第三章生物反应器设计基础ppt课件.ppt

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1、第二篇 生物反应设备,第三章 生物反应器设计基础,内容,概述第一节 生物反应过程的剪切力第二节 生物反应器的传质问题 第三节 生物反应器的混合,概述,生物反应器（bioreactor ）是一个人们对生物有机体进行有效控制和培养以生产某种产品，或进行特定反应的容器。发酵罐（fermentator）：厌氧发酵罐1970s :生化反应器（biochemical reactor）和生物学反应器（biological reactor） 1980s :生物反应器（biorector）成为一个标准的名称 现在：发酵罐、酶反应器、固定化酶和细胞反应器、动植物细胞培养反应器,生物反应器与化学反应器的比较,生物（

2、酶除外）反应都以“自催化”（autocalalysis）方式进行，即在目的产物生成的过程中生物自身要生长繁殖。由于生物反应速率较慢，生物反应器的体积反应速率不高；与其他相当生产规模的加工过程相比，所需反应器体积大；对好氧反应，因通风与混合等，动力消耗高；产物浓度低。,生物反应器的作用,为生物体代谢提供一个优化的物理及化学环境，使生物体能更好地生长。得到更多需要的生物量或代谢产物。,生物反应器的操作特性,高效生物反应器的特点,设备简单，结构严密；良好的液体混合性能，较高的三传效率；能耗低；易于放大；具有配套而又可靠的检测及控制仪表等。,生物反应器设计的主要目的和设计原理,目的：最大限度地降低成本

3、，用最少的投资来最大限度地增加单位体积产率 原理：基于强化传质、传热等操作，将生物体活性控制在最佳条件，降低总的操作费用。,微生物反应过程的质量衡算微生物反应过程用有正确系数的反应方程式来表达基质到产物的反应过程非常困难。为了表示出微生物反应过程中各物质和各组分之间的数量关系，最常用的方法是对各元素进行原子衡算。,微生物反应过程的质量和能量衡算,如果碳源由C、H、O组成，氮源为NH3，细胞的分子式定义为CHxOyNz，忽略其他微量元素P、S和灰分等，此时用碳的定量关系式表示微生物反应的计量关系是可行的。式中CHmOn为碳源的元素组成，CHxOyNz是细胞的元素组成，CHuOvNw为产物的元素组

4、成。下标m、n、u、v、w、x、y、z分别代表与一碳原子相对应的氢、氧、氮的原子数。,对各元素做元素平衡，得到如下方程：,(3-2),方程（3-1）中有a、b、c、d、e和f六个未知数，需六个方程才能解。,微生物反应过程的得率系数得率系数是对碳源等物质生成细胞或其他产物的潜力进行定量评价的重要参数。消耗1g基质生成细胞的克数称为细胞得率或称生长得率Yx/s（Cell yield或Growth yield）。细胞得率的单位是g细胞/g基质。这里的细胞是指干细胞的质量（除特殊说明外，以下细胞的质量均指干细胞）。,某一瞬间的细胞得率称为微分细胞得率（或瞬时细胞得率） 式中rx是微生物细胞的生长速率，

5、rs是基质的消耗速率。同一菌种，同一培养基，好氧培养的Yx/s比厌氧培养的大的多 。,当基质为碳源，无论是好氧培养还是厌氧培养，碳源的一部分被同化（assimilate or anabolism）为细胞的组成成分，其余部分被异化（dissimilate or catabolism）分解为CO2和代谢产物。如果从碳源到菌体的同化作用看，与碳元素相关的细胞得率Yc可由下式表示式中Xc和Sc分别为单位质量细胞和单位质量基质中所含碳源素量。Yc值一般小于1，为0.40.9。式（3-1）中的系数c实际就是Yc。,微生物反应的特点之一是通过呼吸链（电子传递）氧化磷酸化生成ATP。在氧化过程中，可通过有效电

