通风发酵设备概述.docx

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1、第十章 通风发酵设备四十年代中期，青霉素的工业化生产，或深层通风培养技术的出现，标志近代通风发酵工业的开始。在深层通风培养技术中，发酵罐是关键设备。在发酵罐中，微生物在适当的环境中进行生长、新陈代谢和形成发酵产物。第一节 通风发酵罐及结构通风发酵罐又称好气性发酵罐，如谷氨酸、柠檬酸、酶制剂、抗生素、酵母等发酵用的发酵罐。好气性发酵需要将空气不断通入发酵液中，以供微生物所消耗的氧。 常用通风发酵罐有以下几种类型：（1）机械搅拌发酵罐（2）气升式发酵罐（3）自吸式发酵罐（4）伍式发酵罐（5）文氏管发酵罐一、机械搅拌通风发酵罐机械搅拌通风发酵罐是发酵工厂最常用类型。它是利用机械搅拌器的作用，使空气和

2、发酵液充分混合，促使氧在发酵液中溶解，以保证供给微生物生长繁殖、发酵所需要的氧气。1，机械搅拌通风发酵罐的基本要求 一个性能优良的机械搅拌通风发酵罐必须满足以下基本要求：（1）发酵罐应具有适宜的径高比；发酵罐的高度与直径之比一般为1.74倍左右，罐身越长，氧的利用率较高（2）发酵罐能承受一定压力；（3）发酵罐的搅拌通风装置能使气液充分混合，保证发酵液必须的溶解氧；（4）发酵罐应具有足够的冷却面积；（5）发酵罐内应尽量减少死角，避免藏垢积污，灭菌能彻底，避免染菌；（6）搅拌器的轴封应严密，尽量减少泄漏。2，机械搅拌发酵罐的结构 机械搅拌通风发酵罐是一种密封式受压设备，其主要部件包括：罐身、轴封、

3、消泡器、搅拌器、联轴器、中间轴承、挡板、空气分布管、换热装置和人孔以及管路等（1）罐体发酵罐的罐体由圆柱体及椭圆形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，材料一般为不锈钢。为了便于清洗，小型发酵罐顶设有清洗用的手孔。中大型发酵罐则装没有快开入孔及清洗用的快开手孔。罐顶还装有视镜及灯镜。在发酵罐的罐顶上的接管有：进料管、补料管、排气管、接种管和压力表接管。在罐身上的接管有冷却水进出管、进空气管、取样管、温度计管和测控仪表接口。图10-1 搅拌通风发酵罐的结构示意图（2）罐体的尺寸比例罐体各部分的尺寸有一定的比例，罐的高度与直径之比一般为1.74左右。发酵罐通常装有两组搅拌器，两组搅

4、拌器的间距S约为搅拌器直径的三倍。对于大型发酵罐以及液体深度HL较高的，可安装三组或三组以上的搅拌器。最下面一组搅拌器通常与风管出口较接近为好，与罐底的距离C一般等于搅拌器直径Di，但也不宜小于0.8Di，否则会影响液体的循环。最常用的发酵罐各部分的比例尺寸如图10-2。图10-2 常用的发酵罐各部分的比例尺寸（3）搅拌器搅拌器的作用是打碎气泡，使空气与溶液均匀接触，使氧溶解于发酵液中。搅拌器有轴向式（桨叶式、螺旋桨式）和径向式（涡轮式）两种。轴向式搅拌器：桨叶式、螺旋桨式径向式（涡轮式）搅拌器（Disc turbine）：平直叶、弯叶、箭叶图10-3 径向式（涡轮式）搅拌器的结构示意图（4）

