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1、第七章第七章生物反应器生物反应器第1页 主要内容主要内容 1 1、生物反应器设计基础、生物反应器设计基础 2 2、酶反应器、酶反应器 3 3、通风式发酵设备、通风式发酵设备 4 4、厌氧发酵设备、厌氧发酵设备 5 5、动植物反应器、动植物反应器 6 6、生物反应器放大、生物反应器放大 目标与方法目标与方法第2页7.1 7.1 生物反应器设计基础生物反应器设计基础7.1.1 7.1.1 生物反应器设计特点与生物学基础生物反应器设计特点与生物学基础 生生物物反反应应器器与与化化学学反反应应器器在在使使用用中中主主要要不不一一样样点点是是 生生 物物（酶酶 除除 外外）反反 应应 都都 以以“自自
2、催催 化化”（Autocalalysis)方方式式进进行行，即即在在目目标标产产物物生生成成过过程中生物本身要生长繁殖。程中生物本身要生长繁殖。生生物物反反应应器器作作用用就就是是为为生生物物体体代代谢谢提提供供一一个个优优化化物物理理及及化化学学环环境境，使使生生物物体体能能更更加加快快更更加加好好地地生生长长，得到更多需要生物量或代谢产物。得到更多需要生物量或代谢产物。第3页生物反应器操作特征生物反应器操作特征 反应器类型反应器类型pHpH控控制制温度温度控制控制工业主要特征工业主要特征主要应用领域主要应用领域批式批式(通用罐通用罐)连续搅拌罐式连续搅拌罐式气升式反应器气升式反应器鼓泡式反
3、应器鼓泡式反应器自吸式反应器自吸式反应器通风制曲设备通风制曲设备嫌气反应器嫌气反应器动动植植物物细细胞胞用用反应器反应器光合反应器光合反应器如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需难控难控如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需如需人事费用高人事费用高流速受冲出限制流速受冲出限制空空压压机机出出口口压压力力要高要高可采取鼓风机可采取鼓风机需转子高速旋转需转子高速旋转人事费用高人事费用高无需通风设备无需通风设备剪切应力小剪切应力小需光源需光源大多数工业生产大多数工业生产污水处理、污水处理、SCPSCP生产等生产等有机酸有机酸,如柠檬酸生产等如柠
4、檬酸生产等面包酵母等生产面包酵母等生产乙酸、酵母等生产乙酸、酵母等生产麸曲、酶制剂和麦芽生产等麸曲、酶制剂和麦芽生产等酒精、啤酒等生产酒精、啤酒等生产杂杂交交瘤瘤单单克克隆隆抗抗体体、烟烟草草细细胞胞培养等培养等微藻等生产微藻等生产第4页生物反应器生物学基础生物反应器生物学基础 生生物物反反应应速速率率主主要要指指细细胞胞生生长长速速率率、基基质质消消耗耗速速率率和和产产物物生成速率，其对应动力学模型是生成速率，其对应动力学模型是 细胞：细胞：（7-1）基质：基质：（7-2）产物：产物：（7-3）反应液体积：反应液体积：（7-4）第5页式中式中nF F为流入与流出生物反应器基质流量为流入与流出
5、生物反应器基质流量L/hL/h；n下下标标i i、j j和和k k分分别别表表示示对对应应细细胞胞、基基质质和和产产物物,下标下标 表示基质流加流量。表示基质流加流量。n当采取分批式操作时当采取分批式操作时,F,F=F=0=F=0；采取流加式操；采取流加式操作时，作时，F FF=0F=0；采取连续式操作时；采取连续式操作时,F,F=F=F 0 0 第6页生物反应器设计基本原理生物反应器设计基本原理 生物反应器选型与设计关键点生物反应器选型与设计关键点 1 1、选选择择适适宜宜生生物物催催化化剂剂。这这包包含含要要了了解解产产物物在在生生物物反反应应哪哪一一阶阶段段大大量量生生成成、适适宜宜pH
6、pH和和温温度度，是是否否好好氧氧和和易易受受杂杂菌污染等。菌污染等。2 2、确定适宜反应器形式。、确定适宜反应器形式。3 3、确定反应器规模、几何尺寸、操作变量等。、确定反应器规模、几何尺寸、操作变量等。4 4、传热面积计算。、传热面积计算。5 5、通风与搅拌装置设计计算。、通风与搅拌装置设计计算。6 6、材料选择与确保无菌操作设计。、材料选择与确保无菌操作设计。7 7、检验与控制装置。、检验与控制装置。8 8、安全性。、安全性。9 9、经济性。、经济性。第7页7.1.27.1.2生物反应器中混合生物反应器中混合 混合过程分类混合过程分类 类类 型型 说说 明明应应 用用 实实 例例气气液液