6、子数来推算碳源的能量。当1mol碳源完全氧化时，所需要氧的mol数的4倍称为该基质的有效电子数。 式中 YATP为相对于基质的ATP生成得率（mol ATP/mol基质），Ms为基质的分子量。,微生物反应中可以用YkJ表示微生物对能量的利用情况，式中E表示消耗的总能量，包括同化过程，即菌体所保持的能量Ea和分解代谢的能量Ed。前者可采用干细胞的燃烧热 ，后者可采用所消耗的碳源和代谢产物各自的燃烧热之差来计算。多数微生物在好氧培养时的YKJ值为0.028g细胞/kJ，在厌氧培养时YKJ的平均值为0.031g细胞/kJ。对于光能自养型微生物，如藻类的YKJ约等于0.002 g细胞/kJ。,O2的消

7、耗速率与CO2的生成速率可用来定义好氧培养中微生物生物代谢机能的重要指标之一的呼吸商(respiratory quotient )，其定义式为：,酒精发酵中酵母菌将所产生能量的一部分转化为ATP。在标准状态下1molATP加水分解为ADP和磷酸的同时，放出31kJ的热量。已知在酒精发酵或乳酸菌发酵中相对于1mol葡萄糖产生2molATP。基于此，在酒精发酵中有45%（231/136 = 0.46）的能量以ATP的形式储存起来。,好氧反应中，1mol葡萄糖完全氧化生成38mol的ATP， 3138/2871 = 0.41，也就是说41%的能量以ATP的形式储存起来。乳酸发酵（厌氧时）的能量效率为

8、（312）/2871 = 0.022，即2.2%。一般厌氧培养中YATP约为10.5g细胞/molATP，好氧培养中为629g细胞/molATP 。,利用YkJ表示微生物反应过程对能量利用，有式中 为以菌体X的燃烧热为基准的焓变。其因菌体的不同有所不同，一般取值=-22.15kJ/g细胞。Hc为所消耗基质的焓变与代谢产物的焓变之差，其由下式给出式中Hs为碳源氧化的焓变（kJ/mol），Hp为产物氧化的焓变（kJ/mol）。,生物反应器的生物学基础,生物反应速率主要指细胞生长速率、基质消耗速率和产物生成速率，其相应的动力学模型是 细胞： （3-1）,（3-2）,基质：,产物： （3-3）,（4-

9、4）,反应液体积：,生长速率,平衡生长条件下微生物细胞的生长速率rx的定义式为 式中X为微生物的浓度，为微生物的比生长速率，其除受细胞自身遗传信息支配外，还受环境因素所影响。由上式可知，与倍增时间(doubling time) td的关系为：,F为流入与流出生物反应器的基质流量L/h；i、j和k分别表示相应的细胞、基质和产物, 表示基质的流加流量。当采用分批式操作时,F=F=0；采用流加式操作时，FF=0；采用连续式操作时,F=F0,当基质为碳源，无论是好氧培养还是厌氧培养，碳源的一部分被同化（assimilate or anabolism）为细胞的组成成分，其余部分被异化（dissimila

10、te or catabolism）分解为CO2和代谢产物。如果从碳源到菌体的同化作用看，与碳元素相关的细胞得率Yc可由下式表示,式中Xc和Sc分别为单位质量细胞和单位质量基质中所含碳源素量。Yc值一般小于1，为0.40.9。式（3-1）中的系数c实际就是Yc。,传热,生物反应器中的能量平衡可表示为： （3-5）式中Qmet为微生物代谢或酶活力造成的单位体积产热速率；Qag为搅拌造成的单位体积产热速率；Qgas为通风造成的单位体积产热速率；Qacc为体系中单位体积的积累产热速率；Qexch为单位体积反应液向周围环境或冷却器转移热的速率；Qevap为蒸发造成的单位体积热损失速率；Qsen为热流（流

11、出流入）造成的单位体积敏感焓上升的速率。,实际生物反应过程中的热量计算，可采用如下方法：,、通过反应中冷却水带走的热量进行计算。根据经验，每m3发酵液每小时传给冷却器最大的热量为：青霉素发酵约为25000kJ/(m3h);链霉素发酵约为19000kJ/(m3h);四环素发酵约为20000kJ/(m3h);肌苷发酵约为18000kJ/(m3h);谷氨酸发酵约为31000kJ/(m3h)。,2、通过反应液的温升进行计算。即根据反应液在单位时间内(如半小时)上升的温度而求出单位体积反应液放出热量的近似值。例如某味精生产厂，在夏天不开冷却水时，25m3发酵罐每小时内最大升温约为12。 3、通过生物合成

