第七章_生化反应工程

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 生物反应器与化学反应器在使用中的主要不同点生物反应器与化学反应器在使用中的主要不同点是 生 物 （ 酶 除 外 ） 反 应 都 以是 生 物 （ 酶 除

2、外 ） 反 应 都 以 “ 自 催 化自 催 化 ”（Autocalalysis) )方式进行，即在目的产物生成的过方式进行，即在目的产物生成的过程中生物自身要生长繁殖。程中生物自身要生长繁殖。 生物反应器的作用就是为生物体代谢提供一个优生物反应器的作用就是为生物体代谢提供一个优化的物理及化学环境，使生物体能更快更好地生长，化的物理及化学环境，使生物体能更快更好地生长，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控制控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

3、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植物细胞用动植物细胞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压机出口压力空压机出口压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

4、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、啤酒等生产杂交瘤单克隆抗体、烟草细胞杂交瘤单克隆抗体、烟草细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 生物反应速率主要指细胞生长速率、基质消耗速率和产物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

5、：反应液体积： （7-4） ),.2 , 1(niFXXFVXdtdVXiiffiii),.2 , 1(1njFSSFVXdtdVSjjffinjjij),.2 , 1(1nkFPVXdtdVPkinkkikFFdtdVf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生物反应器的基质流量L/hL/h；n下标下标i i、j j和和k k分别表示相应的细胞、基质和产分别表示相应的细胞、基质和产物物, ,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

6、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、选择适宜的生物催化剂。这包括要了解产物在生物反、选择适宜的生物催化剂。这包括要了解产物在生物反应的哪一阶段大量生成、适宜的应的哪一阶段大量生成、适宜的pHpH和温度，是否好氧和和温度，是否好氧和易受杂菌污染等。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

7、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、液接触混合固相颗粒在液相固相颗粒在液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相好氧发酵，如味精、抗生素等液相好氧发酵，如味精、抗生素等发酵发酵固定化生

8、物催化剂的应用、絮凝酵固定化生物催化剂的应用、絮凝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

9、；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。 senevapexchaccgasagmetQQQQQQQ 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。、通过反应

10、中冷却水带走的热量进行计算。根据经验，每根据经验，每m m3 3发酵液每小时传给冷却器最大发酵液每小时传给冷却器最大的热量为：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);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、通过反应液的温升进行

11、计算。即根据反应液、通过反应液的温升进行计算。即根据反应液在单位时间内在单位时间内( (如半小时如半小时) )上升的温度而求出单位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，厂，在夏天不开冷却水时，25m25m3 3发酵罐每小时内最发酵罐每小时内最大升温约为大升温约为1212。 3 3、通过生物合成进行计算。当、通过生物合成进行计算。当Q Qsen sen 、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

12、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。evapagmetexchallQQQQQ产物燃烧基质燃烧QQQall 生物反应器中的换热装置的设计，首先是传生物反应器中的换热装置的设计，首先是传热面积的计算。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为由上述方法获得的

13、反应热或反应中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每小时放出的最大热量kJ/hkJ/h； K K为换热装置的传热系数为换热装置的传热系数kJ/(mkJ/(m2 2h)h)； t tm m为对数温度差为对数温度差()()，由冷却水进出口，由冷却水进出口温度与醪液温度而确定。温度与醪液温度而确定。malltKQF 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

14、环时，K K值为值为330033004200kJ/4200kJ/（m m2 2hh）。气温高的地区，冷却水）。气温高的地区，冷却水温高，传热效果差，冷却面积较大，温高，传热效果差，冷却面积较大，1m1m3 3发酵液的发酵液的冷却面积超过冷却面积超过2m2m2 2。但在气温较底的地区，采用地。但在气温较底的地区，采用地下水冷却，冷却面积较小，下水冷却，冷却面积较小，1m1m3 3发酵液的冷却面积发酵液的冷却面积为为1m1m2 2。发酵产品不同，冷却面积也有差异。发酵产品不同，冷却面积也有差异。 7.2 7.2 酶反应器酶反应器 n7.2.17.2.1酶反应器及其操作参数酶反应器及其操作参数 形式

