南开大学微生物发酵工程-8 连续发酵

X: 输出培养液中的菌体浓度, g / L;
液的体积, L;
x: 单位时间内单位体积培养液中菌体的增长量, g / L･h;
情况1, 如: 料液是新鲜培养基
则: X0 = 0 当整个系统达到平衡时, dX/dt = 0,
前式 V(dX/dt) = FX0 + xV - FX 就为:
xＶ= FX;
F/V = x/X
四. 连续发酵动力学--------以恒化器法培养进行研究
(1) 稀释速率与菌体生长的关系: 在连续培养中菌体的物料平衡关系为:
V(dX/dt) = FX0 + xV - FX
(净增加量) (输入量) (生长量) (输出量)
式中: F: 单位时间内输入或输出的培养液体积, L/ h;
X0:输入料液中的菌体浓度, g / L; V: 发酵过程中的培养
连续发酵的控制方式有两种: 恒浊器法 恒化器法
a. 恒浊器法(turbidostat) 通过自控仪表调节输入料液的流量, 以控制培养液中 的菌体浓度达到恒定值.
b. 恒化器法(chemostat) 与 a 相似之处是维持一定的体积, 不同之处是菌体浓 度不是直接控制的,而是通过恒定输入的养料中某一种生长限制基质的浓 度(共余组分均为过量)来控制.产生菌的生长最终便由生长限制因素所决定.
代谢产物的目的。
下页是连续培养(发酵)的优缺点表
二. 连续发酵的类型
连续发酵的类型根据反应器可分为罐式连续发酵和管式连续发酵; 纯培养的连续操作主要是采用搅拌罐连续反应器;
管式反应器无法单独使用, 必须与其它形式的反应器联合使用。 根据控制菌体的方法可以分成:开放式和封闭式两类系统, 各类系统 又可细分 (见下页表)
S = Ksμ/μm- μ = 0.2･0.5/1.0 - 0.5
= 0.2g/L
根据 Ｘ= YG (S0 - S) 得:Ｘ= YG (S0 - S)
= 0.5 (10 - 0.2)
= 4.9 g/L
以不同的D代入,
则得到不同的 S, X值;
th
(如图所示)
2. 多罐串联连续发酵
下图是多罐串联连续发酵的示意图。多罐串联连续培养可提高生产能力。
因为: dS/dt = DS0 - DS - s dS/dt = DS0 - DS - s = DS0 - DS - Xμ/ YG --------------------------------------------式 C
这三个公式可以定量地描述恒成分培养中培养物的性质。
以上的公式表明
不管培养物的最初状态如何, 终将建立稳定的状态。 在连续培养中, 变数很多, 但主要的有D, X以及 S0 其它如μ, x 和 s等则是 应变数, 各个变数中, 以 D 的变化为最基本, 因为在一个稳定的连续过程中, 各 个参数均保持恒定不变, 而当 D 变化时, 即会引起 X, S, μ等的变化, 直至达 到一个新的平衡为止。当达到新的平衡时, μ又会自动地和 D 在数值上相等。 S 和 X 可通过下式求得
在连续培养中基质的物料平衡关系为:
V(dS/dt) = FS0 - FS - Vs (基质浓度的变化) (输入) (输出) (消耗度)
上式两边除以V则: dS/dt = DS0 - DS - s 式中 S0 新鲜培养基中的基质浓度,g/L;
S 培养罐中及放出培养液中的基质浓度, g/L; s 单位时间内单位体积培养液中基质的耗用量, g/L･h;源自文库dS /dt 培养液中基质浓度随时间改变的变化率, g/L･h｡
间 t h‘ 为: t h‘＝1/μ1 + (1/μ2) { (X2－X1) / X2 } 在二级连续培养中，μ2可相当于单级连续培养中的μ, 因此, 1/μ2可以单
罐连 续培养时的停留时间 th代入，于是前式可写为: t h‘＝1/μ1 + t h (1 －X1/ X2 )
通过实例可看出培养液在罐中的培养时间比单罐连续培养时少，因此相应
第八章 连续发酵（Continuous Fermentation）
分批发酵的不足之处 ?
