生化工程 第六章 发酵罐的比拟放大
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发酵中试之比拟放大法
发酵工艺：发酵中试（fermentation on a pilot scale）之比拟放大法2016-05-11dayup发酵工程一、比拟放大的内容：罐的几何尺寸，通风量，搅拌功率，传热面积和其他方面的放大问题，这些内容都有一定的相互关系。
二、比拟放大的依据1、单位体积液体的搅拌消耗功率2、搅拌雷诺准数3、溶氧系数4、搅拌桨末端线速度5、混合时间6、通过反馈控制条件，尽可能使重要环境因子一致。
三比拟放大和它的基本方法比拟放大:是把小型设备中进行科学实验所获得的成果在大生产设备中予以再现的手段，它不是等比例放大，而是以相似论的方法进行放大。
首先必须找出表征着此系统的各种参数，将它们组成几个具有一定物理含义的无因次数，并建立它们间的函数式，然后用实验的方法在试验设备中求得此函数式中所包含的常数和指数，则此关系式在一定条件下便可用作为比似放大的依据。
比拟放大是化工过程研究和生产中常用的基本方法之一。
发酵过程是一个复杂的生物化学过程，影响这个过程的参数有物理的、化学的、生物的，有些虽然已经被认识了，但目前还不能准确快速地测量，有些则尚未被认识。
现在只研究了少数参数对此过程的关系，而假定其它参数是不变的，实际上不可能都是不变的。
因此发酵生产过程设备比似放大理论与技术的完善，有赖于对发酵过程的本质的深入了解。
发酵工程中所用的比拟放大方法有：等KLa，等πDN，等Pg/V，等Re或动量因子，相似的混合时间等。
四发酵过程的控制和监测4.1、发酵过程的监测内容与方式发酵过程的参数检测意义在发酵过程中，过程状态经历着不断的变化，尤其是批发酵这种状态的变化更快。
底物和营养物由于生物活性而变化，生物量的增加和生物量组成也在变化(包括物理、生化和形态学上的变化），而各种具有生物活性的产物被积累,发酵过程检测和控制的目的就是利用尽量少的原料而获得最大的所需产物。
（一）发酵过程监控的主要指标1．物理检测指标：温度；压力；搅拌转速；功耗；泡沫；气体流速；粘度等。
6反应器比拟放大.
模式分析
在模式分析中，必须解决好3个问题： ①该系统是否由单个机理控制？ ②起关键作用的是何模式？ ③反应器规模改变时，此机理将如何变
化？
进行模式分析有多种方法，可分成实验 方法和理论方法两大类
（四）经验放大方法
以试验为基础，按照主导因素相等或接近的原 则进行放大的方法。
通气发酵罐放大准则
放大准则
对动量方程进行简化，即选择主要影响因素 即主要因素的主要影响方面，建立数学方程， 以得到反应器放大的主要参数。
对搅拌槽反应器或鼓泡塔，已有不少流动模 型的研究进展，其共同点是只考虑液流主体的 流动，而忽略局部如搅拌叶轮或罐壁附近的复 杂流动。其流型有三类即活塞流、带液体微元 分散的活塞流和完全混合流动等。
通常在摇瓶培养或10～50L反应器进行
②中试阶段
1）参考摇瓶的结果，用中小型的发酵反应器进 行生物培养或发酵，进一步确定最优的培养基 配方和培养条件；
2）进行环境因素的最佳操作条件的研究，以掌 握细胞生长动力学及产物生成动力学等特性；
3）试验影响溶氧速率的因素及其关系，发酵热 及其降温控制条件等反应器设计参数，为反应 器的工业化放大提供依据。
P0 VL
2NP n3Di5
Di3
据 P0／VL相等原则，
（P0／VL）1=（P0／VL）2
n2 n1
Di1 Di 2
2/3
放大步骤
按几何相似确定尺寸 计算放大罐的转速； 选择适当的通气速率，计算放大罐的轴搅拌
实际上却并不那样简单，虽然均相系统的 流动问题较易解决，但对于有传质和传热同 时进行的系统或非均质流动系统，问题就变 得复杂了。
生物反应器的因次分析放大过程
生物工程设备_第六章生物反应器的比拟放大
通风发酵罐的放大设计
机械搅拌通风发酵罐的经验放大 • 以体积溶氧系数kLa(或kd)相等为基准的放大法 高好氧发酵通常应用等kLa的原则进行反应器放大 通气搅拌发酵罐的主要参数及计算公式：
（1）不通气的搅拌功率P0＝NPρN3Di5
（2）通气搅拌功率Pg＝2.25×10-3（ P0 NDi3/Q0.08)0.39
