大型发酵罐设计及实例

大型发酵罐设计及实例

上海医药工业设计院(200040) 石荣华

全国化工设备设计技术中心站(200040) 虞军

随着生化技术的提高和生化产品的需求量不断增加,对发酵罐的大型化、节能和高效提出了越来越高的要求。目前国际抗生素发酵罐的容积以80～200 米3 为主,而轻工的氨基酸、柠檬酸的发酵罐较普遍使用150～300 米3 ,国际上最大标准式发酵罐为美国ADM 公司赖氨酸发酵罐,其容积为10 万加仑,折合公称容积为380 米3 。众所周知发酵是一个无菌的通气(或厌氧) 的复杂生化过程,需要无菌的空气和培养基的纯种浸没培养,因而发酵罐的设计,不仅仅是单体设备的设计,而且涉及培养基灭菌、无菌空气的制备、发酵过程的控制和工艺管道配制的系统工程。

1 国内发酵罐现况

改革开放后,国内发酵罐的装备得到了显著改善,具体表现在:

容积:抗生素发酵扩大至100～150m3 。

赖氨酸发酵已达200m3 。

材质:逐步由碳钢改为不锈钢。

传热:由单一的罐内多组立式蛇管改为罐壁半圆形外盘管为主,辅之罐内冷却管。

减速机:由皮带减速改为齿轮减速机。

搅拌机:由单一径向叶轮改为轴向和径向组合型叶轮。

但由于发酵罐的系统设计没有受到人们普遍重视,有许多抗生素生产人员往往仅重视发酵工艺和菌种,或

限于资金和发酵厂房现状,对发酵罐的大型化和优化缺乏足够重视。就发酵罐而言,目前头国内基本上在原有50m3 基础上进行改革, 罐径为3.00 毫米,罐筒体略有变化,形成57m3 、60m3 等罐体,电机相应作些变化有75 、95 和1.5kW 不等,传热为立式蛇管和搅拌叶轮基本不变为六叶蜗轮,减速采用皮带轮。因而同国际上存在不少的差距,有必要通过对发酵罐系统设计的认识提高,将我国抗生素发酵装备水平向前推进。

2 发酵罐的设计

2.1 发酵罐的型式

发酵过程可以通过固体培养和深层浸没培养来完成,从生产工艺来说可分为间隙分批、半连续和连续发酵等,但是工业化大规模的发酵过程,则以通气纯种培养为主。

通过纯种培养的发酵罐有自吸式发酵罐、标准式发酵罐、气升式发酵罐、喷射式叶轮发酵罐、外循环发酵罐和多孔板塔式发酵罐等。自吸式发酵罐系通过发酵罐内叶轮的高速转动,形成真空将空气吸入罐内,由于叶轮转动产生的真空,其吸入压头和空气流量有一定限制,因而仅适用对通气量要求不高的发酵品种;塔式发酵罐是将发酵液置于多层多孔塔板的细长罐体内,在罐底部通入无菌空气,通过气体分散进行氧的传递,但其供氧量也受到一定限度;

气升式发酵罐、喷射式叶轮发酵罐、外循环发酵罐均是通过无菌空气在罐内中央管或通过旋转的喷射管和罐外喷射泵将发酵液进行一定规律的运动,从而达到气液传质,目前气升式发酵罐在培养基较稀薄,供氧量要求不过分高的条件下(如(V1C 发酵) 得到了较为广泛使用,其它喷射式叶轮发酵罐、外循环发酵罐也有一定的用途;但在发酵工业中,仍数兼具通气又带搅拌的标准式发酵罐用途最为普遍,标准式发酵罐被广泛使用抗生素、氨基酸、柠檬酸等各个领域。

2.2 标准式发酵罐

随着发酵产品需求量增加,发酵过程控制和检测水平提高,发酵机理的了解和最优化的机理认识水平提高,以及空气无菌处理技术水平的提高,发酵罐的容积增大已成为抗生素工业的趋势。

2.2.1 罐的几何尺寸

主要是关心发酵罐的H/ D ,一般随着罐体高度和液层增高、氧气的利用率将随之增加,容积传氧系数KLa 随之提高,但其增长关系不是线性关系,随着罐体增高, KLa 的数值增长速率随之减慢,而随着罐体容积增大,液柱增高,进罐的空气压力随之提高,伴随空压机的出口压力提高和能耗的增加,而且压力过大后,特别是