5、挡板挡板的作用是改变液流的方向，由径向流改为轴向流，促使液体剧烈翻动，增加溶解氧。通常，挡板宽度取(0.10.2)D，装设64块即可满足全挡板条件。全挡板条件：是指在一定转数下再增加罐内附件而轴功率仍保持不变。要达到全挡板条件必须满足下式要求：（5）消泡器消泡器的作用是将泡沫打破。消泡器常用的形式有锯齿式、梳状式及孔板式。孔板式的孔径约1020毫米。消泡器的长度约为罐径的0.65倍。（6）联轴器大型发酵罐搅拌轴较长，常分为二至三段，用联轴器使上下搅拌轴成牢固的刚性联接。常用的联轴器有鼓形及夹壳形两种。小型的发酵罐可采用法兰将搅拌轴连接，轴的连接应垂直，中心线对正。（7）轴承为了减少震动，中型发

6、酵罐般在罐内装有底轴承，而大型发酵罐装有中间轴承，底轴承和中间轴承的水平位置应能适当调节。罐内轴承不能加润滑油，应采用液体润滑的塑料轴瓦(如聚四氟乙烯等)，轴瓦与轴之间的间隙常取轴径的0.40.7。为了防止轴颈磨损，可以在与轴承接触处的轴上增加一个轴套。（8）变速装置试验罐采用无级变速装置。发酵罐常用的变速装置有三角皮带传动，圆柱或螺旋圆锥齿轮减速装置，其中以三角皮带变速传动较为简便。（9）轴封轴封的作用是使罐顶或罐底与轴之间的缝隙加以密封，防止泄漏和污染杂菌。常用的轴封有填料函和端面轴封两种。填料函式轴封是由填料箱体，填料底衬套，填料压盖和压紧螺栓等零件构成，使旋转轴达到密封的效果。填料函式

7、轴封的优点是结构简单。主要缺点是：死角多，很难彻底灭菌，容易渗漏及染菌；轴的磨损情况较严重；填料压紧后摩擦功率消耗大；寿命短，经常维修，耗工时多。图10-4 填料函式轴封的结构示意图端面式轴封又称机械轴封。密封作用是靠弹性元件（弹簧、波纹管等）的压力使垂直于轴线的动环和静环光滑表面紧密地相互贴合，并作相对转动而达到密封。图10-5 端面式轴封的结构示意图端面式轴封的优点：清洁；密封可靠；无死角，可以防止杂菌污染；使用寿命长；摩擦功率耗损小；轴或轴套不受磨损； 它对轴的精度和光洁度没有填料密封要求那么严格，对轴的震动敏感性小。端面式轴封的缺点： 结构比填料密封复杂，装拆不便； 对动环及静环的表面

8、光洁度及平直度要求高。（9）发酵罐的换热装置夹套式换热装置 这种装置多应用于容积较小的发酵罐、种子罐；夹套的高度比静止液面高度稍高即可，无须进行冷却面积的设计。这种装置的优点是：结构简单；加工容易，罐内无冷却设备，死角少，容易进行清洁灭菌工作，有利于发酵。其缺点 是：传热壁较厚，冷却水流速低，发酵时降温效果差， 竖式蛇管换热装置 这种装置是竖式的蛇管分组安装于发酵罐内，有四组、六组或八组不等，根据管的直径大小而定，容积5 米3 以上的发酵罐多用这种换热装置。这种装置的优点是：冷却水在管内的流速大；传热系数高。这种冷却装置适用于冷却用水温度较低的地区，水的用量较少。但是气温高的地区，冷却用水温度

9、较高，则发酵时降温困难，发酵温度经常超过40C， 影响发酵产率，因此应采用冷冻盐水或冷冻水冷却，这样就增加了设备投资及生产成本。此外，弯曲位置比较容易蚀穿。 竖式列管(排管)换热装置 这种装置是以列管形式分组对称装于发酵罐内。其优点是：加工方便，适用于气温较高，水源充足的地区。这种装置的缺点是：传热系数较蛇管低，用水量较大。二、气升式发酵罐机械搅拌通风发酵罐其通风原理是罐内通风，靠机械搅拌作用使气泡分割细碎，与培养基充分混合，密切接触，以提高氧的吸收系数；设备构造比较复杂，动能消耗较太。采用气升式发酵罐可以克服上述的缺点。1，气升式发酵罐的特点（1）结构简单，冷却面积小；（2）无搅拌传动设备，