15、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 拌 罐 （搅 拌 罐 （ s t i r r e d s t i r r e d tanktank）分批、流加分批、流加靠机械搅拌混合靠机械搅拌混合超滤膜反应器超滤膜反应器（ultrafiltrationultrafiltration）分 批 、 流 加分 批 、 流 加或连续或连续适用于高分子底适用于高分子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 批 、 流 加分 批 、 流 加或连续或连续靠机械搅拌混合靠机械搅拌混合固定床（固定床（fixed bedfixed bed）填充床填充床(packed bed(p

16、acked bed）连续连续适用于固定化酶或适用于固定化酶或微生物的反应中微生物的反应中流化床（流化床（fluidized fluidized bedbed）分批、连续分批、连续靠溶液的流动而靠溶液的流动而混合混合膜式（膜式（filmfilm）反应）反应器器; ;悬浊气泡塔悬浊气泡塔连续连续分批、连续分批、连续膜状或片状的固定膜状或片状的固定化酶化酶, ,适于气体为适于气体为底物底物根据其形式和操作方式分类根据其形式和操作方式分类: : 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

17、Pr r、酶的用量、反应器温度、酶的用量、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 停留时间停留时间是指反应物料进入反应器时算起，是指反应物料进入反应器时算起，至离开反应器时为止所经历的时间。分批式搅拌至离开反应器时为止所经历的时间。分批式搅拌罐（罐（Batch stirred tank reactorBatch stirred tank reactor，BSTRBSTR）中，）中，所有物料的停留时间是相同的，且等于反应时间；所有物料的停留时间是相同的，且等于反应时间；

18、CPFRCPFR中两者也是一致的。对于中两者也是一致的。对于CSTRCSTR，常使用，常使用“平平均停留时间均停留时间”来表达。如果反应器的容积为来表达。如果反应器的容积为V V，物，物料流入反应器中的体积流量为料流入反应器中的体积流量为F F，平均停留时间，平均停留时间的定义式为：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），其倒数数1 1称为空速（空间速度称为空速（空间速度 space velocityspace velocity）。）。 FV二、转化率二、转化率 转化率（也称转化分数转化率（也称转化分数conver

19、sion or conversion or fractional conversionfractional conversion）是表明供给反应的）是表明供给反应的底物发生转变的分量。分批式操作中，底物的底物发生转变的分量。分批式操作中，底物的初始浓度为初始浓度为S S0 0，反应时间，反应时间t t时的底物浓度为时的底物浓度为S St t，此时，底物此时，底物S S的转化率为：的转化率为： （7-107-10） 连续式操作中，流入反应器内的底物浓度为连续式操作中，流入反应器内的底物浓度为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: :

20、（7-117-11） 00SSStinoutinSSS三、生产能力三、生产能力P Pr r 反应器生产能力反应器生产能力P Pr r（productivity）的定义是单）的定义是单位时间、单位反应器体积内生产的产物量。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。 tStPPtr0inoutrSPP四、选择性四、

21、选择性Sp 选择性选择性S Sp p（selectivityselectivity）是在有副反应发生的复合）是在有副反应发生的复合反应中，能够转变为目的产物的底物变化总量中，实际反应中，能够转变为目的产物的底物变化总量中，实际上转变为目的产物的比率。由底物上转变为目的产物的比率。由底物S S生成目的产物生成目的产物P P的选的选择性择性S Sp p为：为： （7-147-14） S Sp p表明了整个反应的平均选择性。式中表明了整个反应的平均选择性。式中a aspsp是指从是指从1mol1mol底物底物S S中所得到产物中所得到产物P P的摩尔数，是由反应的量论关的摩尔数，是由反应的量论关系而

22、决定。由于在反应的各阶段或反应器内不同位置的系而决定。由于在反应的各阶段或反应器内不同位置的选择性并非一致，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： （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。 SSaPSspp0sppPrrrS酶反应器的选择酶反应器的选择 游离酶反应器的选择，完全可以采用表（游离酶反应器的选择，完全可以采用表（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。 对于固定化酶反应器的选择，除同样根据使用对于固定化酶反应器的选择，除同样根据使用的目的