Di2 L 350/ 60(0.125 ) 1020 Re 4.13104 3 2.2510
2
故发酵系统属充分湍流，功率系数NP=6.0。故两组叶轮的不通气时搅拌功率为：
350 5 p0 2 N P 3 L Di5 2 6 (KW) 1020 0.125 74.1(W) 0.0741 60
放大问题 否 是
衡算方程知否
否 是 否 分析解有否 否 是 是
参数都知道
因次分析
计算机求解
求解衡算方程
确定模式
有关参数研究 初拟放大规则
小型装置研究
进一步研究
确定最终放大原则
模式分析
• 1）该系统由哪些机理控制？ • 2）起关键作用的是何控制？ 反应控制 传质控制 混合控制 …… • 3）反应器规模改变时，此机理作何变化？
二 生物反应器放大方法
• 生物反应器的传递现象与控制受： 对流和扩散控制 • 对流传递过程的时间常数为： tf=L/v
• 式中 度,m/s L-反应器特征尺寸，m v----反应溶液对流运动速
• 反应器放大前后传递时间常数tf与反应转化常数tc（tc是基质浓度与反应 速度的比值）之比值维持不变，则放大前后反应器的性能可维持不变 • 对剪切敏感易受伤的细胞，放大过程还必须检测生物细胞对剪切作用的 影响
生化工程例题
填空题1、发酵液是一种气、液、固三相系统，他们的均匀混合，离不开搅拌器。
2、发酵罐中的常用机械搅拌桨有活塞流和流两类形式。
3、直接用淀粉、豆饼粉配料的低浓度细菌醪及酵母醪接近于型流体，霉菌及放线菌醪均属于型流体。
4、氧的溶解过程可用气体吸收的基本理论即理论加以阐明。
5、发酵罐的比拟放大中比较实用的方法是法。
6、将培养基中的杂菌总数杀灭到可以接受的总数，所需要的温度及时间条件，取决于杂菌孢子的动力学、反应器的和操作方法，以及培养基中受热破坏的可接受范围。
7、在发酵工程中，对于周期长，成本高的发酵，常取灭菌后一罐培养基中残存的活菌孢子数N = 10-3 个，也就是说，灭菌1000 次，存活一个活菌孢子的机会为 1 次。
8、反应器的直径与长度比值越大，越接近型反应器。
9、为减少发酵工程所用空气中微生物的数量，用空气压缩机取气时一般采用高空取气。
10、根据产物生成与细胞生长的关系将产物生成分为三类模式：、以及。
11、生物反应器比拟放大的一般方法有、量纲分析法、和。
12、表示空气中水气含量的绝对值，反映湿空气吸收水气的能力。
13、固定化生物催化反应过程中，当存在内扩散限制时，抑制剂对反应速率的影响程度。
14、从操作方式可将反应器分为、、三大类型。
15、在鼓泡式反应器中，对气液界面大小有重要影响，从而影响氧气传质效率。
判断正误1、研究表明，在发酵工程搅拌器的使用中，采用组合桨是最佳选择。
2、带圆盘的涡轮式搅拌器与不带圆盘的涡轮式搅拌器相比，其优点是圆盘可以使上升的气泡受到阻碍，只能从圆盘中央流至其边缘，从而被圆盘周边的搅拌浆叶打碎、分散，提高了溶氧系数。
3、只有罐中心垂直安装的轴流桨，在无挡板的情况下才会以轴为中心形成凹陷的漩涡。
4、搅拌功率与搅拌器的形式有、转速有关，与被搅拌液体无关。
5、圆盘涡轮搅拌器从搅拌程度来说，以平叶涡轮最为激烈，功率消耗也最大，弯叶次之，箭叶最小。
6、如果在同一搅拌轴上的两只涡轮形成的液流互不干扰，则此两只涡轮所消耗的功率约等于单只涡轮的两倍。
第六章生物反应器的比拟放大
一. 概述
生化反应器(生物反应器)就是为适应生化 反应(生物反应)的特点而设计的反应设备。 生化反应器的实质也就是酶反应器。包括 酶反应器、微生物反应器（发酵罐）和动 植物细胞培养用反应器。
其作用就是按照发酵过程的工艺要求，保证和控制各 种参数。 微生物反应器：是生产中最基本也是最主要的设备， 种生化反应条件，如温度、压力、供氧量、密封防漏 防止染菌等，促进微生物的新陈代谢，使之能在低消 耗下获得较高的产量。 ①厌氧生物反应器：其反应器不需供氧，设备结构一 般较为简单。应用于乙醇、啤酒、丙酮、丁醇的生产。 ②好氧生物反应器：生产过程中需不断通入无菌空气， 因而其设备的结构比厌氧生物反应器复杂。应用于氨 基酸、有机酸、酶制剂、抗生素和单细胞蛋白SCP等 的生产。 根据反应器通风和搅拌的方式不同可分为三类：机械 搅拌通风式、自吸式和通风搅拌式。
