化學鏈燃燒中赤鐵礦氧載體的本征反應動力學研究

蘇明澤, 趙海波, 杜保周, 張鵬飛, 劉志剛

(1. 山東省科學院流動與強化傳熱重點實驗室,山東省科學院能源研究所,山東 濟南250014；2. 華中科技大學能源與動力工程學院煤燃燒國家重點實驗室, 湖北 武漢 430074)

【能源與動力】

化學鏈燃燒中赤鐵礦氧載體的本征反應動力學研究

蘇明澤1, 趙海波2, 杜保周1, 張鵬飛1, 劉志剛1

(1. 山東省科學院流動與強化傳熱重點實驗室,山東省科學院能源研究所,山東 濟南250014；2. 華中科技大學能源與動力工程學院煤燃燒國家重點實驗室, 湖北 武漢 430074)

本文對一種化學鏈燃燒所用赤鐵礦氧載體進行了本征還原反應動力學研究。氧載體顆粒的比表面積及孔徑分布測試顯示此種氧載體的孔隙率為0.031，表明此種氧載體結構致密，孔隙結構不發達。熱重反應器上進行的程序升溫還原實驗結果顯示氧載體的還原反應分階段進行，并確定第一還原階段的溫度測試窗口為400～650 °C。在排除了氧載體顆粒內外擴散的影響后，批次流化床實驗分析確定反應的本征活化能為138.55 kJ/mol，指前因子為6.8×1013s-1。通過對內外擴散因素的分析，加深了對此種氧載體顆粒與CO的宏觀反應特性的認識。本研究結論與前人關于縮核模型、外擴散控制以及較小的表觀活化能的研究結論具有良好的相容性。

化學鏈燃燒; 本征反應動力學; 赤鐵礦氧載體

化學鏈燃燒(chemical looping combustion, CLC)是一種具有CO2內分離特性的新型化石燃料燃燒技術[1-2],是解決當前全球氣候變暖問題最有前途的技術之一。化學鏈燃燒通過將傳統燃燒方式中的一步燃燒反應分解為兩個獨立的氧化還原反應，從而實現了從傳統CO2分離技術中的氣體組分分離過程轉變為較易實現的氣固分離過程，這樣的燃燒方式有助于降低燃燒及CO2捕集全過程的用損失，提高能源的利用效率[3]。類似于人體循環系統對機體的供氧模式，CLC借助于氧載體(oxygen carrier, OC)的循環實現氧在反應器內的輸運。通常化學鏈燃燒反應器由兩個相互串聯的流化床反應器——燃料反應器(air reactor, AR)和空氣反應器(fuel reactor, FR)組成，燃料與空氣并不直接接觸，分別進入各自的反應器，從而實現CO2的內分離。其工作原理如圖1所示。當高氧勢氧載體(MexOy)循環進入到燃料反應器后會被燃料還原成低氧勢氧載體(MexOy-1)，與此同時燃料被氧化為CO2和H2O，如式1所示。

(2n+m)MexOy+CnH2m→(2n+m)MexOy-1+mH2O+nCO2，

(1)

(2n+m)MexOy-1+(n+m/2)O2→(2n+m)MexOy，

(2)

CnH2m+(n+m/2)O2→mH2O+nCO2。

(3)

燃料反應器的尾氣經過簡單的冷凝處理能夠直接得到高純度的CO2。反應生成的MexOy-1隨著固體在床內的循環傳遞而進入空氣反應器，在空氣反應器的強氧化氣氛下，MexOy-1在此重新被氧化為MexOy，如式2所示。之后，新生成的MexOy重新進入到燃料反應器從而形成循環。如果將式1與式2相加即可得到傳統一步燃燒反應化學方程式3。