23、、反应形式、底物浓度、反应速率、物质的目的、反应形式、底物浓度、反应速率、物质传递速率和反应器制造和运转的成本及难易等因传递速率和反应器制造和运转的成本及难易等因素进行选择外，还应考虑固定化酶的的形状素进行选择外，还应考虑固定化酶的的形状( (颗粒、颗粒、纤维、膜等纤维、膜等) )、大小、机械强度、比重和再生或更、大小、机械强度、比重和再生或更新的难易；操作上的要求，如新的难易；操作上的要求，如pHpH的控制、供氧和的控制、供氧和防止杂菌污染等；反应动力学形式和物质传递特防止杂菌污染等；反应动力学形式和物质传递特性、内外扩散的影响；底物的性质；催化剂（固性、内外扩散的影响；底物的性质；催化剂（

24、固定化酶）的表面反应器体积的比值等。定化酶）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：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

25、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dV=AdldV=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

26、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 (F+dF)(S+dS) -rFS (F+dF)(S+dS) -rs sdV 0dV 0由于由于dFdF0 0，F F0 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 m

27、2 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。AdlSkSdVkdVrdSFskFLAkSS/ln0 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） 把酶促反应的典型动力学方程把酶促反应的典型动力学方程米氏方程代米氏方程代入上式，得操作方程为入上式，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。kS

28、S)/ln(0srdsmax00maxlnrSSSSrKFVAFLm020)1ln(EkXKSoutmoutout二、二、CSTRCSTR型酶反应器型酶反应器 稳定状态下，稳定状态下，CSTRCSTR型反应器内各处的浓度和温度均不随型反应器内各处的浓度和温度均不随空间位置和时间而变化，因而反应器内各处的反应速率空间位置和时间而变化，因而反应器内各处的反应速率相等。所以可对整个反应器（图相等。所以可对整个反应器（图7-27-2）作物料衡算，一级）作物料衡算，一级反应条件下，对组分反应条件下，对组分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

29、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） 0)(0VrfSfSstVrSSfst)()(0SkSSt)(0strSS)(0SrSKSSrSSFVmsmax00)(020)1/(EkKSm7.2.3 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

30、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（7-227-22）式和（）式和（7-287-28）式的结果标绘于图）式的结果标绘于图7-37-3，图，图中横座标为着眼组分中横座标为着眼组分S S的转化率，纵坐标为反应速率的倒的转化率，纵坐标为反应速率的倒数。由图可知，在相同的工艺条件下进行同一反应，达数。由图可知，在相同的工艺条件下进行同一反应，达到相同转化率时，两者所需的停留时间不同，到相同转化率时，两者所需的停留时间不同，CSTRCSTR型的型的比比CPFRCPFR型反应器的要长，也就是前者所需的反应器体积型反应器的要长，也就是前者所需的反应器体积比后者大。图上向右倾斜的线

31、所围面积相当于比后者大。图上向右倾斜的线所围面积相当于CSTRCSTR型反型反应器达到预定转化率所需的时间，向左倾斜的线所为面应器达到预定转化率所需的时间，向左倾斜的线所为面积为积为CPFRCPFR型反应器达到相同转化率所需的时间。最终转型反应器达到相同转化率所需的时间。最终转化率越高，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，反应速率可用一级动力学来描时，反应速率可用

32、一级动力学来描述，于是，（述，于是，（7-287-28）式和（）式和（7-227-22）式可简化成）式可简化成如下式子。如下式子。 （7-297-29） （7-307-30） 式中，常数式中，常数(k(k+2+2E E0 0)/ K)/ Km m可认为是拟一级速率可认为是拟一级速率常数常数K Kf f。 CSTRCSTR中所需酶的量中所需酶的量E ECSTRCSTR与与CPFRCPFR中所需的量中所需的量E ECPFRCPFR之比，可从上式求得。之比，可从上式求得。02)1/(EkKm02)1ln(EkKm 对一级动力学：对一级动力学： （7-317-31） 上式表明，转化率越高，上式表明，转

33、化率越高，CSTRCSTR中所需酶的相中所需酶的相对量也就越大。另外，比值还依赖于反应级数，对量也就越大。另外，比值还依赖于反应级数，一级反应时其比值最大，一级反应时其比值最大，0 0级反应时其比值最级反应时其比值最小。如果反应遵循米氏定律，则酶需求量的相小。如果反应遵循米氏定律，则酶需求量的相对比值与转化率之间的函数关系可由图对比值与转化率之间的函数关系可由图7-47-4表表示。所以，可根据所需转化率来选择反应器的示。所以，可根据所需转化率来选择反应器的类型，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。)1ln()1 (CPFRCSTREEn图图7-4 E7-4 ECSTRCS