10、节省动力约50%，节省钢材；（3）操作时无噪音；（4）料液装料系数达8090，而不须加消泡剂；（5）维修、操作及清洗简便，减少杂菌感染。但气升式发酵罐还不能代替好气量较小的发酵罐，对于粘度较大的发酵液溶氧系数较低。 2，气升式发酵罐的结构及原理 分为内循环和外循环两种。其主要结构包括：罐体、上升管、空气喷嘴。其结构如下图所示。图10-6 气升式发酵罐的结构示意图3，气升式发酵罐的性能指标气升式发酵罐是否符合工艺要求及经济指标，应从下面几方面进行考虑。（1）循环周期时间必须符合菌种发酵的需要。（2）选用适当直径的喷嘴。具有适当直径的喷嘴才能保证气泡分割细碎，与发酵液均匀接触，增加溶氧系数。三、自

11、吸式发酵罐自吸式发酵罐是一种不需要空气压缩机，而在搅拌过程中自动吸入空气的发酵罐。这种设备的耗电量小，能保证发酵所需的空气，并能使气液分离细小，均匀地接触，吸入空气中7080%的氧被利用。采用了不同型式、容积的自吸式发酵罐生产葡萄糖酸钙、力复雷素、维生素C、酵母、蛋白酶等，都取得了良好的成绩。1，自吸式发酵罐的结构自吸式发酵罐的主体结构包括：（1）罐体；（2）自吸搅拌器及导轮；（3）轴封；（4）换热装置；（5）消泡器。图10-7 自吸式发酵罐的结构示意图2，自吸式发酵罐的充气原理自吸式发酵罐的主要的构件是自吸搅拌器及导轮，简称为转子及定子。转子由箱底向上升入的主轴带动，当转子转动时空气则由导气

12、管吸入。转子的形式有九叶轮、六叶轮、三叶轮、十字形叶轮等，叶轮均为空心形。图10-8 自吸式发酵罐的导轮的结构示意图及充气原理3，自吸式发酵罐的类型根据通气的型式不同，自吸式发酵罐可分为三个类型：（1）回转翼片式自吸式发酵罐； （2）具有转子及定子的自吸式发酵罐； （3）喷射式自吸式发酵罐。 前两者自吸式发酵罐结构简单，制作容易，比较广泛采用。其传动装置有装在罐底及罐顶两种，如装在罐底，则端面密封装置的加工和安装要求特别精密，否则容易漏液染菌。第三种喷射式自吸式发酵罐，电耗少，但是泵的构造复杂。 4，自吸式发酵罐的优点： （1）节约空气净化系统中的空气压缩机、冷却器、油水分离器、空气贮聪、总过

13、滤器等设备，减少厂房占地面积。（2）减少工厂发酵设备投资约30左右，例如应用自吸式发酵罐生产酵母，容积酵母的产量可高达3050克。（3）设备便于自动化、连续化，降低劳动强度，减少劳动力。（4）酵母发酵周期短，发酵液中酵母浓度高，分离酵母后的废液量少。（5）设备结构简单，溶氧效果高，操作方便。 四、伍式发酵罐1，结构伍式发酵罐的主要部件是套筒、搅拌器。图10-9 伍式发酵罐的结构示意图2，通气原理搅拌时液体沿着套筒外向上升至液面，然后由套筒内返回罐底，搅拌器是用六根弯曲的空气管子焊于圆盘上，兼作空气分配器。空气由空心轴导入经过搅拌器的空心管吹出，与被搅拌器甩出的液体相混合，发酵液在套筒外侧上升，

