青霉素的发酵工艺过程

青霉素生产工艺
1.青霉素的发酵工艺过程 (3)
2.工艺流程图 (3)
图1.生产工艺过程 (3)
图2.生产工艺流程图 (4)
3.青霉素发酵工艺控制要点： (4)
4.工艺指标 (4)
5.物料衡算 (4)
a)发酵培养基（g/l） (5)
b)种子罐发酵培养基 (5)
6.热量衡算 (6)
6.1生物热 (7)
6.2搅拌热 (7)
6.3 汽化热 (7)
6.4 发酵热 (7)
7.设备：发酵罐 (7)
1）公称500m3的发酵罐： (8)
2）公称为100m3的发酵罐 (8)
3) 公称为20 m3的发酵罐 (8)
参考文献： (9)
1.青霉素的发酵工艺过程
1.冷冻干燥孢子————→琼脂斜面————→米孢子————→种子罐————→发酵罐
————→过滤————→醋酸丁酯提取————→脱水脱色————→结晶————→
洗涤晶体————→工业盐————→综合应用
在发酵过程中补料（碳源，氮源，前体），加消沫剂
2.工艺流程图
（1）丝状菌三级发酵工艺流程
冷冻管（25°C，孢子培养，7天）——斜面母瓶（25°C，孢子培养，7天）——大米孢子（26°C，种子培养56h）——一级种子培养液（27°C，种子培养，24h）——二级种子培养液（27~26°C,发酵,7天）——发酵液。

（2）球状菌二级发酵工艺流程
冷冻管（25°C，孢子培养，6~8天）——亲米（25°C，孢子培养，8~10天）——生产米（28°C，孢子培养，56~60h）——种子培养液（26~25-24°C，发酵，7天）——发酵液。

图1.生产工艺过程
图2.生产工艺流程图
3.青霉素发酵工艺控制要点：
青霉素培养基中碳源主要是工业用葡萄糖，氮源为豆粉、麸质粉、玉米浆。

无机盐主要含硫酸钠、磷酸二氢钾等。

青霉素发酵温度一般为25~26℃，有研究表明青霉素采用变温培养比恒温培养提高产量近15%。

青霉素合成速率对温度的影响最为敏感，这也说明了次级代谢发酵温度控制的重要性。

青霉素发酵pH一般控制在6.5~6.7，发酵中常用氨水调节pH值，同时可补充氮源。

最新研究表明调节加糖速率来控制pH，比用恒速加糖、pH由酸碱控制可提高产量25%。

青霉素发酵的临界氧浓度为5%~10%，低于此值就会对青霉素合成带来损失。

4.工艺指标
表1 工艺计算基础数据
年产量5000t 发酵单位80000μ/ml
发酵周期180h 成品效率1000μ/mg
年工作日320天发酵罐装料系数0.78125
辅助时间12h 种子罐装料系数0.65 消后大罐接种量15% 种子罐发酵周期60h 消后中罐接种量8% 发酵期间补葡萄糖量 1.6kg/（m3·h）5.物料衡算
发酵周期180h，辅助时间12h，则产一批青霉素需要8天。

每年共有：
每周期产量为:5000÷40=125t 。

先选择大罐500 m3发酵罐，则每个罐装青霉素料
500×0.78125=390.625 m3。

则每个发酵罐装料量为:
m=390.625 m3×106ml×80000μ/ml÷ 1000μ/mg
=3.125×109mg=31.25t。

则需要的罐体为125÷31.25=4
则此设计中选择4个500m3的发酵罐来发酵罐。

再选择二级种子罐，接种量为15%，在一个周期内,需要中罐装料液体积：V=4×500×78.125%×15%=234.375 m3
=234.375÷78.125%=300 m3 ；
则需要的罐体大小为：V
中
则二级种子罐可选择100 m3的3个。

