耗氧型惰化系統反應器性能理論

謝輝輝， 馮詩愚,*， 彭孝天， 潘俊， 王洋洋

(1. 南京航空航天大學航空學院飛行器環境控制與生命保障工業和信息化部重點實驗室, 南京 210016；2. 中國航空工業集團有限公司南京機電液壓工程研究中心航空機電系統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系到飛機生存能力和易損性，同時也關系到飛機利用率、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生。從20世紀70年代后期，通過機載設備制取惰化氣體的機載惰化技術發展十分迅速，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。

作為世界航空技術的最前沿陣地，美國的相關科研機構和廠商一直致力于研究新型的燃油箱防爆技術，以克服中空纖維膜應用的不足，例如冷卻惰化技術[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用的新型惰化系統，其代表性的技術有派克宇航公司的綠色催化惰化技術和霍尼韋爾公司的蒸發催化惰化技術[5-8]。2013年，美軍成功地在UH-60(黑鷹)上進行了綠色惰化技術的試飛驗證，也在美國聯邦航空管理局(FAA)大西城實驗室的環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。

為了突破國外技術壁壘，南京機電液壓工程研究中心和南京航空航天大學從2014年開始，率先在國內對新型惰化技術展開了研究，在國外綠色惰化技術的基礎上，提出了一種3CIS惰化技術(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熱后通入反應器，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。

反應器作為3CIS系統核心部件，對惰化效率有很大影響。催化燃燒的反應器常見有固定床、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]，但其設計難度大。固定床式反應器中填充有催化劑顆粒，結構簡單、可靠性強，因此也被廣泛使用，但是由于導熱性差的非金屬氧化物構成的催化劑載體之間為點接觸，所以床層間的導熱性差，可能會產生飛溫現象。

與化學工業中反應器不同的是，后者通常工作在穩定工況下，高效率是其追求的主要指標，而產物的溫度、設備的重量體積等則為次要指標。但是3CIS系統中，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，所以進口反應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，因此保證反應器出口氣體溫度在燃油自燃溫度以下是設計的主要指標，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。

由于反應器中存在催化反應、氣體流動和傳熱等復雜因素的耦合，且3CIS系統中反應器尺寸較小，如果通過實驗測量內部參數變化和溫度分布難度和代價較大。隨著計算機的發展，CFD作為一種有效科學的手段早已經廣泛用于反應器的仿真。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反應過程來討論不同壓力對反應速率、甲烷轉化率以及反應器內溫度的影響。Smith等[14]利用Fluent建立了低溫水氣變換反應固定床模型，對4種不同的化學反應動力學進行模擬，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，這與實際過程存在一定差異。Gao等[15]對固定床反應器中流動行為及一氧化碳生成草酸二乙酯(DEO)的催化反應進行模擬研究，并采用兩溫度多孔介質模型，結果表明預測結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速率隨溫度和物料濃度的變化關系，基于阿倫尼烏斯關系式回歸出相關系數，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(UDF)添加催化反應，采用多孔介質兩溫度模型對3CIS系統中的反應器在不同燃油蒸汽濃度、不同流速下的內部溫度分布、出口產物組成、反應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，通過調整3種氣體的流量，來調節反應氣體的濃度，并在混合器中與燃油混合，在加熱器中將其溫度調整至所需的溫度后進入石英反應器，反應后的產物通過離子火焰檢測器和氣相色譜來檢定其成分。

在石英反應器內，催化劑的裝填量為5 mL，反應氣體流量為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%，分別測試反應溫度為170、180、190和200℃時的反應速率。由于催化劑用量非常少，反應器直徑很小，可認為不存在縱向和橫向的溫度梯度和反應物的濃度梯度，測試結果如圖2所示，當氧氣濃度低于10%時，反應速度與氧氣濃度呈近似線性關系，當氧濃度高于10%時，反應速率與氧氣濃度幾乎無關。

控制氧氣濃度為10%，調整RP-3濃度為0.13%、0.26%、0.48%、0.7%、0.9%和1.5%，測試結構如圖3所示，從圖中可見，在實驗溫度范圍內反應溫度為170、 180、190和200℃時的反應速率隨燃油濃度增加而線性上升，屬一級依賴關系。

采用阿倫尼烏尼斯公式，聯立圖2和圖3數據求出活化能、指數前因子，得到反應動力學方程為

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

2 物理模型及控制方程

2.1 物理模型

反應器結構和尺寸如圖4所示，內部空間分為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器在催化床層中發生化學反應生成水蒸氣和二氧化碳，并釋放熱量。RP-3燃油其氫質量分數為14.46%，分子式可簡化為C7.12H14.16，分子量為141 g/mol,其化學反應方程為

圖4 催化反應器結構Fig.4 Catalytic reactor structure

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

(2)

