耗氧型惰化反應器起燃特性

馮詩愚, 任童, 謝輝輝, 彭孝天,王晨臣,王洋洋,潘俊

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. 航空工業江西洪都航空工業集團有限責任公司,南昌 330024 3. 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

飛機油箱上部空間充滿易燃易爆的燃油蒸汽,加之常將燃油作為熱沉,增加了油箱的危險性[1]。惰化技術將油箱上部空間氧含量降低至安全值內,減少燃爆危害,已廣泛應用于各類軍民飛機上[2-4]。目前利用機載設備制造惰性氣體或者直接消耗燃油箱內氧氣來惰化油箱成為惰化技術發展的新趨勢,由此產生了分子篩式[5]、滲透膜式[6]、耗氧式[7]3類主流的機載惰化技術。2004年,美國Phyre公司率先應用此技術為空軍研制了一種耗氧型惰化系統[8-10],相較于其他2種方法,該系統無需從發動機引氣,除低壓氣泵外,無任何運動部件,具有功耗低、結構緊湊,質量輕等優點,目前中國也對其展開了研究[11]。

所謂耗氧型惰化技術是將油箱上部的氣相空間內氣體與燃油蒸汽混合物引出后,通入一個催化燃燒反應器中,在催化劑的作用下燃油蒸汽與氧氣發生化學反應分解成水蒸氣與二氧化碳,反應器出口的低氧含量的惰性氣體回充入燃油箱中,以此達到惰化目的。

在惰化系統啟動過程中,需要對抽出的氣體進行加熱,然后利用加熱后的氣體對冷態的催化床加熱,達到化學反應所需的溫度,從而進入工作狀態,這一過程稱為反應器的起燃。顯然反應器起燃過程的快慢決定了耗氧型惰化系統的啟動速度。由于耗氧型惰化系統重量的限制,對預熱氣體的溫度與速度都有限制,需要得到各種工作狀態對反應器起燃特性的影響。因此反應器起燃特性的研究對于耗氧型惰化系統的設計具有重要意義。

反應器起燃過程是一個耦合化學反應與傳質傳熱的過程,利用CFD可對其過程求解,對反應器內復雜的傳質傳熱過程進行預測。早期的仿真大部分是一維模型,雖然對反應器出口產物濃度有較好的預測,但是無法得到反應器軸向與徑向的參數分布。近年來,對反應仿真主要有2種方法：一種是對催化床管道內的控制方程直接求解,可得到反應器內微觀的傳熱傳質情況,但該方法需要大量網格及復雜的邊界條件。另一種是將催化床簡化為多孔介質,減少計算量,例如Wang等[12]將多孔介質兩溫度模型應用于甲烷與水蒸氣重整泡沫陶瓷型反應器模型,得到了氣相與固相內溫度云圖分布。Gao等[13]建立了一個耦合CO-DEO(Carbon monoxide-Diethyl Oxalate)反應的雙溫度多孔介質固定床反應器模型,得到了軸向與徑向的組分濃度、氣固相溫度分布,并對模型進行了驗證,將仿真結果與徐艷等[14]早先進行的實驗數據對比,結果顯示多孔介質兩溫度模型所測得的仿真結果與實驗數據較為吻合。龍回龍等[15]采用多孔介質兩溫度模型建立了耦合水氣變換反應的反應器模型,將仿真數據與雙溫度模型進行對比,發現雙溫度模型更貼合實際情況。綜上所述,多孔介質雙溫度模型在反應器仿真中廣泛應用且模型發展較為成熟,與實驗結果貼合度高。

與化工反應器不同的是,耗氧型惰化技術的目的是降低燃油箱的燃爆可能,反應器設計中需考慮出口溫度等因素,追求轉化率則被放在次要位置上。由于保密原因,該技術的公開資料非常少,且國產燃油RP-3的碳氫物濃度與國外燃油也有較大差異。因此本文將采用多孔介質兩溫度模型,選取RP-3燃油,對反應器的起燃過程進行仿真研究。

1 仿真模型及參數選取

1.1 雙溫度模型

反應器結構如圖1所示,x為軸向,r為徑向,中間為由150 mL催化劑顆粒填充的催化床,燃油蒸汽混合物通過加熱器后進入此區域發生化學反應,并釋放熱量。催化床由多孔介質模型描述,并認為催化床是均勻的。