• 一、机械搅拌通气发酵罐的经验放大法 • 以体积溶氧系数kLa相等为基准放大法
• 以Po/VL相等的准则进行反应器的放大 • 以搅拌叶尖线速度相等的准则进行放大 • 以搅拌液流速度压头H、搅拌液流循环速率QL及
QL / H比值对发酵反应器放大设计的影响 • 根据生产量和产率选择发酵罐的体积和个数；按
谢谢大家！
• 3、对质量传递、热量传递和动量传递等微 观衡算方程进行求解，导出能表达反应器内
• 的环境条件和主要操作变量（搅拌转速、通 风量、搅拌功率、基质流加速率等）之间的 关系模型。应用此数学模型，计算优化条件 下主要操作变量的取值 。例如机械搅拌式和 气升环流式等发酵反应器。
第二节 通风发酵罐的放大设计
•
安全象只弓，不拉它就松，要想保安 全，常 把弓弦 绷。20.12.1800:39:5000:39Dec-2018-Dec-20
生化工程第六章-发酵罐的比拟放大 [自动保存的]
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国内生物反应器（好氧）体积在200~300 m3之间的 较多。兼性厌氧生物反应器体积达到1000 m3 （如 酒精发酵罐）。反应器体积的放大降低了操作成本， 但大型反应器的设计还存在一定的技术问题。
• 反应器的自动检测和控制系统使反应器在最佳状 态下操作成为可能，近年来获得广泛重视，随着生 物工程的迅速发展，自动检测和控制系统将会在生 物工程中发挥越来越重要的作用。
生长cell） • 各种类型的反应器和各种生物催化剂组
合，形成各种系统可供选择。
Batch operation间歇反应
Continuous operation连续操作
Semi-continuous or fed-batch operation半连续操作
五、生物反应器的种类
5.1 机械搅拌式生物反应器
第三章 工业生化反应器和发酵罐的比拟放大 工业生化反应器
Air heat
Raw materials Bioreactor Downstream process
Biocatalyst process control Product •在生物反应过程中，生物反应器具有中心 •的作用，它是连接原料和产物的桥梁。
机械搅拌自吸式反应器
5.2 气升式生物反应器
气升塔式生物反应器
5.3 动植物细胞培养反应器
• 动植物细胞的培养是指动物或植物细胞 在体外条件下进行培养增殖，此时细胞 虽然生长与增多，但不再形成组织。
• 许多要重要价值的生物制品，包括重要 的疫苗、诊断试剂、单克隆抗体、干扰 素、生物碱、甾体化合物等，必须借助 于动植物细胞的体外培养来实现。
（3）动物细胞微载体悬浮培养反应器
• 用微珠做载体，使单 层动物细胞生长于微 珠表面，并在培养液 中进行悬浮培养。这 种培养方式是将单层 培养和悬浮培养相结 合，这是大规模动物 细胞培养的最有前途 的方法。
• 反应器的自动检测和控制系统使反应器在最佳状 态下操作成为可能，近年来获得广泛重视，随着生 物工程的迅速发展，自动检测和控制系统将会在生 物工程中发挥越来越重要的作用。
生长cell） • 各种类型的反应器和各种生物催化剂组
合，形成各种系统可供选择。
Batch operation间歇反应
Continuous operation连续操作
Semi-continuous or fed-batch operation半连续操作
五、生物反应器的种类
5.1 机械搅拌式生物反应器
第三章 工业生化反应器和发酵罐的比拟放大 工业生化反应器
Air heat
Raw materials Bioreactor Downstream process
Biocatalyst process control Product •在生物反应过程中，生物反应器具有中心 •的作用，它是连接原料和产物的桥梁。
机械搅拌自吸式反应器
5.2 气升式生物反应器
气升塔式生物反应器
5.3 动植物细胞培养反应器
• 动植物细胞的培养是指动物或植物细胞 在体外条件下进行培养增殖，此时细胞 虽然生长与增多，但不再形成组织。
• 许多要重要价值的生物制品，包括重要 的疫苗、诊断试剂、单克隆抗体、干扰 素、生物碱、甾体化合物等，必须借助 于动植物细胞的体外培养来实现。