在罐底气泡受压后体积缩小,气液界面的面积可能受到影响,过高的液柱高度,虽增加了溶氧的分压,但同

样增加溶解二氧化碳分压,增加了二氧化碳浓度,对某些发酵品种又可能抑制其生长,而且罐体的高度,同

厂房高度密切相关。因而发酵罐的H/ D 之比,既有工艺的要求,也应考虑经济和工程问题必须综合考虑后予以确定。

对于细菌发酵罐来说,在筒体高度H/ 罐直径D

宜为2～2.5 ,对于放线菌的发酵罐的H/ D 一般为1.8～2.2 。

2.2.2 通气和搅拌

好氧发酵是一个复杂的气、液、固三相传质和传热过程,良好的供氧条件和培养基的混和是保证发酵过程传热和传质必要条件。

好氧发酵需要通入充沛的空气,以满足微生物需氧要求,因而空气量通入量越大,微生物获得氧有可能越多;其次培养液层高度越大,空气在培养基停留时间就有可能增加,有益于微生物利用空气中的氧;但是空气中氧是通过培养基传递给微生物,传递速率很大程度上取决气液相的传质面积,也就是说取决气泡的大小和

气泡的停留时间,气泡越小和越分散就使微生物可以越充沛获得氧气,但是强化气泡的粉碎单靠气体分布

器的形式和结构是不够的,或者说效果是不明显的,只有通过发酵罐内的叶轮转动将气泡粉碎,才可获得最佳的发酵供氧条件。通过搅拌器的搅拌作用,使培养基在发酵罐内

得到充分宏观混和,尽可能使微生物在罐内每一处均能得到充足氧气和培养基中的营养物质,此外良好的

搅拌有利于微生物发酵过程产生的热量传递给冷却管和发酵罐的冷却内表面。这就是具有通气和搅拌的标准式发酵罐普遍使用在生化工程的原因。

2.2.3 搅拌叶轮

发酵罐内安装搅拌器首先用来分散气泡以得到

尽可能高的传质系数KLa 。此外还要使被搅拌的发酵液循环来增加气泡的平均停留时间,并在整个系统中均匀分布,阻止其聚并。

早先在机械搅拌式发酵罐通常装有数个径向圆盘涡轮搅拌器,但容易使被搅拌的介质分层而形成几个区,

因而在罐下部和上部之间形成氧分压梯度,导致罐内上、下部之间的KLa 值的差异。

近来发酵罐的搅拌系统多采用在罐底部安装一个用来分散空气的涡轮搅拌器,其上再安装一组轴流式搅拌器,用来循环培养介质、均匀分布气泡、加强热量传递和消除罐内上、下部之间含氧量梯度差。

2.2.

3.1 搅拌叶型式

(1) 带圆盘敞式涡轮搅拌叶———高湍流,径向流。

(2) 倾斜叶片(pitched biade) 涡轮(p - 4) ———45°四叶片,轴向流。

(3) 反向倾斜(Reversing pitch) 搅拌叶———二个向上,二个向下,径向流。

(4) 高效轴流式搅拌叶———A3.0 ,轴向流。

(5) 混合流搅拌叶———A3.5 ,轴向流,少量径向流。

(6) 凹叶径流式搅拌叶( Concave blade radial) ———CD - 6 ,径向流。

2.2.

3.2 叶轮选型

为了在气体分散系统中,加强速度梯度或剪切率,形成高湍流以减少气相和液相之间的传质阻力,并保持整个混合物的均匀,将径向流涡轮搅拌器与高效轴向流搅拌叶组合起来是较佳选择。

在分散气体作业的罐内,搅拌叶的数目取决于通气的液面高度和罐直径之比。

而搅拌叶之间的距离不得小于最小搅拌叶的直径。轴流式搅拌叶的直径约为径流式搅拌叶直径的1.3 倍。径流式搅拌叶直径为罐直径的013～014倍,高效轴流搅拌叶直径为罐直径的014～0165 倍。空气分配器位于最底部的搅拌叶之下。