圖1 反應器結構圖Fig.1 Reactor structure diagram

選取燃油為國產大慶RP-3,其氫質量分數為14.46%,分子式可簡化為C7.12H14.46,摩爾質量為141 g/moL, 燃燒熱值為43.53 MJ/kg,反應方程為

C7.12H14.46+10.74O2=7.12CO2+7.23H2O

(1)

化學反應動力學方程由實驗測得[16]:

(2)

式中：RRP-3為RP-3的化學反應速率；cRP-3為RP-3濃度；cO2為氧氣的濃度；φO2為氧氣摩爾分數；R為氣體摩爾常數；T為溫度。

化學反應以UDF(User Defined Function)源項形式加入,以表示化學反應中各組分的生成與消耗,并在多孔介質區域通過UDS(User Defined Scalar)加入固相能量方程。由于催化反應發生在催化劑顆粒表面,反應熱量大部分由固相吸收,因此將反應熱以能量源項形式加入的固相能量方程中,認為化學反應熱量全部由固相吸收,通過傳熱傳遞給氣相。催化劑顆粒密度ρs、催化劑比熱容cs、導熱系數кs、直徑dp、催化床孔隙率γ參數見表1。

表1 催化床中主要參數Table 1 Main parameters of reactor catalytic bed

1.2 控制方程與邊界條件

在多介質區域中,存在氣固兩相,其內部的控制方程如下所示。

氣相質量守恒:

(3)

式中：v為氣體速度；ρg為氣相密度。

氣相動量方程:

(4)

式中：τ為剪切應力；p為氣相壓力；S為動量源項。

(5)

式中：μg為氣體動力黏度。

氣相狀態方程:

(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；Tg為氣體溫度；N為組分總數。

組分運輸方程:

(7)

式中：Ri為第i組分的質量源項,即化學反應中各組分的生成消耗量；Ji為氣相第i組分的質量擴散。

氣相能量方程

(8)

式中：hv氣固換熱系數；Ts為固體溫度；Eg為氣體能量；κg為氣相導熱系數；cp,g為氣相比定壓熱容；hi為氣相第i組分焓變。

由UDS添加的固相能量方程為

hv(Ts-Tg)+Φr

(9)

式中：Φr為反應釋放的熱量,通過UDF添加在固相能量方程中。

氣固相傳熱系數[17]為

(10)

(11)

Pr=cp,gμg/κg

(12)

Re=ρg|v|Dbμg

(13)

式中：Db為催化劑管徑；Re為雷諾數；Nu為努塞爾數；Pr為普朗特數。

Guardo等[18]使用Spalart-Allmaras、k-ω、標準k-ε、Realizablek-ε和RNGk-ε等5種模型來研究湍流模型對固定床壁面傳熱的影響,表明使用Spalart-Allmaras(S-A)模型可以更好地反映氣體在復雜床層間的流動情況,即

(14)

在入口處邊界條件為

u=uin,v=0,T=Tin

(15)

式中：u和v分別為軸向和徑向速度；uin為反應器入口氣體定常初始速度；Tin為氣體被加熱器預熱后的溫度。

在出口處邊界為

p=0

(16)

反應器壁面熱量損失為

q=hc(to-tw)

(17)

式中：hc為表面傳熱系數；to為反應器外界氣體溫度,設置為30 ℃；tw為反應器壁面溫度。

1.3 網格無關性驗證

反應器采用軸對稱模型,將三維模型簡化為二維。為了證明網格的數量滿足仿真要求,分別采用4種不同數量網格來計算氣體通過反應器產生的壓降。結果如圖2所示,75×150網格數量已滿足要求,因此采用此套數量網格進行仿真。

圖2 網格數量與反應器壓降關系Fig.2 Relationship between number of grids and reactor pressure drop

2 仿真結果與分析

2.1 操作條件對反應的影響

首先需要了解反應器進口氣體溫度、速度、RP-3和O2摩爾分數對反應器轉化率的影響。圖3 給出了氧氣摩爾分數為21%,氣體速度為1 m/s 時,3種不同RP-3摩爾分數下, RP-3轉化率隨反應溫度的變化關系。從圖中可見轉化率隨著反應溫度增加而增加,反應溫度在460 K時,轉化率增長速率明顯增加,且不同RP-3摩爾分數下的轉化率出現差異。因此,需要將催化床預熱到至少460 K左右,才能使反應器有較高的效率。

