机械搅拌釜式反应器

机械搅拌式反应器姓名：李四辉学校：林化所 专业： 废水处理 机械搅拌式反应器 综述 结构 搅拌器 流体流动机理 能量传递 牛顿型流体的气液传质 热传递 反应器模型 简述 医药工业中第一个大规模的微生物发酵过程青霉素生产是在机械搅拌釜式反应器中进行的。 迄今为止，对新的生物过程，首选的生物反应器仍然是机械搅拌釜式反应器。特点： 对不同的微生物过程具有更优的灵活性，只有在气液传递性能或剪切力不能满足生物过程时才会考虑用其他类型反应器。 大多用于间歇反应。 32 0 2 1 -4 -2 3 结构传热装置 小反应器： 夹套 大反应器： 蛇管 将半圆形管子焊接在反应器外壁，既可以很好传热，又简化内部结构，便于清洗通气装置 气体分布器混合装置 原生流 次生流 42 0 2 1 -4 -2 3 搅拌器功能：将能量传递给液体 搅拌器恒定地传递给流体的能量与流体运动中损失的机械能相平衡 用最少的能量消耗达到和维持流体运动的性能使气体在液体中分散 达到预定的气液界面积和截面积在器内分布使气液分离 达到气液易于分离的气泡直径和气泡运动性能使所有组分充分混合 不伤害微生物的前提下，用最小的能量达到适合微生物生长的混合状况52 0 2 1 -4 -2 3 最近研究提出采用组合桨叶，根据轴向流和径向流桨叶的特性，采用下层为径向流，上层轴向流，混合效果更好。搅拌桨截图62 0 2 1 -4 -2 3 流体流动机理原生流：以平叶涡轮为例，搅拌器的旋转运动开始在液体内部造成切向运动，使液体按搅拌器速度旋转，产生原生流。 72 0 2 1 -4 -2 3 流体流动机理次生流： 在搅拌器的水平面上，离心力驱动流体从中心向外运动，径向和轴向力的合成形成次生流，在桨叶上面和下面形成两大同心漩涡。 热质传递主要靠次生流，原生流对热质传递完全无影响，但是不可能排除原生流，因为次生流依靠原生流提供能源。 82 0 2 1 -4 -2 3 牛顿黏性定律 在搅拌反应器中使微元体混合的唯一依靠是剪切速率，即速度梯度。因为只有流体的速度差才能使流体各层间相互混合，所以混合过程不可缺少剪切速率 。然而，每一个剪切速率对应一个剪应力，使液滴、团块、气泡破碎，也会损伤细胞或使酶活力下降，尤其是丝状菌和动物细胞，很多生物过程对剪应力非常敏感。 92 0 2 1 -4 -2 3 能量传递最重要的参数是能量传递因子牛顿数Ne: 式中：Nen为搅拌器传递给流体的能量，N为转速，Di为桨叶直径。 Ne为Re的函数，雷诺数为 Re=NDi2 / 牛顿数无法用理论方法直接算出，其与其他无因次数群的关联式只能由实验确定。 1 02 0 2 1 -4 -2 3 在最常用条件下获取大量实验数据得到牛顿数与雷诺数的关系 1 12 0 2 1 -4 -2 3 对不同的桨叶，过渡区略有迁移，NeRe关系中雷诺数的指数也稍有变化。 实验表明，根据流动特征，能量传递曲线可分为3个区域：层流区： 0 Re1 0 Ne Re-1过渡区： 1 0 Re1 0 0 Ne Re-1 Ne Re-0 .2 8湍流区： 1 0 0 Re Ne Re-0 .2 8 1 22 0 2 1 -4 -2 3 上图中曲线收集了1 1组数据，每组数据只覆盖了很小的Re区域。 Re1为Re的上限，由不带挡板反应器的Re给定。当ReRe1时，搅拌桨的操作变得不稳定，稳定到不稳定的过渡从搅拌周围液体表面形成强烈的涡流开始。当涡流到达桨叶时，气体被分散到液体中，能量传递变得断断续续，传递给液体的平均能量减少。因此为使操作条件稳定应：ReRe1 Re也有下限Re0。