34、TR/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 酶的稳定性是选择酶反应器的重要因素。酶酶的稳定性是选择酶反应器的重要因素。酶活力的丧失可近似用一级动力学关系来描述，活力的丧失可近似用一级动力学关系来描述，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。EKdtdEd 若把（若把（7-327-32）式与（）式与（7-227-22）式和（）式和（7-287-28）式结合起来，可得描绘酶衰变时的操作方程

35、。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。 tKKSKSdtmtm)1/()1/(ln000000tKKSKSdttmttm)1ln()1ln(ln0000 由（由（7-337-33）式和（）式和（7-347-34）式可知，）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

36、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标绘了标绘了CSTRCSTR与与CPFRCPFR中的底物浓度分布。由图中的底物浓度分布。由图可知

37、，在可知，在CPFRCPFR中，虽然出口端浓度较低，但在进口端，中，虽然出口端浓度较低，但在进口端，底物浓度较高；底物浓度较高； CSTRCSTR中底物总处于低浓度范围。如果中底物总处于低浓度范围。如果酶促反应速率与底物的浓度成正比，那么对于酶促反应速率与底物的浓度成正比，那么对于CSTRCSTR而而言，由于整个反应器处于低反应速率条件下，所以其言，由于整个反应器处于低反应速率条件下，所以其生产能力也低。生产能力也低。 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 机械搅拌式发酵罐，是指既具有机机械搅拌式发酵罐，是指既具有

38、机械搅拌又有压缩空气分布装置的发酵罐械搅拌又有压缩空气分布装置的发酵罐（见图（见图7-97-9），目前最大的通用式发酵罐），目前最大的通用式发酵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。 几何尺寸 与 操几何尺寸 与 操作条件范围作条件范围 典型数值典型数值 奥地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100m3100

39、m3H/D=14 3 1 83 1.8 2.94Di/D=1/21/4 1/3 0.338 0.34 0.286W/D=1/81/12 1/10 1 1 0.10 2B/ Di =0.81.0 1.0 1.0 搅拌转速搅拌转速N=30N=301000 1000 (r/min)(r/min) 90130 70130 145 150单位醪液体积的冷却面单位醪液体积的冷却面积积0.60.61.5 (m2/m3)1.5 (m2/m3) 1.5 1.14搅拌器层数搅拌器层数 4层层 4层层 2层层 3层层通 风 量通 风 量 0 . 10 . 1 4 4 m3/(m3min)m3/(m3min) 0.5

40、 0.31.0 0.6 0.5 0.2空 气 线 速 度空 气 线 速 度0.0 20.0 2 2 2 (m/min)(m/min) 1.76 单 位 体 积 功 耗单 位 体 积 功 耗 1 1 4 4 (kw/m3)(kw/m3) 22.53 45.4 3 1.3装料系数装料系数 =70=708080 77 75 88 75电机功率电机功率(kw)(kw) 300 1300 150 130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 直接利用列管当挡板直接利用列管当挡

41、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，另外还可促液接触面积，另外还可促进传热

42、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 机械搅拌发酵罐中的搅拌器轴功率与下列因机械搅拌发酵罐中的搅拌器轴功率与下列因素有关：搅拌器直径素有关：搅拌器直径D Di i（m m）、搅拌转速）、搅拌转速N N（r/minr/mi

43、n）、液体密度）、液体密度（kg/mkg/m3 3）、液体粘度）、液体粘度（PasPas）、重力加速度）、重力加速度g g（m/sm/s2 2）、搅拌罐直径）、搅拌罐直径D D（m m）、液柱高度）、液柱高度H HL L（m m）以及档板条件）以及档板条件( (数量、数量、宽度和位置宽度和位置) )等。由于搅拌罐直径和液柱高度与等。由于搅拌罐直径和液柱高度与搅拌器直径之间有一定比例关系，可不作独立搅拌器直径之间有一定比例关系，可不作独立变量，于是变量，于是: : P = f(D P = f(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

