生化工程,第七章反应器放大与设计

第七章：反应器放大与设计Kikkoman'ssecondU.S.plantinCaliforniaArtist'srenditionofthenewFolsomplantKikkomanFoods,Inc.,asoysauceproductionfacility,isestablishedinWalworth,Wisconsin(U.S.).珠江桥酱油研发中心TANKFARMSUPPLIEDWITH171TANKTOPS.-FERMENTATIONAREA-STORAGEAREA-FILTRATIONAREA-BRIGHTBEERAREA-YEASTAREAYEASTAREAFERMENTATIONFILTRATIONSTORAGEBBT=45=63=11=12=40Korea生化反应器的放大工程放大摇瓶试验小试中试工业化生产生物反应特点综合性学科采用生物催化剂原料为可再生资源反应条件温和产物浓度较低生物学化学工程学生物化工(生物反应工程)生物反应动力学研究生物反应过程的速率及其影响因素包括两个层次本征动力学（微观动力学）反应器动力学（宏观动力学）传递因素反应体系：A+BCE传递对反应速率的影响A,B,EEAB生物反应器生物反应器的传递特性(传质、传热、动量传递)生物反应器的设计与放大反应器的类型搅拌槽式反应器管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贴壁培养光合作用生物反应器的优化与控制7.1非理想流动反应器在小规模的实验室条件下在大规模的生产过程中在这一节中,我们将考察实际反应器中有关理想模型涉及到许多非理想的条件.全混流模型活塞流模型表征混合以及这些表征方法在反应器设计中的应用.流动模型的方法,反应器的一些基本类型机械搅拌罐鼓泡塔,依靠气体的喷射搅动液体StirredTankBubbleTankInternalLoopTankExternalLoopTank气升式反应器液体的混合与循环是通过气体的喷射、搅拌浆或两者兼之而进行的。7.2搅拌罐中液体的混合时间定义混合时间(tm):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(均一性)m时所需的时间。混合程度(m):对液相体系示踪剂可以是一种盐溶液,

酸,碱,水溶性的染料.S:时间为tm时的示踪剂浓度S0:初始示踪剂浓度S∞:时间趋于∞时的示踪剂浓度不同类型的反应器,搅拌器会产生不同的流型和不同的混合时间特征。体积小的反应器中2~3s2.5~160m3发酵罐29~104s1%黄原胶溶液300rpm,noairflow6min500rpm,0.25%airflow1min在不同工况条件下的一些混合时间数据混合时间可以通过连续地监测反应器中某一处或某几处位置的示踪剂浓度的变化过程而得到。StartAfterawhile混合时间的测定测定装置很多档板，小搅拌浆输出信号(tC:循环时间;tM:混合时间)从图中可以提出,示踪剂浓度的周期性变化较为明显,这意味着反应器中的流体在达到组成均一之前，往往会发生数次循环流动。检测到四次循环§7.3停留时间分布(ResidenceTimeDistribution,

RTD)想象一下，当一定体积的流体进入连续操作的反应器之后会发生什么情况?由于反应器中的搅拌作用,这一流体将会破裂成更小的流体,并在反应器中发生分散或混合。因此,其中一部分流体会很快地流出反应器,而另一部分流体会较慢地流出反应器,从而造成同时进入反应器的流体会在不同时间流出反应器.出口处流出的流体是由反应器中不同停留时间的微元流体组成的混合流体。测定反应器出口处流体的停留时间分布

(RTD)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。分析反应器的工况，提供改进操作性能的有用信息通过RTD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(1,阶跃法)检测器示踪剂连续加入流体将系统中作稳态流动的流体切换为流量相同的含有示踪剂的流体.示踪剂的浓度C0StimulusResponse由阶跃法响应曲线求得的叫停留时间分布的分布函数,又称函数F(t)CeCfRTD测定示意图(2,脉冲法)检测器示踪剂一个脉冲流体在很多情况下是需要测定停留时间分布(RTD)的密度函数E(t),将一定量的示踪剂以脉冲的方式加入到稳态流动的流体中,然后反应器出口处测定示踪剂的浓度.根据概率统计的基本原理密度函数E(t),E(t)dt=在反应器中停留时间介于t到t+dt