固定反應溫度為460 K,RP-3摩爾分數為0.3%,圖4得到了不同氣體速度(vf)下RP-3轉化率隨O2摩爾分數的變化關系?？梢园l現當氧氣摩爾分數低于12%時,氧氣摩爾分數增加促進了化學反應,RP-3轉化率隨氧氣摩爾分數增加而增加；而氧氣摩爾分數高于12%后,氧氣相對RP-3過量,RP-3轉化率幾乎不變。鑒于耗氧型惰化系統啟動時,燃油箱內氧氣摩爾分數較高,因此可忽略氧氣摩爾濃度對反應器起燃特性的影響。此外,當氧氣過量時,氣體速度為1.5 m/s條件下,RP-3轉化率大約為20%,氣體速度為1 m/s時,轉化率大約為30%,氣體速度為0.5 m/s 時,轉化率大約為50%,由于減小氣體流速后,造成反應物在催化床內停留時間較長從而促進了反應進行,因此RP-3轉化率受氣體速度影響較大,與氣體速度接近反比關系,隨著氣體速度減小而增加。

圖3 不同RP-3摩爾分數下RP-3轉化率隨溫度的變化Fig.3 Variation of RP-3 conversion rate with reaction temperature under different RP-3 mole fractions

圖4 不同氣體速度下RP-3轉化率隨氧氣摩爾分數的變化Fig.4 Variation of RP-3 conversion rate with oxygen mole fraction at different gas velocities

2.2 催化床內的溫度變化

設置反應器進口氧氣摩爾分數為21%,RP-3為0.3%,氣體溫度為408 K,催化床初始溫度為303 K,得到了在3個不同反應時間下,反應器軸向溫度與x=0.075 m處反應器徑向溫度變化,如圖5、圖6所示。從圖5可見,在100 s時間內,受到氣體的加熱催化床前部分溫度最先上升；200 s 后,由于催化床前段溫度已接近氣體的溫度,溫度無法提升,而催化床后半段溫度快速上升；300 s后,催化床后半段由于化學反應加劇溫度進一步上升,最高達到550 K。

由圖6可見,由于催化床外壁有熱量損失,所以催化床溫度在靠近壁面處與軸線處相差較大。因此在起燃過程中床層內部溫差較大。

圖5 催化床軸向溫度變化Fig.5 Axial temperature variation of catalytic bed

圖6 x=0.075 m處催化床徑向溫度變化Fig.6 Radial temperature variation of catalytic bed at x= 0.075 m

2.3 起燃條件

耗氧型惰化系統啟動后需要對燃油箱抽出的氣體進行加熱,加熱后的氣體通入反應器的催化床中,與催化床進行熱量交換,使催化床達到適宜的催化溫度。由于對系統中加熱器的重量有限制,無法提供足夠大功率的加熱器。在滿足系統使用要求的前提下,需要加熱后的氣體溫度盡可能低,且氣體速度盡量要小。

如前所述,催化床溫度應在460 K以上才固定氣體速度為1 m/s,氧氣摩爾分數為21%,RP-3摩爾分數為0.3%,得到了不同預熱氣體溫度下催化床的平均溫度隨時間變化,如圖7所示。從圖中可見,當氣體預熱溫度在398 K與403 K條件下,催化床的溫度從環境溫度(303 K)升高至預熱氣體的溫度后,床層溫度無法進一步提升；而氣體預熱溫度在408 K與413 K條件下,催化床平均溫度隨時間上升后,超越了氣體預熱溫度達到了更高。當氣體預熱溫度在398 K與403 K時,氣體無法使催化床加熱至所需溫度。因此,在一定操作參數下,存在一個起燃所需最低溫度,氣體溫度必須大于此溫度時,才能使反應器成功起燃,下文將此溫度稱為起燃溫度。

如前所述，催化床溫度應在460 K以上才有較高效率,所以本文將反應器催化床平均溫度在5 min內達到460 K以上作為成功起燃的標準。

圖7 氣體溫度對催化床平均溫度的影響Fig.7 Effect of gas temperature on average temperature of catalytic bed