12、进行计算。当Qsen 、Qacc和Qgas可忽略不计，由式7-5可知， （3-6） 即反应过程中产生的总热量均为冷却装置带走。 4、通过燃烧热进行计算 （3-7） 式中Q基质燃烧为基质的燃烧热，Q产物燃烧为产物的燃烧热。,生物反应器中的换热装置的设计，首先是传热面积的计算。 换热装置的传热面积可由下式确定。 （3-8） 式中 F为换热装置的传热面积m2； Qall为由上述方法获得的反应热或反应中每小时放出的最大热量kJ/h； K为换热装置的传热系数kJ/(m2h)； tm为对数温度差()，由冷却水进出口温度与醪液温度而确定。,根据经验： 夹套的K值为400700kJ/（m2h），蛇管的K值为1

13、2001900kJ/（m2h），如管壁较薄，对冷却水进行强制循环时，K值为33004200kJ/（m2h）。气温高的地区，冷却水温高，传热效果差，冷却面积较大，1m3发酵液的冷却面积超过2m2。但在气温较底的地区，采用地下水冷却，冷却面积较小，1m3发酵液的冷却面积为1m2。发酵产品不同，冷却面积也有差异。,生物反应器选型与设计的要点,5、通风与搅拌装置的设计计算。6、材料的选择与确保无菌操作的设计。7、检验与控制装置。8、安全性。9、经济性。,机械搅拌生物反应器的设计,某生物医药公司为应用基因工程菌株发酵生产某药物原料（胞内产物），产量为30吨/年，现有情况：中试完成，20L发酵罐达到的指标

14、为细胞浓度20g/L（干重），细胞内产物含量为5%（干重），细胞对糖的转化率为YX/S =0.4，细胞对氧的产率YX/O =1.0，在最佳条件（30和pH6.5）下，比生长速率=0.3/h，发酵时间为16h，要求大罐生产时细胞浓度达到50g/L。实验室小试纯化收率为80%，年生产天数330d，24h生产。,物料衡算及热量衡算、反应器尺寸：每年应从发酵罐中得到的目的产物总量mt为：,细胞年产量GX为：,由于细胞产率为50g/L，则发酵液总量VT为：,发酵时间为16h，8h用于罐的清洗、放料、进培养基和灭菌灯，则每天1罐。年生产天数330d，则每天所得发酵液体积VLT为:,因此，可选择装液量为45

15、.45的发酵罐一台，,第一节 剪切力,一、剪切力的度量方法二、剪切作用的影响三、低剪切反应器的设计,剪切力是设计和放大生物反应器的重要参数，在生物过程中，严格地讲，对细胞的剪切作用仅指作用于细胞表面且与细胞表面平行的力，但由于发酵罐中流体力学的情况非常复杂，一般剪切力指影响细胞的各种机械力的总称。,一、剪切力的度量方法,桨叶尖速度 N为搅拌桨转速，Di 为桨直径平均剪切速率,（3）积分剪切因子ISF（动物细胞培养中）：,（4）剪切速率（鼓泡塔中） ： =kuG -剪切速率 kuG-表观气速,（5）湍流旋涡长度 生物反应器一般在湍流下操作，湍流由大小不同的旋涡及能量状态构成，大旋涡之间通过内部作

16、用产生小旋涡并向其传递能量。小旋涡之间又通过内部作用产生更小旋涡并向其传递能量，就这样能量逐级传递给小旋涡。在足够高的雷诺准数下，湍流处于统计平衡状态，在各向同性下，旋涡长度可由下式计算,二、剪切作用的影响1剪切力对微生物的影响2剪切力对动物细胞的影响3剪切作用对植物细胞的影响4剪切对酶反应的影响,三、低剪切反应器的设计,对传统搅拌器的改造；开发出了一些低剪切力的搅拌器，其中以轴向流式翼形搅拌桨为主，它的特点是能耗低，轴向速度大，主体循环好，剪切作用温和。开发非搅拌反应器：旋涡膜式反应器,Lightnin A315（左）和 Prochem Maxflo T搅拌器（右）,重要：反应器形式的选择生