（3）动物细胞微载体悬浮培养反应器
• 用微珠做载体，使单 层动物细胞生长于微 珠表面，并在培养液 中进行悬浮培养。这 种培养方式是将单层 培养和悬浮培养相结 合，这是大规模动物 细胞培养的最有前途 的方法。
生化工程自考总结
包埋法固定化酶：将酶包在凝胶微小格子内，或是将酶包裹在半透性聚合物膜内的固定化方法。
微生物消耗比率:单位时间内菌体对培养基的消耗率.细胞回流的单级恒化器:在反应器的出口处安装细胞分离器,分离出一部分细胞进行浓缩后打回到反应器中的单级恒化器.微生物的生长速率：单位时间内单位体积发酵液中菌体的增量。
反复分批补料培养法：在间歇培养的基础上，流加一种或几种底物或前体物进行培养，培养结束时不取出全部的发酵液，留下一部分发酵液作为种子，然后开始下一个补料培养过程的发酵方法。
氧的满足度：溶解氧浓度与临界溶氧浓度之比。
活塞流模型(PF):在反应器内与流体流向相垂直的横截面上的流速分布是均一的,即不存在返混。
活活塞流反应器:完全不存在返混的理想反应器/CSTR反应器:混合足够强烈,达到完全返混的理想反应器稀释率:培养基体积流北与培养液体积之比传氧速率:每单位界面上每小时的传氧量连续式全混流型反应器（CFSTR）：反应器内的返混足够强烈，因而反应器内物料的浓度处处相等，如果温度均一，反应速度也处处相等不随时间而变。
多级全混流釜模型（CFSTR－in-series）高径比不大，搅拌不充分的一个反应器，可以想象内部既有全混流成分，又存在活塞流成分。
等效N 个CFSTR串连。
扩散模型（Dispersion model）:高径比较大的反应器如短管或塔式反应器内的流体流动具不大的返混（活塞流和轴向扩散的叠加）阻截：细菌质量小，，紧随空气流地流线而向前运动，当空气流线中所挟带地微粒由于和纤维相接触而被捕集称为阻截。
扩散：微小的颗粒受到空气分子的碰撞，发生布朗运动，由于布朗运动，颗粒与介质碰撞而被捕集称为扩散。
型试验数据的放大，提高反应过程的产物的提纯等提供理论依据。
比拟缩小：将现有的生产规模发酵罐比拟缩小至试验实规模。
缩小原则：缩小的实验室规模反应器中所能提供的微生物代谢活动的环境条件，实现有大规模型反应器中能实现的。
意义：比拟缩小的实验室规模装置不但可以为现有的生产规模装置提供有效的生产菌株选育的场所，也可以为其工艺条件的优化提供服务。
第六章 生化反应器的比拟放大
放大后转数， r/min 107 85
方法 等传质系数 等叶端速度 等混合时间
放大后转数， r/min 79 50 1260
通气Pg/V相等
放大方法的比较
方法 等体积功率
非通气Po/V相等
放大后转数， r/min 107 85
方法 等传质系数 等叶端速度 等混合时间
放大后转数， r/min 79 50 1260
•
在现有科学技术水平上，还没有条件对所 有因素的影响进行综合全面的考虑和综合分 析，而只能选择其中最关键、最重要的参数 进行考虑。这些参数有功率消耗 、 溶氧系数、 功率消耗、 功率消耗 桨尖速度等。 • 但遗憾的是到今天为止，尚未得出一个 十分有效准确的放大关联式，所以生物反应 罐的放大技术还处于经验和半经验状态。本 章讨论的放大是指在模型罐和生产罐之间以 几何相似原则为前提。在生物反应罐放大中， 几何相似原则 主要解决放大后生产罐的空气流动、搅拌转 速和搅拌功率消耗等问题上。 • 本章重点讨论机械搅拌罐反应器的放大问 题。
下标1为模型罐，下标2为放大罐
• （3）以体积传质系数 La相等的原则放大 以体积传质系数K 以体积传质系数
• 由于气液接触过程中，传质系数的关联式较多，以 福田秀雄的关联式为放大基准
• Kd=(2.36+3.30Ni) · (Pg/V)0.56*Vs0.7*N0.7*10-9 KLa∝(Pg/V) 0 . 56Vs0.7N0.7 因Pg/V ∝ N3.15 ·D2.346 / Vs0.252 KLa ∝N2.45 Vs0 . 56 D1.32 按 (KLa)2 =(KLa)1 原则 N2 = N1 [Vs]1/(Vs)2]0.23 (D1/D2)0.533 (pg)2 =(pg)1[Vs]2/(Vs)1]0.067(D2/D1)3.667
生物反应器比拟放大课件
n2
n1 (