7、液液固固固固固固液液液液液液液液液体流动液体流动气、液接触混合气、液接触混合固固相相颗颗粒粒在在液液相相中悬浮中悬浮固相间混合固相间混合互溶液体互溶液体不互溶液体不互溶液体传热传热液液相相好好氧氧发发酵酵，如如味味精精、抗抗生生素素等等发酵发酵固固定定化化生生物物催催化化剂剂应应用用、絮絮凝凝酵酵母母生产酒精等生产酒精等固态发酵生产前拌料固态发酵生产前拌料发酵或提取操作发酵或提取操作双液相发酵与萃取过程双液相发酵与萃取过程反应器中换热器反应器中换热器第8页7.1.3 7.1.3 生物反应器中传热生物反应器中传热 生物反应器中能量平衡可表示为：生物反应器中能量平衡可表示为：（7-57-5）n式中
8、式中Q Qmetmet为微生物代谢或酶活力造成单位体积产热速率；为微生物代谢或酶活力造成单位体积产热速率；nQ Qagag为搅拌造成单位体积产热速率；为搅拌造成单位体积产热速率；nQ Qgasgas为通风造成单位体积产热速率；为通风造成单位体积产热速率；nQ Qaccacc为体系中单位体积积累产热速率；为体系中单位体积积累产热速率；nQ Qexchexch为单位体积反应液向周围环境或冷却器转移热速率；为单位体积反应液向周围环境或冷却器转移热速率；nQ Qevapevap为蒸发造成单位体积热损失速率；为蒸发造成单位体积热损失速率；nQ Qsensen为热流（流出流入）造成单位体积敏感焓上升速率为
9、热流（流出流入）造成单位体积敏感焓上升速率。第9页 实际生物反应过程中热量计算，可采取以下方法：、经经过过反反应应中中冷冷却却水水带带走走热热量量进进行行计计算算。依依据据经经验验，每每m m3 3发发酵酵液液每每小小时时传传给给冷冷却却器器最最大大热量为：热量为：青霉素发酵约为青霉素发酵约为25000kJ/(m25000kJ/(m3 3h);h);链霉素发酵约为链霉素发酵约为19000kJ/(m19000kJ/(m3 3h);h);四环素发酵约为四环素发酵约为0kJ/(m0kJ/(m3 3h);h);肌苷发酵约为肌苷发酵约为18000kJ/(m18000kJ/(m3 3h);h);谷氨酸发酵
10、约为谷氨酸发酵约为31000kJ/(m31000kJ/(m3 3h)h)。第10页 2 2、经经过过反反应应液液温温升升进进行行计计算算。即即依依据据反反应应液液在在单单位位时时间间内内(如如半半小小时时)上上升升温温度度而而求求出出单单位位体体积积反反应应液液放放出出热热量量近近似似值值。比比如如某某味味精精生生产产厂厂，在在夏夏天天不不开开冷冷却却水水时时，25m25m3 3发发酵酵罐罐每每小小时时内内最最大大升升温温约约为为1212。3 3、经经过过生生物物合合成成进进行行计计算算。当当Q Qsen sen、Q Qaccacc和和Q Qgasgas可忽略不计，由式可忽略不计，由式7-57
11、-5可知，可知，（7-67-6）即反应过程中产生总热量均为冷却装置带走。即反应过程中产生总热量均为冷却装置带走。4 4、经过燃烧热进行计算、经过燃烧热进行计算 （7-77-7）式中式中Q Q基质燃烧基质燃烧为基质燃烧热，为基质燃烧热，Q Q产物燃烧产物燃烧为产物燃烧热。为产物燃烧热。第11页 生生物物反反应应器器中中换换热热装装置置设设计计，首首先先是是传传热热面面积计算。积计算。换热装置传热面积可由下式确定。换热装置传热面积可由下式确定。（7-87-8）式中式中 F F为换热装置传热面积为换热装置传热面积m m2 2；Q Qallall为为由由上上述述方方法法取取得得反反应应热热或或反反应应
12、中中每每小时放出最大热量小时放出最大热量kJ/hkJ/h；K K为换热装置传热系数为换热装置传热系数kJ/(mkJ/(m2 2h)h)；t tm m为为对对数数温温度度差差()()，由由冷冷却却水水进进出出口口温温度与醪液温度而确定。度与醪液温度而确定。第12页 依据经验：依据经验：夹套夹套K K值为值为400400700kJ/700kJ/（m m2 2hh），蛇管），蛇管K K值为值为120012001900kJ/1900kJ/（m m2 2hh），如管壁较薄，），如管壁较薄，对冷却水进行强制循环时，对冷却水进行强制循环时，K K值为值为330033004200kJ/4200kJ/（m m2