17、物催化剂状态操作参数直接或间接影响过程中上下各步骤以及系统周期性单元设计的很多方面。,第二节 生物反应器的传质问题,气液质量传递,通风发酵中，空气中的氧要先溶解在液体中，然后再被微生物利用。发酵设备的功能之一是提供足够的溶解氧满足微生物的需求。供氧速率通常被认为是在生物反应器的选择和设计的主要问题。（一）气液传质的基本理论（二）体积传质系数,氧在液体中的溶解与微生物的耗氧,常温常压下，纯水中氧的溶解度为0.2mmol氧/L，在发酵液中的溶解度则更低。耗氧速率：单位体积发酵液每小时的耗氧量，一般为25100mmol氧/（Lh）。谷氨酸发酵18h耗氧速率为51 mmol氧/（Lh），同一类微生物的

18、耗氧速率还受温度、发酵液成分和浓度的影响，如当供氧不足，葡萄糖浓度为1时，酵母的耗氧速率为15 18mmol氧/（Lh），而供氧充足，葡萄糖浓度为15时，耗氧速率则达396342mmol氧/（Lh）。,氧从气相到微生物细胞内部的传递可分为七个步骤从气泡中的气相扩散通过气膜到气液界面；通过气液界面；从气液界面扩散通过气泡的液膜到液相主流；液相溶解氧的传递；从液相主流扩散通过包围细胞的液膜到达细胞表面；氧通过细胞壁；微生物细胞内氧的传递,（一）气液传质的基本理论,气液传质的基本理论,双膜理论渗透扩散理论表面更新理论,双膜理论,气液两相间存在一个界面，界面两侧分别为呈层流状态的气膜和液膜；在气液界面

19、上两相浓度相互平衡，界面上不存在传递阻力；气液两相的主流中不存在氧的浓度差。氧在两膜间的传递在定态下进行，因此氧在气膜和液膜间的传递速率是相等的。,前提：（1）气泡和液体之间存在界面，两边分别有气膜和液膜，均处于层流状态，氧分子只能借浓度差以扩散方式透过双膜，气体和液体主流空间中任一点的氧分子浓度相同。（2）在双膜之间的界面上，氧气的分压强与溶于液体中的氧的浓度处于平衡关系。（3）传质过程处于稳定状态，传质途径上各点的氧浓度不随时间而变。,2）渗透扩散理论,对双膜理论进行了修正，层流或静止液体中气体的吸收是非定态过程液膜内氧边扩散边被吸收氧浓度分布随时间变化。,3）表面更新理论,液相各微元中气

20、液接触时间是不等的而液面上的各微元被其他微元置换的几率是相等的。,氧的传递,阻力来自气膜和液膜 气膜侧氧的质量通量NG：液膜侧氧的质量通量NL ：,OG/pOGi-气膜侧主流气体和气液界面上的氧分压； kG-气相传质系数； qG-气膜侧氧的总传递速率； A-气液界面面积； kL-液相传质系数； cOLi/cOL- 液膜侧气液界面和液相主流中的氧浓度,界面浓度难以测定，用液相参数关联的总传质系数KL和总推动力cOL*-cOL表示：,cOL- 液相主流中的氧浓度；cOL*-与气相氧分压相平衡的液相溶氧浓度，可由Henry 定律计算：,H-Henry常数,液相总传质系数与液相传质系数和气相传质系数之

21、间的关系如下,对微溶气体如氧，M远大于1， 因此 KLkL 即阻力主要来自于液膜这边的质量传递， 描述气液传递时，常用kL取代KL 。H为Henry常数,（二）体积传质系数kLa,决定反应结构的最相关的参数定义为质量传递的比速率，指在单位浓度差下，单位时间、单位界面面积所吸收的气体。取决于系统的物理特性和流体动力学。由两项产生：一是质量传递系数，取决于系统的物理特性和靠近流体表面的流体动力学；二是气液比表面积。 通常kLa愈大，好氧生物反应器的传质性能愈好 。,（三） KLa与设备参数操作变数间的关系 (影响溶氧系数KLa的主要因素) 从前面所述：氧传递速率NV = KLa(C*-C) 因此影

