生化工程,第七章反应器放大与设计

1、Kikkomans second U.S. plant in CaliforniaArtists rendition of the new Folsom plant Kikkoman Foods, Inc., a soy sauce production facility, is established in Walworth, Wisconsin (U.S.). 珠江桥酱油研发中心珠江桥酱油研发中心TANK FARM SUPPLIED WITH 171 TANK TOPS.- FERMENTATION AREA- STORAGE AREA- FILTRATION AREA- BRIGHT B

2、EER AREA- YEAST AREAYEAST AREAFERMENTATIONFILTRATIONSTORAGEBBT= 45= 63= 11= 12= 40Korea摇瓶试验小试中试工业化生产 综合性学科综合性学科 采用生物催化剂采用生物催化剂 原料为可再生资源原料为可再生资源 反应条件温和反应条件温和 产物浓度较低产物浓度较低生物学生物学化学化学工程学工程学生物化工生物化工(生物反应工程生物反应工程) 研究生物反应过程的速率及其影响因素研究生物反应过程的速率及其影响因素 包括两个层次包括两个层次本征动力学（微观动力学）本征动力学（微观动力学）反应器动力学（宏观动力学）反应器动力学（宏

3、观动力学）传递因素反应体系：反应体系：A + B CE传递对反应速率的影响A, B, EEAB 生物反应器的传递特性生物反应器的传递特性( (传质、传热、动量传质、传热、动量传递传递) ) 生物反应器的设计与放大生物反应器的设计与放大 搅拌槽式反应器搅拌槽式反应器 管式反应器管式反应器 气体搅拌塔式反应器（气升式反应器）气体搅拌塔式反应器（气升式反应器） 动、植物细胞培养反应器动、植物细胞培养反应器贴壁培养光合作用在在小规模小规模的实验室条件下的实验室条件下在在大规模大规模的生产过程中的生产过程中在这一节中在这一节中,我们将考察实际反应器中有关我们将考察实际反应器中有关理想模型理想模型涉及到许

4、多涉及到许多非理想非理想的条件的条件.全混流模型全混流模型活塞流模型活塞流模型表征表征混合混合以及这些表征方法在以及这些表征方法在反应器设计反应器设计中的应用中的应用.流动模型流动模型的方法的方法,l机械搅拌罐机械搅拌罐l鼓泡塔鼓泡塔, 依靠气体的喷射搅动液体依靠气体的喷射搅动液体Stirred TankBubble TankInternal Loop TankExternal Loop Tankl气升式反应器气升式反应器 液体的液体的混合混合与与循环循环是通过气体的是通过气体的喷射喷射、搅拌浆或两者兼之而进行的。搅拌浆或两者兼之而进行的。定义定义l混合时间混合时间(tm): 在某一时间极快地

5、向反应器入口流中加入一在某一时间极快地向反应器入口流中加入一定量的示踪剂，为达到一定混合程度定量的示踪剂，为达到一定混合程度(均一性均一性) m时所需的时时所需的时间。间。l混合程度混合程度(m): 对液相体系对液相体系l示踪剂示踪剂 可以是一种可以是一种 盐溶液盐溶液, 酸酸, 碱碱, 水溶性的染料水溶性的染料.00SSSSmS:时间为时间为tm时的示踪剂浓度时的示踪剂浓度S0:初始示踪剂浓度初始示踪剂浓度S:时间趋于时间趋于时的示踪剂浓度时的示踪剂浓度l不同类型的不同类型的 反应器反应器, 搅拌器搅拌器 会产生不同的流型和不同的混会产生不同的流型和不同的混合时间特征。合时间特征。体积小的反

6、应器中体积小的反应器中23 s2.5160 m3 发酵罐发酵罐29104 s1% 黄原胶溶液黄原胶溶液300 rpm, no air flow6 min500 rpm, 0.25% air flow1 min在不同工况条件下的一些混合时间数据在不同工况条件下的一些混合时间数据l混合时间可以通过混合时间可以通过连续地连续地监测反应器中某一处或某监测反应器中某一处或某几处位置的示踪剂浓度的几处位置的示踪剂浓度的变化过程而得到。变化过程而得到。StartAfter a while混合时间的测定混合时间的测定测定装置测定装置很多档板，小搅拌浆很多档板，小搅拌浆输出信号输出信号(tC: 循环时间循环时间

7、; tM: 混合时间混合时间)从图中可以提出从图中可以提出, 示踪剂浓度的示踪剂浓度的周期性变化周期性变化较为明显较为明显, 这意这意味着反应器中的流体在达到组成均一之前，往往会发生数次味着反应器中的流体在达到组成均一之前，往往会发生数次循环流动循环流动。检测到四次检测到四次循环循环 想象一下，当一定体积的想象一下，当一定体积的流体流体进入连续操作的反应进入连续操作的反应器之后会发生什么情况器之后会发生什么情况?由于反应器中的搅拌作用由于反应器中的搅拌作用, 这一流体将会破裂成更这一流体将会破裂成更小的流体小的流体,并在反应器中发生并在反应器中发生分散分散或或混合混合。因此因此, 其中一部分流

