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1、第7章 生物反应器(Bioreactor),7.1 生物反应器设计基础7.1.1 生化反应器的分类生化反应器是利用生物催化剂进行生化反应的设备。可从多个角度对其进行分类。 对生化反应器进行这种分类有利于对反应器进行模拟与放大。,酶反应器所使用的生物催化剂 细胞反应器,酶反应器相对比较简单，酶促反应与一般的化学催化反应相同，在反应的过程中酶本身无变化；细胞生化反应器相对比较复杂，因涉及到避免外界各种杂菌污染、有适应细胞生长繁殖以及维持其活性的要求。,间歇操作（分批操作）操作方式 连续 半间歇操作反应器的结构特征釜式、管式、塔式、膜 式等 反应器所需的能量的输入方式： 机械搅拌式机械搅拌输人能量
2、气升式气体喷射动能 液体循环式利用泵对液体的喷射作用,生物催化剂在反应器中的分布方式 生物团块(包括细胞、絮凝物、菌丝体)反应 生物膜反应器两大类。固相催化剂的运动状态来分类 填充床流化床生物转盘等多种型式反应器。按反应体系的相态来分类 均相可溶的酶催化反应非均相,反应物系在反应器内的流动与混合状态 （反应器内流体的流动类型） 活塞流反应器 (continuous plug flow reactor， CPFR ) 全混流反应器( continuous stirred-tank reactor， CSTR ),返混：具有不同停留时间的物料之间的混合称之为返混。活塞流：当反应器内完全不存在物料粒
3、子之间的返混时，这种流动称为活塞流，该反应器称为活塞流反应器；全混流：当反应器内不同粒子之间存在着最大返混时，流体的流动称为，该反应器称为全混流反应器。,流动模型： 理想反应器活塞流和全混流反应器 非理想反应器；其它 另外一些特殊用途的生化反应器也得到了较快的开发和应用，例如用于动植物细胞培养的有悬浮培养用的气升式、贴壁培养用的陶质矩形通道蜂窝状反应器等。还有用于固态发酵的转鼓式反应器以及反应和分离相耦合的反应装置等。,生物反应器的分类,生物反应器,间歇操作,半间歇半连续操作,连续操作,生物团块反应器,生物膜反应器,全混流型,活塞流型,全混流型,活塞流型,搅拌釜式反应器循环反应器环流反应器,管
4、式反应器鼓泡塔多级串联式反应器,流化床反应器循环管反应器完全混合膜反应器,固定床生物转盘渗滤器膜反应器,7.1.2.生化反应器的基本设计方法,生化反应器的设计主要目的：最大限度地降低成本，用最少的投资来最大限度地增加单位体积产率。A 生化反应器设计的最基本内容有：选择合适的反应器型式，根据反应及物料的特性和生产工艺特征，确定反应器的操作方式、结构类型、传递和流动方式等；确定最佳操作条件及其控制方式，如温度、压力、pH、通气量、物料流量等；计算出所需反应器体积，设计各种结构参数等。反应体积的确定是反应器设计的核心内容,B反应器设计的基本方程 ：描述浓度变化的物料衡算式质量守恒定描述温度变化的能量
5、衡算式,或称为能量方程能量守恒定律描述压力变化的动量衡算式动量守恒定律 首先需要确定变量，其次是确定控制体积。 原则是以能把反应速率视作定值的最大空间范围作为控制体积。 重点研究的是微元体内大量的分子和大量细胞的反应行为以及微元体间的物质、能量传递的宏观规律，而不是研究个别分子和个别细胞的行为。,物料衡算式 对于一封闭体系，在某一段时间（或微分时间）和其控制体积内，对某组分（底物或产物）进行物料衡算，其方程如下： 对应一段时间的物料衡算称为总物料衡算；对应一段微分时间的物料衡算称为微分物料衡算。,在定常态下，所有状态参数均不随时间变化，上述衡算式中累积项为零。 能量衡算式 对于大多数反应器，一