D1 D2
)0.75
(QG2 )0.08 QG1
Pg2
Pg1
(
D2 D1
)2.77
( QG2 )0.24 QG1
（三）以体积溶氧系数KLa（或Kd）相等为 基准的放大法
在耗氧发酵过程中，由于培养液中的溶解 度很低，生物反应很容易因反应器溶氧能 力的限制受到影响，所以以反应器KLa的 相同作为放大准则，可以收到较好的效果。
全混式流动：指反应器混合足够强烈， 因而反应器内浓度分布均匀，且不随时 间而变化。
（2）非理想型 具有返混的管型反应器等
二、酶反应器设计和操作的参数
停留时间τ 停留时间τ：指反应物料进入反应器
至离开反应器止所经历的时间 对于CSTR，常用平均停留时间
τ＝V / F
=反应器容积/物料的体积流量
多相系统 搅拌罐 酶反应器
固定床填充床
流化床 膜反应器 悬浊气泡塔
分批、流加 分批、流加或连
续 分批、流加或连
续 连续
分批、连续 连续 分批、连续
靠机械搅拌混合 适用于高分子底物
靠机械搅拌混合
适用于固定床酶 或微生物反应中 靠溶液的流动混合 膜状或片状固定化 适于气体为底物
2．连续式酶反应器的流动状态
二、单底物酶促反应动力学
1、米氏方程
根据“酶-底物中间复合体” 的假设，对 酶E催化底物S生成产物P的反应S→P，其 反应机制可表示为
k+1
k+2
E + S ES
E+P
k-1
E [S] X [P]
k+1 k-1 k+2-----相应各步的反应速度常数 E [S] X [P]----对应物质的浓度
第一篇第六章 发酵罐的比拟放大
2. 罐体积 公称体积：是指罐的筒身（圆柱）体积和底封头体积之和。
底封头体积可从化工设计手册中查得。
（根据罐的形状、直径、 壁厚） 对于椭圆形封头体积：
1 V1 D hb D ha D (hb D ) 4 6 4 6
2 2 2
hb——椭圆封头的直边高度；
ha——椭圆短半轴长度，标准椭圆
—— 液体密度（kg/m2） n ——涡轮转数（r/s)
功率准数
μ ——液体粘度（N•s/m2 ）
R
em
m
D ——涡轮直径（m）
P0
为无因次数
2
NP
R
n D
3
5
搅拌雷诺数：
em
D n
功率准数NP是搅拌雷诺数Rem 的函数
雷诺数：Re =
du
d ——管道直径
流动总是层流型态; 外界条件有关，称作过渡区；
NP ≈4.7 NP ≈3.7
P0
∵
NP =
n
3
D
5
1——螺旋桨
3——圆盘弯叶涡轮
2——圆盘平直叶涡轮 4——圆盘箭叶涡轮
∴ p0 =
拌轴功率
NP ρn3D5
(w)
先算出Rem，可从图上查出NP，再由上式可计算出不通气时单只涡轮搅拌器的搅
（二）通气搅拌功率Pg 同一搅拌器在相同的转速下，通气与不通气时输入液体功率哪个低？ 通过实验， 通气时输入液体功率低，常见的解释是通气（从底部）使液体的重 度 降低。 pg 与 p0 以及通气量Q有何关系： 迈凯尔（Michel） 、福田秀雄等先后研究得经验公式：
所以发酵罐全体积为：
发酵罐的设计与放大
2.按照发酵设备特点分类
• 机械搅拌通风发酵罐和非机械搅拌通风发酵罐。 前者包括循环式，如伍式发酵罐、文氏管发酵罐、 以及非循环式的通风发酵罐和自吸式发酵罐。后 者包括循环式的气提式、液提式发酵罐以及非循 环式的排管式和喷射式发酵罐。
• 特点：采用不同的手段使发酵 罐内的气、固、液三相充分混 合，从而满足微生物生长和产 物形成对氧的需求。
• 轴封装置为搅拌罐和搅拌轴间的密封，以防 止反应物料的逸出和杂物的渗入。通常采用 填料密封或机械密封。
• 发酵罐的特点 必须具备足够的强度、密封性、耐蚀性及稳定性。
发酵罐的工作要求
清洁卫生；反应过程能保持恒定的温度，以利于发 酵菌很好地进行发酵；搅拌器使物料混合均匀、加快反 应速度、缩短发酵周期、强化传热；将发酵过程中产生 的热量及时带走，保证反应正常进行。
• 对于大型发酵罐可用衬不锈钢板或复合不锈钢 制成，衬里用的不锈钢板厚为2~3毫米。为了 满足工业要求，在一定压力下操作、空消或实 消，罐为一个受压容器，通常灭菌的压力为 2.5公斤/厘米2（绝对压力）。
• 1帕斯卡=1牛顿/平方米(1N/㎡) • 1兆帕=1000000帕 • 大气压：压强的一种计量单位。其值等于