8、体会很快地流出反应器其中一部分流体会很快地流出反应器, 而另一部分流而另一部分流体会较慢地流出反应器体会较慢地流出反应器, 从而造成从而造成同时进入同时进入反应器的流体会反应器的流体会在在不同时间流出不同时间流出反应器反应器.出口处流出的流体是由反应器中出口处流出的流体是由反应器中不同停留时间不同停留时间的微元流体组的微元流体组成的成的混合流体混合流体。测定反应器出口处流体的测定反应器出口处流体的停留时间分布停留时间分布 (RTD) 能为了解反应能为了解反应器中流体的混合与流动模型提供非常有用的信息。器中流体的混合与流动模型提供非常有用的信息。分析反应器的工况，提供改进操作性能的有用信息分析反

9、应器的工况，提供改进操作性能的有用信息通过通过RTD建立合适的流动模型，作为进行反应器设计的依据建立合适的流动模型，作为进行反应器设计的依据RTD测定示意图测定示意图(1,阶跃法阶跃法)检测器检测器示踪剂示踪剂连续加入连续加入流体流体将系统中作稳态流动的流体将系统中作稳态流动的流体切换切换为为流量相同的含有流量相同的含有示踪剂示踪剂的流体的流体.示踪剂的浓度示踪剂的浓度C0f00t 0CC(t)Ct 0 StimulusResponse由阶跃法响应曲线求得的叫停留时间分布由阶跃法响应曲线求得的叫停留时间分布的的分布函数分布函数,又称又称函数函数F(t)e0fCC(t)F(t)CC CeCfRT

10、D测定示意图测定示意图(2,脉冲法脉冲法)检测器检测器示踪剂示踪剂一个脉冲一个脉冲流体流体在很多情况下是需要测定停留时间在很多情况下是需要测定停留时间分布分布(RTD)的的密度函数密度函数E(t),将一定量的将一定量的示踪剂示踪剂以以脉冲脉冲的方式加的方式加入到稳态流动的流体中入到稳态流动的流体中,然后反应器然后反应器出口处测定示踪剂的浓度出口处测定示踪剂的浓度.0E(t)dt1 根据概率统计的基本原理根据概率统计的基本原理密度函数密度函数E(t),E(t)dt = 在反应器中停留时间介于在反应器中停留时间介于t 到到 t+dt 之间的流体粒子所占之间的流体粒子所占的百分率的百分率, 其中其中

11、E(t)称为停称为停留时间分布密度函数留时间分布密度函数.结合结合F(t)的定义的定义,0C(t)F(t)C ort0F(t)E(t)dt E(t)dF(t) dt 也就是说也就是说, E(t) 可以通过对实验测得的可以通过对实验测得的F(t)曲线进行微分计算得到曲线进行微分计算得到.F(t)和和E(t)的关系的关系dtE(t)0dttECC(t)0t00)(dttECC(t)t00)(停留时间分布函数的统计特征值停留时间分布函数的统计特征值(1)数学期望数学期望也就是均值。对停留时间分布来说，也就是平均停留时间，也就是均值。对停留时间分布来说，也就是平均停留时间，即：即：000)()()(t

12、dtttEdttEdtttE数学期望为随机变量的分布中心，在几何图形上，它是数学期望为随机变量的分布中心，在几何图形上，它是E(t)曲线所包曲线所包围面积的重心在横轴上的投影围面积的重心在横轴上的投影E(t)t_tt令无因次时间令无因次时间tt/=那么那么dE()0(2)方差方差 2方差方差表示的是对平均值的离散程度，方差越大，分布越宽。又称表示的是对平均值的离散程度，方差越大，分布越宽。又称散度散度若以无因次方差表示，则若以无因次方差表示，则020221)()()(dEdE 222/ tttE(t)1=20=20120022)()()(dttEdttEttt002020222)()(2)()

13、()2(dttEtdtttEtdttEtdttEtt tt密度函数对于分析实际反应器中的流型相对于理想反应器的密度函数对于分析实际反应器中的流型相对于理想反应器的偏离程度偏离程度是很有用的判据是很有用的判据.但是但是RTD也不能表征所有的流体混合模型也不能表征所有的流体混合模型.l 活塞流模型活塞流模型检测器检测器示踪剂示踪剂一个脉冲一个脉冲流体流体tF(t)tE(t) t 0,E(t) t,ttwhen0, 1,2 1F(t) t 0,F(t) tttwhenl全混流模型全混流模型t-t -/)()0()(/),()0()(tCCdttdCVVtCCVdttdCVRR检测器检测器流体流体Rs

14、ooiiVrSVSV示踪剂示踪剂假设采用阶跃法，连续流入反应器的示踪剂浓度为假设采用阶跃法，连续流入反应器的示踪剂浓度为C(0),反应器出口处流反应器出口处流体中示踪剂浓度为体中示踪剂浓度为C(t),流体流量为流体流量为V,作物料衡算：作物料衡算：当当t=0时时, C(t)=0：积分上式可得：积分上式可得tteCtCttCtCC/)0()(1/)0()()0(ln-因此，因此，tttte tdttdFtEeCtCtF/1)()(1)0()()(-eE-eF)(1)(因为，因为，tD/1=因此，因此，DtDteDtEetF-)(1)(D为稀释率为稀释率以无因次时间以无因次时间表示，则表示，则63