13、 2hh）。气温高地域，冷却水温高，传热）。气温高地域，冷却水温高，传热效果差，冷却面积较大，效果差，冷却面积较大，1m1m3 3发酵液冷却面积超出发酵液冷却面积超出2m2m2 2。但在气温较底地域，采取地下水冷却，冷却。但在气温较底地域，采取地下水冷却，冷却面积较小，面积较小，1m1m3 3发酵液冷却面积为发酵液冷却面积为1m1m2 2。发酵产品不。发酵产品不一样，冷却面积也有差异。一样，冷却面积也有差异。第13页7.2 7.2 酶反应器酶反应器 n7.2.17.2.1酶反应器及其操作参数酶反应器及其操作参数 形式名称形式名称操作方式操作方式说明说明单相单相系统系统酶反酶反应器应器搅搅 拌拌
14、 罐罐（stirred stirred tanktank）分批、流加分批、流加靠机械搅拌混合靠机械搅拌混合超超滤滤膜膜反反应应器器（ultrafiltrationultrafiltration）分分批批、流流加加或连续或连续适适合合用用于于高高分分子子底物底物多相多相系统系统酶反酶反应器应器搅拌罐搅拌罐分分批批、流流加加或连续或连续靠机械搅拌混合靠机械搅拌混合固固定定床床（fixed fixed bedbed）填充床填充床(packed bed(packed bed）连续连续适适合合用用于于固固定定化化酶酶或微生物反应中或微生物反应中流流化化床床（fluidized fluidized bed
15、bed）分批、连续分批、连续靠靠溶溶液液流流动动而而混混合合膜膜式式（filmfilm）反反应应器器;悬浊气泡塔悬浊气泡塔连续连续分批、连续分批、连续膜膜状状或或片片状状固固定定化化酶酶,适适于于气气体体为为底底物物依据其形式和操作方式分类依据其形式和操作方式分类:第14页酶反应器设计和操作参数 决定酶反应器设计和操作性能参决定酶反应器设计和操作性能参数有停留时间数有停留时间、转化率、反应器产、转化率、反应器产率率P Pr r、酶用量、反应器温度、酶用量、反应器温度、pHpH值和值和底物浓度等。当副反应不可忽略时，底物浓度等。当副反应不可忽略时，选择性选择性S Sp p也是很主要参数。也是很主
16、要参数。第15页一、停留时间 停停留留时时间间是是指指反反应应物物料料进进入入反反应应器器时时算算起起，至至离离开开反反应应器器时时为为止止所所经经历历时时间间。分分批批式式搅搅拌拌罐罐（Batch Batch stirred stirred tank tank reactorreactor，BSTRBSTR）中中，全全部部物物料料停停留留时时间间是是相相同同，且且等等于于反反应应时时间间；CPFRCPFR中中二二者者也也是是一一致致。对对于于CSTRCSTR，常常使使用用“平平均均停停留留时时间间”来来表表示示。假假如如反反应应器器容容积积为为V V，物物料料流流入入反反应器中体积流量为应器
17、中体积流量为F F，平均停留时间，平均停留时间定义式为：定义式为：（7-97-9）又称空时（空间时间又称空时（空间时间space timespace time），其倒数），其倒数1 1称为空速（空间速度称为空速（空间速度 space velocity space velocity）。）。第16页二、转化率二、转化率 转转 化化 率率（也也 称称 转转 化化 分分 数数 conversion conversion or or fractional fractional conversionconversion）是是表表明明供供给给反反应应底底物物发发生生转转变变分分量量。分分批批式式操操作作中中
18、，底底物物初初始始浓浓度度为为S S0 0，反反应应时时间间t t时时底底物物浓浓度度为为S St t，此此时时，底底物物S S转化率为：转化率为：（7-107-10）连连续续式式操操作作中中，流流入入反反应应器器内内底底物物浓浓度度为为S Sinin，流出液中底物浓度为流出液中底物浓度为S Soutout，此时转化率，此时转化率:（7-117-11）第17页三、生产能力三、生产能力P Pr r 反反应应器器生生产产能能力力P Pr r（productivity）定定义义是是单单位时间、单位反应器体积内生产产物量。位时间、单位反应器体积内生产产物量。分批式操作中，分批式操作中，（7-127-1
19、2）式中式中P Pt t为时间为时间t t时单位反应液体积中产物生成量。时单位反应液体积中产物生成量。连续式操作中，连续式操作中，（7-137-13）式中式中P Poutout为单位体积流出液中产物量。为单位体积流出液中产物量。第18页四、选择性四、选择性Sp 选选择择性性S Sp p（selectivityselectivity）是是在在有有副副反反应应发发生生复复合合反反应应中中，能能够够转转变变为为目目标标产产物物底底物物改改变变总总量量中中，实实际际上上转转变为目标产物比率。由底物变为目标产物比率。由底物S S生成目标产物生成目标产物P P选择性选择性S Sp p为：为：（7-147-