拌采用螺旋桨，用以加强轴向流动；下搅拌采用 涡轮桨分散气体，可以提高氧传递效率。这种设 计方法充分发挥了这两种搅拌桨的各自特长。
• (3)完全填充反应器是一种比通气搅拌罐能更有效 地提高氧传递效率的发酵罐。混合时间短，即使 对十分黏稠的液体也有同样效果，消除了罐顶的 空间，空气在罐内的滞留时间比通气搅拌罐长。 改良型通风式发酵虽然有一些改进，但是它 的实际应用却远没有通风发酵广泛。
罐体的尺寸比例
✓ 罐体各部分的尺寸有一定的比例， 罐的高度与直径之比一般为 1.7~3左右。(为何不能再高？氧 利用率高)
发酵工程发酵罐放大与设计解读
❖ VVM相等 ❖ Ws相等 ❖ KLa相等 ➢ 搅拌功率及搅拌转速的放大
几何尺寸放大
放大倍数m指罐的体积增加倍数，即 ∵几何相似，∴ H1 H 2 D1 D2
m V2 V1
则
V2 V1
4
D2 2 H 2
4
D12 H1
4
D2 2 D2
4
D12 D1
( D2 )3 D1
m
∴
H2 D2 3 m
传热工程
产热Q1 V罐体积
传热Q2 A罐表面积
V↑，
A V
1↓
R
∴除了筛选耐高温菌株外，改善发酵罐的传热性能十分关
键。
3.发酵罐设计的基本要求
发酵罐能在无杂菌污染条件下长期运转。搅拌器轴 封严密，减少泄漏；结构紧凑，附件少；无死角， 内壁光滑；管道等尽可能焊接，少用法兰；可维持 一定正压；取样口易于灭菌，各部分能单独灭菌。
传质效果好（传氧性能好，KLa大） 。 有足够的冷却面积（传热性能好，冷却能力强）。
功耗低（传递效率高，节能）。
采用不锈钢，耐腐蚀及可以高温灭菌。
应有基本控制系统（如T、pH、甚至DO2）。 具有消泡功能（机械消泡或补消泡剂）。 具有取样装置和冷却装置（防止水分损失）。 要求放料、清洗、维修等操作简便，劳动消耗低。 实验罐、中试罐应与生产罐有相似的几何形状，
5T以下用外夹套式，K传热系数=400-600kJ/m2 hr•℃
竖式蛇管(热交换强、蛇管设于罐内，不易清洁)
5T以上；K传热系数=1200-1890kJ/m2•hr•℃ 竖式列管（排管）：
传热系数较蛇管低，但冷却水流速较蛇管大，适用于气 温较高，水源充足的地区。
三、通用式发酵罐的设计与放大
几何尺寸放大
放大倍数m指罐的体积增加倍数，即 ∵几何相似，∴ H1 H 2 D1 D2
m V2 V1
则
V2 V1
4
D2 2 H 2
4
D12 H1
4
D2 2 D2
4
D12 D1
( D2 )3 D1
m
∴
H2 D2 3 m
传热工程
产热Q1 V罐体积
传热Q2 A罐表面积
V↑，
A V
1↓
R
∴除了筛选耐高温菌株外，改善发酵罐的传热性能十分关
键。
3.发酵罐设计的基本要求
发酵罐能在无杂菌污染条件下长期运转。搅拌器轴 封严密，减少泄漏；结构紧凑，附件少；无死角， 内壁光滑；管道等尽可能焊接，少用法兰；可维持 一定正压；取样口易于灭菌，各部分能单独灭菌。
传质效果好（传氧性能好，KLa大） 。 有足够的冷却面积（传热性能好，冷却能力强）。
功耗低（传递效率高，节能）。
采用不锈钢，耐腐蚀及可以高温灭菌。
应有基本控制系统（如T、pH、甚至DO2）。 具有消泡功能（机械消泡或补消泡剂）。 具有取样装置和冷却装置（防止水分损失）。 要求放料、清洗、维修等操作简便，劳动消耗低。 实验罐、中试罐应与生产罐有相似的几何形状，
5T以下用外夹套式，K传热系数=400-600kJ/m2 hr•℃
竖式蛇管(热交换强、蛇管设于罐内，不易清洁)
5T以上；K传热系数=1200-1890kJ/m2•hr•℃ 竖式列管（排管）：
传热系数较蛇管低，但冷却水流速较蛇管大，适用于气 温较高，水源充足的地区。
三、通用式发酵罐的设计与放大
发酵工程第六章发酵罐
自吸式发酵罐最初应用于醋酸发酵，如今已应用 于抗生素、维生素、有机酸、酶制剂、酵母等生产。
机械搅拌自吸式发酵罐
喷射自吸式发酵罐：文氏管自吸式、 溢流喷射自吸式
自吸式发酵罐使用的是 带中央吸气口的搅拌器。搅 拌器由从罐底向上伸入的主 轴带动，叶轮旋转时叶片不 断排开周围的液体使其背侧 形成真空，于是将罐外空气 通过搅拌器中心的吸气管而 吸人罐内，吸入的空气与发 酵液充分混合后在叶轮末端 排出，并立即通过导轮向罐 壁分散，经挡板折流涌向液 面，均匀分布。