气一液反应器的流动型式决定分散的均匀度,并且影响气体的截留率(gas hold up) 、传质速率和局部溶氧浓度。

当气体流量一定时,罐内流型取决于搅拌叶的速度。搅拌叶转速低时,搅拌叶的作用被上升气流吞没,增加搅拌速度,气体就在整个罐内形成循环,此时这个出现了完全分散的搅拌速度,以Ncd 表示:以后再加大搅

拌叶转速,罐内整体流型保持不变、增加搅拌强度也就增加了气体截留率和传质速率。

在整体流型变化的同时,围绕着搅拌叶叶片的流动也在变化。在气体流速低时,气体在叶片后部形成涡流。随着气体流量的增加,空穴(cavity) 逐渐加大,直到空穴依附到叶片后缘。气流速度更高时就形成一系列

大的空穴。

搅拌叶所需功率的多少与空穴生成的过程和相应通气的流型密切相关。空穴增大则搅拌叶功率减小,相对功率需求(即:通气功率Pg 与不通气功率PN 之比) 是在夫劳德准数不变时的通气准数的函数。

进行搅拌器设计时,需同时计算出Pg 和PN 。

搅拌叶的不通气功率可用下式计算。

PN = NpρN3D5

功率准数NP 是搅拌叶的雷诺准数NRe的函数。

容积传氧系数KLa 数值的求取,文献报导有很多,最成功的是将其与气体表面线速度和单位体积输入功率相关联:

KLa = C( PgV)αηβ

C —受液体性质的强烈影响,此外还包括表面

活性剂、不溶性油等。

Pg —通气功率;

V —发酵液体积;

η—空气线速度;

α、β—指数。

2.2.

3.3 轴向流和径向流相结合的叶轮对于泵或者搅拌器而言,功率就是流量和压头的乘积,即: P

∞QH。“压头”一项不但包括了流体净排出压头,而且还包括由于涡流损失、内部再循环和磨擦等形成的内部压头损失。如果搅拌叶的直径和转速已定,增加其功率准数(例如,采用更多、更宽的叶片,更陡的投入角等) ,压头的增加要大于流量的增加。

在多数发酵过程中流量往往显得更为重要。如果为了分散气体而加大压头,则可在罐底部用一个径向涡轮搅拌叶来分散气体。罐内其余的搅拌叶则采用低功率、高流量的轴向流搅拌叶。后者增加了向罐底部的涡轮搅拌叶供给的流体量,也有助于分散作用。并可减少气泡的聚并(coalescence) ,改善传质。

2.2.4 传热

发酵过程中微生物的生化反应要产生大量热量,这些热量必须及时被带出罐体,否则培养基温度升高,就会影响发酵最佳条件,引起微生物发酵中断。

一般抗生素在发酵过程中会产生每米3 ,每小时约16～25MJ (即4000～6000 大卡/ 米3·时) ,另外培养基经实消和连消后温度较高,需要将其冷却至培养温度,这就需要发酵罐具有足够的传热面积和合适的冷却介质,将热量及时带出罐体。

冷却介质一般应采用低温水和循环水。某些北方的工厂“因地制宜”采用深井水冷却,如果深井水目前水需付较高的费用,也许会认为可降低生产成本,但是发酵罐冷却水量极大,如果采用深井水,这对于水资源是极大浪费,因而是不可取的。

发酵罐的冷却,主要是考虑微生物发酵过程的发酵热和机械搅拌消耗的功率移送给培养基的热量。此外还要考虑,发酵罐消毒的冷却或实消后的冷却时间。目前一般发酵罐的冷却传热面的型式,小型罐(5 米3 以下) 为夹套、大型发酵罐为几组立式蛇管。立式蛇管虽具有传热系数高的优点,但他占据了发酵罐容积,据计算罐内立式蛇管体积约占发酵罐的1.5 %容积,若罐内的蛇管一旦发生泄漏,将造成整个罐批的发酵液染菌、此外罐内蛇管也给罐体清洗带来了不便。

