生化工程设备-第一篇-第二章-通气发酵设备-第一节课件

第一篇第一篇 第二章第二章 通气发酵设备通气发酵设备-第一节 机械搅拌通气发酵罐第二章第二章 通气发酵设备通气发酵设备大多数的生化反应都是需氧的，故通气发酵设备是需氧生化反应设备的核心和基础.无论是使用微生物、酶或动植物细胞(或组织)作生物催化剂，也不管其目的产物是抗生 素、酵母、氨基酸、有机酸或是酶，所需的通气发酵设备均应具有良好的传质和传热性能，结构严密，防杂菌污染，培养基流动与混合良好，配套的检测与控制，设备较简单，方便维护检修以及能耗低等特点。目前，常用的通气发酵罐有机械搅拌式、气升环流式、鼓泡式和自吸式等，其中机械搅拌通气发酵罐一直占据着主导地位。本章分别介绍上述几 种通气发酵馅，至于动植物细胞(或组织)反应器将在第四章介绍。机械搅拌通气发酵健在生物工程工厂中得到广泛使用，据不完全统计，它占了发酸罐总数的70%80%，故又常称之为通用式发酵罐.目前，我国珠海益力味精厂拥有 630m3特大型机械搅拌通气发酵罐，是世界上最大型的通用罐之一，用于谷氨酸发酵，显示出高生产效率、高经济效益的优点。这类发酵罐大多用于通气发酵，靠通入的压缩空气和搅拌叶轮实现发酵液的混合、溶氧传质，同时强化热量传递。第一节第一节 机械搅拌通气发酵罐机械搅拌通气发酵罐通用的机械搅拌通气发酵罐主要部件有罐体、搅拌器、挡板、轴封、空气分布器、传 动装置、冷却管(或夹套)、消泡器、人孔、视镜等，大型机械搅拌罐结构示意图如图 1-2-1所示。一、机械搅拌通气发酵罐的结构一、机械搅拌通气发酵罐的结构 1.罐体罐体由圆柱体和椭圆形或碟形封头焊接而成，材料以304或316L日，等不锈钢为好.为满足工艺要求，罐体必须能承受一定压力和温度，通常要求耐受130和0.25MPa(绝压)。罐壁厚度取决于罐径、材料及耐受的压强。当受内压时，其壁厚可用下式进行计算：下面对此类型发酵罐的主要部件加以说明。下面对此类型发酵罐的主要部件加以说明。1m 1m3 3以下的小型发酵罐罐顶和罐身用以下的小型发酵罐罐顶和罐身用法兰连接，上设于孔以方便清洗手口配料。法兰连接，上设于孔以方便清洗手口配料。中型和大现发酵罐则装设快开人孔，罐顶装中型和大现发酵罐则装设快开人孔，罐顶装设视镜及光照灯孔，还装设进料管、排气管、设视镜及光照灯孔，还装设进料管、排气管、接种管和压力表等，排气管应尽可能靠近罐接种管和压力表等，排气管应尽可能靠近罐顶中心位置。在罐身顶中心位置。在罐身 上设有冷却水进出管、上设有冷却水进出管、进空气管及温度、进空气管及温度、pHpH、溶氧等检测仪表接溶氧等检测仪表接口。取样管可设在罐顶或罐侧，视操作要求口。取样管可设在罐顶或罐侧，视操作要求而定。有一点必须注意的是，罐体上的管路而定。有一点必须注意的是，罐体上的管路越少越好，如进料、补料和接种可共用同一越少越好，如进料、补料和接种可共用同一个接口。个接口。搅拌器的主要作用是混合和传质，使通人的空气分散成气泡并与发酵液充分混合，使气泡细碎以增大气-液界面，以获得所需要的溶氧速率，并使生物细胞悬浮分散于发酵体系中，以维持适当的气-液-固(细胞)，三相的混合与质量传递，同时强化传热过程。为实现这些日的，搅拌器的设计应使发酵液有足够的径向流动和适度的轴向运动。2 2 搅拌器和挡板搅拌器和挡板搅拌叶轮大多采用涡轮式，最常用的有平叶搅拌叶轮大多采用涡轮式，最常用的有平叶式或弯叶式圆盘涡轮搅拌器，叶片数量一般式或弯叶式圆盘涡轮搅拌器，叶片数量一般为为6 个。