20、14）S Sp p表表明明了了整整个个反反应应平平均均选选择择性性。式式中中a aspsp是是指指从从1mol1mol底底物物S S中中所所得得到到产产物物P P摩摩尔尔数数，是是由由反反应应量量论论关关系系而而决决定定。因因为为在在反反应应各各阶阶段段或或反反应应器器内内不不一一样样位位置置选选择择性性并并非非一一致，所以，瞬时（或局部）选择性为：致，所以，瞬时（或局部）选择性为：（7-157-15）式中式中r rp p为主反应速率；为主反应速率；r rs s为副反应速率。为副反应速率。第19页酶反应器选择酶反应器选择 游游离离酶酶反反应应器器选选择择，完完全全能能够够采采取取表表（7-27
21、-2）普普通生物反应器选择要求来进行。通生物反应器选择要求来进行。对对于于固固定定化化酶酶反反应应器器选选择择，除除一一样样依依据据使使用用目目标标、反反应应形形式式、底底物物浓浓度度、反反应应速速率率、物物质质传传递递速速率率和和反反应应器器制制造造和和运运转转成成本本及及难难易易等等原原因因进进行行选选择择外外，还还应应考考虑虑固固定定化化酶酶形形状状(颗颗粒粒、纤纤维维、膜膜等等)、大大小小、机机械械强强度度、比比重重和和再再生生或或更更新新难难易易；操操作作上上要要求求，如如pHpH控控制制、供供氧氧和和预预防防杂杂菌菌污污染染等等；反反应应动动力力学学形形式式和和物物质质传传递递特特
22、征征、内内外外扩扩散散影影响响；底底物物性性质；催化剂（固定化酶）表面反应器体积比值等。质；催化剂（固定化酶）表面反应器体积比值等。第20页7.2.2 7.2.2 理想酶反应器理想酶反应器 n一、一、CPFRCPFR型酶反应器型酶反应器 也称为活塞流式反应器或平推流式反应器。也称为活塞流式反应器或平推流式反应器。CPFR CPFR具备以下特点：在正常连续稳态操作情具备以下特点：在正常连续稳态操作情况下，在反应器各个截面上，物料浓度不随时间况下，在反应器各个截面上，物料浓度不随时间而改变；反应器内轴向各处浓度彼此不相等，反而改变；反应器内轴向各处浓度彼此不相等，反应速率随空间位置而改变；因为径向
23、有严格均匀应速率随空间位置而改变；因为径向有严格均匀速度分布，即径向不存在浓度分布，故反应速率速度分布，即径向不存在浓度分布，故反应速率随空间位置改变只限于轴向。随空间位置改变只限于轴向。第21页对对CPFRCPFR进行物料衡算进行物料衡算 图图7-1 7-1 活塞流式反应器物料恒算示意图活塞流式反应器物料恒算示意图 第22页 沿反应器轴向任意切出长度为沿反应器轴向任意切出长度为dldl一个微元管一个微元管段作为反应器微元，该微元体积记为段作为反应器微元，该微元体积记为dV=AdldV=Adl，如图如图7-17-1所表示，在该微元内反应速率不随时间而所表示，在该微元内反应速率不随时间而变。稳定
24、状态下，以一级反应为例，取底物变。稳定状态下，以一级反应为例，取底物S S作为作为着眼组分进行物料衡算得（单位时间内）：着眼组分进行物料衡算得（单位时间内）：流入量流入量 流出量流出量 反应量反应量 积累量积累量 FS (F+dF)(S+dS)-r FS (F+dF)(S+dS)-rs sdV 0dV 0第23页因为因为dFdF0 0，F F0 0F FF Ff f，所以，所以 （7-177-17）以边界条件进行积分，得以边界条件进行积分，得 （7-187-18）式中：式中：S S为底物浓度为底物浓度molmolm m3 3；F F为以体积计物料进料流率为以体积计物料进料流率m m3 3s s
25、；A A为反应器横截面积为反应器横截面积m m2 2；L L为反应器长度为反应器长度m m；为停留时间为停留时间s s；k k为一级反应速率常数。为一级反应速率常数。第24页 所以，反应器停留时间为所以，反应器停留时间为 （7-197-19）对于其它各级反应可得到普通关系式，对于其它各级反应可得到普通关系式，（7-207-20）把把酶酶促促反反应应经经典典动动力力学学方方程程米米氏氏方方程程代代入入上上式，得操作方程为式，得操作方程为 （7-217-21）也可整理为也可整理为 （7-227-22）上式中，上式中，为流出液中底物转化率。为流出液中底物转化率。第25页二、二、CSTRCSTR型酶反