14、由套筒内部下降，形成循环。设备的缺点是结构复杂，清洗套筒较困难，消耗功率较高。五、文氏管发酵罐其原理是用泵将发酵液压入文氏管中，由于文氏管的收缩段中液体的流速增加，形成真空将空气吸入，并使气泡分散与液体混合，增加发酵液中的溶解氧。这种设备的优点是：吸氧的效率高，气、液、 固三相均匀混合，设备简单，无须空气压缩机及搅拌器，动力消耗省。这种设备的缺点是气体吸入量与液体循环量之比较低，对于好氧量较大的微生物发酵不适宜。图10-10 文氏管发酵罐的结构示意图第二节 通气与搅拌一、搅拌器的型式及流型1，型式发酵罐中的机械搅拌器大致可分为轴向和径向推进两种型式。前者如螺旋桨式，后者如涡轮式。（1） 螺旋桨

15、式搅拌器螺旋桨式搅拌器在罐内将液体向下或向上推进(相应于图中的顺时针或逆时针旋转方向)。形成轴向的螺旋流动，混合效果较好，但造成的剪率较低，对气泡的分散效果不好。一般用在藉压差循环的发酵罐中，以提高其循环速度。常用的螺旋桨叶数Z=3，螺距等于搅拌器直径，最大叶端线速度不超过25米/秒。图10-11 螺旋桨式搅拌器结构示意图（2）圆盘平直叶涡轮搅拌器圆盘平直叶涡轮与没有圆盘的平直叶涡轮，其搅拌特性差别甚微。但在发酵罐中无菌空气由单开口管通至搅拌器下方，大的气泡受到圆盘的阻挡，避免从轴部的叶片空隙上升，保证了气泡的更好的分散。圆盘平直叶涡轮搅拌器具有很大的循环输送量和功率输出，适用于各种流体，包括

16、粘性流体、非牛顿流体的搅拌混合。图10-12 圆盘平直叶涡轮搅拌器结构图（3）圆盘弯叶涡轮搅拌器圆盘弯叶涡轮搅拌器的搅拌流型与平直叶涡轮的相似，但前者造成的液体径向流动较为强烈，因此在相同的搅拌转速时，前者的混合效果较好。但由于前者的流线叶型，在相同的搅拌转速时，输出的功率较后者的为小。因此，在混合要求特别高，而溶氧速率相对要求略低时，可选用圆盘弯叶涡轮。图10-13圆盘弯叶涡轮搅拌器的结构图（4）圆盘箭叶涡轮搅拌器 图10-14圆盘箭叶涡轮搅拌器结构图其搅拌流型与上述两种涡轮相近，但它的轴向流动较强烈，但在同样转速下，它造成的剪率低，输出功率也较低。2，流型搅拌器在发酵罐中造成的流型，对气固

17、液相的混合效果及氧气的溶解、热量的传递具有密切关系。搅拌器造成的流体流动型式不仅决定于搅拌器本身，还受罐内的附件及其安装位置的影响。（1）罐中心装垂直螺旋桨搅拌器的搅拌流型罐中心垂直安装的螺旋桨，在无挡板的情况下，在轴中心形成凹陷的旋涡。如在同一罐内安装46块挡板，液体的螺旋状流受挡板折流，被迫向轴心方向流动，使旋涡消失，图10-15 罐中心装垂直螺旋搅拌器的搅拌流型（2）涡轮式搅拌器的流型上述三种涡轮搅拌器的搅拌流型基本上相同，各在涡轮平面的上下两侧形成向上和向下的两个翻腾。如不满足全挡板条件，轴中心位置也有凹陷的旋涡。适当的安排冷却排管，也可基本消除轴中心凹陷的旋涡。图10-16 挡板涡轮

18、搅拌桨的流型（3）装有套筒时的搅拌器搅拌流型在罐内与垂直的搅拌器同中心安装套简，一可以大大加强循环输送效果，并能将液面的泡沫从套简的上部入口，抽吸到液体之中，具有自消泡能力。伍氏发酵罐就是具有这种中心套筒的机械搅拌罐。图10-17 装有中心套筒的搅拌器流型二、搅拌器轴功率的计算搅拌器输入搅拌液体的功率：是指搅拌器以既定的速度旋转时，用以克服介质的阻力所需的功率，简称轴功率。它不包括机械传动的摩擦所消耗的功率，因此它不是电动机的轴功率或耗用功率。发酵罐液体中的溶氧速率以及气液固相的混合强度与单位体积液体中输入的搅拌功率有很大关系。1，单只涡轮在不通气条件下输入搅拌液体的功率的计算（1）功率准数一