6、般对能量衡算式只作热量衡算，此时称为热量衡算式。在一定的时间和控制体积内，可以表示为：,如果反应为放热反应，则等号右边第二项为负，如果为吸热反应，则为正。,7.2生物反应器的设计与分析,机械搅拌式生化反应器它是借搅拌涡轮输入混合以及相际传质所需要的功率。这种反应器的适应性最强，从牛顿型流体直到非牛顿型的丝状菌发酵液，都能根据实际情况和需要，为之提供较高的传质速率和必要的混合速度。缺点是机械搅拌器的驱动功率较高，一般24kw/m3，这对大型的反应器来说是个巨大负担。,7.2生物反应器的设计与分析,（1）结构严密，经得起蒸汽的反复灭菌，内壁光滑，耐腐蚀性能好，内部附件尽量减少，以利于灭菌彻底和减少
7、金属离子对发酵的影响。（2）有良好的气液接触和液固混合性能，使物质传递、气体交换能有效地进行。（3）在保证发酵要求的前提下，尽量减少搅拌和通气时所消耗的动力.（4）有良好的热量交换性能，以适应灭菌操作和使发酵在最适温度下进行；（5）尽量减少泡沫的产生或附设有效的消沫装置，以提高装料系数；（6）附有必要的可靠检测及控制仪表。,设备的要求,通用式发酵罐,a大型,b小型,7.2.1机械搅拌通用式发酵罐设计与分析,原理：利用机械搅拌器的作用，使空气和醪液充分混合，促使氧在醪液中溶解，以保证供给微生物生长繁殖，发酵所需要的氧气。基本要求：1.结构上具有适宜的径高比。发酵罐的高度与径高比一般为1.74，罐
8、身越长，氧气的利用率越高。2.有一定的刚度与强度，由于发酵罐在灭菌过程和工作时，罐内有一定的压力和温度。因此需要一定的强度。,基本要求：,3.搅拌通风装置使之气液充分混合，保证发酵液一定的溶解氧。4.足够的冷却面积。5.尽量减少死角。6.轴封严密。7.维修操作检测方便,结构,主要部件包括罐体、搅拌桨、轴封、打泡器、中间轴承、空气吹管（或空气喷射管），挡板、冷却装置、人孔等。公称容积Vo=VC+Vb,V0= /4D2（H+hb+D/6),表 通用式发酵罐的几何尺寸与操作条件,1 将列管并列焊接在一起，组成挡板; 2 直接利用列管当挡板,H筒身高度 D罐径 W挡板宽度 HL液位高度Di搅拌器直径
9、S两搅拌器间距 B下搅拌器距底间距,1.罐体,结构：圆柱体和椭圆封头或碟形封头焊接而成。小型发酵罐罐顶和罐身采用法兰连接。顶部设有清洗用的手孔。材料为碳钢或不锈钢。大型发酵罐可用不锈钢或复合不锈钢制成。小大型发酵罐可用不锈钢或玻璃钢制成。刚度和强度：受压容器，空消或实消，通常灭菌的压力为2.5Kg/m3。,接管,罐顶：进料管、补料管、排气管、接种管和压力表管。罐身：冷却水进出管、进空气管、温度计管和测控仪表接口。排气管应尽量靠近封头的轴封位置。,2.机械搅拌系统,目的：有利于液体本身的混合及气液、气固之间的混合，质量和热量的传递，特别是对氧的溶解具有重要的意义（加强气液之间的湍动，增加气液接触
10、面积及延长气液接触时间）组成：电机、变电箱、搅拌桨、轴封和挡板,搅拌桨,搅拌桨可以使被搅拌液体形成轴向或径向的液流。发酵罐中以径向液流为主。生物反应器中常使的搅拌桨型式有：螺旋桨、平桨、涡轮桨、自吸式搅拌桨和栅状搅拌桨等。另外，翼型桨也已开始广泛应用于发酵生产，并取得较好效果。,搅拌桨,用涡轮式搅拌桨时为避免气泡在阻力较小的搅拌器中心部分沿着搅拌轴上升，在搅拌器中央常带有圆盘。常用的涡轮式搅拌器有平叶式、弯叶式和箭叶式三种。相同搅拌功率下，粉碎气泡能力由大到小：平叶式、弯叶式、箭叶式。叶片数一般为六个，也有少至四个或多至八个的。,径向流,轴向流,挡板,阻止液面中央部分产生下凹的旋涡，46块挡板