二级种子罐接种量为8%，所需种子罐装料为
V=234.375×8%=18.75 m3
=18.75÷65%=28.85m3。

所需一级种子罐大小为V
种子
可以选择2个体积为20 m3的一级种子罐。

在整个发酵周期中，只考虑葡萄糖、硫酸铵、苯乙酸、消泡剂、氨水等的体积。

a)发酵培养基（g/l）
表2 发酵培养基用量
葡萄糖10 K2HPO4 4.0
玉米浆40 MgSO4˙7H2O 35
(NH4)2SO4 5.67 KH2PO4 4.53 则（1）葡萄糖：
每周期消耗量：18.75×1000×10=187.5kg
每年消耗量：187.5×40=7500kg=7.5t；
（2）玉米浆：
每周期消耗量：18.75×1000×40=750kg
每年消耗量：750×40=30000kg=30t；
（3）(NH4)2SO4：
每周期消耗量：18.75×1000×5.67=106.31kg
每年消耗量：106.31×40=4252.5kg；
（4）K2HPO4:
每周期消耗量：18.75×1000×4.0=75kg
每年消耗量：75×40=3000kg=3t；
（5）MgSO4˙7H2O:
每周期消耗量：18.75×1000×35=656.25kg
每年消耗量：656.25×40=26250kg=26.25t；
（6）KH2PO4:
每周期消耗量：18.75×1000×4.53=84.94kg
每年消耗量：84.94×40=3397.5kg。

b)种子罐发酵培养基
表3 种子培养基需要量如表（g/l）
可溶性淀粉30.0 K2HPO40.5
葡萄糖10.0 MgSO4˙7H2O 0.5
蛋白胨 4.0 Nacl 0.5
玉米浆 2.0 蒸馏水1000ml/L
1）可溶性淀粉
每周期消耗量：234.375×30=7031.25kg
每年消耗量；7031.25×40=281250kg=281.25t；
2）葡萄糖
每周期消耗量：234.375×10=4687.5kg
每年消耗量：4687.5×40=187500kg=187.5t；
3）蛋白胨
每周期消耗量：234.375×4.0=937.5kg
每年消耗量：1875×40=37500kg=37.5t；
4）玉米浆
每周期消耗量：234.375×2.0=468.75kg
每年消耗量：468.75×40=18750kg=18.75t；
5）K2HPO4
每周期消耗量：234.375×0.5=117.2kg
每年消耗量：117.2×40=4687.5kg；
6）MgSO4˙7H2O
每周期消耗量234.375×0.5=117.2kg
每年消耗量：234.375×40=4687.5kg；
7）Nacl
每周期消耗量234.375×0.5=117.2kg
每年消耗量：234.375×40=4687.5kg。

6.热量衡算
发酵罐的换热装置形式有夹套式换热装置，竖式蛇管换热装置，竖式列管换热装置。

本次设计是生产水平的设计，发酵罐是500m3的发酵罐，采用蛇管式换热装置。

这种换热装置的蛇管部分安装于发酵罐内，有四组、六组或八组不等。

优点是：结构简单、制造方便、罐内能承受高压并可选择不同材料防腐，罐外便于清洗，冷却水在罐外的流速大，传热系数高。

缺点是管外容器中的流动情况差，对流给热系数小。

这种冷却装置的冷却水温应较低。

若冷却水温较高，则降温困难。

此外，弯曲位置容易被蚀穿。

此换热系数传热系数可高达4.186×(800~1000)kj/(㎡·h·℃)。

这里采用最小换热系数，以留出余量，即4.186×800 kj/(m2·h℃)。

每周期一罐生产31.25t青霉素，所需培养基390.625 m3发酵罐。

发酵过程中热平衡方程式是
Q发酵=Q生物+Q搅拌-Q蒸发-Q显热-Q辐射热
Q生物是细胞生长中有机物分解产生的热量，在这里我们只讨论葡萄糖分解产生的热量；
Q搅拌是机械搅拌形成的热量；
Q蒸发是排出空气带走水分所带出的潜热；
而Q
显热由于空气用量较少可忽略；Q
辐射热
也可以忽略。

所以Q
发酵=Q
生物
+Q
搅拌
-Q
蒸发
6.1生物热
通过生物合成计算生物热Q
生物
，基本上生物热主要由葡萄糖氧化产生热量，反应式如下：
C6H12O6+6O2=6CO2+6H2O+460×6kj （每消耗1mol氧气产生460kj热量）发酵罐补葡萄糖的速度是1.6kg/（m3·h）：
发酵罐发酵周期180h，
所以葡萄糖用量是
180h×1.6kg/（m3·h）×390.625m3=112500kg （发酵罐）
葡萄糖的式量是180g/mol
所以：
n发酵罐=112500kg×1000/180g/mol=625000mol
发酵罐的Q生物热=625000 mol×6×460kj=1.725×109 kj
6.2搅拌热
Q搅拌=3600P g T，其中η为功热转化率，经验值η=0.92；P g为通气条件下的搅拌功率（kw）。