近来新型发酵罐的冷却面移至罐外,采用半圆形外蛇管,该蛇管具有传热系数高,罐体容易清洗,增强罐体强度,因而可大大降低罐体壁厚,使整个发酵罐造价降低,且提高发酵罐的容积,增大放罐体积,因而是值得推广的新技术,国内已经建立了专业的制造厂,解决了对蛇管加工技术难关,为发酵罐设计开创一个新的罐型。外蛇管的设计主要要解决外蛇管的冷却介质的流速和阻力降,因而外蛇管的大小和分组,需要通过计算才能获得满意的效果。

2.2.5 变速搅拌

由于发酵过程中,微生物的培养要求是不同的,往往在发酵中期,微生物处于旺盛生长时间对氧的需要量较高,而在发酵初期和发酵后期微生物的需氧量较低,特别是发酵后期,菌丝体已处于老化阶段,培养基的粘度也较高,剧烈的搅拌会加速菌丝体的自溶,影响发酵水平的提高。如果能设计一个变速搅拌,按照微生物

需氧量来调节搅拌转速,这样不但能创造最佳的培养条件,也能节约发酵过程的能量消耗,因而不少生物工程设备人员试图在大型发酵罐上采用变速搅拌。

由于抗生素品种的不同,微生物在发酵全过程对氧需求变化的程度不一,在中小型罐内的变速搅拌获得了

成功,据文献介绍,可提高发酵单位10～20 % ,降低搅拌能耗10～30 % ,但是在大型罐内,由于变速装置的复杂性和投资增加限制了它的推广使用。

在大型发酵罐如果培养基采用实罐消毒时,为了使消毒时培养基的传热较为理想,因而需要开动搅拌,但此时往往不通入空气,因而使搅拌功率上升,如果操作不当,就有可能损坏电机。目前发酵罐设计时,推荐使用多极电机,可以在实消时低速搅拌,在正常发酵时搅拌全速运行,目前这种双速马达已使用于发酵过程中满足不同需氧量的搅拌操作。

2.2.6 发酵罐的能量消耗

发酵罐的能量消耗主要由如下三部分组成:搅拌器电机耗能、通入无菌空气的制备能量及培养基消毒和冷却能量。培养基消毒和冷却能量主要取决于工艺过程和菌种特性,而搅拌功率和无菌空气消耗能量两者的目的相同,主要是为了供应微生物足够的氧气。

如一个50 米3 抗生素发酵罐,搅拌功率为75～95kW ,通气量为35 标米3/ 分,要制备35 标米3/ 分无菌空气,空压站大约需要消耗175kW 电能,也即该50 米3 发酵罐消耗270kW 电能,从上述数字可以获知发酵罐的60～70 %能量用于无菌空气的制备,为了剖析搅拌功率和无菌空气消耗能量的关系,我们采用溶氧速率KLa 来分析:

KLa =α( Pg

V

)αηβ

式中Pg

V 为单位发酵液的耗能,η为空气在罐内线速度,α、β为指数,根据实验测定α的数值要远大于β数值,也就是说适当降低通气量或适当增加搅拌功率,可以获得同样的供氧速率。但是无菌空气的制备需要投资较大的空压站,而且空气量的增大,降低了发酵罐装料系数,增加了发酵液在尾气中的夹带,而且也增加了

无菌过滤系统的费用,相对而言,增加搅拌功率化费的投资就较少。因而国外抗生素发酵的一条经验为:适当增加电机功率和降低通气量,对发酵的总能耗降低是非常有利的。

3 测量仪表和控制

发酵过程的自动化依赖于对发酵过程中工艺参数的检测,测量的物理参数为温度、压力、流量、泡沫(液位) 、搅拌转速、功率、浊度、粘度。化学参数为pH、氧化还原电位、溶解O2 、溶解CO2 、排气成分、糖、氮、磷及效价分析。

目前使用得比较普遍的是罐温、罐压、pH、补糖、补水和加油消沫的测量及自动控制;空气流量、发酵液体积、溶氧、电机电流和功率进行检测。由于生化工程的要求,这些检测元件必须能满足蒸汽灭菌和不能对发酵液产生污染。