之间的流体粒子所占的百分率,其中E(t)称为停留时间分布密度函数.结合F(t)的定义,or也就是说,E(t)可以通过对实验测得的F(t)曲线进行微分计算得到.F(t)和E(t)的关系停留时间分布函数的统计特征值(1)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，即：数学期望为随机变量的分布中心，在几何图形上，它是E(t)曲线所包围面积的重心在横轴上的投影E(t)t_t令无因次时间那么(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。又称散度若以无因次方差表示，则tE(t)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是很有用的判据.但是RTD也不能表征所有的流体混合模型.7.4理想流动反应器的RTD活塞流模型检测器示踪剂一个脉冲流体tF(t)全混流模型检测器流体示踪剂假设采用阶跃法，连续流入反应器的示踪剂浓度为C(0),反应器出口处流体中示踪剂浓度为C(t),流体流量为V,作物料衡算：当t=0时,C(t)=0：积分上式可得因此，因为，因此，D为稀释率以无因次时间θ表示，则对于理想的全混流反应器CSTRttE(t)F(t)0.632在CSTR中，停留时间小于平均停留时间的物料粒子所占的分率为63.2%，而其余36.8%的粒子的停留时间要大于平均停留时间。§7.6生化反应器的放大反应器的放大为什么生化反应器的放大比较困难?单位体积的表面积减少发酵罐的高径比一般为2:1~3:1,如果保持这个比例不变,那么在放大过程中，表面积与体积之比会急剧下降.而这个变化会使氧气的传递趋于困难。物理条件发生改变放大的反应器中的物理环境与几何相似的小反应器中的物理环境会有所差异.放大规模的改变会导致生化反应器中物理环境的改变，这种改变往往会影响到细胞的生长和代谢过程。当反应器放大过程中引起的物理化学环境变化对细胞造成损伤或破坏，细胞对在不同放大规模下不同培养环境的代谢响应会有所差异。单位体积的输入功率恒定

(P/V,alsoOTR)生化反应器放大的方法?kLa恒定(oxygensupply)Re恒定

(geometricallysimilarflowpatterns)混合时间恒定

(mixingtime)搅拌器末端速度恒定(shear)每一种方法都有成功的例子，但不是普适的，各有优缺点.一般的放大方法多是经验性的，定性的方法.研究流体的停留时间分布，混合时间，气体分散等过程的机理及其数学模型有助于实现反应器传递特性的定量化，在此基础上建立的过程动力学模型，使其成为反应器设计与放大的基础。筒身高度H罐径D档板宽度W液位高度HL搅拌器直径d两搅拌器间距s下搅拌器距底部的间距B7.6.1机械搅拌罐经验放大法例:某厂在100L机械搅拌罐中进行淀粉酶生产试验，所用的菌种为枯草杆菌，获得良好的发酵效果，拟放大至20m3生产罐，粘度μ

=2.25×10-3Pa·S，密度ρL=1020

kg/m3。试验罐的尺寸为:直径D=375mm，搅拌叶轮d=125mm(D/d=3.0)，高径比H/D＝2.4，，液深HL=1.5D，4块档板的W/D=0.1，装液量为60L，通气速率1.0vvm，使用2档圆盘六直角叶涡轮搅拌器，转速n=350r/min。通过实验，证明此发酵为高耗氧的生物反应，故可按体积溶氧系数相等之原则进行放大。以体积溶氧系数相等为基准(1)计算试验罐的kLa先求搅拌雷诺准数ReM由功率系数NP视搅拌强度及叶轮形式而定.当发酵系统充分湍流时,即ReM>=104时,对圆盘六直叶涡轮,NP=6.0;对圆盘六弯叶涡轮,NP=4.7;而对圆盘六箭叶涡轮,NP=3.7由于此处ReM>104,为圆盘六直叶涡轮，因此NP取为6.0所以2档叶轮的不通气时的搅拌功率为