这里取各罐的最大功率。

发酵罐Q
搅拌
=3600×0.92×640=2119680kj
6.3 汽化热
Q蒸发=G(I进—I出)ρ；G为通入发酵罐中空气的流量（m3/h）；I进、I出为进口、出口空气的热焓(kj/kg干空气)；ρ为空气密度（kg/m3）。

通常可近似计算Q
蒸发≈20%Q
生物
，这里近似计算
发酵罐Q
蒸发
=1.725×109 kj×20%=3.504×108 kj
6.4 发酵热
发酵罐Q
发酵
=1.725×109 kj+2119680kj-3.504×108 kj=1.38×108 kj
7.设备：发酵罐
发酵生产设备主要是指发酵罐，发酵罐又称生物反应器，它在发酵生产中占据中心地位。

发酵罐的种类很多，主要分为通风发酵设备和嫌气发酵设备。

其中，好氧深层发酵设备在发酵工业中应用最多，最广泛。

在好氧深层发酵设备中，又有机械搅拌通风发酵设备（包括循环式的伍式发酵罐和文式管发酵罐、非循环式
的通风发酵罐和自吸式的发酵罐）和非机械搅拌通风发酵罐（包括循环式的气提
式发酵罐和液体式发酵罐、非循环式排管式发酵罐和喷射式发酵罐）。

机械搅拌通风密闭发酵罐是生产抗生素、酵母菌、氨基酸、酶制剂等发酵产
品中应用最多、最广泛的液体深层好氧发酵设备，其容积为0.02~500m3。

它的
主要特点有：
a．利用机械搅拌的作用使无菌空气与发酵液充分混合，提高了发酵液的溶
氧量，特别适合于发热量大、需要气体含量比较高的发酵反应；
b. 发酵过程容易控制，操作简便，适应广泛；
c. 发酵罐内部结构复杂，操作不当，容易染菌；
d. 机械搅拌动力消耗大。

对于上述几种发酵罐的比较，以及参照国内外青霉素工产选择的发酵罐,通
常青霉素发酵车间选择通用式的机械搅拌通风密闭发酵罐。

表4 抗生素发酵罐参数
桶体高度㎜换热面积㎡搅拌轴功率kw 公称体积m3桶体直径
Dg㎜
20 2200 5000 22 30~37
100 3600 9400 114 120~125
500 5800 17400 562 580~640 对三种罐体：
1）公称500m3的发酵罐：
a．几何大小500m3的发酵罐径高比为3，即H=3D，V=（πD2/4）×3D=100 ，得到直径D=5.8m，高HL=1.7m。

b．传热面积内蛇罐36（6组），F=562m3
c．搅拌器搅拌器直径：D j=1/2D=2.9m
挡板宽度：B=0.1D=0.58m
搅拌叶间距：S=1.5D j =4.35m，
搅拌叶与罐底距离C= D j =2.9m。

C+3S=2.9+3×4.35=15.95m<H L , 则取四层搅拌器。

2）公称为100m3的发酵罐
a．几何大小100m3的发酵罐径高比为2.61，即H=2.61D，V=（πD2/4）
×2.61D=100 ，得到直径D=3.6m，高HL=9.4m。

b．传热面积内蛇罐36（6组），F=114m3
c．搅拌器搅拌器直径：D j=1/3D=1.2m
挡板宽度：B=0.1D=0.36m
搅拌叶间距：S=2D j =2.4m，
搅拌叶与罐底距离C= D j =1.2m。

C+3S=1.2+3×2.4=8.4<H L , 则取四层搅拌器。

3) 公称为20 m3的发酵罐
a．几何大小20发酵罐的径高比为2.3，即即H=2.3D，V=（πD2/4）
×2.3D=100 ，得到直径D=2.2m，高HL=5.0m。

b．传热面积外盘管40 ，F=40m3
c．搅拌器搅拌器直径：D j=1/3D=0.73m
挡板宽度：B=0.1D=0.22m
搅拌叶间距：S=2D j =1.47m，
搅拌叶与罐底距离C= D j =0.73m。

C+3S=0.73+2×1.47=3.67<H L , 则取三层搅拌器。

发酵罐图如下：
、
图3 发酵罐简图
所选择的主要设备如下表：
表5 所选主要设备
设备名称规格型号数量（个）
二级发酵罐500 m3 4
一级发酵罐100m3 3
种子罐20m3 2
参考文献：
[1]余龙江.生物制药工厂工艺设计[M].化学工业出版社.2008.08
[2]蔡功禄.发酵工厂设计概论[M].中国轻工业出版社.2000
[3]青霉素G2416菌种发酵工艺的优化。