11、可满足全挡板条件,宽度为0.1-0.12D。全挡板条件：能达到消除液面旋涡的最低条件。在一定的转速下面增加罐内附件而轴功率保持不变。此条件与挡板数Z，与挡板宽度W与罐径D之比有关。,轴封：防止泄漏和染菌，分填料函和端面轴封。,3.通气系统,无菌空气制备装置、空气分布装置和出口气体除菌装置。无菌空气导入罐内的装置最简单的通气装置：单孔管，单孔管的出口位于最下面的搅拌器的正下方，开口往下，以免培养液中固体物质在开口处堆积和罐底固形物质沉淀。管口与罐底的距离约为40mm。开口朝下的多孔环形管：环的直径约为搅拌器直径的0.8倍。小孔直径5-8mm孔的总面积约等于通风管的截面积。,4.温度控制系统： 电
12、极、热交换装置和及其控制,排除发酵过程中由于生物氧化作用及机械搅拌产生的热量的装置在发酵过程中，放出的热量可用如下的热平衡方程式： Q发酵=Q生物+Q搅拌-Q蒸发-Q显-Q辐射,Q发酵=Q生物+Q搅拌-Q蒸发-Q显-Q辐射,Q发酵发酵过程中释放的净热量Q生物生物合成热，包括生物细胞呼吸放热和发酵热Q搅拌机械搅拌转化热 Q蒸发排出空气带走水分所需的潜热 Q显排出空气带出的显热 Q辐射因罐外壁与大气间的温度差使罐壁向大气辐射的热量,发酵换热装置的形式,多用于容积较小的发酵罐、种子罐。一般小于5m3，夹套的高度比静止液面高度较高即可，约高50100mm。夹套的宽度对于不同直径的发酵有不同的尺寸，一般
13、为50200mm，夹套上设有水蒸汽，冷却水或其他介质的进出口。当加热用水蒸气，进口管应靠近夹套上端，冷凝液从底部排出；如果冷却介质是液体，则进口管应安在底部，是液体从底部进入上部流出。结构简单；加工容易；罐内无冷却设备，死角少，容易进行灭菌工作，有利于发酵。缺点是传热慢，传热系数100250。,夹套式换热装置,竖式蛇管换热装置,竖式的蛇管分组安装于发酵罐内，有四组、六组或八组。5m3以上的发酵罐多采用。优点：冷却水在管内的流速较快，传热系数高。约为300450（有时可达8001000）。缺点：容易被腐蚀，增加培养液中金属离子的浓度，腐蚀而形成穿孔，引起污染。,5.消泡系统,原因：发酵液中含有大
14、量的蛋白质，在强烈的通气搅拌下产生大量的泡沫。导致发酵液的外溢和增加染菌机会。须用加消沫剂的方法去除，消泡剂和消泡桨。泡沫的机械强度较差和泡沫量较少时，采用机械消沫装置也有一定作用。其作用是将泡沫打碎。,发酵罐的几何计算,1.几何尺寸：H/D=1.7-3.5; H:罐身高，D：罐径Di/D=1/21/3， Di：搅拌叶轮直径B/D=1/81/12， B：挡板宽C/Di=0.81.0，C：下搅拌叶轮与罐底距S/Di=25， S：相邻搅拌叶轮间距,2.容积计算,椭圆形风封头体积计算,公称容积,V0= /4D2（H+hb+D/6),3、 搅拌功率的计算,机械搅拌发酵罐中的搅拌器轴功率与下列因素有关：
15、搅拌器直径Di（m）、搅拌转速N（r/min）、液体密度（kg/m3）、液体粘度（Pas）、重力加速度g（m/s2）、搅拌罐直径D（m）、液柱高度HL（m）以及档板条件(数量、宽度和位置)等。由于搅拌罐直径和液柱高度与搅拌器直径之间有一定比例关系，可不作独立变量，于是: P = f(Di，N，g) (8-37),对于牛顿型流体，通过因次分析可得如下关联式: (8-38),(8-39) 式中：NP为功率准数，其物理意义为机械搅拌力与惯性力之比； ReM为搅拌雷诺准数,其物理意义为惯性力与粘滞力之比； FrM为搅拌弗鲁特准数，其物理意义是搅拌加速度与重力加速度之比； K为与搅拌器形式、反应器几何尺