此外，还有推进式和个。此外，还有推进式和Lightnin式搅作式搅作叶轮。我们知道，涡轮式搅拌器具有结构简叶轮。我们知道，涡轮式搅拌器具有结构简单、传递能量高、溶氧速率高等优点，但其单、传递能量高、溶氧速率高等优点，但其不足之处是轴向混合较差，而且对搅持叶轮不足之处是轴向混合较差，而且对搅持叶轮包接扫过的区域以外，搅拌强度随着与搅拌包接扫过的区域以外，搅拌强度随着与搅拌轴距离增大而减弱，故当培养液较黏稠时搅轴距离增大而减弱，故当培养液较黏稠时搅拌与混合效果大大下降。上述三种形式的搅拌与混合效果大大下降。上述三种形式的搅拌叶轮结构示意图如圈拌叶轮结构示意图如圈1-2-2所所 示，有关的示，有关的搅拌流型如搅拌流型如图图1-2-3所示所示.为了拆装方便，大型搅拌叶轮可做成两半型，用螺栓联成整体装配于搅拌轴上。发酵罐内装设挡板的作用是防止液面中央形成旋涡流动，增强其滞动和溶氧传质。通常，设 46块挡板，其宽度为0.1O.12D，则可达到全挡板条件。据研究，全挡板条件必须满足下述条件:为了强化轴向混合，可采用涡轮式为了强化轴向混合，可采用涡轮式和推进式叶轮共用的搅拌系统。和推进式叶轮共用的搅拌系统。挡板的高度自罐底起至设计的液面高度为止，同时挡板与罐壁留有一定的空隙，其间隙为（1/8-1/5)D。据经验表明，发酵罐热交换用的竖立的列管、排管或蛇管也可起相应的挡板作用。轴封的作用是防止染菌和泄漏，大型发酵罐常用的轴封为双端面机械轴封，如图1-2-4 所示.至于填料函轴封，因易磨损和渗漏，放在发酵罐中已不再采用z双端面机械轴封装置主要由三部分构成，即:(1)动环和静环 应使此摩擦副(即动环和静环)在给定的条件下，负荷最轻、密封效果最好、使用寿命最长。为此，动静环材料均要有良好的耐磨性，摩擦因数小，导热性能好，结构紧密，且动环的硬度应比静环大.通常，动环可用碳化钨钢，静环用聚四氟乙烯。3 3 轴封轴封(2)弹簧加荷装置弹簧加荷装置 此装置的作用是产生此装置的作用是产生压紧力使静环端面压紧密切接触，以确压紧力使静环端面压紧密切接触，以确保密封。弹簧座靠旋紧的螺钉固定在轴保密封。弹簧座靠旋紧的螺钉固定在轴上，用以支撑弹上，用以支撑弹 策，传递扭矩。而弹簧策，传递扭矩。而弹簧压板用以承受压紧力，压板用以承受压紧力，压紧紧静密封元压紧紧静密封元件，传动扭矩带动动环，当工作压力为件，传动扭矩带动动环，当工作压力为O.3O.5MPa时，采用时，采用22.5mm直径直径的弹策，自由长度的弹策，自由长度2030mm，工作长度，工作长度10 15mm。(3)(3)辅助密封元件辅助密封元件 辅助密封元辅助密封元件有动环和静环的密封圈，用来密件有动环和静环的密封圈，用来密封动环与轴以及静环与静环腿之间封动环与轴以及静环与静环腿之间的缝隙。动环密封圈随轴一起旋转，的缝隙。动环密封圈随轴一起旋转，故与轴及动环是相对静止的。静环故与轴及动环是相对静止的。静环密封圈是完全静止的。常用的动环密封圈是完全静止的。常用的动环密封因为密封因为“O“O形环，静环密封圈为平形环，静环密封圈为平橡胶垫片。橡胶垫片。对一般的通气发酵罐，空气分布管主要分环形管式和单管式。单管式结构简单实用，管口正对罐底中央，与罐底距离约40mm。若用环形空气分布管，则要求环管上的空气喷孔应在搅拌叶轮叶片内边之下，同时啧气孔应向下以尽可能减少培养液在环形分布管上滞留。根据发酵工厂经验，喷孔直径取2-5mm为好.且喷孔的总裁面积之和等于空气分布管截面积。