在生物合成中必须对生长环境中各个控制变量进行综合、进行过程的监控和得到新的状态变量,如呼吸商、碳平衡等,利用计算机的在线控制和离线控制,获得最佳的控制效果。

目前国内华北制药厂、山东新华济宁抗生素厂、哈尔滨制药厂、新昌制药厂等数十个发酵车间已经使用计算机来控制发酵生产,有些工厂已经实现全厂计算机管理,取得了良好效果。

控制系统采用集散型微机,它是一种中小规模DCS 控制系统,由操作工作站现场控制(或监视) 单元、信号转换单元、通讯总站组成,系统可靠性高,具有良好的人机接口界面。

生化反应过程中,补料和调节pH 是一个较为复杂系统、一般采用流量计测量加之调节阀补料、也有使用计量泵定量控制流量或采用定量小罐脉冲定数补料。

为了保证计算机控制顺利完成操作,稳定和优质的仪表是关键,仪表的测量点的位置应根据罐内发酵液的

流型进行合理的布点,以避免测得的参数仅表示局部的指标,此外仪表使用一段时间后的纠偏也十分重要。为了更好发挥计算机控制的长处,尽可能完美的工艺目标数据确定和开展对发酵生化机理的研究越来越显得重要。

4 设计实例

4.. 范围和用途

我院自90 年代初就开始了对新型发酵罐进行系统研究和开发,为了更好地学习兄弟厂的先进发酵罐装备,和将国外的成熟经验向国内同行进行宣传,因而成立了发酵罐及其系统协作组,并同有关设备制造厂联合共同对新型搅拌叶轮和传动装置进行完善和提高。

自1992 年起我院在乙酰螺旋霉素、青霉素、黄原胶、可的松、酶制剂、柠檬酸、维生素B、利福霉素、赤霉素、红霉素、泰乐霉素及中药保健品等品种中采用了新型发酵罐,其发酵罐体积为抗生素发酵罐最大为150 米3 、柠檬酸发酵罐最大为280 米3 。搅拌型式为轴向流和径向流的组合叶轮。该搅拌器适用于低通气量的发酵罐、各种球状菌、丝状菌、真菌和霉素。发酵罐和气、液、固多相的反应,特别在高粘度的发酵液中取得了良好效果(如黄原胶发酵罐) ,近年来,我院已设计了新型发酵罐图纸30 余套,绝大多数已用于生产实践。据返回的信息表明,其性能均优于单纯径向流的传统发酵罐,在能量消耗的降低、空气量的减少、发酵单位的提高、操作稳定性等指标上取得了较好的效果。现将设计的主要发酵罐列表如下: 我院设计的主要发酵罐一览表