22、响NV的主要因素有溶氧系数KLa值和推动力C*-C。 要提高NV，需要提高Kla。 与Kla有关系的有搅拌、空气线速度、空气分布器、发酵液性质等。 与推动力有关的有发酵液浓度、氧分压、发酵液性质等。,1.搅拌： (1)目的: a.扩散气流，强化气流的湍流程度，使气液固三相更好接触，提高溶氧速率。 b.使微生物悬浮液混合一致促进代谢产物的传质速率。 搅拌可分三方面改善溶氧速率： a.把空气打成细泡，从而增加有效界面传递面积。 b.搅拌使液体形成湍流，可以延长气泡在液体中心的停留时间。 c.加强液体湍流，减少气泡周围液膜厚度，减少液膜阻力，从而增大KLa值。,搅拌使菌体分散，避免结团，有利于固体传

23、递中的接触面积增加使推动力增加。但是过渡强烈的搅拌，产生的剪切作用大，对细胞有损伤，特别是丝状菌的发酵类型，更考虑到剪切力对细胞的损伤。对KLa值有影响的：搅拌器的形式，直径大小，转速，组数，搅拌器间距以及在罐内相对位置。 一般地说，增加搅拌器直径D对增加搅拌循环量有利，增加转速对提高溶氧系数有利。,2.空气流速 机械搅拌通风发酵罐的溶氧系数KLa与通气线速度Vs有关系： KLa正比于空气线速度Vs，当加大通风量Q时， Vs相应增加，溶氧增加。但是，另一方面，增加Q，在转速N不变时，Pg会下降，又会使KLa下降。同时Vs过大时，会发生过载现象。因此，单纯增大通风量来提高溶氧系数并不一定取得好的

24、效果。 因此，只有在增大Q的同时也相应提高转速N，使Pg不至过分降低的情况下，才能最有效地提高Kla。,3.空气分布装置 空气分布装置有单管、多孔环管和多孔分支环管等几种。当通风量很小时，气泡的直径与空气喷口直径的1/3次方成正比，也就是说喷口直径越小，溶氧系数越大。但是，一般发酵工业的通风量远远超过这个范围，这时气泡直径只与通风量有关，与喷口直径无关。 4.发酵罐内柱高度 据报道，当H/D（高径比）从1加到3时， KLa可增加40左右。当H/D从2增加到3时， KLa增加20。 由此可见， H/D小，氧利用率小，氧利用率差。H/D太大，溶氧系数增加不大。相反由于罐身过高液柱压差大,气泡体积被

25、压缩，以至造成气液界面小的缺点。H/D大，厂房要求也高，一般H/D1.74，以23为宜。 5.发酵液的物理性质 有些有机物质，如蛋白胨，能降低KLa值。当水中加入1蛋白胨时，会将KLa减少到原来的1/3左右，同时气泡直径减少15左右，而KLa值降到未加蛋白胨时的40左右。 在发酵过程中，营养物质的利用,代谢产物的积累，菌体的繁殖都会改变培养液的粘度、表面张力、离子强度等。从而影响气泡大小、气泡稳定性和氧的传递速度。培养物浓度增大、粘度增大、 KLa值降低。,6.温度 温度对溶氧系数KLa的影响可用下式来表示； 上式可以看出， KLa随温度升高而增大。,7.氧分压 根据亨利定律，增大氧分压可提高

26、溶氧浓度，从而增大推动力（C*-C），增大溶氧速率。采用纯氧、含氧量高的空气、增大罐压三种方法均能增大氧分压。但采用纯氧在经济方面是不合算的；增大罐压使空气压力要求增大，整个设备耐压要求也提高了。,（3）其他因素的影响,表面活性剂：消沫用的油脂分布在气液界面，增大传递阻力，使kLa下降 ； 离子强度 ：在电解质溶液中生成的气泡比在水中小得多，因而有较大的比表面积。电解质浓度大的溶液的 kLa 比浓度低的溶液的kLa大；细胞 ：培养液中细胞浓度的增加，会使kLa变小，细胞的形态对kLa的影响也很显著，球状菌悬浮液的kLa比同样浓度丝状菌的大。,综上所述，提高K的途径： (1)增加搅拌器转速N、以