对机械搅拌通气发酵罐，分布管内空气流速取20m/s左右。4.4.专气分布器专气分布器发酵液中含蛋白质等发泡物质.故在通气搅拌条件下会产生泡沫，发泡严重日才会使发酵液随排气而外溢，造成跑料，且增加杂菌感染机会。在通气发酵生产中有两种消泡方法，一是加入化学消泡剂，二是使用机械消泡装置。通常，是把上述两种方法联合使用。最简单实用的消泡装置为靶式消泡器，可直接安装在搅拌的轴上，消泡靶齿底部应比发酵液面高出适当高度。靶式消泡器结构如图1-2-5所示。此外，还有涡轮消泡器、旋风离心和叶轮离心式消泡器、碟片式消泡器和刮板式消泡器等。5.5.消泡装置消泡装置需氧生物反应需一定的溶氧传质速率，但氧是难溶气体，在常压和25时，空气中的氧在纯水中的饱和溶解度只有0.25mol/m3，在培养基中的溶解度则更小。据研究成果，工业发酵常用的微生物的比呼吸速率约为0.10.4KgO2/hkg(干细胞)，而由糖等底物转化成细胞.则需氧量为lkg(02)/kg(增殖细胞)左右。故发酵罐的通气供氧是十分重要的。二、机械搅拌通气发酵罐的通气与二、机械搅拌通气发酵罐的通气与溶氧传质溶氧传质根据传质理论，发酵液的溶氧传根据传质理论，发酵液的溶氧传递速率递速率(OTR(OTR，oxygen transmission oxygen transmission rate)rate)为为：根据研究与生产经验，式根据研究与生产经验，式(1-2-5)(1-2-5)中的溶氧浓度中的溶氧浓度c c一般应控制在一般应控制在5%10%c5%10%c*以上，以上，否则就会影响生物否则就会影响生物细胞生长与代谢。故最高的溶氧速率也只能是。细胞生长与代谢。故最高的溶氧速率也只能是。.95k95kL La Ca C*。一般的通气发酵生产使用普通空气，。一般的通气发酵生产使用普通空气，而发酵罐压也只是比大气压略高，故相应的而发酵罐压也只是比大气压略高，故相应的c c*在在0.25 0.3 mol O0.25 0.3 mol O2 2/m/m3 3；而机械搅拌通气发酵罐的而机械搅拌通气发酵罐的k kL La a值为值为100 1000 L/h)100 1000 L/h)，所以由式：，所以由式：1-2-5 1-2-5 可计可计算出此类发酵罐的供氧能力为算出此类发酵罐的供氧能力为0.89kg 00.89kg 02 2/(m/(m3 3 h)h)。这里要说明的是，上述的供氧能力是在相应的。这里要说明的是，上述的供氧能力是在相应的通气和机械搅拌功率输入的条件下实现的。对于高通气和机械搅拌功率输入的条件下实现的。对于高细胞密度发酵和非牛顿培养基发酵，在相同的发酵细胞密度发酵和非牛顿培养基发酵，在相同的发酵罐和通气搅拌条件下，相应的溶氧速率大大降低。罐和通气搅拌条件下，相应的溶氧速率大大降低。对通气搅排的深层培养，培养液中必须有适当的溶氧浓度.尽可能使溶解氧不会成为限制性因素。在实际的生物反应系统，溶氧浓度是细胞的耗氧速率(OUR)和氧传递速 率(OTR)的函数。1 1.气一液相间的溶氧传质理论气一液相间的溶氧传质理论气泡中的氧通过气相边界层传递到气-液界面上，氧分子由气相伽l通过扩散穿过界面传递到液相侧;氧分子在界面液相侧通过;通过相滞流层传递到液相主体;在液相主体中进行对流传递到生物细胞表面液膜外面，通过生物细胞表面的液相滞流层扩散进入生物细胞内。氧由空气泡传递到生物细胞可分成几个步骤氧由空气泡传递到生物细胞可分成几个步骤进行进行.可以用传统的双膜理论表述如下可以用传统的双膜理论表述如下:由上述传质理论，溶氧过程的总推动力就是气相与细胞内的氧浓度之差。