44、，通过因次分析可得如下关联式如下关联式: (7-38)(7-38) (7-39)(7-39) 式中：式中：N NP P为功率准数，其物理意义为机械为功率准数，其物理意义为机械搅拌力与惯性力之比；搅拌力与惯性力之比； R ReMeM为搅拌雷诺准数为搅拌雷诺准数, ,其物理意义为惯性力其物理意义为惯性力与粘滞力之比；与粘滞力之比； F FrMrM为搅拌弗鲁特准数，其物理意义是搅拌为搅拌弗鲁特准数，其物理意义是搅拌加速度与重力；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 yrMxeMPFKRNyixiigDNNDKDNP2253 实验表明，

45、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=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)1eMPKRN53iDKNP 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

46、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(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。

47、PfP iLiiLiDHDDDHDDf PDHDDPiLi31 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。 (7-45)(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。)6 . 04 . 0 ()1( 6 . 01 mPmPPm 通风时搅拌器的轴功率消耗降低，其降低程通风时搅拌器的轴功率消耗降低，其降低程度与通风量度与通风量QgmQgm3 3( (工作状态工作状态)/min)/min及液体翻动及液体翻动量量Q

48、Q1 1(m(m3 3/min)(Q/min)(Q1 1NdNd3 3) )等因素有关。等因素有关。MichelMichel等人提出了应用较广泛的通风时的搅拌功率等人提出了应用较广泛的通风时的搅拌功率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=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。 45. 056. 032gigQNDPKP 通风时的搅拌功率也可利用下式计算。通风时的

49、搅拌功率也可利用下式计算。 (7-47)(7-47) (7-48) (7-48) 式中式中NaNa为通风准数，其代表发酵罐内为通风准数，其代表发酵罐内空气的表观流速与搅拌器叶端速度之比，空气的表观流速与搅拌器叶端速度之比，可表示为：可表示为： (7-49)(7-49)NaPPNag6 .121,035. 0NaPPNag85. 162. 0,035. 032igiigNDQNDDQNa7.3.2 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

50、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） 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；

51、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。 一般上式中右边第二项可以忽略不计，所以上式一般上式中右边第二项可以忽略不计，所以上式可变为可变为 （7-517-51） 2ln)(2021212VPPPPPHgQPLggLggHgQP7.3.3 7.3.3 自吸式反应器自吸式反应器 自吸式反应器是一种不需要空气压缩机，而在搅拌过自吸式反应器是一种不需要空气压缩机，而在搅拌过程中自吸入空气的反应器。该反应器最关键部件是带有程中自吸

52、入空气的反应器。该反应器最关键部件是带有中央吸气口的搅拌器。搅拌器叶轮旋转时，叶片不断排中央吸气口的搅拌器。搅拌器叶轮旋转时，叶片不断排开周围的液体使其背侧形成真空，由导气管吸入罐外空开周围的液体使其背侧形成真空，由导气管吸入罐外空气，吸入的空气与发酵液充分混合后在叶轮末端排出，气，吸入的空气与发酵液充分混合后在叶轮末端排出，并立即通过导轮向罐壁分散，经档板折流涌向液面，均并立即通过导轮向罐壁分散，经档板折流涌向液面，均匀分布。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。自吸液接触良好，气泡分

53、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。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

54、式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

55、式发酵设备有塔式，转鼓式和回转式等多种形式。连续式发酵设备有塔式，转鼓式和回转式等多种形式。 塔式通风固态发酵设备外形为塔式，内有两至六层塔塔式通风固态发酵设备外形为塔式，内有两至六层塔板，培养物料从上而下分级传输，在每一层塔板上发酵一板，培养物料从上而下分级传输，在每一层塔板上发酵一定时间后传输至下一层，传送方法有多种。定时间后传输至下一层，传送方法有多种。 转鼓式通风固态发酵设备外形为放倒的园柱体。圆柱转鼓式通风固态发酵设备外形为放倒的园柱体。圆柱体慢慢地连续转动，使内部物料随之翻动，起到通风搅拌体慢慢地连续转动，使内部物料随之翻动，起到通风搅拌的作用。若将圆柱形壳体略做顷斜放置，可使物料