圖1 化學鏈燃燒系統示意圖Fig.1 Schematic view of the CLC reactor

鐵基氧載體具有價廉和環境友好的特點，天然鐵礦石氧載體已經受到了研究者們的廣泛關注。鐵基氧化物的反應機理及反應動力學的相關文獻已有報道。EL-Geassy等[4]和ET-Tabirou等[5]很早就通過實驗測試了Fe2O3單晶與CO還原反應的活化能，但這些早期的研究主要著眼于冶金行業，并沒有化學鏈燃燒的研究背景，而且僅得到的活化能并不能完全表征反應過程的速率。Wang等[6]在熱重分析儀上研究了Fe2O3/Al2O3氧載體的還原特性，重點考慮了惰性氧載體Al2O3對反應速率的影響。Zafar等[7]指出Fe2O3/MgAl2O4氧載體還原反應的前半段即Fe2O3到Fe3O4段表現為非常快速的反應，而后半段即Fe3O4到FeO段的反應速度較慢。最近已經有不少的研究者將目光投入到化學鏈燃燒氧載體反應動力學的測試上來。Garcia-Labiano等[8-9]系統地考察了人工制備的銅基、鐵基和鎳基氧載體與CO、H2和CH4的還原反應動力學。Chen等[10]基于微型流化床反應器研究了赤鐵礦被CO還原的反應特性并給出了相應的反應動力學參數。

氧載體與氣體燃料的反應是一種在非平衡條件下的復雜氣固異相反應，因此研究氧載體的反應性時應該綜合考慮其本征化學反應因素和傳質因素的綜合影響。至于哪一方面占主導，在現有文獻中意見并不統一，而且各種研究所給出的反應速率常數和反應活化能數值大小更是相差甚大。Monazam等[11]研究了赤鐵礦氧載體被甲烷(體積分數為15 %、20%和35%)在不同反應溫度(973 ～ 1 098 K)下還原為方鐵礦的反應速率，作者使用基于兩平行反應的綜合反應動力學表達式來擬合實驗得到的結果。Abad等[12]使用未反應收縮核模型(SCM)來表征Fe2O3/Al2O3與合成氣的反應。Go等[13]指出鐵基氧載體與甲烷的還原反應在1 073 ～ 1 173K之間時表現為擴散控制。而Piotrowski等[14-15]認為赤鐵礦氧載體還原為方鐵礦的過程的活化能為25 ～ 125 kJ/mol，反應級數為1，并且指出二維核生長模型更適用于描述整體的反應過程。Pineau等[16]測試了赤鐵礦氧載體與氫氣在493～1 003 K溫度下的還原過程，確認第一階段反應Fe2O3到Fe3O4的表觀活化能為76 kJ/mol，而第二段反應Fe3O4到Fe的活化能僅有39 kJ/mol。作者還指出在更高溫度下反應受到相邊界層反應控制。Su等[17]指出鐵基氧載體的第一階段還原反應在900 ℃下的熱重分析儀上表現為顆粒外邊界層上的氣體擴散控制，此時計算反應的表觀活化能沒有意義，而實際的應用赤鐵礦氧載體的化學鏈燃燒反應器卻往往設計為利用還原反應的第一階段。Chuang等[18]利用流化床反應器對Cu基氧載體的本征還原動力學進行了詳細的研究，在工作中反應器的特性和氣體內外擴散的影響均已排除，他們認為對于355～500 μm的顆粒，當溫度小于600 ℃時的實驗結果可以用于分析反應的本征動力學常數，并且指出Cu2O被CO還原的反應的本征活化能為49 kJ/mol。

在鐵基氧載體與CO反應的微觀機理方面，Dong等[19-24]通過密度泛函理論(DFT)計算開展了一系列的研究工作。Dong等[19]研究了Fe2O3(1102)表面和(0001)表面與CO分子的反應過程，確定了CO的最佳吸附位，結果表明(1102)表面活性更高。Zhang等[20]指出以上反應分為兩步，首先一個CO分子活化Fe2O3，形成Fe2O2O結構，之后第二個CO分子與活化的O原子成鍵生成CO2。Dong等[21]指出，第一還原階段的反應能壘遠小于第二還原階段，因此實際的化學鏈燃燒中不宜深度還原Fe2O3。Tan等[22-24]應用DFT計算研究了ZrO2、MgO和Al2O3負載對Fe2O3與CO反應的影響機理，發現負載促進CO吸附在Fe2O3上。負載與Fe2O3之間的電子轉移造成Fe2O3鍵長變長，有利于CO的轉化。負載后電子在費米面以下連續分布，化學活性更高。同時，計算得到有無負載下Fe2O3與CO的還原能壘為Fe2O3：2.59 eV，Fe2O3/ Al2O3：0.99 eV，Fe2O3/MgO：0.98 eV，Fe2O3/ ZrO2：0.83 eV。

