 17.0多孔介質(zhì)模型來簡化反應(yīng)器床層復(fù)雜無規(guī)律的空隙通道，實際上是給氣體添加額外的動量源項來表征催化劑顆粒給氣體帶來的阻礙作用。采用UDS在多孔介質(zhì)區(qū)域添加固相能量方程，化學(xué)反應(yīng)通過UDF給對應(yīng)的組分添加質(zhì)量源項表征化學(xué)反應(yīng)中各組分濃度的變化，化學(xué)反應(yīng)熱以能量源項形式添加給固相能量方程，并通過傳熱作用將熱量傳遞給氣相。以下為多孔介質(zhì)區(qū)域主要控制方程。

氣相質(zhì)量守恒:

(3)

式中：γ為催化床孔隙率；ρg為氣相密度；v為氣體速度。

氣相動量方程為

(4)

式中：τ為剪切應(yīng)力；P為氣相壓力；S為動量源項，表達式為

(5)

式中：μg為氣體動力黏度；dp為催化劑顆粒直徑。

氣相狀態(tài)方程為

(6)

式中：Yi為氣相第i組分質(zhì)量分數(shù)；Mi為氣相第i組分摩爾質(zhì)量。

組分運輸方程為

(7)

式中：Ri為第i組分的質(zhì)量源項；Nr為組分的序號；Ji為氣相第i組分的質(zhì)量擴散：

(8)

其中：Di,m為氣相第i組分質(zhì)量擴散系數(shù)；μt為湍流黏度；Sct為湍流施密特數(shù)。

氣相能量方程為

(9)

式中：Ef為氣體能量；kf為氣相導(dǎo)熱系數(shù)；Ts為固相溫度；Cp.g為氣相比熱容；hi為氣相第i組分焓變；hv為氣固相對流傳熱系數(shù)。

固相能量方程為

hv(Ts-Tf)+ΦR

(10)

式中：ρs為固相密度；ks為固相導(dǎo)熱系數(shù)；ΦR為化學(xué)反應(yīng)放熱；Cp·s為固定相比熱容。

氣固相對流傳熱系數(shù)為

(11)

式中：Db為反應(yīng)器管徑；Re為雷諾數(shù)；Nur為努塞爾數(shù)；Pr為普朗特數(shù)；kg為氣相導(dǎo)熱系數(shù)。

Guardo等[16]在Fluent 6.0平臺上使用5種不同的湍流模型:Spalart-Allmaras 模型,k-ω模型, 標準k-ε模型, Realizablek-ε模型和RNGk-ε模型來研究湍流模型對固定床壁面?zhèn)鳠岬挠绊?，研究表明使用Spalart-Allmaras 模型更真實反映氣體在復(fù)雜的床層間流動情況。湍流方程為

(12)

在入口處使用質(zhì)量流量入口邊界條件，規(guī)定了入口氣體的質(zhì)量流量、溫度、各組分摩爾分數(shù)、壓力，出口采用壓力出口邊界條件。

壁面條件采用對流熱傳導(dǎo)邊界條件，認為惰化系統(tǒng)中環(huán)境溫度為40℃，反應(yīng)器外壁面對流傳熱系數(shù)為50 W·m-2·s-1。

3 仿真結(jié)果與分析

3.1 網(wǎng)格無關(guān)性驗證

反應(yīng)器采用軸對稱模型，將三維模型簡化為兩維。為了證明網(wǎng)格的數(shù)量滿足仿真要求，分別采用5套不同網(wǎng)格來計算氣體通過反應(yīng)器產(chǎn)生的壓降，結(jié)果如圖5所示。75×150網(wǎng)格數(shù)量已滿足要求，因此采用此數(shù)量網(wǎng)格進行仿真。

圖5 網(wǎng)格數(shù)量與反應(yīng)器壓降關(guān)系Fig.5 Relationship between number of grids and reactor pressure drop

3.2 反應(yīng)器靜態(tài)特性

改變反應(yīng)器進口氧氣濃度與RP-3濃度，固定氣體流速為1 m/s，反應(yīng)溫度為210℃，得到不同操作條件下的RP-3轉(zhuǎn)化率，如圖6所示。由圖6可知，在相同RP-3濃度下，增大氧氣濃度，轉(zhuǎn)化率也隨之增加，當氧氣濃度大于某個值時，轉(zhuǎn)化率不再隨著氧氣濃度增加而增加(將這個值命名為氧濃度飽和值)。在RP-3濃度為0.13%～0.48%條件下，氧濃度飽和值大約在12%左右，而隨著RP-3濃度增加，氧濃度飽和值會增加。在小于不同RP-3濃度對應(yīng)飽和值的氧氣濃度區(qū)間內(nèi)，如圖中氧氣濃度為6%～10%時，對于相同氧濃度值，增加RP-3濃度會降低轉(zhuǎn)化率；而在大于RP-3濃度對應(yīng)飽和值的氧氣濃度區(qū)間內(nèi)，有相反的特性。

固定RP-3濃度為0.26%，氧氣濃度為15%，改變溫度與氣體流速得到圖7數(shù)據(jù)?？芍诓煌瑲怏w流速下，隨著溫度增加轉(zhuǎn)化率增加率不同。流速較小時溫度對轉(zhuǎn)化率的促進作用要強于流速較大時；RP-3轉(zhuǎn)化率隨反應(yīng)溫度增加而增加，當反應(yīng)溫度在240℃以上時，RP-3轉(zhuǎn)化率增加緩慢甚至幾乎不變，由于催化劑設(shè)計時希望最佳工作溫度不超過200℃左右且反應(yīng)動力學(xué)方程主要由170～200℃工況下的實驗數(shù)據(jù)擬合，對于阿倫尼烏斯公式擬合的反應(yīng)動力學(xué)方程其仿真結(jié)果在溫度較高時誤差有所增大，因此其表現(xiàn)為反應(yīng)當溫度遠離200℃時，溫度對化學(xué)反應(yīng)的促進作用衰減。