发酵罐

容积

发酵罐几

何尺寸

规格用于品种备注

15 米3 <2400 ×4500

37kW 180 转/ 分

弯叶+ SPIDI - 轴I 型

利福平种子罐

25 米3 <2400 ×5000

55kW 138 转/ 分

弯叶+ SPIDI - 轴I 型

可的松氧化反应罐

50 米3 <3200 ×7000

95kW 130 转/ 分

弯叶+ SPIDI - 轴I 型

可的松氧化反应罐

<3000 ×7500

1.0kW 120 转/ 分

弯叶+ 三档SPIDI - 轴I 型

利福霉素

<3200 ×5500

75kW 135 转/ 分

喷射搅拌+ SPIDI - 轴I 型

乙酶螺旋霉素

60 米3 <3000 ×9000

75kW 130 转/ 分

SPIDI - 径Ⅰ型+ SPIDI - 轴Ⅱ型

赤霉素

65 米3 <3200 ×7500

132kW 129 转/ 分

直叶+ SPIDI - 轴Ⅰ型

红霉素

100 米3 <3600 ×9000

132kW 129 转/ 分

SPIDI - 径Ⅰ型+ SPIDI - 轴Ⅱ型

赤霉素

1.0 米3 <3600 ×9000

155kW 1.0 转/ 分

SPIDI - 径Ⅰ型+ SPIDI - 轴Ⅱ型

泰乐霉素

150 米3 <4000 ×8900

155kW 1.0 转/ 分

弯叶+ SPIDI - 轴Ⅰ型

利福霉素

4.2 生化反应罐

氢化可的松是重要的激素产品,每年出口为国家赢得了大量外汇,山东新华制药厂氢化可的松车间是该产

品我国最主要的生产装置之一,该厂原有为15 米3 氧化反应发酵罐,通气比为1∶01.～012 ,搅拌为蜗轮式叶轮,生产工艺为实消。

氢化可的松氧化发酵罐的功能是将空气均匀分散于液相中,在微生物的催化下进行氧化反应,为了提高气

液相的分散效果,提高氧的溶氧浓度和传质速率,设备直径<2400mm ,直筒高度为5000mm ,新设计的25 米3 发酵罐采用三挡搅拌叶轮,底层为六弯叶圆盘蜗轮,上层和中层为SPIDI 型轴向流搅拌叶轮,搅拌转速138 转/ 分,电机功率仍为55kW ,经过多年来的实践,证明该搅拌系统:

(1) 使整个罐体的发酵液得到较均匀混合,此外由于径向流和轴向流搅拌叶轮组合,加强了气泡的分散,提高了发酵液中的溶氧浓度,提高了氢化可的松氧化反应的收率。

(2) 同时经实际测定,实耗电流有所下降,也就是说能耗有所降低。

(3) 此外采用了轴向流和径向流组合搅拌器后,由于强化宏观混和,因而减少由于操作人员和物料理化性

质带来的反应收率的波动,缩小了罐批之间的质量波动,稳定了生产的技术经济指标。

为了扩大生产,厂方决定将氢化可的松的氧化发酵罐放大至50 米3 ,该容积在氢化可的松生产中是我国最大的生化反应罐,在总结25 米3 发酵罐基础上,于1999 年开始了放大设计,放大设计不仅对罐体的几何尺寸,传质传热效率,搅拌叶轮的混和时间,溶氧速率,气泡占容和叶轮对菌体的剪切力等因素进行了综合考

虑确定,罐体直径为<3200mm ,筒体直径为7000mm ,采用外盘管进行传热,搅拌叶轮采用一挡径向流叶轮以提高气泡的分散度,上层和中层采用改进型的轴向流叶轮,搅拌转速为130 转/分,单位体积的功率较25 米3 罐进一步下降,采用95kW电机,经过实践证明,50 米3 生化反应罐取得了成功,氧化反应收率得到了提高,单体体积发酵液所消耗的功率进一步有所下降;操作的稳定性也获得满意的效果,50 米3 新型发酵罐在氢化可的松的氧化反应中的运行,提高了工厂的劳动生产率,降低了反应的生产成本,取得了较好的效果。

从该发酵罐的设备设计而言,采用外盘管作为传热面,取消了50 米3 发酵罐的内蛇管,使罐内变得空畅,增加了约1 %体积,且方便了清洗,对减少罐内染菌起到了有益的帮助;外盘管不仅获得了良好传热效果,而且也可作为罐体的加强圈,因而大大减少了直筒体的壁厚,节约了材料,降低了造价;搅拌轴上增设了稳定器,减少了轴的晃动,因而在50米3 发酵罐中取消了底轴承;采用了三分式的联轴器,方便了搅拌轴的检修。4.3 抗生素发酵罐

抗生素发酵罐是抗生素工业中关键设备,由于它对发酵水平和能耗高低起到至关重要的作用,因而一直是

我们重视发酵罐设计的关注点。

4.3.1 红霉素发酵罐

陕西某药厂红霉素是全国非常重要的生产企业,近几年来在各大专院校、科研院所和厂方努力下,红霉素的生产水平得到了大幅度的提高,发酵水平提高70 %以上,我院配合该药厂在65 米3 红霉素发酵的搅拌系统做了一定的工作,为该厂红霉素发酵水平的提高,在装备上提供了一些可能,在此基础上对原有的50 米3 发酵罐也进行了改造,并且配合开展了100 米3 新的红霉素发酵罐的设计工作。现对65 米3 红霉素新型发酵罐设计进行介绍:

65 米3 红霉素发酵罐的设备直径:3200mm ;

筒体高度:7500mm ;

搅拌叶轮:组合叶轮;

其中:一挡直叶涡轮(径向流) ;

三挡SPIDI - 轴I 型(轴向流) ;

搅拌转速:129 转/ 分;

电机功率:132kW;

