1、第七章第七章生物反应器生物反应器 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、生物反应器放大的、生物反应器放大的 目的与方法目的与方法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 生物反应器设计的特点与生物学基础生物反应器设计的特点与生物学基础 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的的主主要要不不同同点点是是 生生 物物（酶酶 除除 外外）反反 应应 都都 以以“自自 催催
2、 化化”（Autocalalysis)方方式式进进行行，即即在在目目的的产产物物生生成成的的过程中生物自身要生长繁殖。过程中生物自身要生长繁殖。生生物物反反应应器器的的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的的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快快更更好好地地生生长长，得到更多需要的生物量或代谢产物。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生物反应器的操作特性 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重要特性工业重要特性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
3、反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用鼓风机可采用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
4、柠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生物反应器的生物学基础生物反应器的生物学基础 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，其相应的动力学模型是生成速率，其相应的动力学模型是 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）式中式中nF F为流入与流出生物反应器的基质流量为流入与流出
5、生物反应器的基质流量L/hL/h；n下下标标i i、j j和和k k分分别别表表示示相相应应的的细细胞胞、基基质质和和产产物物,下标下标 表示基质的流加流量。表示基质的流加流量。n当采用分批式操作时当采用分批式操作时,F,F=F=0=F=0；采用流加式操采用流加式操作时，作时，F FF=0F=0；采用连续式操作时采用连续式操作时,F,F=F=F 0 0 生物反应器设计的基本原理生物反应器设计的基本原理 生物反应器选型与设计的要点生物反应器选型与设计的要点 1 1、选选择择适适宜宜的的生生物物催催化化剂剂。这这包包括括要要了了解解产产物物在在生生物物反反应应的的哪哪一一阶阶段段大大量量生生成成、
6、适适宜宜的的pHpH和和温温度度，是是否否好好氧氧和和易受杂菌污染等。易受杂菌污染等。2 2、确定适宜的反应器形式。、确定适宜的反应器形式。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、传热面积的计算。、传热面积的计算。5 5、通风与搅拌装置的设计计算。、通风与搅拌装置的设计计算。6 6、材料的选择与确保无菌操作的设计。、材料的选择与确保无菌操作的设计。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。7.1.27.1.2生物反应器中的混合生物反应器中的混合 混合过程的分类混合过程的分类 类类 型型 说
7、说 明明应应 用用 实实 例例气气液液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的的应应用用、絮絮凝凝酵酵母生产酒精等母生产酒精等固态发酵生产前的拌料固态发酵生产前的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的换热器反应器中的换热器7.1.3 7.1.3 生物反应器中的传热生物反应器中的传热 生物反应器中的能量平衡可表示为：生
8、物反应器中的能量平衡可表示为：（7-57-5）n式中式中Q Qmetmet为微生物代谢或酶活力造成的单位体积产热速率；为微生物代谢或酶活力造成的单位体积产热速率；nQ Qagag为搅拌造成的单位体积产热速率；为搅拌造成的单位体积产热速率；nQ Qgasgas为通风造成的单位体积产热速率；为通风造成的单位体积产热速率；nQ Qaccacc为体系中单位体积的积累产热速率；为体系中单位体积的积累产热速率；nQ Qexchexch为单位体积反应液向周围环境或冷却器转移热的速率；为单位体积反应液向周围环境或冷却器转移热的速率；nQ Qevapevap为蒸发造成的单位体积热损失速率；为蒸发造成的单位体积热
9、损失速率；nQ Qsensen为热流（流出流入）造成的单位体积敏感焓上升的速为热流（流出流入）造成的单位体积敏感焓上升的速率率。实际生物反应过程中的热量计算，可采用如下方法：、通通过过反反应应中中冷冷却却水水带带走走的的热热量量进进行行计计算算。根根据据经经验验，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的热量为：的热量为：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20000kJ/(m20000kJ/(m3 3h