27、提高Pg 、可以有效提高KLa; (2)增大通气量Q、可提高Vs。只有在增大Q的同时也相应提高N，不使Pg过分下降的情况下才会有效。 (3)为了提高NV，除了提高KLa之外，提高C*也是可行的方法。,1影响kLa的因素,（1）操作条件的影响搅拌和通气的影响：带有机械搅拌的通气培养装置，搅拌器对物质传递有几个方面的作用： 1）可以增大气液相的接触面积； 2）可以延长气泡在液体中的停留时间； 3）可以减小气泡外滞流液膜的厚度，从而减小传递过程的阻力； 4）有利于营养物质的吸收和代谢物的分散。没有机械搅拌的鼓泡培养设备及气升式培养设备，则利用气泡在液体中的上升，带动液体运动，产生搅拌作用。,搅拌和通

28、气 对kLa的影响：,K-常数，其因次与、具体数值有关；PG-通气时的搅拌功率；V-培养液的体积 ； -通气的表观线速度 。 在实际操作中，通气量的影响有一定的限度，超过时，搅拌器不能有效地将空气泡分散到液体中，而在大量气泡中空转，发生所谓“过载”现象，导致搅拌功率大大下降，也不能提高kLa 。搅拌功率过大会产生很大的剪切作用，可能对所培养的细胞造成伤害，也会产生大量搅拌热，加重传热的负担。,2kLa的测量,溶氧电极法亚硫酸盐法 动态法定态法极谱法等。,2、溶氧电极法 是一种参量变换器，把溶氧浓度转变成一个与之呈线性关系的电流量。这种溶氧电极能耐蒸汽杀菌时的高温，可以固定装在发酵罐上，连续的测

29、量培养液中溶氧浓度，此法为当前测量溶氧浓度的常用方法。,亚硫酸盐法：亚硫酸盐法是一种冷态测定法，通常用CMC或黄原胶模拟培养液的物理性质，加入一定量的亚硫酸钠，利用亚硫酸钠在铜离子或钴离子的催化下与氧发生快速反应的原理进行测定。反应式：,123,Na2SO3浓度在0.0180.45mol/L之间，温度在2045之间时，式1的反应速率与Na2SO3的浓度无关，且远远大于氧的传递速率，液相中的溶解氧浓度为零，氧传递为整个过程的控制步骤。此时可用碘量法测定亚硫酸钠消耗的速率而求得氧传递速率q。,测定方法：通常在生物反应器里进行，0.5 mol/L的亚硫酸钠至少含0.003mol/L Cu 2+。从鼓

30、入第一个气泡开始计时，反应420min，定时取样。将样品与过量的标准碘液混合，与氧反应剩余的亚硫酸钠全部如式2与碘作用，剩余的标准碘液用标准硫代硫酸钠滴定，反应如式3 。根据计量学由硫代硫酸钠的消耗量可计算出亚硫酸钠与氧反应的消耗量。,亚硫酸盐法简便，在研究反应器的性能、放大和操作条件的影响时是很有用的。 局限性：模拟溶液的物化性质与实际发酵液不可能完全相同；该法要求较高的离子浓度，而高离子浓度会使界面面积和传质系数减小。,动态法：为热态测定法，依据氧的物料衡算进行。好氧间歇发酵，微生物生长旺盛时期，单位发酵液体积的氧衡算为：,rO2 -细胞呼吸速率，gO2/（g细胞h）； cOL -溶解氧浓

31、度DO； cX -细胞浓度； rO2 cX -摄氧率,a,溶解氧水平不再随时间发生变化后，突然停止供气和搅拌，DO将随时间下降。此时的氧衡算式为：,DO与时间t曲线的斜率即为摄氧率OUR；OUR的定义为单位发酵液的氧消耗速率，即式a中- rO2 cX 。然后再通入空气并搅拌，DO将随时间t上升，此时的氧衡算式为式a。此时测定的cOL/t，即为式1中d cOL/dt。,b,此时测定的,将此两值结合，得线性关联式 ：,根据上式进行的测定是点值，为防止试验误差及其他偶然因素 的干扰，应在cOLt曲线中取多组cOL cOL/t数据进行回归，t的间隔越小越精确。对不同取样时间i ，将式b写成离散的形式为