：相应地，通气搅拌功率为

：(下式中Qg的单位是ml/min)从而可以算出体积溶氧系数

：其中空截面气速为

：(2)按几何相似原则确定20m3生产罐的尺寸：据题设几何尺寸比例，放大罐与小罐相同，则有H/D＝2.4,D/d=3.0,HL/D=1.5,而有效装料体积仍取60%，由此可得：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20m3生产罐的尺寸。仍采用两组圆盘六直叶涡轮搅拌器。(3)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，则放大后空截面气速则随罐容增大而迅速提高。因：通气量Qg在维持通气强度vvm不变时，就有Qg∝VL∝D3而空截面气速为：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us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。若按通气强度不变，即取大罐的通气速率为1.0vvm，可算出通气量及相应的空截面气速为：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us=150cm/min,由此可计算出大罐的通气速率为：通气强度为：5.55/12=0.462vvm(4)按kLa相等原则计算放大罐的搅拌转速和搅拌功率因所以，7.01x10-6=7.434x10-8Pg0.56n0.7所以，Pg=3356n-1.25又根据Pg的又一表达式：即：比较两个不同的Pg表达式可得：由搅拌轴功率公式可计算得到：联立上面二式可计算得到：n=123r/minP=10.2kWPg=8.19kW试验罐与放大计算结果比较项目 试验罐 放大罐公称体积V(m3) 0.1 20有效体积VL(m3) 0.06 12放大倍数 1 200直径D(m) 0.375 2.193高径比H/D 2.4 2.4液柱高HL/D 1.5 1.5搅拌叶轮d/D 1/3 1/3通气强度(vvm) 1.0 0.462P/VL(kW/m3) 1.24 0.789Pg/VL(kW/m3) 0.658 0.704搅拌转速n(r/min) 350 120叶尖线速度npd(m/s) 2.291 4.593kLa 7.01x10-6

7.01x10-6Volumetricoxygentransfercoefficient(KLa)in5Land300L

fermenter以P/VL相等为基准利用经验公式求解kLa往往会有较大的误差，因此对某些发酵系统并不理想。而单位体积发酵液的搅拌功率P/VL与kLa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液，把P/VL相等作为放大准则效果较好。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。对试验罐，有：同理对放大罐，有：根据P/VL相等原则，令(P/VL)1=(P/VL)2可以得到：由题设，知n1=350r/min,d1=0.125m按几何相似原则放大，放大罐的d2=0.72m用d1和d2的值代入上面关系式，可求解出放大罐的搅拌转速：因此，放大罐的搅拌功率P为：因此，放大罐的通气搅拌功率Pg为：取放大罐的通气强度为0.462vvm,(与上一例相同)，则代入上式得：在上述条件下，相应的体积溶氧系数为：试验罐与放大计算结果比较项目 试验罐 放大罐公称体积V(m3) 0.1 20有效体积VL(m3) 0.06 12放大倍数 1 200直径D(m) 0.375 2.193高径比H/D 2.4 2.4液柱高HL/D 1.5 1.5搅拌叶轮d/D 1/3 1/3通气强度(vvm) 1.0 0.462P/VL(kW/m3) 1.24 1.18Pg/VL(kW/m3) 0.658 0.85搅拌转速n(r/min) 350 109叶尖线速度npd(m/s) 2.291 4.172kLa 7.01x10-6

7.28x10-6以搅拌叶尖线速度相等为基准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πdn是决定搅拌剪切强度的关键。若仅考虑维持kLa或P/VL相等而不考虑搅拌剪切的影响，可能导致放大设计失误。在P/VL相等的条件下，d/D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。但是若搅拌叶轮直径(d/D)过小,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。通常对大多数的生物发酵，搅拌叶尖线速度宜取2.5~5.0m/s.剪切作用对生物过程的影响对微生物的影响细菌一般是1~2mm，对剪切不敏感的。具有坚硬的细胞壁，受剪切力影响较小。酵母一般为5mm，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影响。霉菌和放线菌(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。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。剪切作用对动物细胞的影响动物细胞大小一般为10~100mm：培养方式贴壁培养悬浮培养转瓶培养微载体培养剪切作用对动物细胞损伤的因素机械搅拌罐放大过程测定试验罐的Qg、n、发酵速率及几何尺寸测定发酵液的特性：r、m计算试验罐的vvm、Qg/(nd3)、pnd及Re等预算NP、P、Pg和kLa等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确定放大准则，通常对高耗氧生物反应用kLa相等原则计算Q和N根据vvm相等原则、Q/(nd3)相等原则、us相等原则确定Q根据Pg与kLa关系计算N估算搅拌功率7.6.2气升式反应器的放大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定反应器能耗的关键反应器的结构、发酵液的物化特性也起着重要的作用鼓泡式反应器常以空截面气速为基准通气能耗当HL<=2m当HL>2m体积溶氧系数混合时间7.6.3气升式反应器的设计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。结构尺寸：反应器高H‘液位高H反应器内径Dt喷射管内径D1循环管高LE循环管直径Dr循环管距底部AuDtHD1DrLEAuH’M1M2基本设计参数反应器高径比：s=H/Dt