16、寸有关的常数,实验表明，在全档板条件（是指能达到消除液面旋涡的最低条件,即在一定转速下再增加罐内挡板或附件数也不会改善搅拌效果。）下，液面不产生中心下降的旋涡，此时 y=0，NP仅是ReM的函数(图8-11),图8-11 各种搅拌器的ReM对应于NP的关系1. 2.螺距螺旋桨，螺距=Di，有挡板；3. 螺旋桨，螺距=2Di，无挡板；4. 3. 螺旋桨，螺距=2Di，有挡板；5.平桨，有挡板；6.六平叶涡轮桨，无档板； 7.平叶涡轮桨（有档板）；8.六弯叶涡轮桨，有挡板；9.六箭叶涡轮，有挡板；桨,当Rem104，液体处于湍流状态， (8-41),不同搅拌器的K值如表8-7所示,这些K值均为在H
17、L/D=1，D/Di=3，D/W=10的条件下测定的。,表 8-7 不同搅拌器的K值,当不符合此条件时，搅拌功率可用下式校正： (8-42) (8-43) 如果已知(D/Di)=3，(HL/Di)=3，则 (8-44) 式中，f为校正系数，式中带*号的为代表实际搅拌设备情况。,对于大型发酵罐,同一轴上往往安装多层搅拌器，对于多层搅拌器的功率可用下式计算。,(8-45) 式中m为搅拌器层数。 以上是不通风时搅拌功率的计算。,通风时搅拌器的轴功率消耗降低，其降低程度与通风量Qgm3(工作状态)/min及液体翻动量Q1(m3/min)(Q1Nd3)等因素有关。Michel等人提出了应用较广泛的通风时
18、的搅拌功率Pg与工作变量间的经验公式： (8-46) 式中，Di/D=1/3时，K=0.157；Di/D=2/3时，K=0.113；Di/D=1/2时，K=0.101。,通风时的搅拌功率也可利用下式计算。 (8-47) (8-48) 式中Na为通风准数，其代表发酵罐内空气的表观流速与搅拌器叶端速度之比，可表示为： (8-49),7.2.2气升式发酵罐设计和分析,特点是结构简单，不需要搅拌；不易污染，氧传质效率高，能耗低，节省动力约50%；装料系数达8090%；安装维修方便，冷却面积小剪切力小。较适于单细胞蛋白等的生产。分为外循环与内循环气升式发酵罐。,工作机理,罐内外装设上升管，上升管两端与罐
19、底上部相连接，构成一个循环系统。在上升管的下部装设空气喷嘴口，空气以250300m/s的高速度喷入上升管，使空气分割细碎，使上升管的发酵液比重较小，加上压缩空气的动能，使液体上升，罐内液体下降，进入上升管，形成反复的循环 。,结构参数,高径比H/D=5 9导流筒径与管径比DE/D=0.6 0.8循环周期时间的确定 tm=VL/VC=VL/(/4)DE2vm VL罐内培养液体积； VC培养液循环量 DE导流管（上升管）直径； vm导流管中液体平均流速气液比R= VC /V G环流速度取1.2 1.8 m/s，多段导流管或有筛网时可降低。气液传质速率：h=Kvsn K,n为经验指数，鼓泡塔式发酵罐
20、低通气速率时，n=0.7 1.2，高通气速率时，n=0.4 0.7,7.2.3鼓泡塔生物反应器,鼓泡塔反应器是气液两相反应器，是指气体鼓泡通过含有反应物或催化剂的液层以实现气液相反应过程的反应器。 鼓泡反应器结构筒单，易于操作，操作成本低，混合和传质传热性能较好，因此广泛应用于生物工程行业中，例如乙醇发酵、单细胞蛋白发酵、废水处理、废气处理（例如用微生物处理气相中的苯）等。鼓泡反应器内无传动部件，容易密封，对保持无菌条件有利。最简单的鼓泡式反应器内部是一空塔，塔的底部用筛板或气体分布器来分布气体。其工作原理是利用通入培养基中的气泡在上升时带动液体而产生混合，并将气泡中的氧供培养基中的菌体使用。