32、：,c,d,由式d可得若干组cOLi(cOL)i/(t)i数据 ， cOLi (cOL)i/(t)i + rO2 cX 作图，回归得到的斜率为1/kLa，Y轴上的截距为c*OL。该法可测得实际发酵过程中的值，但有一定局限性。有人采用冷态测定法，其试验和数据比热态测定法简单，测定值与发酵实际情况相差较大。但由于影响因素少，数据规律性强而常用。,定态法：当发酵连续操作，且达到定态时，罐内菌浓度为常数，溶解氧浓度DO也不随时间变化。此时可根据氧的物料衡算，直接测定DO和摄氧率OUR，而得到kLa。其物料衡算方程为,对整个反应器作氧衡算，则：,Fin/Fout-进入/离开反应器的空气的体积；pO2,i

33、n/pO2,out-进入/离开反应器的氧分压； VL-发酵液气液混合体积； R气体常数；T-绝对温度,测定连续发酵罐的进出口流量和进出口气相中的氧分压，可算出OUR，代入 式d，在线检测DO 后，可用式d算出kLa。小反应器中c*OLcOL在器内的变化很小。大反应器底部和顶部的c*OLcOL差别较大， c*OLcOL应取顶部和底部c*OLcOL的对数平均值。,二、液固之间的质量传递,基质必须先通过环绕细胞的边界层，才能细胞进行反应。控制的关键步骤是在细胞内还是在周围对解决传递问题很重要。当微生物凝结成絮状、小丸状或固定在载体上时，会增加质量传递过程的步骤；反应底物先从液相主体扩散到颗粒表面，再

34、经颗粒内的微孔达到颗粒内表面上的酶或细胞表面，最后才进入细胞进行反应。反应的产物经相反步骤进入液相主体。从液相主体到颗粒表面的扩散称为外扩散，从颗粒表面到细胞及产生产物的过程称为内扩散。,相关微分方程如下，颗粒内的浓度分布，在半径为R处取厚度为dR的球形薄壳层作为微元体，并对其作底物质量衡算 ，得定态下有关cSR的微分方程 ：,该式是通式，其他形状的颗粒可用几何特征尺寸代替球半径。该式中的反应速率r可以是任一种动力学形式。边界条件根据实际情况来建立。,用效率因子来表示反应受扩散限制的程度，其表达式为：,定态下，底物扩散进入颗粒的速率等于该颗粒内底物的消耗速率。因此颗粒的实际速率可以用通过颗粒表

35、面扩散进入的量来表示。当外扩散阻力可以忽略时总效率因子等于内扩散效率因子i,式中r（cSS）-用颗粒表面底物浓度计算的消耗速率， -RRS处的扩散通量。假定反应符合一级动力学方程且颗粒大小不变，颗粒内生物催化剂浓度不随时间变化，颗粒内存在微孔，则,k1为关于底物的一级反应速率常数，在颗粒表面RRS处，底物浓度等于表面浓度，当外扩散可以忽略时，表面浓度等于主流浓度。在颗粒中心R0处，dcS/dR0,若反应符合零级反应动力学如（1）非限制性生长的固定化微生物发酵，在定态操作过程中颗粒内菌浓度达到动态平衡，此时对于底物，k0=mcX/YX/S；（2）微生物的非限制性底物在颗粒内的消耗；（3）不受底物

36、抑制的酶反应，在底物过量时，酶反应与底物浓度无关等情况下有,上式存在一个临界半径RC，在RRC处底物浓度下降为0。,临界半径由下式给出,对零级反应，实际反应体积为4/3（RS3-RC3）。Z则：,第三节 生物反应器的混合,一、混合机理（一）大尺度混合机理（二）小尺度混合机理 1互溶液体的混合机理 2不互溶液体的混合机理 3液滴大小分布二、宏观流体与微观流体,混合过程的分类,一、混合机理,（一）大尺度混合机理将两种不同的液体置于搅拌釜中，启动搅拌器，釜中形成一个循环流动，称为总体流动。在总体流动的作用下，其中一种流体被分散成一定尺寸的液团并由总体流动带至容器各处，造成大尺度上的均匀混合。这种混合