56、连续慢的作用。若将圆柱形壳体略做顷斜放置，可使物料连续慢慢地向较低一端移动，通过在较高一端不断补料，形成固慢地向较低一端移动，通过在较高一端不断补料，形成固态连续发酵。态连续发酵。 回转式固态发酵设备为一圆环形装置，外径回转式固态发酵设备为一圆环形装置，外径37m37m，装料，装料量为量为400m400m3 3，圆环形发酵装置旋转一周，圆环形发酵装置旋转一周46h46h，发酵时间，发酵时间42h42h，其余为辅助时间。其余为辅助时间。 7.4 7.4 嫌气发酵设备嫌气发酵设备 n7.4.1 7.4.1 酒精发酵设备酒精发酵设备 酒精、啤酒和丙酮丁醇溶剂等类同，属嫌气发酵产品。酒精酒精、啤酒和丙

57、酮丁醇溶剂等类同，属嫌气发酵产品。酒精发酵罐一般为圆柱形的筒体，底盖和顶盖为碟形或锥形。发酵发酵罐一般为圆柱形的筒体，底盖和顶盖为碟形或锥形。发酵罐宜采用密闭式。罐顶装有人孔，视镜及二氧化碳回收管，进罐宜采用密闭式。罐顶装有人孔，视镜及二氧化碳回收管，进料管，接种管，压力表和测量仪表接口管等。罐底装有排料口料管，接种管，压力表和测量仪表接口管等。罐底装有排料口和排污口，罐身上下部装有取样口和温度计接口，对于大型发和排污口，罐身上下部装有取样口和温度计接口，对于大型发酵罐，为了便于维修和清洗，靠近罐底处也装有人孔。酵罐，为了便于维修和清洗，靠近罐底处也装有人孔。 对于冷却装置，中小型发酵罐多采用

58、罐顶喷水淋于罐外壁表对于冷却装置，中小型发酵罐多采用罐顶喷水淋于罐外壁表面进行膜状冷却；对于大型发酵罐，罐内装有冷却蛇管或采用面进行膜状冷却；对于大型发酵罐，罐内装有冷却蛇管或采用罐内安装蛇管和罐外壁喷洒联合冷却装置的方法，也有采用罐罐内安装蛇管和罐外壁喷洒联合冷却装置的方法，也有采用罐外列罐式喷淋冷却或者通过循环冷却的方法。为回收冷却水，外列罐式喷淋冷却或者通过循环冷却的方法。为回收冷却水，在罐体底部沿罐体四周装有集水槽。在罐体底部沿罐体四周装有集水槽。 酒精发酵罐的洗涤，过去均由人工操作，如今，已逐步采酒精发酵罐的洗涤，过去均由人工操作，如今，已逐步采用水力喷射洗涤装置。用水力喷射洗涤装置

59、。 7.4.2 7.4.2 啤酒发酵设备啤酒发酵设备 传统的啤酒前发酵设备大多为方形或长方形传统的啤酒前发酵设备大多为方形或长方形( (个个别也有立式圆桶形别也有立式圆桶形) )的槽子。发酵池大部分为开口式，的槽子。发酵池大部分为开口式，容积为容积为10-100m10-100m3 3 ( (相当于相当于1-31-3次冷却麦汁容积的次冷却麦汁容积的1.21.2倍倍) )，槽高，槽高1.53m1.53m，槽充满系数为，槽充满系数为80%(80%(冷却麦汁高度冷却麦汁高度加上加上0.35m0.35m泡沫高度泡沫高度) )。 后发酵槽又称储酒罐，是金属的圆筒形密闭容后发酵槽又称储酒罐，是金属的圆筒形密

60、闭容器，有卧式和立式两种，一般采用卧式。器，有卧式和立式两种，一般采用卧式。 如今啤酒行业中广泛采用的啤酒发酵设备是圆如今啤酒行业中广泛采用的啤酒发酵设备是圆筒体锥底发酵罐筒体锥底发酵罐( (常称锥形罐常称锥形罐) )。其优点是发酵速度。其优点是发酵速度快，易于沉淀收集酵母快，易于沉淀收集酵母( (下面酵母下面酵母) )，减少啤酒及其，减少啤酒及其苦味物质的损失，泡沫稳定性得到改善，对啤酒工苦味物质的损失，泡沫稳定性得到改善，对啤酒工业的发展极为有利。业的发展极为有利。 7.4.3 7.4.3 嫌气连续发酵设备嫌气连续发酵设备 生物工业中的嫌气连续发酵设备主要指啤酒连生物工业中的嫌气连续发酵设