15、2. 0= , t=t F(t)whenl 对于理想的全混流反应器对于理想的全混流反应器CSTRttE(t)F(t)t /1t0.632在在CSTR中，停留时间中，停留时间小于小于平均停留时间平均停留时间的物料粒子所占的分率为的物料粒子所占的分率为63.2%，而其余而其余36.8%的粒子的停留时间要的粒子的停留时间要大于大于平均停留时间。平均停留时间。) t=104时时, 对圆盘六对圆盘六直叶涡轮直叶涡轮, NP=6.0;对圆盘六弯叶涡轮对圆盘六弯叶涡轮, NP=4.7;而对圆盘六箭叶涡轮而对圆盘六箭叶涡轮, NP=3.7由于此处由于此处ReM104,为圆盘六直叶涡轮，因此为圆盘六直叶涡轮，因

16、此NP取为取为6.0所以所以2档叶轮的不通气时的搅拌功率为档叶轮的不通气时的搅拌功率为 ：kW 0.074W.)(.P174125010206035006225353dnNLP相应地，通气搅拌功率为相应地，通气搅拌功率为 ： (下式中下式中Qg的单位是的单位是ml/min)kW 0.0395).(.)(.P.g39008032339008032360000512350074101025210252gQndP从而可以算出体积溶氧系数从而可以算出体积溶氧系数 ：6-.0.56.L107.01 .)0.060.03952)(3.3(2.36 )(.(ak97070970705601035035410

17、33362nuVPmsLg其中空截面气速为其中空截面气速为 ：cm/min .)./(u35453741000602s(2)按几何相似原则确定按几何相似原则确定20m3生产罐的尺寸：生产罐的尺寸：DDL51460202.%V据题设几何尺寸比例，放大罐与小罐相同，则有据题设几何尺寸比例，放大罐与小罐相同，则有H/D2.4, D/d=3.0, HL/D=1.5,而有效装料体积仍取而有效装料体积仍取60%，由此可得：，由此可得：可得可得D=2.17m, H=2.4D=5.20m, d=D/3=0.72m, HL=1.5D=3.26m这是按几何相似原则计算求得的这是按几何相似原则计算求得的20m3生产

18、罐的尺寸。仍采用两组圆盘六直叶涡生产罐的尺寸。仍采用两组圆盘六直叶涡轮搅拌器。轮搅拌器。(3)决定大罐的通气流率决定大罐的通气流率Qg:按几何相似原则放大设备，放大倍数越高，其单位体按几何相似原则放大设备，放大倍数越高，其单位体积液体占有的发酵罐横截面越小，若维持通气强度积液体占有的发酵罐横截面越小，若维持通气强度vvm不变，则放大后空截面气不变，则放大后空截面气速则随罐容增大而迅速提高。因：速则随罐容增大而迅速提高。因：33514DDL.V通气量通气量Qg在维持通气强度在维持通气强度vvm不变时，就有不变时，就有QgVLD3而空截面气速为：而空截面气速为：DDQgs24u由此可见，随着发酵规

19、模的增大，空截面气速由此可见，随着发酵规模的增大，空截面气速us的增大与发酵罐直径的增大成正的增大与发酵罐直径的增大成正比，即与罐体积的立方根成正比。所以经放大的倍数较大时，则其空截面气速比，即与罐体积的立方根成正比。所以经放大的倍数较大时，则其空截面气速us有较大的增加。过大的有较大的增加。过大的us会造成太多的泡沫产生甚至跑料，而且消耗的通气功率会造成太多的泡沫产生甚至跑料，而且消耗的通气功率也将太高。因此在发酵反应器放大时，必须全面考虑以确定通气流率。也将太高。因此在发酵反应器放大时，必须全面考虑以确定通气流率。若按通气强度不变，即取大罐的通气速率为若按通气强度不变，即取大罐的通气速率为

20、1.0vvm，可算出通气量及相应的空，可算出通气量及相应的空截面气速为：截面气速为：cm/min 324m/min ./.u/minm .%s324341721241201602022DQQg对比小罐的空截面气速对比小罐的空截面气速(us=54.3cm/min),可见，若按通气强度不变，则大罐的通可见，若按通气强度不变，则大罐的通气截面气速约相当于小罐的气截面气速约相当于小罐的6倍。经验表明，这种气速太高。故可折中取大罐的倍。经验表明，这种气速太高。故可折中取大罐的us=150 cm/min,由此可计算出大罐的通气速率为：由此可计算出大罐的通气速率为：)/minm(.)/sm(.)/(.u33

21、55509250100601501724422sgDQ通气强度为：通气强度为：5.55/12=0.462 vvm(4)按按kLa相等原则计算放大罐的搅拌转速和搅拌功率相等原则计算放大罐的搅拌转速和搅拌功率705608970705609707056010101501296810233362.7.434 )(. )(.(nPnPnuVPakggSLgL因因所以，所以，7.01x10-6=7.434x10-8Pg0.56n0.7所以，所以，Pg=3356n-1.25又根据又根据Pg的又一表达式：的又一表达式：39008032310252.g)(.PgQndP即：即：39039008063233900