电机
机械搅拌自吸式发酵罐
优点：
① 不用空气压缩机或鼓风机，节省投资；
② 在所有机械搅拌通气发酵罐形式中，自吸式充
气发酵罐的充气质量是最好的．通入发酵液中的
每立方米空气可形成2315m2的气液接触界面面积；
③ 动力消耗低。（如，以糖蜜为基质培养酵母时， 自吸式充气发酵罐生产lkg干酵母的电耗为 o.5kw· h左右)
第六章 发酵罐
发酵的一般流程
培养基配制 种子扩大培养 培养基灭菌 空气除菌 发酵设备
发酵生产
下游处理
需氧发酵罐：需氧发酵，需通气。 用于 抗 生素、酶制剂、氨基酸发酵
嫌气发酵罐：厌氧发酵，无需通气 。用于 酒精发酵
发酵罐必须满足以下基本要求： （1）具备严密的结构，气密性好。 （2）具有良好的液体混合性能。 （3）应具有足够的冷却面积。 （4）能承受一定的高温高压。 （5）发酵罐内部应抛光，尽量减少死角， 避免藏垢积 污，使灭菌彻底，避免染菌。 （6）有可靠的检测仪表。
文氏管发酵罐
喷射自吸式发酵罐
第二节嫌气发酵设备
酒精发酵罐
啤酒锥形 发酵罐
CIP自动清 洗系统
第三节表面培养设备（自学）
机械搅拌自吸式发酵罐
喷射自吸式发酵罐：文氏管自吸式、 溢流喷射自吸式
自吸式发酵罐使用的是 带中央吸气口的搅拌器。搅 拌器由从罐底向上伸入的主 轴带动，叶轮旋转时叶片不 断排开周围的液体使其背侧 形成真空，于是将罐外空气 通过搅拌器中心的吸气管而 吸人罐内，吸入的空气与发 酵液充分混合后在叶轮末端 排出，并立即通过导轮向罐 壁分散，经挡板折流涌向液 面，均匀分布。
电机
机械搅拌自吸式发酵罐
优点：
① 不用空气压缩机或鼓风机，节省投资；
② 在所有机械搅拌通气发酵罐形式中，自吸式充
气发酵罐的充气质量是最好的．通入发酵液中的
每立方米空气可形成2315m2的气液接触界面面积；
③ 动力消耗低。（如，以糖蜜为基质培养酵母时， 自吸式充气发酵罐生产lkg干酵母的电耗为 o.5kw· h左右)
第六章 发酵罐
发酵的一般流程
培养基配制 种子扩大培养 培养基灭菌 空气除菌 发酵设备
发酵生产
下游处理
需氧发酵罐：需氧发酵，需通气。 用于 抗 生素、酶制剂、氨基酸发酵
嫌气发酵罐：厌氧发酵，无需通气 。用于 酒精发酵
发酵罐必须满足以下基本要求： （1）具备严密的结构，气密性好。 （2）具有良好的液体混合性能。 （3）应具有足够的冷却面积。 （4）能承受一定的高温高压。 （5）发酵罐内部应抛光，尽量减少死角， 避免藏垢积 污，使灭菌彻底，避免染菌。 （6）有可靠的检测仪表。
文氏管发酵罐
喷射自吸式发酵罐
第二节嫌气发酵设备
酒精发酵罐
啤酒锥形 发酵罐
CIP自动清 洗系统
第三节表面培养设备（自学）
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得 kd∝ (N2.73d2.01/ωg0.03)0.56ωg0.7N0.7 kd∝ N2.23d1.13ωg0.68 依据 (kd)2= (kd)1 相等原则放大，则： 相等原则放大， N2/N1 = (d1/d2)0.51[(ωg)1/(ωg)2]0.30 P0 2/P0 1 = (d2/d1)3.47[(ωg)1/(ωg)2]0.9
3、以kLa值相同的原则放大 根据文献报导， kLa∝(Qg/VL)HL2/3，其中Qg为操 ，其中Q 作状态下的通气流量，V 为发酵液体积，H 作状态下的通气流量，VL为发酵液体积，HL为液柱 高度。则 [kLa]2/[kLa]1= (Qg/VL)2(HL)22/3/[(Qg/VL)1(HL)12/3]=1 (Qg/VL)2/(Qg/VL)1= (HL)12/3/ (HL)22/3=(D1/D2)2/3 (3) 因为Q 因为Qg∝ωgD2， V∝D3 故 (Qg/VL)2/(Qg/VL)1= (ωg/D)2/ (ωg/D)1 (ωg/D)2/ (ωg/D)1 =(D1/D2)2/3 (ωg)2 / (ωg)1 = (D2/D1)1/3 又因ω 又因ωg∝ (VVM)VL/(PD2) ∝ (VVM)D/P 故 (VVM)2 / (VVM)1 = (D1/D2)2/3 (P2/P1) (4)
注：下标1为实验罐，下标2为生产罐