传热:四组半圆管+ 六块平板式内蛇管(兼作全挡板) ;

传动:减速机、噪音低。

该发酵罐1999 年设计完成后,即加工投入生产。在各方面科技人员全力支持和合作下,该发酵罐运行正常,设备维修工作量极小,特别是生产环境的噪音大大低于现有50 米3 发酵罐,特别可喜的是在工艺的带动下,发酵单位提高了70 %左右,根据统计,其振幅大大高于原有50 米3 发酵罐,且在能量消耗、罐批之间波动性均得到了优化。

接下来对该65 米3 发酵罐的设备设计作一介绍:

(1) 搅拌叶轮下端部,设置了稳定器,可使搅拌系统的振动大大降低。

(2) 搅拌轴的支承考虑取消底轴承,利用减速机的轴承及机架上的轴承作为主要支承点,并在罐内设置一

个中间轴承,在轴端设置稳定器。

(3) 该罐所选用的机械密封也与常规的不同,采用了静环为剖分式的202F 型单端面小弹簧外流式机械密封,除了保留带短节联轴器以方便调换机械密封以外,可在不拆卸带短节联轴器及机架轴承的情况下,更换机械密封的静环,缩短维修时间,减轻劳动强度。

(4) 该罐的传热系统采用外半圆夹套与内传热挡板相结合的形式。

(5) 发酵罐的传热主要靠外半圆夹套,设置了四组Φ150mm 的外半圆管夹套。

(6) 发酵液冷却夏天使用低温水,冬天使用循环水,为了尽可能延长循环水冷却使用时间,降低全年耗能费用。因而经计算后认为,单纯采用外半圆管磁罐的传热面积略感不足,因此加设了六组内排管以增加传热面积,此排管采用直排结构,管子间的间隙用钢棒填充,使其同时能起到全挡板的作用,因而不必在罐内另行

设置挡板。

(7) 为了便于冷却水接管的布置,六组内传热挡板通过两组Φ200mm 的外半圆管将其联结起来,从而使其

冷却水的进出口与外半圆管的进出口保持一致的方向。

(8) 为了减少罐内的管路,取消了通常采用的视镜冲洗管,采用具有冲洗口的带灯视镜。

(9) 该罐根据用户的要求,对罐内壁及罐内部件均采取抛光处理。

4.3.2 赤霉素发酵罐

1996 年我院为江西某药厂设计了70 米3 赤霉素发酵罐,该发酵罐设备直径3200mm ,直筒高度8500mm ,采用一挡径向流和二挡轴向流的组合叶轮,搅拌转速125 转/ 分,电动功率155kW ,投入运行后取得了较好的效果,提高了赤霉素发酵单位。

但是我们对该设备进行了分析,由于新型组合叶轮在同样功率消耗的情况下,提供了较高的溶氧浓度,不但满足了菌体生长的需要,而且还有富裕。为此在2001 年为湖南某厂设计100 米3 赤霉素发酵罐时,我们在总结前阶段工作的经验上,结合该厂的实际生产数据,对其现有的60 米3 发酵罐进行了改进,摸索最佳条件,从而为进一步提高新型发酵罐的技术水平作出努力。该60 米3 的试验发酵罐采用了类似国外半圆管式SPIDI 径向I 型和改进型SPI2DI 轴向II 型组合叶轮,搅拌转速为130 转/ 分,进行试车,实测电流为1.0～1.5A ,也就是说实耗功率为50～55kW ,在如此低的搅拌能耗情况下,取得了和原有全部由涡轮式径向叶轮相当的发酵水平,而且经多批试验,发酵周期在180 小时的发酵液各项理化指标和发酵单位达到了原

来200 小时的数据,也就是说为该品种的发酵周期缩短至180 小时提供了可能。据此我们进行了100 米3 发酵罐设计,其主要技术参数如下:

直径:Φ3800 ;

筒体高度:9000mm ;

传热面积:140 米2 ;

搅拌转速:125 转/ 分;

设计功率:135kW;

叶轮:一挡SPIDI 径向I 型叶轮;

三挡SRIDI 一轴向II 型叶轮;

传动:减速机。

目前该罐图纸已经交付,正在施工,不久即可以投产运行。