由圖4可見,氣體速度減小促進了化學反應進行。從而增加了反應放熱,有助于縮短起燃時間。但氣體速度減少會減少催化床與氣體交換的熱量。因此需進一步探討氣體速度大小對起燃過程的影響。固定氣體溫度為408 K,RP-3摩爾分數為0.3%,氧氣摩爾分數為21%。圖8給出了在不同氣體速度下催化床平均溫度隨時間的變化關系,圖9給出了不同氣體速度下反應器出口RP-3摩爾分數的變化。由圖8可知,在氣體速度為0.2 m/s時,催化床平均溫度增加始終十分緩慢,在330 s時刻僅達到了350 K；而氣體速度在0.6 m/s與1.0 m/s條件下,催化床溫度隨時間增加呈指數型增長；氣體速度在1.4 m/s條件下,催化床溫度在前180 s增加速度均大于其他條件,但是隨后趨于不變。圖9可知,在氣體速度為0.2 m/s 與1.4 m/s條件下RP-3摩爾分數在反應器預熱過程中減小很少,而氣體速度為0.6 m/s與1.0 m/s時,RP-3摩爾分數隨時間急劇下降。

圖8 氣體速度對催化床平均溫度的影響Fig.8 Effect of gas velocity on average temperature of catalytic bed

圖9 氣體速度對出口RP-3摩爾分數的影響Fig.9 Effect of gas velocity on RP-3 mole fraction at reactor outlet

可見催化床的熱量升高主要是由反應熱量驅動的。當氣體速度過低時,催化床溫度難以上升從而驅動化學反應；當氣體速度過高又抑制了化學反應的發生,造成催化床溫度無法進一步上升。因此在一定條件下,有利于起燃的氣體速度具有一定范圍,不能過高也不能過低。

圖10得到了不同RP-3摩爾分數下催化床平均溫度隨時間的變化。從圖10中可見,RP-3摩爾分數越大,催化床溫度上升越迅速,因此增大RP-3摩爾分數能大幅度縮短起燃時間。由圖3可知相同溫度下,不同RP-3摩爾分數工況下的RP-3轉化率接近,但化學反應所釋放的熱量與RP-3摩爾分數成正比。

固定RP-3摩爾分數為0.2%,圖11給出了反應器起燃溫度隨氣體速度的變化關系。起燃溫度隨氣體速度先減小后增加,最低值大約在氣體速度為0.75 m/s時。結合圖8可知,在催化床溫度較低時,催化床的熱量來源主要由熱氣體提供,而氣體速度較低時無法快速加熱催化床以促進化學反應,因此需要較高的起燃溫度；而氣體速度過大又抑制了化學反應的發生,所以對應起燃溫度較高。

圖10 RP-3摩爾分數對催化床平均溫度的影響Fig.10 Effect of RP-3 mole fraction on average temperature of catalytic bed

固定氣流速度為0.4 m/s,得到起燃所需最低氣溫隨RP-3摩爾分數的變化,如圖12所示。發現起燃溫度隨著RP-3摩爾摩爾分數增加而逐漸減小,最終趨于平緩。毫無疑問,增加RP-3濃度后,反應所釋放熱量增加,導致起燃溫度變低。

圖11 起燃溫度隨氣體速度變化Fig.11 Variation of light-off temperature with gas velocity

圖12 起燃溫度隨RP-3摩爾分數變化Fig.12 Variation of light-off temperature with RP-3 mole fraction

3 結 論

利用CFD方法建立了一個耦合化學反應的多孔介質二維擬均相反應器模型,通過此模型給出了耗氧型反應器起燃過程內部催化床溫度變化過程并研究了不同參數對耗氧型反應器起燃反應器過程的影響,研究結果顯示:

1) 氧氣濃度高于12%以后,對RP-3的轉化率影響不大,在實際工況下,可忽略氧氣濃度的影響。

2) 氣體溫度越高,起燃時間越短。且存在一個起燃溫度,低于此溫度反應器無法起燃。RP-3濃度的增加會降低起燃溫度。

3) 有助于起燃的氣體速度有一定范圍。氣體速度過小,反應熱量低難以驅動起燃；氣體速度過大,使化學反應進行不夠徹底同樣對起燃不利。

此外,本文研究僅單獨研究了反應器,來探討反應器對惰化系統的影響,反應器進口參數皆考慮定常,后續研究應當考慮系統惰化過程中氧氣摩爾分數、RP-3摩爾分數的變化,為燃油箱惰化系統的設計提供豐富的理論基礎。