22、8032310555721025210252.0.78g.g0.206P).(.)(.PnnPQndPg比较两个不同的比较两个不同的Pg表达式可得：表达式可得：)kW( .P.12510512n由搅拌轴功率公式可计算得到：由搅拌轴功率公式可计算得到：)kW(. .)/(.P3653531048572060102006nndnNP联立上面二式可计算得到：联立上面二式可计算得到：n=123 r/min P=10.2 kW Pg=8.19 kW项目项目试验罐试验罐放大罐放大罐公称体积公称体积V(m3)0.120有效体积有效体积VL(m3)0.0612放大倍数放大倍数1200直径直径D(m)0.375

23、2.193高径比高径比H/D2.42.4液柱高液柱高HL/D1.51.5搅拌叶轮搅拌叶轮d/D1/31/3通气强度通气强度(vvm)1.00.462P/VL(kW/m3)1.240.789Pg/VL(kW/m3)0.6580.704搅拌转速搅拌转速n(r/min)350120叶尖线速度叶尖线速度n d(m/s)2.2914.593kLa7.01x10-67.01x10-6Volumetric oxygen transfer coefficient (KLa) in 5L and 300L fermenter利用经验公式求解利用经验公式求解kLa往往会有较大的误差，因此对某些发酵系统并往往会有较

24、大的误差，因此对某些发酵系统并不理想。而单位体积发酵液的搅拌功率不理想。而单位体积发酵液的搅拌功率P/VL与与kLa有密切的关系且容有密切的关系且容易测量和计算。实践表明，对于溶氧速率控制发酵反应的非牛顿发酵易测量和计算。实践表明，对于溶氧速率控制发酵反应的非牛顿发酵液，把液，把P/VL相等作为放大准则效果较好。相等作为放大准则效果较好。仍以上一例的数据为依据，以仍以上一例的数据为依据，以P/VL相等为基准进行放大计算。相等为基准进行放大计算。31513112ddnNVPLP对试验罐，有：对试验罐，有：32523222ddnNVPLP同理对放大罐，有：同理对放大罐，有：根据根据P/VL相等原则

25、，令相等原则，令(P/VL)1= (P/VL)2可以得到：可以得到：2/32nn211dd由题设，知由题设，知n1=350 r/min, d1=0.125 m按几何相似原则放大，放大罐的按几何相似原则放大，放大罐的d2=0.72 m用用d1和和d2的值代入上面关系式，可求解出放大罐的搅拌转速：的值代入上面关系式，可求解出放大罐的搅拌转速：r/min ).(/2/31097201250350322112ddnn(kW) 14.2).()(5353720601091020622dnNPP因此，放大罐的搅拌功率因此，放大罐的搅拌功率P为：为：39008032310252.)(.ggQndPP因此，放

26、大罐的通气搅拌功率因此，放大罐的通气搅拌功率Pg为：为：ml/min 105.55/minm .63555124620gQ取放大罐的通气强度为取放大罐的通气强度为0.462 vvm,(与上一例相同与上一例相同)，则，则代入上式得：代入上式得：kW .).(.(.2101055572109214102523900806323gP在上述条件下，相应的体积溶氧系数为：在上述条件下，相应的体积溶氧系数为：69707056097070560101010915012210968102333627.28).(. )(.(.nuVPakSLgL项目项目试验罐试验罐放大罐放大罐公称体积公称体积V(m3)0.12

27、0有效体积有效体积VL(m3)0.0612放大倍数放大倍数1200直径直径D(m) 0.3752.193高径比高径比H/D2.42.4液柱高液柱高HL/D1.51.5搅拌叶轮搅拌叶轮d/D1/31/3通气强度通气强度(vvm)1.00.462P/VL(kW/m3)1.241.18Pg/VL(kW/m3)0.6580.85搅拌转速搅拌转速n(r/min)350109叶尖线速度叶尖线速度n d(m/s)2.2914.172kLa7.01x10-67.28x10-6 应用丝状菌进行发酵，因这类微生物细胞受搅拌剪切的影应用丝状菌进行发酵，因这类微生物细胞受搅拌剪切的影响较明显，而搅拌叶尖线速度响较明显

28、，而搅拌叶尖线速度dn是决定搅拌剪切强度的是决定搅拌剪切强度的关键。若仅考虑维持关键。若仅考虑维持kLa或或P/VL相等而不考虑搅拌剪切的相等而不考虑搅拌剪切的影响，可能导致放大设计失误。影响，可能导致放大设计失误。 在在P/VL相等的条件下，相等的条件下，d/D越小，搅拌剪切越强烈，这有越小，搅拌剪切越强烈，这有利于菌丝体的分散和气泡的破裂细碎，有利于溶氧传质。利于菌丝体的分散和气泡的破裂细碎，有利于溶氧传质。 但是若搅拌叶轮直径但是若搅拌叶轮直径(d/D)过小过小,则搅拌泵送能力下降，混则搅拌泵送能力下降，混合时间加长，这会影响反应溶液混合的均匀性。合时间加长，这会影响反应溶液混合的均匀性