21、,7.2.4 固态发酵生物反应器,现代生物制品固态发酵的产率比液体深层发酵高得多，这是因为，液体深层发酵产生的大量发酵废水、通气与机械搅拌的高动力能耗，成为液体深层发酵进一步发展的障碍，迫使其向高浓度、高粘度方向发展，然而高浓度、高粘度的极限就是固态发酵。再从生态学与仿生学角度看，经过千百万年生物进化洗礼的自然界生物体，无论是最低等的单细胞生物，还是高等动植物及其单个活体细胞，都不是选择在流体流动环境下生活。,生物反应器的设计,生物反应器是发酵过程的中心，在反应器里生物原材料在合适的条件下转变为需要的产品。产品的产量和形成速率的最大化是优化生产过程的关键部分。固体发酵生物反应器的理想特征如下所
22、述：（1）用于建造生物反应器的材料必须坚固、耐腐蚀以及必须发酵过程的微生物无毒。此外须有一个可以承受的合理的价格。（2）防止发酵过程污染物的进入同时控制发酵过程的有机体释放到环境。前者特别难以控制，这是因为固体的处理不能象深层液体发酵的液体那样用泵输送，因此产生污染物自由封闭体系。而后者同样是一个非常重要的必备条件，因为大多数的固态发酵过程含有真菌孢子，它可能是致病的，会对周围的环境产生危害。要达到这种要求，可以通过在空气出口安装过滤器，周详的密封设计以及对进口空气进行过滤。但同时，这也增加了设备的费用。,（3）有效的通风调节、混合和热的移除来控制温度、水活度、气体的氧浓度等操作参数。通常，固
23、体培养基的发酵会遭受无效的热移除或者培养基床水蒸发的损失等问题，影响所需产品的产量和质量。（4）维持基质床层内部的均匀性这通常由有效的混合获得。它同样对使热量梯度的最小化非常关键，是固态发酵过程非常重要的一个因素。（5）总的固态发酵过程包括培养基的制备、培养基的灭菌、产品回收之前生物量的灭菌、接种体的准备、生物反应器的安装和拆卸。一个生物反应器的设计应该使以上的操作非常方便，令人满意。,7.3 酶反应器,7.3.1分类:酶反应器大致可分为罐型、管型和膜型类,7.3.2酶反应器的选择,游离酶反应器的选择，完全可以按照般生物反应器的选择要求来进行。对固定化酶反应器的选择，除根据使用的目的、反应形式
24、、底物浓度、反应速率、物质传递速率和反应器制造和运转的成本及难易等因素进行选择外，还应考虑固定化酶的形状（颗粒、纤维、膜等）、大小、机械强度、密度和再生或更新的难易；操作上的要求，如pH的控制、供氧和防止杂菌污染等，反应动力学形式和物质传递特性、内外扩散的影响，底物的性质，催化剂（固定化酶）的表面反应器体积的比值等。,固定化酶的形式有颗粒状（particle pellet）、膜状（membrane，film，plate）、管状（tubing）和纤维状等几种类型。其中以颗粒状为主，这是由于其比表面积大。由催化剂的形状，可以决定反应器的大致型式，例如，小颗粒的固定化酶，可选用流化床反应器，以增大有
25、效催化表面积。一般总是期望固定化酶的机械强度大些，但是，有些固定化酶颗粒（如用凝胶包埋法或胶囊法制备的固定化酶）的机械强度仍较差，在搅拌罐中，由于搅拌翼的剪切作用，这种固定化酶易遭破坏。对凝胶包埋法的固定化酶颗粒，当采用固定床反应器时，随床身增高，由于凝胶颗粒自身的质量，会使凝胶发生压缩（compaction）和变形，压强增大，为防止这种现象，有必要在床内安装筛板，将凝胶适当间隔开。,由于酶失活是不可避免的，所以要保持恒定的酶活力，就必须进行催化剂的再生、新催化剂的补充或更换，这就要求反应器应具备相应的结构。底物的性质是选择反应器的另一重要因素。般来讲，细粒状和胶状底物有可能阻塞填充柱或发生分