通過以上分析可以看出，對鐵基氧載體與CO本征反應的研究還停留在相當表層的階段，而且理論計算結果與實驗結果之間存在巨大差異。基于此，本文通過實驗進行了赤鐵礦氧載體與CO反應的本征反應動力學研究。

1 實驗方法

實驗選用峨口產赤鐵礦礦石作為氧載體，樣品在實驗之前已經過5 kW級雙循環流化床300 h連續實驗[25-26]，可認為其各項物理化學性質均已達到穩定。因在測試前已經過充分的氧化，此氧載體根據X射線熒光光譜分析(XRF, EDAX EAGLE Ⅲ)結果確定其含Fe2O3的質量分數為66%[17]。經過篩分，氧載體顆粒粒徑選擇為180～200 μm，表觀密度為3 472 kg/m3。對此種氧載體的其他表征，如X射線衍射(XRD)、BET比表面積測試等參見實驗結果及分析部分。

實驗首先在熱重分析儀(Netzsch STA409PC)上進行程序升溫實驗，分別選擇體積分數15%和50%的CO作為還原氣體，N2作為平衡氣，升溫速率為15 ℃/min，直到970 ℃。觀察分析DTG曲線中失重峰的位置及其變化。

之后，在批次流化床反應器中進行實驗，以研究赤鐵礦氧載體第一反應階段的本征反應動力學。實驗中選用5 g氧載體和15 g石英砂的混合物作為床料，分別以體積分數5%、7.5%和15%的CO作為還原氣，N2為平衡氣，總通氣速率為常溫下1 L/min。實驗溫度區間為400 ～ 650 °C。圖2所示為批次流化床實驗系統的示意圖。主反應器的直徑為33 mm，排出的尾氣通過在線氣體分析儀(Gasboard-3100P, Cubic Optoelectronics)檢測。

圖2 批次流化床實驗系統示意圖Fig.2 Schematic view of the batch fluidized bed experimental rig

2 結果與分析

2.1 樣品比表面積及孔徑分布測試

圖3 樣品孔隙尺度分布圖Fig.3 Pore size distribution of the hematite oxygen carrier

2.2 程序升溫還原實驗

樣品在熱重分析儀上進行程序升溫還原實驗，其熱重分析一次微分曲線(differentialthermalgravityanalysis，DTG)結果見圖4。兩DTG曲線均表現為雙峰分布，顯示反應為分步進行。根據還原氣體濃度的不同失重峰的位置會出現變化，具體表現為：當在體積分數50%CO氣氛下還原時，還原峰位429.8 ℃和711.3 ℃；而當15%CO時，還原峰位533.3 ℃和874.1 ℃。由此可以看出，高還原性氣氛下反應有所提前。第一階段還原反應發生的溫度一般小于600 ℃，由此能夠解釋Su等[17]之前文章中指出的第一還原階段反應在900 ℃的熱重分析儀上表現為顆粒外氣膜擴散控制的現象，同時能夠說明如果專注探究此氧載體的第一還原階段的本征反應動力學，不應該在實際CLC運行溫度下進行實驗，因為此時由于氣體擴散的限制導致本征還原動力學不能夠被實驗結果所表達。基于此，我們在接下來的批次流化床中探究氧載體本征還原動力學的實驗中采用溫度窗口為400～650 °C。

圖4 熱重分析儀上程序升溫還原DTGFig.4 DTG results for the temperature programmed reduction experiments by TGA

2.3 本征反應動力學測試及分析

2.3.1 轉化率與轉化速率計算

批次流化床實驗中，在線監測反應器出口氣體的流量和組分的體積分數。考慮到在實驗的氧化階段并沒有觀察到含碳氣體的存在，因此可以認為在還原過程中并不存在積碳的現象。氧載體的轉化率隨時間的變化可表示如下：

(4)

其中，Fex表示檢測到的尾氣體積流量；yCO2表示尾氣中CO2的體積分數。

圖5 典型工況下批次流化床尾氣體積分數監測曲線Fig.5 Typical profile for the volume fraction of the product gas

圖5展示了一個典型工況下氣體分析儀所監測到的批次流化床尾氣氣體濃度變化曲線。從圖中可以看出，對于此反應，CO是足量的，因此不存在反應被通氣速率限制的問題。另一方面，雖然本工況下所用還原氣體體積分數為15%，但是，由于還原性氣體通過床層時，部分氣體被消耗，所以出口CO濃度并不能達到15%。為此我們根據對數平均的原則使用平均值表征床內還原氣濃度以便于之后的分析。對數平均濃度表示為：