燃燒熱值為43.53 MJ/kg。反應器內部主要參數由表1列出。

表1 反應器催化床主要參數Table 1 Main parameters of reactor catalytic bed

2.2 控制方程和邊界條件

本研究中，對反應器模型提出以下幾點假設。

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

2) 催化床為多孔介質，添加動力阻力項。

3) 反應氣體為不可壓縮氣體，適用理想氣體方程。

4) 由于化學反應發生在催化劑顆粒表面以及內部孔隙中，認為化學反應熱全部由固相吸收，通過氣固相傳熱達到平衡。

5) 采用氣-固相局部熱平衡，在多孔介質中添加固體能量方程和熱傳遞方程。

6) 反應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多孔介質模型來簡化反應器床層復雜無規律的空隙通道，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在多孔介質區域添加固相能量方程，化學反應通過UDF給對應的組分添加質量源項表征化學反應中各組分濃度的變化，化學反應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。以下為多孔介質區域主要控制方程。

氣相質量守恒:

(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。

氣相狀態方程為

(6)

式中：Yi為氣相第i組分質量分數；Mi為氣相第i組分摩爾質量。

組分運輸方程為

(7)

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

(8)

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

氣相能量方程為

(9)

式中：Ef為氣體能量；kf為氣相導熱系數；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。

固相能量方程為

hv(Ts-Tf)+ΦR

(10)

式中：ρs為固相密度；ks為固相導熱系數；ΦR為化學反應放熱；Cp·s為固定相比熱容。

氣固相對流傳熱系數為

(11)

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

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傳熱的影響，研究表明使用Spalart-Allmaras 模型更真實反映氣體在復雜的床層間流動情況。湍流方程為

(12)

在入口處使用質量流量入口邊界條件，規定了入口氣體的質量流量、溫度、各組分摩爾分數、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邊界條件，認為惰化系統中環境溫度為40℃，反應器外壁面對流傳熱系數為50 W·m-2·s-1。

3 仿真結果與分析

3.1 網格無關性驗證

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

圖5 網格數量與反應器壓降關系Fig.5 Relationship between number of grids and reactor pressure drop

3.2 反應器靜態特性

改變反應器進口氧氣濃度與RP-3濃度，固定氣體流速為1 m/s，反應溫度為210℃，得到不同操作條件下的RP-3轉化率，如圖6所示。由圖6可知，在相同RP-3濃度下，增大氧氣濃度，轉化率也隨之增加，當氧氣濃度大于某個值時，轉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濃度對應飽和值的氧氣濃度區間內，如圖中氧氣濃度為6%～10%時，對于相同氧濃度值，增加RP-3濃度會降低轉化率；而在大于RP-3濃度對應飽和值的氧氣濃度區間內，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數據。可知在不同氣體流速下，隨著溫度增加轉化率增加率不同。流速較小時溫度對轉化率的促進作用要強于流速較大時；RP-3轉化率隨反應溫度增加而增加，當反應溫度在240℃以上時，RP-3轉化率增加緩慢甚至幾乎不變，由于催化劑設計時希望最佳工作溫度不超過200℃左右且反應動力學方程主要由170～200℃工況下的實驗數據擬合，對于阿倫尼烏斯公式擬合的反應動力學方程其仿真結果在溫度較高時誤差有所增大，因此其表現為反應當溫度遠離200℃時，溫度對化學反應的促進作用衰減。

圖6 RP-3轉化率與反應物濃度關系Fig.6 Relationship between RP-3 conversion rate and reactant concentration

3.3 反應器內溫度及各組分濃度動態特性

假設進入反應器的燃油蒸汽混合物被預熱到150℃，賦予反應器初始溫度150℃，RP-3濃度為0.26%,氧氣濃度為15%，氣體流速為1 m/s，研究反應器被充分預熱后其內部氣-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濃度沿反應器軸向變化曲線。圖12、圖13分別給出了0～120 s時間內催化床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，反應較為緩慢，RP-3轉化率低;到了80 s時刻反應加劇，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，由于反應器催化床的導熱性差，催化床后端溫度持續上升，催化床前后溫差巨大。由圖12得出反應器出口溫度在80 s后增加迅速，出現飛溫現象。由圖13可以看出，反應器在X=0.075m處轉化率一直處于較低水平，即反應器只有后半段工作效率高。

圖8 t=80 s時刻反應器內氣體溫度云圖Fig.8 Gas temperature contour in reactor at t=80 s

圖9 t=80 s時刻反應器內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。可以發現靠近反應器外壁處，由于邊界的黏性作用以及外壁自然對流對熱量的損失，加之催化床的導熱性差，溫度難以向壁面傳遞，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，化學反應主要發生在靠近反應器軸線的位置。

4 結 論

通過UDS添加固相能量方程，以UDF源項形式添加化學反應的方式，以多孔介質模型來代替復雜的顆粒催化床，建立了氣-固耦合傳熱的反應器，對耗氧惰化系統中的反應器進行仿真，得出以下結論。

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

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

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

本文將反應器作為獨立的對象，未充分與惰化系統聯系且反應器有飛溫現象，因此后續工作將重點解決飛溫現象，并與系統聯系起來展開進一步研究。