26、层，这时可使用循环式反应器或流化床反应器。,罐型反应器内一般装配有搅拌装置，故称其为“机械搅拌式生物反应器”，适用于上述各种操作。管型反应器和膜型反应器一般用于连续操作，对相对直径较大、纵向较短的管型反应器也称为塔式反应器。目前，发酵工业上广泛使用的糖化罐、液化罐等都是典型的酶反应器。,7.3.2设计和操作的参数,停留时间空时 反应物料进入反应器时算起至离开反应器时为止所经历的时间。分批式:停留时间等于反应时间；连续式: 空时 1/空速转化率转化分数分批：连续：,生产能力Pr单位时间、单位反应器体积内生产的产物量。分批：连续：选择性SP表明了整个反应的平均选择性。 在具有副反应发生的复合反应中
27、，能够转变为目的产物的底物变化量中，实际转变为目的产物的比率。,7.3.2 理想的酶反应器,A A. CPFR型（1）特点：优点：活塞流流动模型平稳、等速、不返混 通过反应器的微元体沿同一方向以相同的速度向前移动；在微元体的流动方向上不存在返混现象；所有微元体在反应器中停留时间相同；与流体流动方向垂直截面上物料的组成均一且不随时间变化。缺点：对于细小或胶状的底物或酶颗粒易发生堵塞。,B方程：,FS=（F+dF)(S+dS)-rSdV dF=0， F0=F=Ff - F dS=-rSdV= k S d V= k SAdl 边界条件l=0 , S= S0,停留时间一般关系式,BCSTR型（1）特点
28、：,优点：以恒定的流速加入物质，理想CSTR反 应器中，反应液混合良好。各部分组 成相同（V、定态操作、返混最大）缺点：搅拌桨产生强大的剪切力、易使酶失 活。（菌丝断裂、动植物细胞破损） 改良CSTR（对酶）： 将载有酶的聚合物园片固定在搅拌轴上或者放置在与搅拌轴一起转动的金属网筐内用有底物抑制的场合。,方程： FS=（F+dF)(S+dS)-rSdV - FdS=-rSdV= k S d V一般关系式,7.3.3 CSTR型与CPFR反应器性能的比较 相同的转化率,A. 分布以 1/rS- 作图可知 CSTR CPFR ， 且随着 ，差异越显著。B反应体积 V CSTR V CPFR C酶的
29、用量在CSTR中所需的酶量比CPFR的多；且X越高，差异越显著；同时也与反应的级数有关，一级反应时最大，零级反应时最小。,D 稳定性 在CPFR反应器中，酶比较敏感，即酶易失活。在CSTR反应器中，基质的浓度均匀一致，因此酶的失活动力学较简单，而在CPFR中，基质的浓度沿着反应器轴向变化，故在反应器的不同区段里，酶的失活速率不一样，其酶的失活动力学就较复杂。 E 底物抑制在CPFR反应器中，底物的抑制作用比 CSTR反应器中的更加强烈；在CSTR反应器中，产物的抑制作用比CPFR 反应器中的更加强烈。 F 浓度的分布,7.4生物反应器的比拟放大,7.4.1 目的7.4.2分类 经验放大法 因次
30、分析法 时间常数法 数学模型法,反应器的放大,为什么生化反应器的放大比较困难?,单位体积的表面积减少,发酵罐的高径比一般为2:13:1, 如果保持这个比例不变, 那么在放大过程中，表面积与体积之比会急剧下降.,而这个变化会使氧气的传递趋于困难。,物理条件发生改变,放大的反应器中的物理环境与几何相似的小反应器中的物理环境会有所差异.,放大规模的改变会导致生化反应器中物理环境的改变，这种改变往往会影响到细胞的生长和代谢过程。,当反应器放大过程中引起的物理化学环境变化对细胞造成损伤或破坏，细胞对在不同放大规模下不同培养环境的代谢响应会有所差异。,单位体积的输入功率恒定 (P/V, also OTR)