据传质理论分析和实验研究结果证明，在大多数的通气发酵场合，氧由气泡传递到液相中是生物通气 发酵过程中的限速步骤。当气液传质过程处于稳态时，溶氧速率为：对通气发酵系统的氧溶解过程，上述式（1-2-10)中的kL，和a是两个参变数，但在检 测中，很难对它们分别进行测定，而总是把它们合在一起看成是一个参变量即kla，称之为体积溶氧系数，在实验研究中较易测量。在生物反应系统中，影响kLa的主要因素有 操作条件，如搅拌转速、通气量等;发酵罐的结构及几何参数，如体积、通气方法、搅拌叶轮结构和尺寸等，物料的物化性能，如扩散系数、表面张力、密度、黏度、培养基成分及特性等;计算机械搅拌发酵罐体积容氧系数的经验公式有不少，最常用的计算公式是用相似理论导出的，即：2 2 机械搅拌通气发酵罐的溶氧系数机械搅拌通气发酵罐的溶氧系数体积溶氧系数常用的测定方法有亚硫酸纳氧化法和氧电极法，后者又分为动态法和物料恒算法。下面介绍亚硫酸纳氧化法的原理和方法，其余的测定方法可参考其他书刊。亚硫酸盐氧化法的原理和实验程序 用钢离子或钴离子作为催化剂，溶解在水中的氧能立即氧化其中的亚硫酸根离子，使之成为硫酸根离子，其氧化反应的速度在较大的 范围内与亚硫酸根离子的浓度无关，实际上是氧分子一经溶入液相，立即就被还原掉。3.3.体积溶氧系数的测定体积溶氧系数的测定 将一定量的自来水加入试验罐内，开始搅拌，加入纯的亚硫酸锅晶体，使SO32-浓度约0.5mol/L，再加分析纯的硫酸铜品体，使Cu2+千浓度为1 10-3mol/L;待完全溶解后，开阀通气，空气阀一开就接近预定的流量，并在几秒钟内调整至所需要的空气流量，立即 取样并计时，为氧化作用的开始。氧化时间可以继续315min(溶氧速率高时取低值，反之取高值)，到时停止通气和搅拌，用计时器准确记录氧化时间。试验前后各用吸管取520mL样液(根据罐的大小的定，但前后取样体积相等)，立即移入新吸取的过量的标准碘液之中，吸管的下端离开碘液液面不要超过1cm，防止进一 步氧化。然后用标准的硫代硫酸钠溶液，以淀粉为指示剂滴定至终点。(2)体积溶氧系数kLa和Kd的计算 在亚硫酸盐氧化法中，由于水中的SO32-，在 Cu2+的催化下很快被溶氧所氧化，成为SO42-，所以在整个氧化过程中，溶液中溶氧的浓度为零，即c=0。另外，在25。C，latm下，空气中氧的分压，为0.21atm，与之相平衡的纯水中溶氧浓度c=0.24mmol(02)/L.但在亚硫酸盐氧化法的具体条件下，规定 c*=0.24mmol（O2）/L。通入无菌空气进反应器中使培养液获得溶解氧和起搅拌混合作用是通气发酵的共同要求。前面已提及，溶氧传质过程必须通入空气，使培养液有一定的通气速率，发酵液的体积溶氧系数的大小与反应器的空截面气速且或单位体积溶液通气量成一定的比例关系，见式（1-2-11）和式（1-2-12）下面介绍通气发酵罐有关的特征参数及影响因素。4 4 机械搅拌通气发酵罐的通气量与搅拌功率机械搅拌通气发酵罐的通气量与搅拌功率因为通气发酵系统存在持气与起泡问题，故在发酵罐实际装料量的设计时必须考虑装液系数，即必须充人培养液后留下一定空间。根据经验，通气发酵罐的装料系数在0.60.85。（2）单只涡轮不通气的搅拌功率P0 搅拌功率消耗的原因是克服流体的阻力。搅拌器所输出的轴功率P0(W)与下述因素有关：反应器直径D(m)，搅拌器直径Di(m)、液柱高度HL.