H是液位高反应器体积：VR=Dt2Hp/4反应液质量：MR=rVR=rsDt3p/4循环比：g=M3/M1=(M1+M2)/M1=1+M2/M1 M3是总质量流率，

M2是循环质量流率，M1是进出口质量流率平均循环速率：um=8M3/rpDt2=8M1g/rpDt2循环空速：gU=M3/MR=um/2H=tUm-1平均循环时间：tUm=gU-1平均停留时间：tm=MR/M1=gtUm=g/gU喷嘴出口液体流速：u1=4V1/pD12=4M1/rpD12喷嘴雷诺准数：Re1=u1D1/m1=4M1/m1r1pD1平均雷诺准数Rem=umDt/mm=8M1g/mmpDt其它的设计参数还有：气含率e平均体积气含率e=Vg/(Vg+VL) Vg是气泡总体积混合时间tm体积传氧系数kLa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入发酵液后的气泡大小。循环阻力很显然，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。阻力准数zU

DPU是流体循环所引起的阻力

工程规模的反应器可用下式：驱动循环的功率和效率液体喷射功率PL

定态下液体喷射功率PL

必须大于循环功率PU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

循环的效率还与气含率、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100~300m深的规模。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、混合与溶氧传质、热量传递、培养基配方等。7.7热量衡算热量的产生代谢热搅拌热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ATP)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。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率与细胞生长的耗氧速率的关联表达式进行估算(对好氧培养过程)。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4mol电子，即：比耗氧速率=OUR/X单位质量细胞放热速率26.95

kcal/gequivalentsofavailableelectronstrans-ferredtooxygen(coefficientofvariationof4%);(ShulerML.BioprocessEngineering,BasicConcepts.)每1mol电子转移到O2所释放的热量细胞代谢放热速率热量的移去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，空气通过发酵罐时，被水饱和而携带移去热量。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可能的产热量。热量平衡式QE: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QA: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。QS:单位体积培养基中因通气带走的显热和蒸发热速率QR:单位体积培养基中向周围环境散失热量速率(器壁和热交换器等)当体系达到平衡时,QE＝0热量传递热量的传递换热装置(夹套，蛇管，打循环到外部热交换器)InternalCoilsJacketedVessel热量传递的经验公式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：ai和ao为器壁内表面Ai和外表面Ao上的传热系数，d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。k为总传热系数，由下式定义：式中，7.7反应器的设计大型发酵罐搅拌装置规模5L50L500L5T50T100T500T--800T材料不锈钢 碳钢冷却系统夹套外盘管内蛇管搅拌系统圆盘六直角叶涡轮搅拌器螺旋浆搅拌器斜叶浆搅拌器螺带浆锚式浆高粘度发酵系统大高径比，组合搅拌系统发酵罐用搅拌器的

优化设计提纲引言径向流搅拌器径向流搅拌器BT-6轴向流搅拌器轴向流搅拌器KSX搅拌器优化设计应用结束语影响发酵过程的因素环境因素

－压力、温度、PH值、培养基、纯度等搅拌混合

－流动方向：径向、轴向（下压或上提）

－混合时间

－剪切水平

－传质系数

－传热系数引言优化发酵过程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：

－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？

－其它因素等引言气液混合过程的需求气体分散－剪切气泡分散－循环传质－剪切混合－循环传热－循环引言适用气液过程的搅拌器径向流搅拌器：

－Rushton涡轮

－半弯管圆盘涡轮

－BT-6轴向流搅拌器：

－A315

－KSX，四宽叶旋桨

－XCK，四斜叶开启涡轮引言气体分散状态气泛载气完全分散引言气液分散原理早期

气液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，Van’tRiet,Smith,Nienow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，称为气穴；