37、并不关注液团的尺寸，重要的是将产生的液团分布到容器的每一角落。这就要求搅拌器能够产生强大的总体流动，同时在搅拌釜内尽量消除流动达不到的死区。,总体流动的流型相当复杂，不同形式的搅拌器各不相同。最典型的是螺旋桨式搅拌器和涡轮式搅拌器所形成的流型结构。两者相比，螺旋桨式搅拌器可提供更大的流量，特别适用于要求大尺度混合均匀的搅拌。,（二）小尺度混合机理总体流动可将混合液体中的一种流体破碎成较大的液团，并同时将这些液团夹带至容器各处，造成宏观上的均匀，但不足以将液团破碎到很小尺寸。尺寸很小的液团是由总体流动中的湍动造成的，湍流可看成是由平均流动与大量不同尺寸、不同强度的旋涡运动叠加而成。总体流动中高速

38、旋转的旋涡与液体微团之间会产生很大的相对运动和剪切力，这种剪切力将液团破碎得更小。,不同尺寸和不同强度的旋涡对液团有不同的破碎作用。旋涡的尺寸和强度取决于总体流动的湍动程度总体流动的湍流程度越高，旋涡的尺寸越小，强度越高，数量越多。液体的破碎主要发生在搅拌釜内高度湍流的流区里。液体微团的大小，取决于旋涡尺寸。,2不互溶液体的混合机理两种不互溶液体搅拌时，其中必有一种液体被破碎成液滴，称为分散相，而另一种液体称为连续相。为达到更小尺寸的均匀混合，必须尽可能的减少液滴尺寸。液滴是一个具有明显界面的液团。界面张力使液滴的表面面积最小，抵抗任何变形和破碎，界面张力是搅拌过程的抗力。为使液滴破碎，首先必

39、须克服界面张力，使液滴变形。,当总体流动处于高度湍流状态时，存在着方向迅速变换的湍流脉动，液滴不能跟随这种脉动而产生相对速度很大的绕流运动。 总体流动的湍动程度越高，湍流脉动对液滴绕流的相对速度越大，产生的液滴尺寸越小。,3液滴大小分布液滴尺寸的大小取决于总体流动的湍动程度。总体流动的湍动程度一定，可能达到的最小液滴尺寸亦随之而定。液体搅拌时，存在大液滴的破碎和小液滴相互碰撞而聚并的过程。破碎和聚并过程同时发生，导致尺寸的不均匀分布，其中大液滴是由小液滴聚并而成，小液滴则是大液滴破碎的结果。实际的液滴尺寸分布决定于破碎和聚并过程之间的平衡。,在搅拌釜内各处流体湍动程度不均也是造成液滴尺寸分布不

40、均匀的主要因素。在叶片的区域内流体湍动程度较强，液滴破碎速率大于聚并速率，液滴尺寸较小；在远离叶片的区域内流体湍动程度较弱，液滴聚集速率大于破碎速率，液滴尺寸变大。若希望液滴大小均一 ：A尽量使流体在设备内的湍动程度分布均匀；B在混合液中加入少量的保护胶或表面活性物质，使液滴在碰撞时难以聚并。,二、宏观流体与微观流体,宏观混合：具有不同停留时间的物料颗粒之间的混合微观混合 ：物料在反应器内流动时的聚集状态,宏观流体即流体中分子聚集成团块流体，这些流体粒子之间不发生任何物质交换，各个粒子都是孤立的、各不相干的、它们之间不产生混合，不聚并的液滴、固体粒子及非常稠的液体等均可认为是宏观流体。微观流体中的分子不与邻近的分子附着而独立流动 ，混合是在分子尺度上进行的。当反应器中完全不存在宏观流体时，称此状态为微观混合达到最大，或称最大微观混合。,多相体系，固相物料表现为宏观流体，而气体与液体则根据其接触方式可以是宏观流体也可以是微观流体。介于宏观流体和微观流体之间的反应体系， 混合作用的影响取决于反应特征时间tr与流体中邻近微元体相互混合的特征时间tm之比值。当反应速率较慢时，即tr远大于tm，则按微观流体处理可以达到较好近似，当反应速率非常快时，即tr远小于tm，则处理比较复杂。对于宏观流体像一个小间歇反应器一样进行反应，其反应程度取决于该粒子在反应器内的停留时间。,