(m)、搅拌速度n(r/min)、液体数度(Pas)、液体密度p(kg/m3)、重力加速度g(m/s2)以及搅拌器的型式和反应器结构等。由于反应器直径D和液体高度HL均与搅拌器直径Di之间有一定的比例关系，于是(3)通气搅拌功率Pg和通气量 据实验研究，通气速率(常用空截面气速Vs表示)对气液传质有重要影响，它不仅影响体积溶氧系数是KLa，而且还影响搅拌功率，具体的影响叙述如下:根据福田秀雄等研究结果可知，提高Vs，会使通气搅拌功率下降，具体关系如下式：由上述式(1-2-28)可以看出，随着通气量vg的增大，通气搅拌功率会降低。故为了提高vg，以便强化溶氧传质，必须适当提高搅拌转速或增大搅拌叶轮直径，或两者均提高，以维持通气搅拌功率不变，就能使是KL增大。持气率和起泡均会随VS的提高而增大。其影响会随发酵类型和搅拌转速而变化，有关研究结果表明.发酵罐中实际空气流速的上限宜取1.75-2.0rn/min.此范围是安 全的。较低的通气速率和泡沫水平也可使敏感的生物细胞受损伤，甚至在低搅拌速率下也如此。故在此类生物培养中必须注意搅拌叶轮结构的改进，使用低剪切的叶轮。对固定不变的通气强度VVm 即每立方米每分钟通人的空气量(m3)，其空截面气速VS随反应器规模的增加而提高.故实际上通气强度应随反应器容积的增大而适当降低。但由于大型反应器的液柱高，故其内的培养液有较高的操作压强，若以标准状况计算，对同样的VVm，大型罐的单位体积溶液的空气流量总小于小型发罐的。在通气强度为1.0VVm下不同规模反应器之vs，如图1-2-7所示。要说明的是vs的取值以罐内平均压强 计算，而溶液深度与罐径之比HL/D=1.5。由上述的式（1-2-10)可知，提高罐压(气压也相应提高)，可使相应的饱和溶氧 c*增大，从而使溶氧速率OTR=kLa(c*-c)提高，这是十分有效且经济的方法。当然，使用此法要求发酵罐的耐压强度升高，所用的空气压缩机的输出压强也相应增大，所需的设备投资增加。对一般的通气发酵罐，设计的加热灭菌压强为0.15MPa(表压)，若发酵运行时维持此罐底，则使溶氧传质推动力提高近2倍。但是，提高罐压后，不仅对生物细胞的生长与代谢受影响，而且相应提高的二氧化碳浓度会抑制生物细胞的生长代谢，从而降低发酵速率。故此操作罐压应适度，罐顶压强可取0.030.12MPa(表压)。5 5 通气压强通气压强 通气发酵罐通常使用的是普通空气。当需要提高相应的饱和溶氧浓度C。时，除了上述升高操作罐压外，更有效的方法是用富氧空气或直接通入氧气，后者已在实验研究中经常使用。但对于工业规模发酵生产，因为通纯氧气或富氧使操作成本大增，故目前仍未广泛使用。6 6富氧通气富氧通气 (1)发酵液细胞浓度对溶氧速率的影响 对分批发酵过程，细胞浓度是发酵时间的函数，同时黏度则随细胞增加而变高消耗单位功率的溶氧量随细胞浓度增加而下降，三者之间的关系可用图1-2-8和图1-2-9所示。7 7有关溶氧传质需考虑的其他问题有关溶氧传质需考虑的其他问题 (2)CO2的释放是高效发酵需注意的另一个问题罐压越高，液深越大，则有利于氧的溶解。在同等通气搅拌功率的条件下，高径比越大的发酵罐可获得更高的溶氧效率。但相对的CO2。吸收速率也随之增加。溶解的CO2。对发酵有抑制(或刺激)作用。对大多数微生物，较低的CO2。浓度有利于发酵，故必须注意罐压或罐高对发酵的影响。(3)叶轮组数 发酵液黏度越商或发酵罐越高，需适当增多搅拌器的叶轮组数。否则，会园发酵液黏度高或液深大而造成混合时间过长，从而造成发酵罐中上部和底部液层的溶解氧或C02浓度严重不均一。