31、,生化反应器放大的方法?,kLa恒定 (oxygen supply),Re恒定 (geometrically similar flow patterns),混合时间恒定 (mixing time),搅拌器末端速度恒定 (shear),每一种方法都有成功的例子，但不是普适的，各有优缺点.,一般的放大方法多是经验性的，定性的方法.,研究流体的停留时间分布，混合时间，气体分散等过程的机理及其数学模型有助于实现反应器传递特性的定量化，在此基础上建立的过程动力学模型，使其成为反应器设计与放大的基础。,筒身高度H罐径D档板宽度W液位高度HL搅拌器直径d两搅拌器间距s下搅拌器距底部的间距B,7.6.1机械搅
32、拌罐经验放大法,例:某厂在100L机械搅拌罐中进行淀粉酶生产试验，所用的菌种为枯草杆菌，获得良好的发酵效果，拟放大至20 m3 生产罐，粘度 =2.2510-3PaS，密度L=1020kg/m3。试验罐的尺寸为:直径D=375mm，搅拌叶轮d=125mm (D/d=3.0)，高径比H/D2.4，液深HL=1.5D，4块档板的W/D=0.1，装液量为60L，通气比(每分钟通气量与罐体实际料液体积的比值.) 1.0vvm，使用2档圆盘六直角叶涡轮搅拌器，转速n=350r/min。通过实验，证明此发酵为高耗氧的生物反应，故可按体积溶氧系数相等之原则进行放大。,以体积溶氧系数相等为基准,(1)计算试验
33、罐的kLa,先求搅拌雷诺准数ReM,由功率系数,NP视搅拌强度及叶轮形式而定. 当发酵系统充分湍流时, 即ReM=104时, 对圆盘六直叶涡轮, NP=6.0;对圆盘六弯叶涡轮, NP=4.7;而对圆盘六箭叶涡轮, NP=3.7由于此处ReM104,为圆盘六直叶涡轮，因此NP取为6.0,所以2档叶轮的不通气时的搅拌功率为 ：,相应地，通气搅拌功率为 ： (下式中Qg的单位是ml/min),从而可以算出体积溶氧系数 ：,其中空截面气速为 ：,(2)按几何相似原则确定20m3生产罐的尺寸：,据题设几何尺寸比例，放大罐与小罐相同，则有H/D2.4, D/d=3.0, HL/D=1.5,而有效装料体积
34、仍取60%，由此可得：,可得D=2.17m, H=2.4D=5.20m, d=D/3=0.72m, HL=1.5D=3.26m这是按几何相似原则计算求得的20m3生产罐的尺寸。仍采用两组圆盘六直叶涡轮搅拌器。,(3)决定大罐的通气流率Qg:按几何相似原则放大设备，放大倍数越高，其单位体积液体占有的发酵罐横截面越小，若维持通气强度vvm不变，则放大后空截面气速则随罐容增大而迅速提高。因：,通气量Qg在维持通气强度vvm不变时，就有QgVLD3而空截面气速为：,由此可见，随着发酵规模的增大，空截面气速us的增大与发酵罐直径的增大成正比，即与罐体积的立方根成正比。所以经放大的倍数较大时，则其空截面气
35、速us有较大的增加。过大的us会造成太多的泡沫产生甚至跑料，而且消耗的通气功率也将太高。因此在发酵反应器放大时，必须全面考虑以确定通气流率。若按通气强度不变，即取大罐的通气速率为1.0vvm，可算出通气量及相应的空截面气速为：,对比小罐的空截面气速(us=54.3cm/min),可见，若按通气强度不变，则大罐的通气截面气速约相当于小罐的6倍。经验表明，这种气速太高。故可折中取大罐的us=150 cm/min,由此可计算出大罐的通气速率为：,通气强度为：5.55/12=0.462 vvm,(4)按kLa相等原则计算放大罐的搅拌转速和搅拌功率,因,所以，7.01x10-6=7.434x10-8Pg