10、);h);肌苷发酵约为肌苷发酵约为18000kJ/(m18000kJ/(m3 3h);h);谷氨酸发酵约为谷氨酸发酵约为31000kJ/(m31000kJ/(m3 3h)h)。2 2、通通过过反反应应液液的的温温升升进进行行计计算算。即即根根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)上上升升的的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的的近近似似值值。例例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约为温约为1212。3 3、通通过过生生物物合合成成进进行行计计算算。当
11、当Q Qsensen 、Q Qaccacc和和Q Qgasgas可忽略不计，由式可忽略不计，由式7-57-5可知，可知，（7-67-6）即反应过程中产生的总热量均为冷却装置带走。即反应过程中产生的总热量均为冷却装置带走。4 4、通过燃烧热进行计算、通过燃烧热进行计算 （7-77-7）式中式中Q Q基质燃烧基质燃烧为基质的燃烧热，为基质的燃烧热，Q Q产物燃烧产物燃烧为产物的燃烧热。为产物的燃烧热。生生物物反反应应器器中中的的换换热热装装置置的的设设计计，首首先先是是传传热面积的计算。热面积的计算。换热装置的传热面积可由下式确定。换热装置的传热面积可由下式确定。（7-87-8）式中式中 F F为
12、换热装置的传热面积为换热装置的传热面积m m2 2；Q Qallall为为由由上上述述方方法法获获得得的的反反应应热热或或反反应应中中每小时放出的最大热量每小时放出的最大热量kJ/hkJ/h；K K为为换换热热装装置置的的传传热热系系数数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。根据经验：根据经验：夹套的夹套的K K值为值为400400700kJ/700kJ/（m m2 2hh），），蛇蛇管的管的K K值为值为120012001900kJ/1900kJ/（m m2 2hh），），如管
13、壁如管壁较薄，对冷却水进行强制循环时，较薄，对冷却水进行强制循环时，K K值为值为330033004200kJ/4200kJ/（m m2 2hh）。）。气温高的地区，冷却水温高，传气温高的地区，冷却水温高，传热效果差，冷却面积较大，热效果差，冷却面积较大，1m1m3 3发酵液的冷却面积发酵液的冷却面积超过超过2m2m2 2。但在气温较底的地区，采用地下水冷却，但在气温较底的地区，采用地下水冷却，冷却面积较小，冷却面积较小，1m1m3 3发酵液的冷却面积为发酵液的冷却面积为1m1m2 2。发酵发酵产品不同，冷却面积也有差异。产品不同，冷却面积也有差异。7.2 7.2 酶反应器酶反应器 n7.2.
14、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 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用用于于高高分分子子底底物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 be
15、d）连续连续适适用用于于固固定定化化酶酶或或微生物的反应中微生物的反应中流流化化床床（fluidized fluidized bedbed）分批、连续分批、连续靠靠溶溶液液的的流流动动而而混合混合膜膜式式（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的的固固定定化化酶酶,适适于于气气体体为为底物底物根根据据其其形形式式和和操操作作方方式式分分类类:酶反应器设计和操作的参数 决定酶反应器设计和操作性能的决定酶反应器设计和操作性能的参数有停留时间参数有停留时间、转化率、反应器转化率、反应器的产率的产率P Pr r、酶的用量、反应器温度、酶的用
16、量、反应器温度、pHpH值和底物浓度等。当副反应不可忽值和底物浓度等。当副反应不可忽视时，选择性视时，选择性S Sp p也是很重要的参数。也是很重要的参数。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的的时时间间。分分批批式式搅搅拌拌罐罐（Batch Batch stirred stirred tank tank reactorreactor，BSTRBSTR）中中，所所有有物物料料的的停停留留时时间间是是相相同同的的，且且等等于于反反应应时时间间；CPFRCPFR中中两两者者也也是是一一致致的的。对对
17、于于CSTRCSTR，常常使使用用“平平均均停停留留时时间间”来来表表达达。如如果果反反应应器器的的容容积积为为V V，物物料料流流入入反反应应器器中中的的体体积积流流量量为为F F，平平均均停停留留时时间间的定义式为：的定义式为：（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 velocityspace velocity）。）。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 fraction