根据实验结果， Re0 Re1 /3 ,此值与测定搅拌器旋转轴扭矩仪器灵敏度有关。 用不同粘度流体进行相同实验表明，不稳定操作条件的过渡与Galilei数Ga有关。 1 32 0 2 1 -4 -2 3 以上公式只适合纯流体，若为气液混合体系，要考虑更多的参数，如气体的性质和流速。 Ga=Di3 2 g/2雷诺数的上限是Ga的函数， Re1 =f(Ga,几何参数)雷诺数的上限是Ga的函数， Ne=f(Re，Ga,几何参数)要求： 1 /3 Re1 ReRe1 1 42 0 2 1 -4 -2 3 带挡板和不带挡板反应器中涡轮桨的能量传递曲线图1 52 0 2 1 -4 -2 3 当Re 1 0 0 0 0时，带挡板反应器的牛顿数几乎是不带挡板反应器的3倍，可见，此时尽量使用带挡板搅拌反应器。通常认为挡板可以防止涡流的形成，但实验证明这是错误的：有挡板的反应器仍然存在涡流，只是涡流发生的位置不确定，持续时间得到了限制，而无挡板反应器内的涡流固定发生在搅拌轴周围。 1 62 0 2 1 -4 -2 3 牛顿型流体的气液传质 氧的传递是许多好氧生物过程的限制性步骤，因此可将氧视为微生物的限制性底物，氧传递的定量描述：q0 =K La(co*-co) 生物反应过程，氧的传递与氧的消耗是串联过程，定态下氧的传递与消耗速率相等，因此若反应符合Monod形式，则 1 72 0 2 1 -4 -2 3 q0 =Om =Yx/oK La(co*-co) Yx/o为每消耗1氧所生成的细胞量氧传递为限制步骤时，增加K La可以提高菌生成速率。K La与输入功率有关，对通气式机械搅拌反应器： K La =kuga(Pg/VR)ug为气体表观速度，Pg为通气条件下输入功率,K 为常数（对应搅拌器类型查表可知）流体的黏度对流动性和气液传质有很大影响，随黏度上升传质系数KL下降，液体湍流程度小，最大稳定气泡的直径较大，使比界面面积a下降。o+CoCoCxK 热传递 在间歇反应中，搅拌的目的是在整个反应器中得到均一的反应条件，使反应器内所有成分的浓度和流体温度不随位置而变化。由于流动条件限制，反应器中温度在任何条件下都不为常数，不仅随空间而变化，而且随时间变化，热传递为非定态过程。研究中将过程简化为动态过程，以使结果是实际尽可能接近。热传递主要依靠次生流。 1 92 0 2 1 -4 -2 3 经验方程 2 02 0 2 1 -4 -2 3 由于搅拌器和换热类型对计算影响很大， Nu=0 .4 6 4 Re2 /3 Pr1 /3 (/W)0 .1 4可用于带挡板、不带挡板 、涡流式、锚式 、螺旋桨和桨叶式搅拌器 ，以及牛顿型和非牛顿型流体。和W为流体在平均温度和壁温下的动态黏度 Nu=iDt/ 纽赛尔因数 Re=NDi2 / 雷诺数 Pr=Cp/ 普朗特因数 2 12 0 2 1 -4 -2 3 通气机械搅拌式生物反应器模型液相： 间歇培养时，若搅拌效果很好，液相近乎全混，限制性底物浓度和菌密度变化率为：dCs 1= K a(co*-co) dt Yx/o LdCx = max dt s+CsCsCxK 2 22 0 2 1 -4 -2 3 气相: 如果装液高度较高，组装几个径向搅拌器时，可视为定态操作的活塞流；装液高度较低时，若搅拌器为轴向流，可看作定态操作的全混流反应器CSTR.若氧不累积，衡算则： 且满足：Qom= K La(co*-co) 传质速率FinPin-FoutPoutQom= V RTR摄氧率 2 32 0 2 1 -4 -2 3 The End 2 0 2 1 -4 -2 3 2 4