26、应器型酶反应器 第26页 稳稳定定状状态态下下，CSTRCSTR型型反反应应器器内内各各处处浓浓度度和和温温度度均均不不随随空空间间位位置置和和时时间间而而改改变变，因因而而反反应应器器内内各各处处反反应应速速率率相相等等。所所以以可可对对整整个个反反应应器器（图图7-27-2）作作物物料料衡衡算算，一一级级反反应应条条件下，对组分件下，对组分S S（单位时间内）有（单位时间内）有:流入量流出量流入量流出量 反反 应应 量量 积累量积累量 （7-237-23）（7-247-24）（7-257-25）上式变为普通化关系式为：上式变为普通化关系式为：（7-267-26）将米氏方程代入上式，得操作方
27、程，即将米氏方程代入上式，得操作方程，即 （7-277-27）也可写为也可写为 （7-287-28）第27页7.2.3 CSTR7.2.3 CSTR型与型与CPFRCPFR型反应器性能比较型反应器性能比较 图图7-3 CSTR7-3 CSTR与与CPFRCPFR型反应器性能比较型反应器性能比较 第28页一、停留时间比较一、停留时间比较 将将（7-227-22）式式和和（7-287-28）式式结结果果标标绘绘于于图图7-37-3，图图中中横横座座标标为为着着眼眼组组分分S S转转化化率率，纵纵坐坐标标为为反反应应速速率率倒倒数数。由由图图可可知知，在在相相同同工工艺艺条条件件下下进进行行同同一一
28、反反应应，到到达达相相同同转转化化率率时时，二二者者所所需需停停留留时时间间不不一一样样，CSTRCSTR型型比比CPFRCPFR型型反反应应器器要要长长，也也就就是是前前者者所所需需反反应应器器体体积积比比后后者者大大。图图上上向向右右倾倾斜斜线线所所围围面面积积相相当当于于CSTRCSTR型型反反应应器器到到达达预预定定转转化化率率所所需需时时间间，向向左左倾倾斜斜线线所所为为面面积积为为CPFRCPFR型型反反应应器器到到达达相同转化率所需时间。最终转化率越高，二者差距越大。相同转化率所需时间。最终转化率越高，二者差距越大。另外，以对两反应器体积比作图可知，随反应级数另外，以对两反应器体
29、积比作图可知，随反应级数增加，反应器体积比急剧增加。增加，反应器体积比急剧增加。第29页二、酶需求量比较二、酶需求量比较 当当K Km mSS0 0时时，反反应应速速率率可可用用一一级级动动力力学学来来描描述述，于于是是，（7-287-28）式式和和（7-227-22）式式可可简简化化成成以下式子。以下式子。（7-297-29）（7-307-30）式式中中，常常数数(k(k+2+2E E0 0)/)/K Km m可可认认为为是是拟拟一一级级速速率率常数常数K Kf f。CSTRCSTR中中所所需需酶酶量量E ECSTRCSTR与与CPFRCPFR中中所所需需量量E ECPFRCPFR之之比，可
30、从上式求得。比，可从上式求得。第30页 对一级动力学：对一级动力学：（7-317-31）上上式式表表明明，转转化化率率越越高高，CSTRCSTR中中所所需需酶酶相相对对量量也也就就越越大大。另另外外，比比值值还还依依赖赖于于反反应应级级数数，一一级级反反应应时时其其比比值值最最大大，0 0级级反反应应时时其其比比值值最最小小。假假如如反反应应遵遵照照米米氏氏定定律律，则则酶酶需需求求量量相相对对比比值值与与转转化化率率之之间间函函数数关关系系可可由由图图7-47-4表表示示。所所以以，可可依依据据所所需需转转化化率率来来选选择择反反应应器器类类型型，或确定它们所需酶相对量。或确定它们所需酶相对
31、量。第31页n图图7-4 E7-4 ECSTRCSTR/E/ECPFRCPFR与转化率及进口底物浓度之间关系与转化率及进口底物浓度之间关系 第32页三、酶稳定性三、酶稳定性 酶酶稳稳定定性性是是选选择择酶酶反反应应器器主主要要原原因因。酶酶活活力力丧失可近似用一级动力学关系来描述，即丧失可近似用一级动力学关系来描述，即 （7-327-32）式中：式中：E E为反应器中有效酶浓度；为反应器中有效酶浓度；K Kd d为酶衰退常数；为酶衰退常数；t t为操作时间。为操作时间。第33页 若若把把（7-327-32）式式与与（7-227-22）式式和和（7-287-28）式结合起来，可得描绘酶衰变时操作