19、个具体的搅拌器所输入搅拌液体的功率取决于下列因素： 叶轮和罐的相对尺寸；搅拌器的转速；流体的性质；挡板的尺寸和数目。通过因次分析，得：式中 P0：不通气时搅拌器输入液体的功率（瓦） ：液体的密度（公斤/米3） ：液体的粘度（牛.秒/米2） D：涡轮直径（米） N：涡轮转数（转/秒） K，m：决定于搅拌器的型式，挡板的尺寸及流体的流态是一个无因次数，可定义为功率准数NP。该准数表征着机械搅拌所施与单位体积被搅拌液体的外力与单位体积被搅拌液体的惯性之比。式中 ：涡轮线速度 a：加速度 V：液体体积 m：液体质量（2）搅拌功率准数NP的求解搅拌功率准数NP是搅拌雷诺数ReM的函数。在一系列几何相似的

20、试验设备里，用不同型式的搅拌器，逐渐变化ReM，算出相应的NP， 在双对数座标纸上标绘，得到NPReM曲线簇，如图所示。图10-18 NPReM曲线试验搅拌器的型式及罐体比例尺寸，如ReM104，达到充分湍流之后，ReM增加， 搅拌功率P0虽然将随之增大，但NP保持不变，即施加于单位体积液体的外力与其惯性力之比为常数，此时 对圆盘六平直叶涡轮 NP6 对圆盘六弯叶涡轮 NP4.7 对圆盘六箭叶涡轮 NP3.7 （3）单只涡轮在不通气条件下输入搅拌液体的功率 P0=NPD5N3 （10-4）2，多只涡轮在不通气条件下输入搅拌液体的功率计算使用多个涡轮时，两者间的距离S，对非牛顿型流体可取为2D，

21、对牛顿型流体可取2.53.0D；静液面至上涡轮的距离可取0.52D，下涡轮至罐底的距离C可取0.51.0D。S过小，不能输出最大的功率；S过大，则中间区域搅拌效果不好。符合上述条件的发酵罐，用经验公式计算或实测结果都表明，多个涡轮输出的功率近似等于单个涡轮的功率乘以涡轮的个数。3，通气液体机械搅拌功率的计算同一搅拌器在相等的转速下输入于通气液体的搅拌功率比不通气液体的低。这可以解释为：通气使液体的重度降低。功率的降低，不仅与液体平均重度的降低有关，而且主要取决于涡轮周围气液接触的状况。迈凯尔用六平叶涡轮将空气分散于液体中，测量其输出功率，在双对数坐标上将Pg标绘成涡轮直径D，转速，空气流量Q和

22、P0的函数，得出以下关系式：福田秀雄在100升至42000升的系列设备里，对迈凯尔关系式进行了校正，得将多组实验数据分别标出 ，与实测的对应的Pg在双对数坐标上标绘。图10-19 图中的直线斜率为0.39，截距为2.410-3 由此得出迈凯尔的修正关系式4，计算举例某细菌醪发酵罐罐直径T1.8(米)圆盘六弯叶涡轮直径D0.60米，一只涡轮罐内装四块标准挡板 搅拌器转速N168转分通气量Q1.42米3分(已换算为罐内状态的流量)罐压P1.5绝对大气压醪液粘度1.9610-3牛秒米2醪液密度1020公斤米3要求计算Pg(1)计算ReMReM=5.25104(2)由NP ReM查NP ， NP =4