18、al fractional conversionconversion）是是表表明明供供给给反反应应的的底底物物发发生生转转变变的的分分量量。分分批批式式操操作作中中，底底物物的的初初始始浓浓度度为为S S0 0，反反应应时时间间t t时时的的底底物物浓浓度度为为S St t，此此时，底物时，底物S S的转化率为：的转化率为：（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的的底底物物浓浓度度为为S Sinin，流出液中底物的浓度为流出液中底物的浓度为S Soutout，此时转化率此时转化率:（7-117-11）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
19、力力P Pr r（productivity）的的定定义义是是单位时间、单位反应器体积内生产的产物量。单位时间、单位反应器体积内生产的产物量。分批式操作中，分批式操作中，（7-127-12）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的生成量。时单位反应液体积中产物的生成量。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的产物量。为单位体积流出液中的产物量。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的的复复合合反反应应中中，能能够够转转变变为为目目
20、的的产产物物的的底底物物变变化化总总量量中中，实实际际上上转转变变为为目目的的产产物物的的比比率率。由由底底物物S S生生成成目目的的产产物物P P的的选选择性择性S Sp p为：为：（7-147-14）S Sp p表表明明了了整整个个反反应应的的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的的摩摩尔尔数数，是是由由反反应应的的量量论论关关系系而而决决定定。由由于于在在反反应应的的各各阶阶段段或或反反应应器器内内不不同同位位置置的的选择性并非一致，因此，瞬时（或局部）选择性为：选择性并非一致，因此，瞬时（或局部）选择性为：
21、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。酶反应器的选择酶反应器的选择 游游离离酶酶反反应应器器的的选选择择，完完全全可可以以采采用用表表（7-27-2）一般生物反应器的选择要求来进行。一般生物反应器的选择要求来进行。对对于于固固定定化化酶酶反反应应器器的的选选择择，除除同同样样根根据据使使用用的的目目的的、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的的成成本本及及难难易易等等因因素素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的的的的形形状状(颗
22、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的的难难易易；操操作作上上的的要要求求，如如pHpH的的控控制制、供供氧氧和和防防止止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性性、内内外外扩扩散散的的影影响响；底底物物的的性性质质；催催化化剂剂（固固定定化化酶酶）的表面反应器体积的比值等。的表面反应器体积的比值等。7.2.2 7.2.2 理想的酶反应器理想的酶反应器 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。CPFRCPFR具备以下特点：
23、在正常的连续稳态操作具备以下特点：在正常的连续稳态操作情况下，在反应器的各个截面上，物料浓度不随情况下，在反应器的各个截面上，物料浓度不随时间而变化；反应器内轴向各处的浓度彼此不相时间而变化；反应器内轴向各处的浓度彼此不相等，反应速率随空间位置而变化；由于径向有严等，反应速率随空间位置而变化；由于径向有严格均匀的速度分布，即径向不存在浓度分布，故格均匀的速度分布，即径向不存在浓度分布，故反应速率随空间位置的变化只限于轴向。反应速率随空间位置的变化只限于轴向。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 沿反应器轴向任
24、意切出长度为沿反应器轴向任意切出长度为dldl的一个微元的一个微元管段作为反应器微元，该微元的体积记为管段作为反应器微元，该微元的体积记为dVdV=Adl=Adl，如图如图7-17-1所示，在该微元内的反应速率所示，在该微元内的反应速率不随时间而变。稳定状态下，以一级反应为例，不随时间而变。稳定状态下，以一级反应为例，取底物取底物S S作为着眼组分进行物料衡算得（单位时间作为着眼组分进行物料衡算得（单位时间内）：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 (FS (F+dF)(S+dSF+dF)(S+dS)-)-r rs sdVdV 0 0由于由于dFdF0 0，F F
25、0 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为以体积计的物料进料流率为以体积计的物料进料流率m m3 3s s；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。所以，反应器的停留时间为所以，反应器的停留时间为 （7-197-19）对于其它各级反应可得到一般的关系式，对于其它各级反应可得到一般的关系式，（7-207-20）把把酶酶促促反