(5)

其中，CCO,in表示CO的入口濃度，CCO,out表示CO的出口濃度。事實上在我們的分析中出口濃度與入口濃度相差不大，其平均值與入口值亦相差不大，在之后的分析中我們也會直接使用入口值進行比較。

圖6 典型工況下計算所得轉化率與轉化速率曲線Fig.6 Typical profile for the conversion and conversion rate as a function of time

圖6所示為典型工況下氧載體的轉化率與轉化速率隨時間的變化關系。可以看出，反應速率在最開始會有一個最大值，從反應剛開始到最大值存在一個上升階段是由于反應器內氣體摻混和顆粒表面氣體初始擴散的共同影響所致。我們選擇曲線上的最大值表征樣品在此反應工況下的反應速率，可以認為此最大值是還原氣體完全接觸氧載體顆粒外表面后所表現出來的反應速率。對于整個曲線的描述可以根據阿倫尼烏斯形式的表觀動力學關系式表示為：

(6)

其中，X表示氧載體的轉化率；k′為表觀指前因子；E為表觀活化能；R表示氣體常數；T表示反應溫度；YCO表示還原氣中CO的體積分數。函數f表示反應速率隨反應進行的變化情況，本質上f描述了圖6中轉化率曲線的形狀，根據反應發生的不同尺度，又可分為描述顆粒演化的函數和描述晶粒演化的函數。函數g表示反應速率隨氣體組分摩爾分數的變化關系，如果所研究的問題是固體表面上的氣固反應，那么氣體濃度的影響主要是分子尺度的吸附—反應—脫附過程。

2.3.2 外擴散因素分析

為了分析外擴散的影響，我們將實驗得到的反應速率與完全受外擴散控制條件下所能達到的最大速率進行了對比，如圖7所示。以平均粒徑為例，CO的傳質速率rcxt(mol/(g·s))可以由下式計算：

rcxt=kgSm(CB-CS) ,

(7)

其中，CB表示顆粒所處環境下CO的濃度；CS表示顆粒外表面上CO所達到的濃度，為了計算得到最大傳質速率，在此假定CS為0；Sm表示單位質量(g)樣品所具有的外表面積，在此假定本實驗中的樣品顆粒為標準的球型；kg為外傳質系數，可以通過傳質關聯式的方式進行計算，如下所示：

(8)

其中，Sh為舍伍德數，其定義為Sh=kgdp/DG，dp為氧載體顆粒的直徑，DG為CO在N2中的分子擴散系數；εs為床層的空隙率；Rep為顆粒的雷諾數，由Rep=Udp/εsv計算，其中U為表觀氣速，v表示氣體的運動粘度；施密特數Sc由Sc=v/DG計算。

圖7 外擴散完全控制下氧載體顆粒所能達到的最大反應速率與實驗測得的氧載體反應速率的對比Fig.7 Comparison between the maximum rate which could be reached under the gas diffusion control and the experimental measured reaction rate

從圖中可以看出，在低溫下，實驗得到的反應速率與完全受外擴散控制條件下所能達到的最大速率差別較大，并且實際反應速率小于傳質限制的最大反應速率。可以認為在此還原氣氛下(體積分數15.02%)，當溫度T<500 ℃時，反應基本不受氣體外擴散的影響；而在高溫段即CLC實際應用的900 ℃范圍內，第一階段還原反應完全受氣體的外擴散控制。

2.3.3 內擴散因素分析及本征動力學擬合

從上節的分析中可以看出，溫度較低時外擴散對表觀反應過程沒有影響。因此在之后的分析中，低溫下可以直接忽略外擴散的效應。為了保持分析的一致性，在研究內擴散有效因子時，高溫下的實驗結果也用同樣的方法進行了處理，在此需要指出，分析本征動力學時僅使用了低溫下的實驗數據。總包反應速率常數koverall表示為：

koverall=ηks,

(9)