32、方程。式结合起来，可得描绘酶衰变时操作方程。nCSTR:CSTR:（7-337-33）nCPFRCPFR：（7-347-34）式中，与分别是式中，与分别是t=0t=0和和t=tt=t时转化率。时转化率。第34页 由（由（7-337-33）式和（）式和（7-347-34）式可知，）式可知，0 0级级反应时，反应时，CSTRCSTR与与CPFRCPFR内酶活力衰退没有什内酶活力衰退没有什么区分。但假如反应从么区分。但假如反应从0 0级增至一级，那么，级增至一级，那么，两种反应器转化率下降差异就变得显著。两种反应器转化率下降差异就变得显著。CPFRCPFR产量下降要比产量下降要比CSTRCSTR快得
33、多，因而快得多，因而CPFRCPFR中酶失活比中酶失活比CSTRCSTR中更为敏感。不过，如上中更为敏感。不过，如上所述，在一些场所，操作条件相同，要得所述，在一些场所，操作条件相同，要得到一样转化率，到一样转化率，CSTRCSTR所需酶数量远大于所需酶数量远大于CPFRCPFR所需量。所需量。第35页四、反应器中浓度分布四、反应器中浓度分布 图图7-57-5标标绘绘了了CSTRCSTR与与CPFRCPFR中中底底物物浓浓度度分分布布。由由图图可可知知，在在CPFRCPFR中中，即即使使出出口口端端浓浓度度较较低低，但但在在进进口口端端，底底物物浓浓度度较较高高；CSTRCSTR中中底底物物总
34、总处处于于低低浓浓度度范范围围。假假如如酶酶促促反反应应速速率率与与底底物物浓浓度度成成正正比比，那那么么对对于于CSTRCSTR而而言言，因因为为整整个个反反应应器器处处于于低低反反应应速速率率条条件件下下，所所以以其其生生产产能力也低。能力也低。图图7-57-5 第36页7.3 7.3 通风发酵设备通风发酵设备 7.3.1 7.3.1 机械搅拌式发酵罐机械搅拌式发酵罐 机机械械搅搅拌拌式式发发酵酵罐罐，是是指指既既含含有有机机械械搅搅拌拌又又有有压压缩缩空空气气分分布布装装置置发发酵酵罐罐（见见图图7-97-9），当当前前最最大大通通用用式式发发酵酵罐罐容容积约为积约为480m480m3
35、3。一、机械搅拌式发酵罐结构一、机械搅拌式发酵罐结构 通用式发酵罐几何尺寸与操作条件通用式发酵罐几何尺寸与操作条件如表如表7-67-6和图和图7-107-10所表示。所表示。第37页几几何何尺尺寸寸与与操操作作条件范围条件范围经典数值经典数值 奥地利某企业奥地利某企业 200m3200m3 美国某企业美国某企业130m3130m3日本某企业日本某企业50m350m3中国某味精厂中国某味精厂100m3100m3H/D=143 1 831.82.94Di/D=1/21/41/30.3380.340.286W/D=1/81/121/10110.102B/Di=0.81.01.01.0搅搅 拌拌 转转
36、 速速 N=30N=30 1000 1000(r/min)(r/min)9013070130145150单单位位醪醪液液体体积积冷冷却却面面积积0.60.61.5(m2/m3)1.5(m2/m3)1.51.14搅拌器层数搅拌器层数4层层4层层2层层3层层通通风风量量0.10.14 4 m3/(m3min)m3/(m3min)0.50.31.00.60.50.2空空 气气 线线 速速 度度 0.020.02 2 2(m/min)(m/min)1.76单单 位位 体体 积积 功功 耗耗 1 1 4 4(kw/m3)(kw/m3)22.5345.431.3装装 料料 系系 数数 =70=708080
37、77758875电机功率电机功率(kw)(kw)3001300150130表表7-6 7-6 通用式发酵罐几何尺寸与操作条件通用式发酵罐几何尺寸与操作条件 1 1 将列管并列焊接在一起，组成挡板将列管并列焊接在一起，组成挡板;2 ;2 直接利用列管当挡板直接利用列管当挡板第38页HH筒身高度筒身高度 D D罐径罐径 W W挡板宽度挡板宽度 H HL L液位高度液位高度DiDi搅拌器直径搅拌器直径 S S两搅拌器间距两搅拌器间距 B B下搅拌器距底间距下搅拌器距底间距 第39页二、机械搅拌通风发酵罐混合与搅拌二、机械搅拌通风发酵罐混合与搅拌 机械搅拌罐混合主要是经过机械搅机械搅拌罐混合主要是经过