26、反应应的的典典型型动动力力学学方方程程米米氏氏方方程程代代入入上式，得操作方程为上式，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，为流出液中底物的转化率。为流出液中底物的转化率。二、二、CSTRCSTR型酶反应器型酶反应器 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的的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变变化化，因因而而反反应应器器内内各各处处的的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，一一级级反反应条件下，对组分应条件下，对组分
27、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）上式变为一般化的关系式为：上式变为一般化的关系式为：（7-267-26）将米氏方程代入上式，得操作方程，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）7.2.3 CSTR7.2.3 CSTR型与型与CPFRCPFR型反应器性能的比较型反应器性能的比较 图图7-3 CSTR7-3 CSTR与与CPFRCPFR型反应器性能的比较型反应器性能的比较 一、停留时间的比较一、停留时间的比较 将将（7-
28、227-22）式式和和（7-287-28）式式的的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的的转转化化率率，纵纵坐坐标标为为反反应应速速率率的的倒倒数数。由由图图可可知知，在在相相同同的的工工艺艺条条件件下下进进行行同同一一反反应应，达达到到相相同同转转化化率率时时，两两者者所所需需的的停停留留时时间间不不同同，CSTRCSTR型型的的比比CPFRCPFR型型反反应应器器的的要要长长，也也就就是是前前者者所所需需的的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的的线线所所围围面面积积相相当当于于CSTRCSTR型型反反应应器器达达到
29、到预预定定转转化化率率所所需需的的时时间间，向向左左倾倾斜斜的的线线所所为为面面积积为为CPFRCPFR型型反反应应器器达达到到相相同同转转化化率率所所需需的的时时间间。最最终终转转化率越高，两者的差距越大。化率越高，两者的差距越大。另外，以对两反应器的体积比作图可知，随反应级另外，以对两反应器的体积比作图可知，随反应级数的增加，反应器的体积比急剧增加。数的增加，反应器的体积比急剧增加。二、酶需求量的比较二、酶需求量的比较 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如下
30、式子。如下式子。（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中中所所需需酶酶的的量量E ECSTRCSTR与与CPFRCPFR中中所所需需的的量量E ECPFRCPFR之比，可从上式求得。之比，可从上式求得。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中中所所需需酶酶的的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
31、级反反应应时时其其比比值值最最小小。如如果果反反应应遵遵循循米米氏氏定定律律，则则酶酶需需求求量量的的相相对对比比值值与与转转化化率率之之间间的的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，可可根根据据所所需需转转化化率率来来选选择择反反应应器器的的类型，或确定它们所需酶的相对量。类型，或确定它们所需酶的相对量。n图图7-4 E7-4 ECSTRCSTR/E/ECPFRCPFR与转化率及进口底物浓度之间的关系与转化率及进口底物浓度之间的关系 三、酶的稳定性三、酶的稳定性 酶酶的的稳稳定定性性是是选选择择酶酶反反应应器器的的重重要要因因素素。酶酶活活力力的的丧丧失失可可近近似似用
32、用一一级级动动力力学学关关系系来来描描述述，即即 （7-327-32）式中：式中：E E为反应器中的有效酶浓度；为反应器中的有效酶浓度；K Kd d为酶的衰退常数；为酶的衰退常数；t t为操作时间。为操作时间。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，可得描绘酶衰变时的操作方程。式结合起来，可得描绘酶衰变时的操作方程。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时的转化率。时的转化率。由（由（7-337-33）式和（）式和（7-347-34）式可知
33、式可知，0 0级级反应时，反应时，CSTRCSTR与与CPFRCPFR内酶活力的衰退没有内酶活力的衰退没有什么区别。但如果反应从什么区别。但如果反应从0 0级增至一级，那级增至一级，那么，两种反应器转化率下降的差别就变得么，两种反应器转化率下降的差别就变得明显。明显。CPFRCPFR产量的下降要比产量的下降要比CSTRCSTR快得多，快得多，因而因而CPFRCPFR中酶的失活比中酶的失活比CSTRCSTR中更为敏感。中更为敏感。但是，如上所述，在某些场合，操作条件但是，如上所述，在某些场合，操作条件相同，要得到同样的转化率，相同，要得到同样的转化率，CSTRCSTR所需酶所需酶的数量远大于