其中，ks為本征速率常數，而η為內擴散有效因子，表示有孔擴散阻力的反應速率與無擴散阻力的反應速率的比值，當η→1時表示氣固反應速率相對于氣體在顆粒內孔隙擴散速率慢的多，以至于可以認為顆粒孔隙中充滿了與顆粒外環境相同濃度的還原氣體，因此氣固反應發生在顆粒可見的所有表面上，可能表現出類似于均相反應的特征，也可能由于內部晶粒結構變化的原因而出現不同的反應機理函數；而當η→0時，表示氣固反應速率較快或顆粒孔隙結構不利于氣體向固體顆粒孔隙的內部擴散，因此氣固反應發生在顆粒外表層并依次向內推進，出現類似于縮核模型的反應特征。

內擴散有效因子η可以從公式9及以下兩個公式中循環迭代得出：

η=(1/Φ2)(3Φcoth 3Φ-1) ,

(10)

(11)

表1 內擴散有效因子隨溫度的變化 (體積分數15 % CO)

從表1中可以看出，在所有的實驗組別下，內擴散有效因子數值都很小，說明此種氧載體實際反應發生在顆粒表層，符合縮核模型的描述。另一方面隨著溫度的提高，內擴散有效因子數值變小，說明反應層變薄，正是這種反應層變薄的效應(氣固接觸表面積減小)部分地抵消由于溫度提高而帶來的氣固反應速率的提高，導致表觀活化能比本征活化能小。以上的計算過程中也會同時得到本征反應速率常數ks。

用阿倫尼烏斯形式的動力學方程表示計算得到的本征反應速率常數：

(12)

考慮用理想固體表面的Langmuir-Hinshelwood機理表示g(YCO)，假定反應物和產物的吸附和脫附速率都很快，而表面反應速率較慢，整個過程受到表面反應的控制，忽略CO2吸附的影響，并考慮到實驗數據均為常壓下得到，g(YCO)可表示為：

(13)

其中，a、b均為常數。將式(13)帶入到式(12)中，得到本征動力學最終的表達形式：

ks=k0exp(-Ea/RT)·[YCO/(YCO+b)] ,

(14)

將相同溫度下不同還原氣濃度的實驗數據組合，并對其擬合如圖8所示。由此得到方程(14)中常數b=0.040 2。擬合過程中得到的P1(即方程(14)中的k0exp(-Ea/RT))對溫度進行阿倫尼烏斯擬合：ln(P1)～1/T，以同時得到本征活化能和指前因子，如圖9所示。

圖8 Langmuir-Hinshelwood機理擬合Fig.8 Fitting forLangmuir-Hinshelwood mechanism

圖9 阿倫尼烏斯擬合ln(P1)～1/TFig.9 Arrhenius fitting (ln(P1)～1/T)

由擬合結果可知，本征反應活化能為138.55 kJ/mol，考慮到ks與kv的關系最終得到：

(15)

以上阿倫尼烏斯擬合中僅有兩個溫度點，為了證實分析的可靠性，根據2.3.1節所述，依氣體進口濃度為根據，相同氣體濃度的實驗劃分一組，直接對得到的本征反應速率進行阿倫尼烏斯擬合，如圖10所示。可以看到活化能結果與以上分析結果基本一致。

圖10 同濃度氣氛下直接阿倫尼烏斯擬合ln(P1)～1/TFig.10 Direct Arrhenius fitting for results within the same volume fraction

2.4 樣品的表征

對反應前后樣品進行了XRD分析，如圖11所示。從圖中可以看出，樣品中SiO2的成分非常明顯，這是由于在批次流化床測試實驗中樣品并非單獨放入反應器內，而是與一定量的石英砂混合之后加入到反應器之中，這樣可以使樣品損失質量相對于總樣品質量較小，保證實驗的精確，但是由此導致從反應器取出的無論是氧化態還是還原態的樣品都很難做到與石英砂完全分離。由圖中可以看出石英砂的部分峰強發生了變化，這可能是由于石英砂在整體還原過程中主晶相發生變化導致的。氧化態的樣品其主要成分為Fe2O3，而還原態的樣品其主要成分為Fe3O4，說明我們實驗中所測得的本征動力學參數確實反映了此赤鐵礦氧載體的第一還原階段的特征。

圖11 反應前后樣品的XRD譜圖Fig.11 XRD pattern of the samples within oxidation and reduction state

3 討論

本工作確認此種赤鐵礦氧載體具有較小的孔隙率，在反應過程中表現為還原氣體難以滲透進入顆粒內部；反應溫度較低時，氧載體第一還原階段表現為本征反應動力學控制，因而能夠通過實驗確認反應本征動力學參數；在較高溫度條件下，反應趨向于外擴散控制。