29、。 通常对大多数的生物发酵，搅拌叶尖线速度宜取通常对大多数的生物发酵，搅拌叶尖线速度宜取2.55.0 m/s. 对微生物的影响对微生物的影响细菌一般是细菌一般是12 m，对剪切不敏感的。具有坚硬的，对剪切不敏感的。具有坚硬的细胞壁，受剪切力影响较小。细胞壁，受剪切力影响较小。酵母一般为酵母一般为5 m，细胞壁厚，但出芽点和疤点是细胞，细胞壁厚，但出芽点和疤点是细胞壁的弱处。有报道证明酵母出芽繁殖受到机械搅拌的壁的弱处。有报道证明酵母出芽繁殖受到机械搅拌的影响。影响。霉菌和放线菌霉菌和放线菌(菌团形式和自由丝状形式菌团形式和自由丝状形式) 不同形式对发酵液的粘度及氧传质的影响是不同的。不同形式对

30、发酵液的粘度及氧传质的影响是不同的。 剪切会打破菌团和菌丝体，对菌丝形态、生长、和产物合成造成影响，剪切会打破菌团和菌丝体，对菌丝形态、生长、和产物合成造成影响，还可能导致胞内物质的释放。还可能导致胞内物质的释放。动物细胞大小动物细胞大小一般为一般为10100 m ：培养方式培养方式贴壁培养贴壁培养悬浮培养悬浮培养转瓶培养转瓶培养微载体培养微载体培养剪切作用对动物细胞损伤的因素剪切作用对动物细胞损伤的因素测定试验罐的测定试验罐的Qg、n、发酵速率及几何尺寸、发酵速率及几何尺寸测定发酵液的特性：测定发酵液的特性： 、 计算试验罐的计算试验罐的vvm、Qg/(nd3)、 nd及及Re等等预算预算N

31、P、P、Pg和和kLa等等根据生产量和产率选择发酵罐的体积和个数根据生产量和产率选择发酵罐的体积和个数按几何相似原则计算放大罐的尺寸按几何相似原则计算放大罐的尺寸确定放大准则，通常对高耗氧生物反应用确定放大准则，通常对高耗氧生物反应用kLa相等原则相等原则计算计算Q和和N根据根据vvm相等原则、相等原则、Q/(nd3)相等原则、相等原则、us相等原则确定相等原则确定Q根据根据Pg与与kLa关系计算关系计算N估算搅拌功率估算搅拌功率 没有机械搅拌装置没有机械搅拌装置 压缩空气的压强、流量及空压机的型号规格是决压缩空气的压强、流量及空压机的型号规格是决定反应器能耗的关键定反应器能耗的关键 反应器的

32、结构、发酵液的物化特性也起着重要的反应器的结构、发酵液的物化特性也起着重要的作用作用通气能耗通气能耗LsLgVguP当当 HL2m70320.sLuak体积溶氧系数体积溶氧系数314/)(gTuHktsLm混合时间混合时间l 虽然生物气升式反应器是气液非均虽然生物气升式反应器是气液非均相体系，但是其最基本的原理和最相体系，但是其最基本的原理和最重要的流体动力学参数是与纯水的重要的流体动力学参数是与纯水的液体喷射循环反应器相似的。液体喷射循环反应器相似的。l 结构尺寸：结构尺寸： 反应器高反应器高H 液位高液位高H 反应器内径反应器内径Dt 喷射管内径喷射管内径D1 循环管高循环管高LE 循环管

33、直径循环管直径Dr 循环管距底部循环管距底部AuDtHD1DrLEAuHM1M2反应器高径比：反应器高径比：s=H/DtH是液位高是液位高反应器体积：反应器体积：VR=Dt2H /4反应液质量：反应液质量：MR= VR= sDt3 /4循环比：循环比：g g=M3/M1=(M1+M2)/M1=1+M2/M1M3是总质量流率，是总质量流率，M2是循环质量流率，是循环质量流率，M1是进出口质量流率是进出口质量流率平均循环速率：平均循环速率：um=8M3/Dt2=8M1g g/Dt2循环空速：循环空速：g gU=M3/MR=um/2H=tUm-1平均循环时间：平均循环时间：tUm=g gU-1平均停

34、留时间：平均停留时间：tm=MR/M1=g gtUm=g g/g gU喷嘴出口液体流速：喷嘴出口液体流速：u1=4V1/ D12=4M1/D12喷嘴雷诺准数：喷嘴雷诺准数：Re1=u1D1/ 1=4M1/ 1 1 D1平均雷诺准数平均雷诺准数Rem=umDt/ m=8M1g g/ m Dt气含率气含率 e e平均体积气含率平均体积气含率 e e=Vg/(Vg+VL)Vg是气泡总体积是气泡总体积混合时间混合时间 tm体积传氧系数体积传氧系数 kLa对于气泡非并合液相，体积溶氧系数对于气泡非并合液相，体积溶氧系数kLa完全取决于从空气分布器进完全取决于从空气分布器进入发酵液后的气泡大小。入发酵液后