38、机械搅拌来实现。机械搅拌不但可促使培养基拌来实现。机械搅拌不但可促使培养基混合均匀，而且有利于增加气液接触面混合均匀，而且有利于增加气液接触面积，提升溶氧速率。对于双液相反应体积，提升溶氧速率。对于双液相反应体系可提升液系可提升液-液接触面积，另外还可促进液接触面积，另外还可促进传热与固形物料悬浮。传热与固形物料悬浮。第40页1 1、搅拌器型式与搅拌流型、搅拌器型式与搅拌流型 生物反应器中常使搅拌器型式有：生物反应器中常使搅拌器型式有：螺旋桨、平桨、涡轮桨、自吸式搅拌桨螺旋桨、平桨、涡轮桨、自吸式搅拌桨和栅状搅拌桨等。另外，翼型桨也已开和栅状搅拌桨等。另外，翼型桨也已开始广泛应用于发酵生产，并
39、取得很好效始广泛应用于发酵生产，并取得很好效果。果。第41页2 2、搅拌功率计算搅拌功率计算 机机械械搅搅拌拌发发酵酵罐罐中中搅搅拌拌器器轴轴功功率率与与以以下下原原因因相相 关关：搅搅 拌拌 器器 直直 径径 D Di i（m m）、搅搅 拌拌 转转 速速N N（r/minr/min）、液液体体密密度度（kg/mkg/m3 3）、液液体体粘粘度度（PasPas）、重重力力加加速速度度g g（m/sm/s2 2）、搅搅拌拌罐罐直直径径D D（m m）、液液柱柱高高度度H HL L（m m）以以及及档档板板条条件件(数数量量、宽宽度度和和位位置置)等等。因因为为搅搅拌拌罐罐直直径径和和液液柱柱高
40、高度度与与搅搅拌拌器器直直径径之之间间有有一一定定百百分分比比关关系系，可可不不作作独独立立变量，于是变量，于是:P=f(D P=f(Di i，N N，g)(7-37)g)(7-37)第42页 对于牛顿型流体，经过因次分析可得对于牛顿型流体，经过因次分析可得以下关联式以下关联式:(7-38)(7-38)(7-39)(7-39)式式中中：N NP P为为功功率率准准数数，其其物物理理意意义义为为机机械械搅拌力与惯性力之比；搅拌力与惯性力之比；R ReMeM为为搅搅拌拌雷雷诺诺准准数数,其其物物理理意意义义为为惯惯性性力力与粘滞力之比；与粘滞力之比；F FrMrM为为搅搅拌拌弗弗鲁鲁特特准准数数，
41、其其物物理理意意义义是是搅搅拌拌加速度与重力；加速度与重力；K K为与搅拌器形式、反应器几何尺寸相关为与搅拌器形式、反应器几何尺寸相关常数常数 第43页 试验表明，在全档板条件下，液面不产生中心下降试验表明，在全档板条件下，液面不产生中心下降旋涡，此时旋涡，此时 y=0 y=0，N NP P仅是仅是R ReMeM函数函数(图图7-11)7-11)图图7-11 7-11 各种搅拌器各种搅拌器R ReMeM对应于对应于N NP P关系关系14螺旋桨，12螺距=Di，34螺距=2DI；5平桨；6平叶涡轮桨（无档板）；7平叶涡轮桨（有档板）；8弯叶涡轮桨；9箭叶涡轮桨 当Rem104，液体处于湍流状态
42、，(7-41)第44页不一样搅拌器K值如表7-7所表示 表表 7-7 7-7 不一样搅拌器不一样搅拌器K K值值 这些这些K K值均为在值均为在H HL L/D=1/D=1，D/DD/Di i=3=3，D/W=10D/W=10条条件下测定。件下测定。搅拌器形式K(滞流)K(湍流)三叶螺旋桨，螺距=d41.00.32三叶螺旋桨，螺距=2d43.51.0四平叶涡轮搅拌器70.04.50六平叶涡轮搅拌器71.06.10六弯叶涡轮搅拌器71.04.80六箭叶涡轮搅拌器70.04.0六弯叶封闭式涡轮搅拌器97.51.08第45页 当不符合此条件时，搅拌功率可用下式校正：(7-42)(7-43)假如已知(
43、D/Di)=3，(HL/Di)=3，则 (7-44)式中，f为校正系数，式中带*号为代表实际搅拌设备情况。第46页 对于大型发酵罐对于大型发酵罐,同一轴上往往安装多层搅同一轴上往往安装多层搅拌器，对于多层搅拌器功率可用下式计算。拌器，对于多层搅拌器功率可用下式计算。(7-45)(7-45)式中式中m m为搅拌器层数。为搅拌器层数。以上是不通风时搅拌功率计算。以上是不通风时搅拌功率计算。第47页 通通风风时时搅搅拌拌器器轴轴功功率率消消耗耗降降低低，其其降降低低程程度度与与通通风风量量QgmQgm3 3(工工作作状状态态)/min)/min及及液液体体翻翻动动量量Q Q1 1(m(m3 3/mi
44、n)(Q/min)(Q1 1NdNd3 3)等等原原因因相相关关。MichelMichel等等人人提提出出了了应应用用较较广广泛泛通通风风时时搅搅拌拌功功率率PgPg与与工工作作变变量间经验公式：量间经验公式：(7-46)(7-46)式中，式中，D Di i/D=1/3/D=1/3时，时，K=0.157K=0.157；Di/D=2/3Di/D=2/3时，时，K=0.113K=0.113；Di/D=1/2Di/D=1/2时，时，K=0.101K=0.101。第48页 通风时搅拌功率也可利用下式计算。通风时搅拌功率也可利用下式计算。(7-47)(7-47)(7-48)(7-48)式式中中NaNa为