引言数值模拟结果显示Rushton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，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！气穴理论引言径向流搅拌器1950‘s－RushtonTurbine六个平直叶片固定在圆盘上；典型的径向流搅拌器；适合气体或液体分散；功率准数4.5～6.2；单相流动中叶片后方存在尾涡；气液两相操作时，叶片后方有气穴；径向流搅拌器1980‘s－半弯管圆盘涡轮(HDY)六个弯曲叶片固定在圆盘上；典型的径向流搅拌器；设计来源：英国JohnSmith及其合作人员的研究成果；功率准数2.8～3.2；同时期的类似搅拌器有：Lightnin-A130,Cheemineer-CD6,Philadelphia-SmithTurbine径向流搅拌器1988~1993－Scaba&ICI更加凹入的叶片结构；叶片后部变得尖利；带有或取消中间的圆盘；径向流搅拌器径向流搅拌器BT-6BT-6搅拌器(1998)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:低功耗：功率准数Np＝2.3；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)数值模拟非结构化网格，网格数50万；滑移网格法；采用雷诺时均湍流模型和大涡模拟；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=0.1m/sBT-6气体分散能力比较BT-6三种搅拌器的气液传质系数KLaPu/V=2.3kw/m3BT-6国外应用BT-6和HE-3（下压操作）组合应用于发酵罐，装机功率750kw；BT-6和Maxflo-Y(上提操作）组合应用于发酵罐，装机功率162kw；BT-6和斜叶桨（PBT）组合应用在加氢反应器；HE-3Maxflo-YBT-6轴向流搅拌器轴向流搅拌器的特点近代流体力学的基础上边界层分离，机翼理论和船用螺旋桨理论能耗低；循环量大；剪切性能温和；轴向流搅拌器典型的轴向流搅拌器LIGHTNIN公司－A310,A315,A340CHEMINEER公司－HE3,MAXFLO北京化工大学－CBY系列浙江长城减速机有限公司－ZCX,KSX华东理工大学－翼形桨江苏石油化工学院－JH搅拌器……轴向流搅拌器轴向流搅拌器KSXKSX结构及特性宽叶结构，能有效控制气体，防止液泛；低功耗：功率准数Np≈0.8；通气条件下，其功率下降比较平缓；持气量比涡轮桨提高80%，气体分散量提高4倍；产量可以提高10~50%；剪切温和，仅为涡轮桨的1/4。计算流体力学(CFD)数值模拟非结构化网格，网格数65万；多重参考系法；采用雷诺时均湍流模型；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KSXKSX搅拌器优化设计应用优化设计发酵罐的发展趋势型式多样化

自吸式，气升式，喷射式叶轮，外循环和多孔板塔式发酵罐；

机械搅拌标准式发酵罐应用最普遍。容积大型化

抗生素：80~200米3为主

氨基酸、柠檬酸：150~300米3为主

最大柠檬酸发酵罐400米3(长城)

味精行业：660米3发酵罐多层组合型式的搅拌器先进的辅助设计开发工具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优化设计搅拌装置三维设计软件－CAXA优化设计完善的实验测试装置优化设计过硬的加工制造能力优化设计装配现场加工完成的搅拌器优化设计数控机床大型压力机XanthanGumFermentationMajorProducersofXanthanGumThecurrentmajorproducersofxanthangumare:COMPANY

No.OFPLANTS

ESTIMATED

ANNUALCAPACITCPKelco 3+1Contracted 25,000mT

Rhodia

Melle,France8,000mT

Jungbunzlauer

Pernhofen,Austria 2,500mTDegussa Baupte,France 1,200mTADM Clinton,USA5,000mT

ZiboZhong

Xuan Zibo,China 8,000mTGoldMilletWulian,China1000mT

ThecurrentestablishedxanthanmarketisestimatedtobemorethanUS$500million/year,Withannualrequirementofmorethan50,000metrictons.Foodgradexanthangumisgrowingbyabout10%ayear.Pricefrom8000-15000US$/

metrictonsXanthanmarketCPKelcoUS,Inc.TheproductionofXanthanbyfermentation

AirHighMixingHighTransferrateHighShearrateLowTransferRateandWellMixingTheInfluenceofImpellerTypeinPilotScaleXanthanFermentations(A.Amanullah,1998)Thescale-upcriteria:AconstantspecificoxygentransferratewasexperimentallyconfirmedtobevalidinxanthanbioprocessesbyHerbstetal.Inordertokeepthevolume-specificoxygentransferrateconstan