35、的气泡大小。70320.sLuak314/)(gTuHktsLm很显然，平均循环速度越大，混合越强烈。循环的速度与阻力是相关的。很显然，平均循环速度越大，混合越强烈。循环的速度与阻力是相关的。)u/(P2mmU2U阻力准数阻力准数 U D DPU是流体循环所引起的阻力是流体循环所引起的阻力 22112)()(trtmUDDDD工程规模的反应器可用下式：工程规模的反应器可用下式：50501112.)()(ReReUrtmmmDDuu3121Reu31113118181DDPL液体喷射功率液体喷射功率PL 定态下液体喷射功率定态下液体喷射功率PL 必须大于循环功率必须大于循环功率PUg212350

36、50mmUMVPu.u.UUm产生循环的效率用单位液体喷射功率的产生的循环功率表示产生循环的效率用单位液体喷射功率的产生的循环功率表示 211131150rtmUtmmLUUDDDDDPP1m1mReRe)ReRe(.循环的效率循环的效率还与气含率、喷嘴浸没高度等因素有关。还与气含率、喷嘴浸没高度等因素有关。在相同的单体体积功率下气液喷射式循环反应器与搅拌反应器相比可以在相同的单体体积功率下气液喷射式循环反应器与搅拌反应器相比可以得到更高的得到更高的kLa因气升式反应器没有机械搅拌，故对于生物细胞的剪切作用相因气升式反应器没有机械搅拌，故对于生物细胞的剪切作用相对较弱，除了动物细胞外，可不必考

37、虑其剪切作用。对较弱，除了动物细胞外，可不必考虑其剪切作用。气升式反应器在单细胞蛋白生产及污水处理中用得最多，也广气升式反应器在单细胞蛋白生产及污水处理中用得最多，也广泛应用于植物细胞和动物细胞的培养。用于污水处理的气升式泛应用于植物细胞和动物细胞的培养。用于污水处理的气升式竖井循环反应器已有竖井循环反应器已有100300m深的规模。深的规模。气升式反应器一般不适合于表面活性剂的生产。气升式反应器一般不适合于表面活性剂的生产。反应器的放大和设计的最终目标是使生物反应迅速达到预期的反应器的放大和设计的最终目标是使生物反应迅速达到预期的技术与经济目标，技术经济指标计算包括能量消耗、混合与溶技术与经

38、济目标，技术经济指标计算包括能量消耗、混合与溶氧传质、热量传递、培养基配方等。氧传质、热量传递、培养基配方等。l 热量的产生热量的产生 代谢热代谢热 搅拌热搅拌热l 代谢热的大小取决于有机物质的代谢途径，也取决于贮能物质代谢热的大小取决于有机物质的代谢途径，也取决于贮能物质(如如ATP)与细胞生长过程的能量偶合。与细胞生长过程的能量偶合。 小型生物反应器的热量控制很简单，但随着反应器体积越来小型生物反应器的热量控制很简单，但随着反应器体积越来越大，热量移去和温度控制逐渐成为反应器设计和操作的限越大，热量移去和温度控制逐渐成为反应器设计和操作的限制因素。制因素。l 微生物放热量的测定很复杂，不常

39、检测。一般利用微生物放热量的测定很复杂，不常检测。一般利用代谢放热速代谢放热速率与细胞生长的耗氧速率率与细胞生长的耗氧速率的关联表达式进行估算的关联表达式进行估算(对好氧培养对好氧培养过程过程)。2O0h4qQq在耗氧过程中，热释放可直接与氧的利用相关联。在耗氧过程中，热释放可直接与氧的利用相关联。1mol 氧对应于氧对应于4 mol电子，即：电子，即：比耗氧速率比耗氧速率=OUR/X单位质量细胞放热速率单位质量细胞放热速率26.95 kcal/g equivalents of available electrons trans-ferred to oxygen (coefficient of

40、 variation of 4%);(Shuler M L. Bioprocess Engineering, Basic Concepts.)每每1mol电子转移到电子转移到O2所释放的热量所释放的热量XqQhh细胞代谢放热速率细胞代谢放热速率l因通气带走显热和蒸发热因通气带走显热和蒸发热特别是当通入的空气在压缩过程中经过干燥时，特别是当通入的空气在压缩过程中经过干燥时，空气通过发酵罐时，被水饱和而携带移去热量。空气通过发酵罐时，被水饱和而携带移去热量。l热交换器移去热交换器移去要求所设计的发酵罐，移去热量的能力应大于要求所设计的发酵罐，移去热量的能力应大于可能的产热量。可能的产热量。RSAh

41、EQQQQQQE:单位体积培养基中除去热量速率单位体积培养基中除去热量速率Qh:单位体积培养基中因代谢反应的放热速率单位体积培养基中因代谢反应的放热速率QA:单位体积培养基中因搅拌造成的放热速率，可以根单位体积培养基中因搅拌造成的放热速率，可以根据搅拌时的功率消耗换算而来。据搅拌时的功率消耗换算而来。QS:单位体积培养基中单位体积培养基中因通气带走的显热和蒸发热速率因通气带走的显热和蒸发热速率QR:单位体积培养基中单位体积培养基中向周围环境散失热量速率向周围环境散失热量速率(器壁器壁和热交换器等和热交换器等)当体系达到平衡时当体系达到平衡时,QE0l热量的传递热量的传递换热装置换热装置(夹套，