圖6 RP-3轉(zhuǎn)化率與反應(yīng)物濃度關(guān)系Fig.6 Relationship between RP-3 conversion rate and reactant concentration

3.3 反應(yīng)器內(nèi)溫度及各組分濃度動態(tài)特性

假設(shè)進入反應(yīng)器的燃油蒸汽混合物被預(yù)熱到150℃，賦予反應(yīng)器初始溫度150℃，RP-3濃度為0.26%,氧氣濃度為15%，氣體流速為1 m/s，研究反應(yīng)器被充分預(yù)熱后其內(nèi)部氣-固相溫度及RP-3濃度變化過程。圖8和圖9分別給出了反應(yīng)器在80 s時刻的氣體溫度云圖以及RP-3濃度云圖。圖10出了t=40,80,120 s時刻對應(yīng)的催化床軸向氣固溫度。圖11給出了3個時刻的RP-3濃度沿反應(yīng)器軸向變化曲線。圖12、圖13分別給出了0～120 s時間內(nèi)催化床3個截面的氣相平均溫度及RP-3濃度變化曲線。

由圖10和圖11可以看出，由于反應(yīng)熱被固相吸收，固相溫度大于氣相溫度。40 s時刻由于催化床溫度較低，反應(yīng)較為緩慢，RP-3轉(zhuǎn)化率低;到了80 s時刻反應(yīng)加劇，溫度沿著床層迅速增加，軸線上的RP-3被完全消耗，熱點位于催化床后端；120 s時刻，由于反應(yīng)器催化床的導(dǎo)熱性差，催化床后端溫度持續(xù)上升，催化床前后溫差巨大。由圖12得出反應(yīng)器出口溫度在80 s后增加迅速，出現(xiàn)飛溫現(xiàn)象。由圖13可以看出，反應(yīng)器在X=0.075m處轉(zhuǎn)化率一直處于較低水平，即反應(yīng)器只有后半段工作效率高。

圖8 t=80 s時刻反應(yīng)器內(nèi)氣體溫度云圖Fig.8 Gas temperature contour in reactor at t=80 s

圖9 t=80 s時刻反應(yīng)器內(nèi)RP-3濃度云圖Fig 9 RP-3 concentration contour in reactor at t=80 s

圖10 不同時刻催化床軸線處溫度分布Fig.10 Temperature distribution at axis of catalytic bed at different moments

圖11 不同時刻反應(yīng)器軸線處RP-3濃度分布Fig.11 RP-3 concentration distribution at reactor axis at different moments

圖12 不同截面處氣相溫度隨時間變化Fig.12 Variation of gas phase temperature at different cross-sections with time

圖13 不同截面處RP-3平均濃度隨時間變化Fig.13 Variation of average concentration of RP-3 at different cross-sections with time

圖14 t=80 s時刻催化床不同軸向處RP-濃度Fig.14 RP-3 concentration in different axial positions of catalytic bed at t=80 s

圖15 t=80 s時刻催化床不同軸向處徑向溫度Fig.15 Radial temperature in different axial positions of catalytic bed at t=80 s

圖14和圖15給出了t=80 s時刻不同軸向處的RP-3濃度和徑向溫度分布?？梢园l(fā)現(xiàn)靠近反應(yīng)器外壁處，由于邊界的黏性作用以及外壁自然對流對熱量的損失，加之催化床的導(dǎo)熱性差，溫度難以向壁面?zhèn)鬟f，造成中心處的溫度遠高于靠近外壁處；不均勻的溫度又造成RP-3濃度在徑向上有巨大差異。由圖15可知，化學(xué)反應(yīng)主要發(fā)生在靠近反應(yīng)器軸線的位置。

4 結(jié) 論

通過UDS添加固相能量方程，以UDF源項形式添加化學(xué)反應(yīng)的方式，以多孔介質(zhì)模型來代替復(fù)雜的顆粒催化床，建立了氣-固耦合傳熱的反應(yīng)器，對耗氧惰化系統(tǒng)中的反應(yīng)器進行仿真，得出以下結(jié)論。

1) 當達到氧濃度飽和值，增加氧氣濃度將不對RP-3轉(zhuǎn)化起促進作用；在小于氧濃度飽和值的氧氣濃度區(qū)間內(nèi)，RP-3濃度越大，轉(zhuǎn)化率越低，在大于氧濃度飽和值的氧氣濃度區(qū)間內(nèi)，RP-3濃度越小，轉(zhuǎn)化率越低。

2) 反應(yīng)過程中，熱點位于靠近催化床出口位置，隨著時間推移，RP-3轉(zhuǎn)化率迅速增加，因此不采取額外的冷卻措施，反應(yīng)器將飛溫。

3) 化學(xué)反應(yīng)主要發(fā)生在反應(yīng)器的后半段，且靠近反應(yīng)器軸線處，使催化床的溫度均勻分布對提高反應(yīng)器效率有重要意義。

本文將反應(yīng)器作為獨立的對象，未充分與惰化系統(tǒng)聯(lián)系且反應(yīng)器有飛溫現(xiàn)象，因此后續(xù)工作將重點解決飛溫現(xiàn)象，并與系統(tǒng)聯(lián)系起來展開進一步研究。