34、的数量远大于CPFRCPFR所需的量。所需的量。四、反应器中的浓度分布四、反应器中的浓度分布 图图7-57-5标标绘绘了了CSTRCSTR与与CPFRCPFR中中的的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，虽虽然然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中中底底物物总总处处于于低低浓浓度度范范围围。如如果果酶酶促促反反应应速速率率与与底底物物的的浓浓度度成成正正比比，那那么么对对于于CSTRCSTR而而言言，由由于于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，所所以以其其生产能力也低。生产能力
35、也低。图图7-57-5 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，是是指指既既具具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的的发发酵酵罐罐（见见图图7-97-9），目目前前最最大大的的通通用用式式发发酵酵罐罐容积约为容积约为480m480m3 3。一、机械搅拌式发酵罐的结构一、机械搅拌式发酵罐的结构 通用式发酵罐的几何尺寸与操作条通用式发酵罐的几何尺寸与操作条件如表件如表7-67-6和图和图7-107-10所示。所示。几几何何尺尺寸寸与与操操作作条件范围条件范围典型数值典型数值 奥地
36、利某公司奥地利某公司 200m3200m3 美国某公司美国某公司130m3130m3日本某公司日本某公司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 速速 N=30N=30 1000 1000(r/min)(r/min)9013070130145150单单位位醪醪液液体体积积的的冷冷却却面面积积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
37、层层3层层通通风风量量0.10.14 4 m3/(m3m3/(m3min)min)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=70808077758875电机功率电机功率(kwkw)3001300150130表表7-6 7-6 通用式发酵罐的几何尺寸与操作条件通用式发酵罐的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
38、列管当挡板直接利用列管当挡板HH筒身高度筒身高度 DD罐径罐径 WW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 SS两搅拌器间距两搅拌器间距 BB下搅拌器距底间距下搅拌器距底间距 二、机械搅拌通风发酵罐的混合与搅拌二、机械搅拌通风发酵罐的混合与搅拌 机械搅拌罐的混合主要是通过机械机械搅拌罐的混合主要是通过机械搅拌来实现。机械搅拌不仅可促使培养搅拌来实现。机械搅拌不仅可促使培养基混合均匀，而且有利于增加气液接触基混合均匀，而且有利于增加气液接触面积，提高溶氧速率。对于双液相反应面积，提高溶氧速率。对于双液相反应体系可提高液体系可提高液-液接触面积，另外还可促液接触
39、面积，另外还可促进传热与固形物料的悬浮。进传热与固形物料的悬浮。1 1、搅拌器的型式与搅拌流型、搅拌器的型式与搅拌流型 生物反应器中常使的搅拌器型式有：生物反应器中常使的搅拌器型式有：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，并取得较好效始广泛应用于发酵生产，并取得较好效果。果。2 2、搅拌功率的计算搅拌功率的计算 机机械械搅搅拌拌发发酵酵罐罐中中的的搅搅拌拌器器轴轴功功率率与与下下列列因因素素 有有 关关：搅搅 拌拌 器器 直直 径径 D Di i（m m）、搅搅 拌拌 转转
40、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。由由于于搅搅拌拌罐罐直直径径和和液液柱柱高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比比例例关关系系，可可不不作作独独立立变变量，于是量，于是:P=P=f(Df(Di i，N N，g)(7-37)g)(7-37)对于牛顿型流体，通过因次分析可得对于牛顿型流体，通过因次分析可得如下关联式如
41、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，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、反应器几何尺寸有关为与搅拌器形式、反应器几何尺寸有关的常数的常数 实验表明，在全档板条件下，液面不产生中心下降实验表明，在全档板条件下，液面不产生中心下降的旋涡，此时的旋涡，此时 y=0y
42、0，N NP P仅是仅是R ReMeM的函数的函数(图图7-11)7-11)图图7-11 7-11 各种搅拌器的各种搅拌器的R ReMeM对应于对应于N NP P的关系的关系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，(7-41)不同搅拌器的K值如表7-7所示 表表 7-7 7-7 不同搅拌器的不同搅拌器的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的的条件下测定的。条件下测定的。搅拌器的形式K