36、0.56n0.7,所以，Pg=3356n-1.25,又根据Pg的又一表达式：,即：,比较两个不同的Pg表达式可得：,由搅拌轴功率公式可计算得到：,联立上面二式可计算得到：n=123 r/min P=10.2 kW Pg=8.19 kW,试验罐与放大计算结果比较,项目试验罐放大罐公称体积V(m3)0.120有效体积VL(m3)0.0612放大倍数1200直径D(m)0.3752.193高径比H/D2.42.4液柱高HL/D1.51.5搅拌叶轮d/D1/31/3通气强度(vvm)1.00.462P/VL(kW/m3)1.240.789Pg/VL(kW/m3)0.6580.704搅拌转速n(r/mi
37、n)350120叶尖线速度npd(m/s)2.2914.593kLa7.01x10-67.01x10-6,Volumetric oxygen transfer coefficient (KLa) in 5L and 300L fermenter,以P/VL相等为基准,利用经验公式求解kLa往往会有较大的误差，因此对某些发酵系统并不理想。而单位体积发酵液的搅拌功率P/VL与kLa有密切的关系且容易测量和计算。实践表明，对于溶氧速率控制发酵反应的非牛顿发酵液，把P/VL相等作为放大准则效果较好。仍以上一例的数据为依据，以P/VL相等为基准进行放大计算。,对试验罐，有：,同理对放大罐，有：,根据P/
38、VL相等原则，令(P/VL)1= (P/VL)2,可以得到：,由题设，知n1=350 r/min, d1=0.125 m,按几何相似原则放大，放大罐的d2=0.72 m,用d1和d2的值代入上面关系式，可求解出放大罐的搅拌转速：,因此，放大罐的搅拌功率P为：,因此，放大罐的通气搅拌功率Pg为：,取放大罐的通气强度为0.462 vvm,(与上一例相同)，则,代入上式得：,在上述条件下，相应的体积溶氧系数为：,试验罐与放大计算结果比较,项目试验罐放大罐公称体积V(m3)0.120有效体积VL(m3)0.0612放大倍数1200直径D(m) 0.3752.193高径比H/D2.42.4液柱高HL/D
39、1.51.5搅拌叶轮d/D1/31/3通气强度(vvm)1.00.462P/VL(kW/m3)1.241.18Pg/VL(kW/m3)0.6580.85搅拌转速n(r/min)350109叶尖线速度npd(m/s)2.2914.172kLa7.01x10-67.28x10-6,以搅拌叶尖线速度相等为基准,应用丝状菌进行发酵，因这类微生物细胞受搅拌剪切的影响较明显，而搅拌叶尖线速度dn是决定搅拌剪切强度的关键。若仅考虑维持kLa或P/VL相等而不考虑搅拌剪切的影响，可能导致放大设计失误。在P/VL相等的条件下，d/D越小，搅拌剪切越强烈，这有利于菌丝体的分散和气泡的破裂细碎，有利于溶氧传质。但是若搅拌叶轮直径(d/D)过小,则搅拌泵送能力下降，混合时间加长，这会影响反应溶液混合的均匀性。通常对大多数的生物发酵，搅拌叶尖线速度宜取2.55.0 m/s.,剪切作用对生物过程的影响,对微生物的影响细菌一般是12mm，对剪切不敏感的。具有坚硬的细胞壁，受剪切力影响较小。酵母一般为5mm，细胞壁厚，但出芽点和疤点是细胞壁的弱处。有报道证明酵母出芽繁殖受到机械搅拌的影响。霉菌和放线菌(菌团形式和自由丝状形式)不同形式对发酵液的粘度及氧传质的影响是不同的。剪切会打破菌团和菌丝体，对菌丝形态、生长、和产物合成造成影响，还可能导致胞内物质的释放。,