发酵液中添加氧载体：加入不溶于培养基又无毒的物质例如，加入1030 C11C17，烷烃或丁基四氟呋哺，可提高溶氧系数数倍。氧载体可简单分离回收和重复使用。把血红蛋白基因克隆到生产菌株，可大大提高菌体细胞对氧的利用能力。例如，克隆有血红蛋白基因的菌株，在相同的发酵系统和条件下，头孢菌素产量提高了2倍以上。(4)(4)强化溶氧传质的新技术强化溶氧传质的新技术 当用同一发酵罐进行试验时，若固定通气量，则当搅拌叶轮形状、大小、数量、转速等参数改变时，所需的通气搅拌功率也随之变化，对发酵结果也产生影响。为了获得良好 的设计与发酵结果，必须对上述各项参变量加以综合平衡。三、机械搅拌通气发酵罐的搅拌与三、机械搅拌通气发酵罐的搅拌与流变特性流变特性搅拌叶轮直径与罐径之比一般为Di/D=0.300.40。当然也有特殊的比例，如微生物胶发酵，培养液粘度大；同样，动物细胞培养所适用的搅拌反应器，都应选较高的 Di/D。搅拌叶轮类型的选择主要考虑功率准数、混合特性以及叶轮所产生的液流作用力的大小与种类等。通常，高能耗的叶轮如因盘涡轮所需的搅拌功率高，但有良好的气液分散功能，因而溶氧速率高，其缺点是剪切应力大。与此相反，推进式(旋桨式)搅拌叶轮能耗低，溶氧速率较低，但混合效果好，尤其是轴向混合好。1.1.搅拌叶轮尺于与类型搅拌叶轮尺于与类型生物细胞在机械搅拌的剪切作用下可能会受到损伤，其损害程度取决于生物细胞的特性和搅拌力的性质、强度以及作用时间等。关于搅拌剪切与细胞损伤的定性关系大致如 下：单细胞微生物如球状戎杆状的细菌、酵母、小球藻等耐受搅拌剪切的能力强，而丝状菌的耐受力弱，特别是动物细胞对搅拌剪切菜至对通气混合所产生的较轻微的剪应力也非常敏感。故在进行动物细胞培养反应器设计时应把降低剪切放于首位。2.2.搅拌叶尖线速度与剪应力搅拌叶尖线速度与剪应力关于搅拌剪切与反应器形式、结构及不同对象生物细胞的设计准则，目前以搅拌叶尖线速度为基准。对耐剪切力较强的生物细胞，搅拌叶尖线速度应不大于7.5m/s。若高于此值，则某些微生物细胞如丝状菌、霉菌等会受到不同程度的损害。在大容量的机械搅拌发酵罐中，为满足溶氧传质、传热与混合要求，如谷氨酸等发醉时的搅拌叶尖线速度高于 7.5m/s，也未发现对谷氨酸生产菌株(杆菌等）产生损伤作用。因而上述的最大叶尖线速度只是个参考数值，对某些微生物发酵，可容许超过此值，只要通过实验研究和生产实 践验证便可。发酵培养液通常由气相(空气)、液相(培养基水溶液)和固相(生物细胞)构成。不同的生物反应所用的生物细胞的生物学特性、培养基营养成分的物化特性、代谢产物及 副产物的特性以及细胞浓度等对培养液的流变特性有影响。而其流变特性对溶氧传质与热 量传递、混合性能等有重要影响。一般地，酵母和细菌培养液的勃度较低，流动性好，丝 状菌发酵，如酶制剂、有机酸和抗生素等发酵，其培养基往往含有淀粉类物质，故粘度较高，往往呈非牛顿型流变特性。特殊地，如黄原胶等多糖发酵，后期含较多的产物多糖，故培养液的秸度很高，为混合、气液传质及传热带来困难。所以研究培养液的流变特性对发酵罐的设计与运转十分重要。3.3.发酵培养液的流变特性发酵培养液的流变特性(1)牛顿型流体 牛顿型流体的特性是其粘度不随搅拌剪切速率和剪应力而改变，其关系见图1-2-10之3线。而牛顿型流态特性流体的剪切速率对粘度的影响见图1-2-11之2线。