23、.7(3)计算P0 P0=NPD5N3= 8.07（千瓦）(4)计算Pg3，非牛顿流体特性对搅拌功率计算的影响常见的某些发酵液具有明显的非牛顿流体特性。这一特性对发酵过程的影响极大，对搅拌功率的计算也带来麻烦。牛顿型流体：用水解糖液、糖蜜等原料做培养液的细菌醪、酵母醪；直接用淀粉、豆饼粉配料的低浓度细菌醪或酵母醪接近于牛顿型流体。 非牛顿型流体：霉菌醪、放线菌醪。 非牛顿型流体搅拌轴功率的计算与牛顿型流体搅拌轴功率的计算方法一样，但这类液体的粘度是随搅拌速度而变化的，因而必须先知道粘度与搅拌速度的关系，然后才能计算不同搅拌速度下的ReM，再后才能根据实验绘出其NPReM曲线。根据米兹纳大量实验

24、数据的证明，牛顿型流体与非牛顿型液体的NPReM曲线的差别仅存在于ReM 10300区间之内。 如果为了近似的计算，不要求较高的准确度，那么的非牛顿型液体的NPReM曲线也可以不要实际标绘。可以用牛顿型流体的NPReM曲线代替非牛顿型液体的NPReM曲线。第三节 氧的传递（Oxygen Transfer ）In this section we will look more deeply into factors that affect oxygen transfer and how fermentation systems can be designed to maximize dissolv

25、ed oxygen concentration in bioreactors.The supply of oxygen is often the rate limiting step in an aerobic fermentation and satisfying oxygen demands can often constitute a large proportion of the operating and capital of a industrial scale fermentation system.一、IntroductionSupplying oxygen to aerobi

26、c cells has always represented a significant challenge to fermentation technologists. The problem derives from the fact that oxygen is poorly soluble in water.The solubility of Sucrose is 600 g.l-1 .oxygen at 4 in pure water is only 8 mg.l-1.Satisfying oxygen demands can often constitute a large pro

27、portion of the operating and capital of a industrial scale fermentation system.二、The oxygen transfer process 1，The oxygen transfer processIf only suspended cells are involved and if the level of mixing in the bulk liquid is sufficiently high, then the rate limiting step in the oxygen transfer proces

28、s is the movement of the oxygen molecules through the bubble boundary layer.图10-20 氧的传递过程（1）Diffusion through the bubble to the gas-liquid interface 图10-21 Diffusion through the bubble to the gas-liquid interfaceThis in fact is not a step at all. Gas molecules move so quickly that they are evenly di

29、stributed throughout the bubble. （2）Diffusion across the gas-liquid interface 图10-22 Diffusion across the gas-liquid interfaceThis step will also be very rapid if the concentration of oxygen in the bubble high.On the other hand if the bubble is rich in CO2 and the contains a low concentration of oxy

30、gen, then the rate of oxygen transfer out of the bubble will be slow or even zero.（3）Diffusion through the bubble boundary layerThe movement of solutes through the boundary layer is slow because solutes must move through the liquid by diffusion.图10-23 Diffusion through the bubble boundary layerMany

31、factors will affect the rate of diffusion of oxygen through the boundary layer, including the: temperature, concentration of oxygen in the bulk liquid, saturation concentration of oxygen in the liquid, concentration of oxygen in the bubble, size of the molecule, viscosity of the medium.（4）Movement t

32、hrough the bulk liquid by forced convection and diffusion 图10-25 Movement through the bulk liquid by forced convection and diffusionThe rate of movement of an oxygen molecule through the bulk liquid is dependent on: the degree of mixing (relative to the volume of the reactor), viscosity of the mediu

33、m （5）Movement through the floc 图10-26 Movement through the flocThe following steps, complete the journey of the oxygen molecule：Step 5 - movement through the boundary layer surrounding the microbial slime. Step 6 - entry into the slime Step 7 - movement through the slime Step 8 - movement across the

34、 cell membrane Step 9 - reaction Steps 5 and 7 are slow processes.2，The oxygen transfer modelWhen bulk mixing levels are high and suspended cell cultures are involved, the rate limiting step in above process will generally be the diffusion of oxygen through the bubble boundary layer (Step 3). Theref