43、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 当不符合此条件时，搅拌功率可用下式校正：(7-42)(7-43)如果已知(D/Di)=3，(HL/Di)=3，则 (7-44)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，对于多层搅拌器的功率可用下式计算。拌器，对于多层搅拌器的功率可用下式计算。(7-4
44、5)(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的计算。以上是不通风时搅拌功率的计算。通通风风时时搅搅拌拌器器的的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/min)(Q/min)(Q1 1NdNd3 3)等等因因素素有有关关。MichelMichel等等人人提提出出了了应应用用较较广广泛泛的的通通风风时时的的搅搅拌拌功功率率PgPg与工作变量间的经验公式：与工作变量间的经验公式：(7-46)(7-46)式中，式中，D Di i/D=
45、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。通风时的搅拌功率也可利用下式计算。通风时的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的的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，可表示为：可表示为：(7-49)(7-49)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
46、式反应器与机械搅拌通风反应器的不同在于无机械搅拌。这通风反应器的不同在于无机械搅拌。这类反应器的特点是结构简单，氧传递效类反应器的特点是结构简单，氧传递效率高，耗能低，安装维修方便等。率高，耗能低，安装维修方便等。一、气升式反应器一、气升式反应器 气升式反应器有多种形式，比较典型的两气升式反应器有多种形式，比较典型的两种形式如图种形式如图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 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 鼓泡式反应器的功率消耗可由下式计算鼓泡式反应器的功率消耗可由下式计算 （7-507-50）
47、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为通过小孔的气体流速。为通过小孔的气体流速。一一般般上上式式中中右右边边第第二二项项可可以以忽忽略略不不计计，所所以以上上式式可变为可变为 （7-517-51）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种种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的的反反应应
48、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的的搅搅拌拌器器。搅搅拌拌器器叶叶轮轮旋旋转转时时，叶叶片片不不断断排排开开周周围围的的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，吸吸入入的的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出出，并并立立即即通通过导轮向罐壁分散，经档板折流涌向液面，均匀分布。过导轮向罐壁分散，经档板折流涌向液面，均匀分布。由于空气靠反应液高速流动形成的真空自行吸入，气由于空气靠反应液高速流动形成的真空自行吸入，气液接触良好，气泡分散较细，因而溶氧系数较高。自吸式液接触良好，气
49、泡分散较细，因而溶氧系数较高。自吸式反应器的缺点是进罐空气处于负压，因而增加了染菌机会。反应器的缺点是进罐空气处于负压，因而增加了染菌机会。7.3.4 7.3.4 通风固态发酵设备通风固态发酵设备 根据固态发酵中通风方式与物料所根据固态发酵中通风方式与物料所处状态的不同，通风固态发酵设备可分处状态的不同，通风固态发酵设备可分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。根据操作方式的不同，通风固态发酵设根据操作方式的不同，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。一、分批式
50、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目前国内使用较多的分批式通风固态发厚层通风制曲装置是目前国内使用较多的分批式通风固态发酵设备。制盒曲的曲盒，制帘子曲的帘子等是最简单，且古老实酵设备。制盒曲的曲盒，制帘子曲的帘子等是最简单，且古老实用的固态发酵设备。另外，一些现代化的固态发酵设备，如自动用的固态发酵设备。另外，一些现代化的固态发酵设备，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。化制曲装置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 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