根据理论推导与试验研究结果，牛顿型流体的剪应力与剪切速率符合下列关系式：现把常见的发酵液流变特性现把常见的发酵液流变特性类型类型分述如下：分述如下：而不服从牛顿型流体黏性定律式（1-2-29）的流体，被称为非牛顿型流体。根据流体的剪应力与剪应速率的关系，可把非牛顿型流体分成以下两类：这类非牛顿型流体符合下式：=0s（2 2）宾汉塑性流体）宾汉塑性流体这两类流体的流态特性符合下式：=Kn（3 3）拟塑性和涨塑性流体）拟塑性和涨塑性流体研究表明，许多丝状菌发潜液如青霉素发 酵、液体曲生产等的培养液符合拟塑性流态特 性.微生物多糖发酵也如此。再有，植物细胞 及酵母等高细胞浓度发酵也呈此特征，图1-2-12 所示为黄原胶溶液浓度与剪应速率及表观黏度 的关系.生物反应过程有生物合成热产生，而机械搅拌通气发酵罐除了有生物合成热外，还有机械搅拌热，若不从系统中除去这两种热量，发酵液的温度就会上升，无法维持工艺所规 定的最佳温度。发酵生产的产品、原料及士艺不同，其过程放热也改变。为了保证温度的调控，须按热量生成的高峰时期和一年中气温最高的半个月为基准进行热量衡算以计算所需的换热面积。四、机械搅拌通气发酵罐的热最传递四、机械搅拌通气发酵罐的热最传递(1)生物合成热计算法 发酵过程所产生的净热量称之为发酵热，相应的通气发酵过程总热量为：Qt=Q1+Q2-Q3-Q4式中 Q1-生物合成热，包括生物细胞呼吸放热和发酵热两部分。以葡萄糖作基质时，呼吸放热为15651kJ/kg(糖)，发酵热为4953kJ/kg(糖1.1.发酵过程的热量计算的主要方法发酵过程的热量计算的主要方法Q2一一机械搅拌放热，Q2=3600Pg (kJ/h)Pg一一 搅拌功率，kW 一一功热转化率，经验值为=0.92Q3一一发酵过程通气带出的水蒸气所需的汽化热及气温k升所带出的热量Q4 一一发酵罐哇与环境存在的温差而传递散失的热量通常可近似计算Q3十Q420%Q1。发酵过程的热量计算除了上述的生物合成热计算方法外，还可采用实验测定方法，如用冷却水带走的热量进行计算或通过发酵液的温度升高方法来计算。具体如下：(2)冷却水带出热量计算法 选择主发酵期产生热量最大时刻，测定发酵冷却水迸出口的温度及冷却水用量，则最大的发酵过程放热为：(1)换热夹套 在小型发酵罐中往往应用夹套换热装置，优点是结构简单，加工方便，易清洗。但换热系数较低，故只用于5m3以下的小罐。夹套的换热系数在400 600kJ/(m2 h )。(2)竖式蛇管 在罐内设4组或6组竖式蛇管。其优点为：管内水的流速大，传热系数高，在12004000kJ/(m2 h )。此类换热器要求冷却水温较低，否则降温不易。2.2.发酵罐的换热装置发酵罐的换热装置(3)竖式列管(排管)以列管式分组装设于罐内因其优点是有利于提高传热推动力的温差，加工方便。但用水量大。为了提高反应器的传热效能，可在发酵罐的外部装设板式热交换器，不仅强化了热交换，而且便于检修和清洗。常用的机械搅拌通气发酵罐的结构及几何尺 寸己规范化设计，视发酵种类、厂房条件、罐体积规模等在一定范围内变动。其主要几何尺寸比例如图1-2-13所示。五、机械搅拌通气发酵罐五、机械搅拌通气发酵罐的几何尺寸及体积的几何尺寸及体积常见的机械搅拌通气发酵罐的几何尺寸比例如下：H/D=2.03.5 Di/D=2/53/10;B/D=8/11/12 C/Di=0.81.0;S/Di=25 H0/D=2;各参数的意义见图1-2-13表1-2-1列举了常用的机械搅拌通气发酵罐的系列体积及主要尺寸。通常，对一个发酵罐的大小用公称体积表示。