35、ore, it is possible to use the interphase oxygen transfer equation to describe the oxygen transfer rate (OTR):3，Oxygen transfer coefficient (kL) and interfacial area (a)Because it not possible to accurately measure the total interfacial area of the gas bubbles (a), kL and a are combined into single

36、term, referred to KLa. The KLa represents the oxygen transfer rate per unit volume.4，The balance between OXYGEN DEMAND and SUPPLYUptake rate： = Qo2X （10-9）Supply rate：When OTR=, KLa = Qo2X /(C*-CL)When OTR , CL When OTR , cL If is a constant, KLa , CL 三、影响氧传递速率的主要因素根据氧传递速率方程 OTR=KLa（C*-CL） （10-10）凡是

37、影响氧传递推动力（C*-CL）、气液比表面积a和氧传递常数的因素都会影响氧传递速率。1，溶液的性质对氧溶解度的影响氧是一种难溶气体，在25和1.01lO5Pa时，纯水中氧的溶解度是1.26mol/m3，由于空气中氧的体积分数是0.21，因此与空气平衡的水相中氧浓度为0.265mol/m3。氧在水中的溶解度随温度的升高而降低(表5-1)，在1.01105Pa和温度在433的范围内，与空气平衡的纯水中，氧的浓度也可由以下经验式来计算：表10-1 纯氧在不同温度水中的溶解度（1.01lO5Pa）温度（）溶解度（mol/m3）温度（）溶解度（mol/m3）01015202.181.701.541.38

38、253035401.261.161.091.03 （10-11）式中 ：与空气平衡的水中氧浓度（mol/m3） t：温度（）氧在酸溶液中的溶解度和酸的种类及浓度有关，见表5-2所示。表10-2 25和1.01lO5Pa下纯氧在不同酸溶液中的溶解度溶液浓度（kmol/m3）溶解度（mol/m3）盐酸硫酸0.00.501.01.51.261.211.161.121.261.211.121.02在电解质溶液中，由于发生盐析作用，使氧的溶解度降低。氧在电解质溶液中可由Sechenov公式计算： （10-12）式中 ：氧在电解质溶液中的溶解度mol/m3；：电解质溶液的浓度（kmol/m3）；K：Sec

39、henov常数。该常数随气体种类、电解质种类和温度的变化而变化。图10-27示出了氧在几种盐溶液中的溶解度与盐浓度的关系。如果是几种电解质的混合溶液，此时氧的溶解度则可根据溶液的离子强度计算： （10-13）式中 hi：第I种离子的常数（m3/kmol） Ii：第I种离子的离子强度（kmol/m3）在非电解质溶液中，氧的溶解度一般随溶质浓度的增加而下降，其规律和电解质溶液相似： （10-14）式中： ：氧在在非电解质溶液中的溶解度（mol/m3）； ：非电解质或有机物浓度（kg/m3）。若培养基中同时含有电解质和非电解质，氧的溶解度则可用下式计算： （10-15）式中 ：氧在混合溶液中的溶解度

40、（mol/m3）。图10-27 氧的溶解度与盐浓度的关系要提高氧在溶液中的溶解度的方法有多种，其中最简单的方法是增加罐压。但是要注意的是增加罐压虽然提高了氧的分压，从而增加了氧的溶解度，但其他气体成分(如CO2)的分压也相应增加，且由于CO2的溶解度比氧大得多，因此不利于液相中CO2的排出，而影响了细胞的生长和产物的代谢，所以增加罐压是有一定限度的。另一种方法是增加空气中氧的含量，进行富氧通气操作。即通过深冷分离法、吸附分离法及膜分离法制得富氧空气，然后通入发酵液。目前由于这三种分离方法的成本都较高，富氧通气还处于研究阶段。2，气液比表面积对氧溶解度的影响根据氧传递速率方程（式10-10），氧