42、蛇管，打循环到外部热交换器夹套，蛇管，打循环到外部热交换器)Internal CoilsJacketed Vessel工程中热量传递计算的基础是假定过程为定态，此时热通量工程中热量传递计算的基础是假定过程为定态，此时热通量Q为：为：mmTAkQoowwiimA1AA1Ak1a ai和和a ao为器壁内表面为器壁内表面Ai和外表面和外表面Ao上的传热系数，上的传热系数，d d为器壁的厚度，为器壁的厚度， w为器壁材料的导热系数。平均壁面积和温度差如左式所示。为器壁材料的导热系数。平均壁面积和温度差如左式所示。k为总传热系数，由下式定义：为总传热系数，由下式定义：)/Aln(AAAAioiom式中

43、，式中，)TTln(TTT2121m规模规模5L 50L 500L 5 T 50 T 100T 500T -800T材料材料不锈钢不锈钢碳钢碳钢冷却系统冷却系统夹套夹套 外盘管外盘管 内蛇管内蛇管搅拌系统搅拌系统圆盘六直角叶涡轮搅拌器圆盘六直角叶涡轮搅拌器螺旋浆搅拌器螺旋浆搅拌器斜叶浆搅拌器斜叶浆搅拌器螺带浆螺带浆锚式浆锚式浆高粘度发酵系统高粘度发酵系统大高径比，组合搅拌系统大高径比，组合搅拌系统I.引言II. 径向流搅拌器III. 径向流搅拌器BT-6IV. 轴向流搅拌器V.轴向流搅拌器KSXVI. 搅拌器优化设计应用VII.结束语环境因素环境因素压力、温度、压力、温度、PHPH值、培养基、

44、纯度等值、培养基、纯度等搅拌混合搅拌混合流动方向：径向、轴向（下压或上提）流动方向：径向、轴向（下压或上提）混合时间混合时间剪切水平剪切水平传质系数传质系数传热系数传热系数引言明确过程的控制因素：明确过程的控制因素：传质控制过程？还是动力学控制过程？产品质量或产率差别的起因：产品质量或产率差别的起因：放大引起的尺度变化问题？容积相同，形状不同？同样的罐体，搅拌装置不同？其它因素等引言气体分散气体分散剪切剪切气泡分散循环气泡分散循环传传 质质 剪切剪切混混 合合 循环循环传传 热热 循环循环引言径向流搅拌器：径向流搅拌器：Rushton涡轮涡轮半弯管圆盘涡轮半弯管圆盘涡轮BT-6轴向流搅拌器：轴

45、向流搅拌器：A315KSX，四宽叶旋桨四宽叶旋桨XCK，四斜叶开启涡轮四斜叶开启涡轮引言气泛气泛载气载气完全分散完全分散引言早期 气气液液分散是气体直接被桨叶剪切成细小气泡而形成的；分散是气体直接被桨叶剪切成细小气泡而形成的；现在 近年的研究表明，气液分散是受气穴控制的气穴理论； 1975年，年，Vant Riet, Smith, Nienow等发现，六直等发现，六直叶涡轮桨叶的背面都有一对高速转动的漩涡，漩涡内负压较叶涡轮桨叶的背面都有一对高速转动的漩涡，漩涡内负压较大，从叶片下部供给的气体立即被卷入漩涡，形成气体充填大，从叶片下部供给的气体立即被卷入漩涡，形成气体充填的空穴，称为的空穴，称

46、为气穴； 引言数值模拟结果显示数值模拟结果显示Rushton涡轮背面的气穴涡轮背面的气穴引言气穴理论认为，气体不是直接被搅拌器剪碎气穴理论认为，气体不是直接被搅拌器剪碎而得到分散的。气泡的分散首先是在桨叶背而得到分散的。气泡的分散首先是在桨叶背面形成较为稳定的气穴，气穴在尾部破裂，面形成较为稳定的气穴，气穴在尾部破裂，形成富含小气泡的分散区，这些气泡在离心形成富含小气泡的分散区，这些气泡在离心力的作用下被率出，并随液体的流动分散至力的作用下被率出，并随液体的流动分散至槽内其它区域。气速过大或搅拌转速过低时，槽内其它区域。气速过大或搅拌转速过低时，大气穴合并，整个搅拌器被气穴包裹，气体大气穴合并

47、，整个搅拌器被气穴包裹，气体穿过搅拌器直接上升到液面，从而发生气泛。穿过搅拌器直接上升到液面，从而发生气泛。气穴理论所揭示的气液分散机理对开发新型搅拌器具有重大意义！气穴理论气穴理论引言径向流搅拌器径向流搅拌器六个平直叶片固定在圆盘上；六个平直叶片固定在圆盘上；典型的径向流搅拌器；典型的径向流搅拌器；适合气体或液体分散；适合气体或液体分散；功率准数功率准数4.56.2；单相流动中叶片后方存在尾涡；单相流动中叶片后方存在尾涡；气液两相操作时，叶片后方有气液两相操作时，叶片后方有气穴；气穴；径向流搅拌器1980s半弯管圆盘涡轮半弯管圆盘涡轮(HDY)n六个弯曲叶片固定在圆盘上；六个弯曲叶片固定在圆