所谓公称体积气是指罐的筒身(圆柱)体积和底封头体积之和。其中底封头容积可根据封头形状、直径及壁厚从有关化工设计手册中查得，椭圆形封头体积可用下式计算：式中 h，-椭圆封头的直边高度，m ha-椭圆短半轴长度，标准椭圆ha=1/4D 生物反应器即发酸罐是生物加工过程的关键设备，在拥有高产的优良菌株(或细胞株)的基础上，反应器便是决定生产成败和技术经济水平的最重要设备。而机械搅拌发酵 罐是使用最广泛、适用性很强的通用反应器，放在此举例说明其设计与放大方法。六、机械搅拌通气发酵罐的设计举例六、机械搅拌通气发酵罐的设计举例(1)某抗菌素分批发酵，细胞浓度为20g/L，搅拌轴功率为150kW 时.所需的通气 功率为37kW，搅拌与鼓风设备能效为90%，电价为0.50元/(kW h)。目前的发酵罐搅 拌叶轮直径D=0.35D（D为罐径)，搅拌与鼓风设备加上安装共需设备投资5000元/kW，(2)生产lkg抗生素耗溶解氧6.4kg 细胞浓度为20g/L，其搅拌j容氧比能耗为 0.737kgO2/（kWh)抗生素生产总成本为480元/kg，其中240元是不变的成本，而 余下的240元(人工费、管理费等)是可变的，随发酵罐生产效率而改变。【例题例题1-2-11-2-1】已知已知:(3)为了提高生产效率，拟把发酵液细胞浓度提高至40g/L.相应的发酵罐生产效率 也提高一倍。但由于发酵液和度随之提高，故搅拌溶氧能耗升高，单位功率溶氧量由 0.737kgO2/(kW h)降至0.461kgO2/(kW h)。(4)假定细胞浓度由20g/L提高为40g/L时，为保证充分的搅拌混合与溶氧，所需 的动力与细胞浓度的1.4次方倍成正比。若该抗菌素发酵每年生产250天，设备折旧分摊5年。试计算(1)改造后搅拌混合的投资和运行费用;(2)该费用占生产总成本的百分比;(3)抗菌素生产成本是否下降了?解:(1)改造前，搅拌通气运行费用为0.50(150十37)90%=103.89(元/h)而设备投资(仅指搅拌通气)折旧费为.5000187(525024)=31.17(元/h)两项合计为:103.89+31.17=135.06(元/h)(2)改造前，其搅拌溶氧能力为1500.737=110.55(kgO2/h)提供溶氧可生产的抗菌素量为2110.556.4=17.27(kg/h)每千克抗菌素的搅拌通气设备投资和运行费用为135.0617.27=7.82(元/kg)按每千克抗菌素生产成本480元计，则搅拌混合占总成本的分率为:135.06(17.27480)=1.63%(3)工艺和搅拌设备改造后.搅拌功率为150(4020)1.4=395.85(kW)通气压缩机的功率为:37(4020)1.4=97.64(kW)相应的溶氧能力为:395.850.461=182.49(kgO2/h)所提供溶氧可生产的抗生素量为182.496.4=28.51(kg/h)(4)改造后搅拌通气运行费用为：0.5(395.85十97.64)90%=274.16(元/h)搅拌通气投资折旧费为25000(395.83十97.64)(525024)=82.25(元/h)以上两项涉及搅拌通气费用合计为356.41元/h，每千克抗菌素分摊费用为356.4128.51=12.50元/h。产品生产总成本为240十240 17.27/28.51十(12.50-7.82)=390.06元/kg，与改造前相比成本下降百分比为:(480-390.06)480=18.74%。