45、为通通风风准准数数，其其代代表表发发酵酵罐罐内内空空气气表表观观流流速速与与搅搅拌拌器器叶叶端端速速度度之之比比，可可表示为：表示为：(7-49)(7-49)第49页7.3.2 7.3.2 气升式和鼓泡式反应器气升式和鼓泡式反应器 气升式和鼓泡式反应器与机械搅拌气升式和鼓泡式反应器与机械搅拌通风反应器不一样在于无机械搅拌。这通风反应器不一样在于无机械搅拌。这类反应器特点是结构简单，氧传递效率类反应器特点是结构简单，氧传递效率高，耗能低，安装维修方便等。高，耗能低，安装维修方便等。第50页一、气升式反应器一、气升式反应器 气升式反应器有各种形式，比较经典两种气升式反应器有各种形式，比较经典两种形
46、式如图形式如图7-127-12。图图 7-12 7-12 气升式反应器示意图气升式反应器示意图 第51页二、鼓泡式反应器 图图7-13 7-13 高位筛板式反应器示意图高位筛板式反应器示意图 第52页鼓泡式反应器功率消耗可由下式计算鼓泡式反应器功率消耗可由下式计算 （7-507-50）式中式中 为液体密度；为液体密度；g g为重力加速度；为重力加速度；Q Qg g为气体体积流速；为气体体积流速；H HL L为反应液柱高；为反应液柱高；P P1 1为罐底压力；为罐底压力；P P2 2为罐顶压力；为罐顶压力；为效率因子；为效率因子；V V0 0为经过小孔气体流速。为经过小孔气体流速。普普通通上上式
47、式中中右右边边第第二二项项能能够够忽忽略略不不计计，所所以以上上式式可变为可变为 （7-517-51）第53页7.3.3 7.3.3 自吸式反应器自吸式反应器 自自吸吸式式反反应应器器是是一一个个不不需需要要空空气气压压缩缩机机，而而在在搅搅拌拌过过程程中中自自吸吸入入空空气气反反应应器器。该该反反应应器器最最关关键键部部件件是是带带有有中中央央吸吸气气口口搅搅拌拌器器。搅搅拌拌器器叶叶轮轮旋旋转转时时，叶叶片片不不停停排排开开周周围围液液体体使使其其背背侧侧形形成成真真空空，由由导导气气管管吸吸入入罐罐外外空空气气，吸吸入入空空气气与与发发酵酵液液充充分分混混合合后后在在叶叶轮轮末末端端排排
48、出出，并并马马上上经经过过导导轮轮向向罐壁分散，经档板折流涌向液面，均匀分布。罐壁分散，经档板折流涌向液面，均匀分布。因为空气靠反应液高速流动形成真空自行吸入，气液因为空气靠反应液高速流动形成真空自行吸入，气液接触良好，气泡分散较细，因而溶氧系数较高。自吸式反接触良好，气泡分散较细，因而溶氧系数较高。自吸式反应器缺点是进罐空气处于负压，因而增加了染菌机会。应器缺点是进罐空气处于负压，因而增加了染菌机会。第54页7.3.4 7.3.4 通风固态发酵设备通风固态发酵设备 依据固态发酵中通风方式与物料所依据固态发酵中通风方式与物料所处状态不一样，通风固态发酵设备可分处状态不一样，通风固态发酵设备可分
49、为静置培养用发酵设备、通风培养用固为静置培养用发酵设备、通风培养用固态发酵设备和流化床式固态发酵设备。态发酵设备和流化床式固态发酵设备。依据操作方式不一样，通风固态发酵设依据操作方式不一样，通风固态发酵设备又可分为分批式和连续式两类。备又可分为分批式和连续式两类。第55页一、分批式通风固态发酵设备一、分批式通风固态发酵设备 厚层通风制曲装置是当前国内使用较多分批式通风固态发酵厚层通风制曲装置是当前国内使用较多分批式通风固态发酵设备。制盒曲曲盒，制帘子曲帘子等是最简单，且古老实用固态设备。制盒曲曲盒，制帘子曲帘子等是最简单，且古老实用固态发酵设备。另外，一些当代化固态发酵设备，如自动化制曲装置发
50、酵设备。另外，一些当代化固态发酵设备，如自动化制曲装置和流化床式固态发酵设备早已工业化应用。和流化床式固态发酵设备早已工业化应用。图图7-15 7-15 厚层通风制曲装置示意图厚层通风制曲装置示意图 第56页二、连续式通风固态发酵设备二、连续式通风固态发酵设备 连续式发酵设备有塔式，转鼓式和回转式等各种形式。连续式发酵设备有塔式，转鼓式和回转式等各种形式。塔塔式式通通风风固固态态发发酵酵设设备备外外形形为为塔塔式式，内内有有两两至至六六层层塔塔板板，培培养养物物料料从从上上而而下下分分级级传传输输，在在每每一一层层塔塔板板上上发发酵酵一一定时间后传输至下一层，传送方法有各种。定时间后传输至下一