41、的传递速率与气液比表面积成正比。因此凡是能影响气液比表面积的因素均能影响氧在溶液中的溶解度。气液比表面面积的大小取决于截留在发酵液中的气体体积及气泡的大小。截留在发酵液中的气体越多，气泡的直径越小，那么气泡的比表面积就越大，即气液比表面积与气体的截留率成正比，而与气泡平均直径成反比。对于带有机械搅拌的发酵罐，气泡的平均直径与单位体积液体消耗的通气搅拌功率、流体的物理性质有关。搅拌对比表面积的影响较大，因为搅拌方面可使气泡在液体中产生复杂的运动，延长停留时间，增大气体的截留率；另一方面搅拌的剪切作用又使气泡粉碎，减少气泡的直径。而表面张力的作用则阻止气泡的变化和粉碎，具有使表面积下降的作用。增大

42、通气量可增加空气的截留率，使比表面积增大。但通气量增大到一定程度，如不改变搅拌速度，则会降低搅拌功率，甚至发生空气“过载”现象，导致气泡的凝聚形成大气泡。3，影响氧传递系数的因素（1）搅拌搅拌转速对KLa值具有很大的影响，对于带有机械搅拌的通风发酵罐，搅拌是以下述方式促进氧的传递：搅拌能把大的空气泡分散成细小的气泡，防止小气泡的凝聚，增加了氧与液体的接触面积；搅拌使发酵液作涡流运动，延长了气泡在发酵液中的停留时间；搅拌使菌体分散，避免结团，有利于固液传递中的接触面积的增加，使推动力均一，同时也减少了菌体表面液膜的厚度，有利于氧的传递。搅拌使发酵液产生湍流而降低气/液接触界面的液膜厚度，减小氧传

43、递过程的阻力，因而增大了KLa值。带有机械搅拌的通风发酵罐其搅拌器与氧传递速率常数KLa的关系可用式5-17来表示： （10-16）式中 Pg：通气时搅拌器的轴功率(W)； V：发酵罐中发酵液的体积(m3)； Vs：空气的线速度(m/s)； k：常数从式10-16可知，KLa几乎与单位体积中的搅拌轴功率成正比。但这种关系取决于发酵罐的大小，Pg/V的指数随发酵设备大小而变化(如下表)。表10-3 Pg/V指数发酵设备规模的关系规 模Pg/V的指数实验室规模中试规模生产规模0.950.670.50（2）空气线速度空气线速度较小时，氧传递系数KLa是随通风量的增加而增大的，当增加通风量时，空气的线

44、速度也就相应地增大，从而增加了溶氧，氧传递系数KLa相应地也增大。空气线速度增大到一定程度，如不改变搅拌速度，则会降低搅拌功率，甚至发生“过载”现象，会使搅拌桨叶不能打散空气，气流形成大气泡在轴的周围逸出，使搅拌效率和溶氧速率都大大降低，使KLa降低。图10-28是表观空气速度与氧传递系数KLa的关系。lgVs图10-28 表观空气速度与氧传递系数KLa的关系（3）空气分布管在通风发酵中，除了用搅拌将空气分散成小气泡外，还可用空气分布管来分散空气。空气分布管的型式、喷口直径及管口与罐底距离的相对位置对氧溶解速率有较大的影响。当通风量较小时，喷口的直径越小，气泡的直径也就越小，相应地溶氧系数也就越大。而当通风量超过一定值后，气泡的直径与通风量有关，与喷口的直径无关。（4）发酵液性质在发酵过程中，由于微生物的生命活动，分解并利用培养液中的基质，大量繁殖菌体，积累代谢产物等都引起培养液的性质的改变，特别是粘度、表面张力、离子浓度、密度、扩散系数等，从而影响到气泡的大小、气泡的稳定性，进而对氧传递系数K出带来很大的影响。此外，发酵液粘度的改变还会影响到液体的湍流性以及界面或液膜阻力，从而影响到氧传递系数KLa。当发酵液浓度增大时，粘度也增大，氧传递系数KLa就降低。发酵液中泡沫的大量形成会使菌体与泡沫形成