本文關于氧載體反應性的論述與前人的相關研究結論是相容的，而且可以對之前的結論進行較為系統的解釋。對于收縮核模型的結論，在本文中可以看出，由于天然鐵礦石氧載體表面的致密性，導致即使在較低溫度下還原氣體也很難通過表面的孔隙結構擴散到氧載體的內部從而進行反應，更不用說在高溫下顆粒整體處于表面邊界層的擴散控制之下，顆粒更加表現為由外到內的分層反應，這樣的圖景與收縮核模型是一致的。同樣，本文通過對外擴散的分析認為，前人關于赤鐵礦氧載體在高溫下的第一還原階段表現為外擴散控制是合理的。隨著溫度的升高，外擴散的效應逐漸顯現，導致實測表觀活化能減小；另一方面，通過內擴散的分析，我們認為隨著顆粒反應溫度的升高，顆粒內擴散有效因子減小，意味著氣體深入顆粒的深度減小，參與氣固反應的實際固體表面積減小，這種表面積的減小體現在對宏觀反應速度的影響上，即為在一定程度上抵消了因溫度升高而導致本征反應活性增加所帶來的宏觀反應速度的增加，因此即使在分析中排除了外擴散的影響，也會由于此種原因導致表觀活化能實測值較小。

在本文中雖然得到了赤鐵礦氧載體與CO反應的本征動力學參數，但是其精細反應機理并不十分清楚，而且分析的過程中有一些假設依賴于對反應機理的理解。雖然已有一些文獻從量子化學密度泛函(DFT)計算角度闡述了Fe2O3或Fe2O3/負載與CO反應的機理，但考慮到反應路徑的復雜性和DFT計算的固有缺點，文獻中的這些機理并不完備也還沒有得到確切的驗證。本文通過對內外擴散的分析，已經較為清晰地指明了此種赤鐵礦氧載體的宏觀反應特性，下一步的工作應該綜合考慮本征反應、反應作用表面因素、內外傳質等因素從而得到更為精確的和適用范圍較大的CFD模擬適用的氣固反應模型。

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Experimental investigation for the intrinsic reduction kinetics of a hematite as oxygen carrier in chemical looping combustion

SU Ming-ze1, ZHAO Hai-bo2, DU Bao-zhou1,ZHANG Peng-fei1, LIU Zhi-gang1

(1. Key Laboratory for Flow &Enhanced Heat Transfer of Shandong Academy of Sciences, Jinan 250014, China;2. State Key Laboratory of Coal Combustion, Huazhong University of Science and Technology, Wuhan 430074, China)

∶ In this work, the intrinsic kinetics of the first reduction stage of a hematite as oxygen carrier (OC) reduced by carbon monoxide (CO) has been investigated. For the intrinsic kinetics analysis, the BET surface area and the pore size distribution tests showed that the porosity of this kind of OC was 0.031, which revealed that the OC had dense structure with undeveloped pore structure. The temperature programmed reduction experiments were conducted in the thermo gravimetric analyzer, which showed that the reduction of OC was conducted in stages, and the appropriate experimental temperature range for testing the intrinsic kinetics of the first reduction stage was 400～650 °C. Furthermore, a series of formal experiments were conducted in a batch fluidized bed system with different temperatures and different CO concentrations. The intrinsic activation energy and the pre-exponential factor were determined as 138.55 kJ/mol and 6.8×1013s-1respectively, after the internal and external diffusion factor been eliminated. The analysis to the internal and external diffusion factors deepened the acknowledgement to the reaction properties of this kind of hematite OC reduced by CO. The researching results of this paper had good compatibility with many previous research conclusions such as shrinking core model, external diffusion control and smaller apparent activation energy.

∶chemical looping combustion; intrinsic reduction kinetics; hematite oxygen carrier

2016-09-28

國家重點研發計劃項目(2016YFB0600801，2016YFB0601300)；國家自然科學基金(51406110)；山東省優秀中青年科學家科研獎勵基金(BS2014NJ013)；山東省科學院基礎基金(科基合字(2015)第8號)；山東省科學院青年基金(2014QN014)

蘇明澤(1989—)，男，碩士，研究方向為化學鏈燃燒。

TK16

A

1002-4026(2017)02-0041-011

10.3976/j.issn.1002-4026.2017.01.008