在分批发酵过程中,微生物处于连续变化的环境中.由于基质的不断 消耗,有害代谢产物的不断积累,环境条件不断变化,使微生物不能长久 地处在旺盛的发酵期.发酵设备的利用率较低,单位体积时间所产生的产 物量也较少。
一. 连续培养 (发酵) 的概念及其优缺点
如 D小于μ: 则dX/dt是正数, 培养液中菌体浓度将随时间而增加; 如 D大于μ: 则dX/dt是负数, 菌本浓度因培养物被“洗出”罐外而减少; 如 D = μ: 则dX/dt = 0, 培养物中的菌体浓度不随时间而变化, 培养液达到稳
定状态。 (2) 稀释速率对菌体与培养液中限制基质浓度的关系:
S = Ksμ/(μm-μ) = Ks D/(μm- D) Ｘ= YG {S0 - Ks D/(μm- D)}
根据式C dS/dt = DS0 - DS - s = DS0 - DS - Xμ/ YG 当 D 增大, dS/dt 为正数, 即 S 随之上升。 一个说明 D, X, S 之间关系的例子 （见下页）
如: dS/dt = 0, 则: D = s /(S0 - S) ----------------------------------------------------式 A
由于: x/s 相当于分批培养中的 YG值, (YG碳源对菌体的理论得率)
因此: YG= x/s =μX/s或 s=(X/ YG)μ
设: μm = 1.0 h -1; YG = 0.5; Ks =0.2 g/L; S0 = 10g/L; 如: D = 0.5 h -1;
根据 平衡时 D =μ 以及公式 (莫诺方程) μ=μm S /( Ks +S) 得:μ= D =μm S /( Ks +S) = 0.5 = 1 S / (0.2 + S)
地提高了生产力。(P131)
五. 管式连续发酵
连续管式反应器（其理想型为活塞流反应器，PFR）用于单细胞或絮凝 物悬浮状态的微生物反应时，因必须不断地供给菌种, 所以不能单独使用。 可按下页图所示, 将其接在连续搅拌罐(其理想型为CSTR)后, 或在PFR后安装 分离装置利用循环进行运转。这种微生物反应器的运转存在许多困难, 所以 目前主要用于理论研究, 基本上未进行实际应用。
第二级 FX2 ＝ FX1+X2V μ2 = D(1 － X1/X2) D =μ2 X2 / (X2－X1)
由于两级中 D 相等，而第二级中比生长速率μ2一般可相当于单罐连续培 养中的比生长速率μ, 所以二级培养时的稀释度可较单级培养时大X2 / (X2－X1) 倍。在二级连续培养中，欲达到与单级连续培养同样的微生物量所需的培养时
那么: D = s /(S0 - S)
D (S0 - S) = (X / YG)μ
在平衡时由于 D =μ
D (S0 - S) = (X / YG)μ
Ｘ= YG (S0 - S)
又由于, 莫诺方程:μ=μm S /(Ks + S)
S = Ksμ/(μm-μ) = Ks D/(μm- D) 所以:Ｘ= YG (S0 - S) 可写成:Ｘ= YG {S0 - Ks D/(μm- D)} ---------------------------------------------式 B 如果D =μ, 则: dS/dt = 0
这里, F/V = D 稀释度, (ｈ-1 )含义是单位时间内新进入的培养基体积占罐内培养液总
体积的分数; D的倒数 t h表示培养液在罐中的平均停留时间,单位为h; x/X 相当于分批培养中的比生长速率μ
所以: 整个系统平衡时: D =μ 微生物在单罐连续培养时达到稳定的平衡条件就是 D =μ 情况2,如: X0 = 0, D = μ, 则: dX/dt = x - DX 由于: x = μX 所以: dX/dt = (μ- D)X; D 与μ关系所致将出现以下三种状况
P127 教材
三. 罐式连续发酵
发酵设备与分批发酵设备无根本区别.
根据所用罐数又可分为单罐连续发酵和多 罐连续发酵。 1. 单罐连续发酵
通常先要进行一段时间的分批发酵.当 反应器中的细胞浓度达到一定程度后,以恒 定的流量向反应器中流加培养基,同时以相 同流量取出发酵液,使反应器内的发酵液体 积保持恒定.如果在反应器中进行充分的搅 拌,则培养液中各处的组成相同,并且也与流 出液的组成相同,成为一个连续流动搅拌罐 反应器(CSTR)｡
第一罐情况与单罐培养相同, 第二罐料液中菌体浓度 X02 即为第一罐流出液 的菌体浓度 X1, 第二罐料液的基质浓度 S02 即为第一罐流出液的基质浓度 S1, 则F1 = F2 如考虑二级连续培养时,
X01= 0，X02 = X1, dX1/dt = dX2/dt = 0, V1 = V2 则第一级 FX1 = x1V 或 μ1 = D
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见下页
糖液