48、盘上；n典型的径向流搅拌器；典型的径向流搅拌器；n设计来源：英国设计来源：英国John Smith及及其合作人员的研究成果；其合作人员的研究成果；n功率准数功率准数2.83.2；n同时期的类似搅拌器有：同时期的类似搅拌器有：Lightnin- A130, Cheemineer-CD6, Philadelphia-Smith Turbine径向流搅拌器19881993Scaba & ICIv更加凹入的叶片结构；v叶片后部变得尖利；v带有或取消中间的圆盘；径向流搅拌器BT-6 搅拌器(1998)结构：结构：上下不对称的叶片结构；叶片上下的曲线形状是不同的，同时上部的叶片略长于下面的叶片；上

49、部长出的部分叶片能将上升的气体罩住，然后使其从叶片内部分散出去。BT-6BT-6的特性的特性:低功耗：功率准数Np2.3；在雷诺数大于1000时，其功率准数基本上已经是常数；通气条件下，其功率下降比较平缓；比较好的气体分散能力，可达涡轮桨的5倍多；气液传质系数比涡轮可提高60%；BT-6计算流体力学(CFD)数值模拟v 非结构化网格，网格数50万；v 滑移网格法；v 采用雷诺时均湍流模型和大涡模拟；v 搅拌桨处采用非常细的网格尺寸，以利于捕捉流动的细节。BT-6整体宏观流动场BT-6搅拌桨附近的流动BT-6三种搅拌器的气体分散实验表观气速Vsg=0.1 m/sBT-6气体分散能力比较BT-6三

50、种搅拌器的气液传质系数KLaPu/V=2.3 kw/m3BT-6国外应用国外应用nBT-6和HE-3（下压操作）组合应用于发酵罐，装机功率750kw；nBT-6和Maxflo-Y(上提操作）组合应用于发酵罐，装机功率162kw；nBT-6和斜叶桨（PBT）组合应用在加氢反应器；HE-3Maxflo-YBT-6轴向流搅拌器v近代流体力学的基础上近代流体力学的基础上v边界层分离，机翼理论和船用螺旋桨理论边界层分离，机翼理论和船用螺旋桨理论v能耗低；能耗低；v循环量大；循环量大；v剪切性能温和；剪切性能温和；轴向流搅拌器vLIGHTNIN公司A310,A315,A340vCHEMINEER公司HE3

51、,MAXFLOv北京化工大学CBY系列v浙江长城减速机有限公司ZCX,KSXv华东理工大学翼形桨v江苏石油化工学院JH搅拌器v轴向流搅拌器轴向流搅拌器KSXKSXv宽叶结构，能有效控制气体，防止液泛；v低功耗：功率准数Np0.8；v通气条件下，其功率下降比较平缓；v持气量比涡轮桨提高80%，气体分散量提高4倍；v产量可以提高1050%；v剪切温和，仅为涡轮桨的1/4。计算流体力学(CFD)数值模拟v 非结构化网格，网格数65万；v 多重参考系法；v 采用雷诺时均湍流模型；v 搅拌桨处采用非常细的网格尺寸，以利于捕捉流动的细节。KSX整体宏观流动场KSXKSXKSX多层搅拌器的数值模拟KSXKS

52、X搅拌器优化设计搅拌器优化设计应用应用优化设计 型式多样化型式多样化自吸式，气升式，喷射式叶轮，外循环和多孔自吸式，气升式，喷射式叶轮，外循环和多孔板塔式发酵罐；板塔式发酵罐；机械搅拌标准式发酵罐应用最普遍。机械搅拌标准式发酵罐应用最普遍。 容积大型化容积大型化抗生素：抗生素：80200米米3为主为主氨基酸、柠檬酸：氨基酸、柠檬酸：150300米米3为主为主最大柠檬酸发酵罐最大柠檬酸发酵罐400米米3 (长城长城) 味精行业：味精行业：660米米3发酵罐发酵罐 多层组合型式的搅拌器多层组合型式的搅拌器搅拌装置工艺设计计算工具包搅拌装置工艺设计计算工具包优化设计搅拌装置机械设计计算程序搅拌装置机

53、械设计计算程序优化设计搅拌装置三维设计软件搅拌装置三维设计软件CAXA优化设计优化设计优化设计装配现场装配现场加工完成的搅拌器加工完成的搅拌器优化设计数控机床数控机床大型压力机大型压力机Major Producers of Major Producers of XanthanXanthan Gum Gum The current major producers of xanthan gum are:COMPANYCOMPANY No. OF PLANTSNo. OF PLANTS ESTIMATED ESTIMATED ANNUAL CAPACIT ANNUAL CAPACITCP Kelco

54、3+1 Contracted 25,000 mT Rhodia Melle, France 8,000 mT Jungbunzlauer Pernhofen, Austria 2,500 mTDegussa Baupte, France 1,200 mTADM Clinton,USA 5,000 mT Zibo Zhong Xuan Zibo, China 8,000 mTGold Millet Wulian, China 1000 mT The current established xanthan market is estimated to be more than US$500 million/year, With annual requirement of more than 50,000 metric tons. Food grade xanthan gum is growing by about 10% a year. Price from 8000-15000US$/ metric tonsXanthan marketCP Kelco US, Inc.The production o