二、空气流量放大 空气流量表示方法： 空气流量表示方法： （1） 单位体积培养液在单位时间内通入的 空气量（以标准状态计）， ），即 空气量（以标准状态计），即 Q0 / VL = VVM m3/(m3.min) 操作状态下的空气流量 Qg m3/min （2）操作状态下的空气直线速度 ωg， m/h ωg= Qg (60)/(π/4·D2)
Hale Waihona Puke 2.按几何相似原则确定 按几何相似原则确定20m3罐主尺寸 按几何相似原则确定 取H/D=2.4 , D/d=3, HL/ D =1.5 有效容积60%，若忽略封底的容积， ，若忽略封底的容积， 有效容积 π/4×D2×1.5D=20×0.6 × × D=2.16m， d=0.72m ， 采用两只园盘六弯叶涡轮
若V2/V1=125，D2=5D1,P2=1.5P1，则用上述三种 =125， 不同方法计算放大后的通气量结果如下表。 放大方法 VVM值 VVM值 放大前
VVM相同 VVM相同
ωg值 放大前 1 1 1 放大后 3.33 1 1.71
放大后 1 0.3 0.513
1 1 1
ωg相同 kLa相同
三、搅拌功率及搅拌转速的放大 1、以单位体积培养液所消耗的功率相等原 则放大 此时， 此时，P0 2/V2= P0 1/V1 因为 P0∝N3d5，V∝D3 ∝d3 P0/V ∝N3d2 所以 (N3d2)2/ (N3d2)1=1 N2/N1 = (d1/d2)2/3 P0 2/P0 1= (d2/d1)3 m
P02Nd3 Pg =2.25 Qg0.08 0.39
×10-3
P0 = Np N3d5ρ
V = π/4·D2 H
Qg= π/4·D2ωg
所以 Pg/V∝{ (N3d5)2 Nd3/(D2ωg) 0.08 }0.39/(D2H) /V∝ 得 Pg/V∝ N2.73d2.01/ωg0.03，代入（1）式 /V∝ ，代入（1 kd∝ (Pg/V)0.56ωg0.7N0.7 （1）
Pg=2.25×10-3×(P02 N d3/Qg0.08)0.39=2.25×10- 3 × (0.0582×350×12.53/600000.08)0.39=0.033kW ωg＝Qg/(π/4·D2)＝0.06/ (3.14/4×0.3752) =0.546 m/min=54.6 cm/min kd=(2.36+3.30m)(Pg/V)0.56ωg0.7N0.7×10-9 ＝(2.36+3.30×2)(0.033/0.060)0.56×54.60.7× 3500.7×10-9=6.38×10-6mol·ml-1·min-1·atm-1(PO2)
3.确定通气量 确定通气量 按几何相似原则放大设备，如果以 按几何相似原则放大设备，如果以VVM表示的通气 表示的通气 流率相等，则放大罐的ωg比原型罐的 比原型罐的ωg要显著增大 流率相等，则放大罐的 比原型罐的 要显著增大 （（ωg） （（ ）2/ （ωg）1 =D2/D1×P1/P2）。 ） 过大的ωg将造成太多的泡沫和逃液 将造成太多的泡沫和逃液， 过大的 将造成太多的泡沫和逃液，一般设计放 大罐的ωg取值为 取值为150cm/min。 大罐的 取值为 。 Qg=π/4·D2ωg/100=π/4×(2.16)2×1.50=5.49m3/min × VVM=5.49/12=0.46
(m3.m-3.min-1 ) (2) (m/h) (1) (m3/min)
ωg＝Q0(60)(273+t)(9.81×104)/(π/4·D2·273P) (60)(273+t)(9.81×
Q0= ωgPD2/[27465.6 (273+t)] 发酵液体积(m 注：VL 发酵液体积(m3) P 液柱平均绝对压力(Pa) 液柱平均绝对压力(Pa) P=(Pt + 9.81 ×104)+9.81/2·HL·ρ HL发酵罐液柱高度(m) 发酵罐液柱高度(m) Pt 罐顶压力表所指示的读数(Pa) 罐顶压力表所指示的读数(Pa)
3、以氧分压为推动力的体积溶氧系数kd相 以氧分压为推动力的体积溶氧系数k 等原则放大 （1）福田修雄修正式 kd=(2.36+3.30m)(Pg/V)0.56ωg0.7N0.7×10-9 m：搅拌涡轮的个数 kd∝ (Pg/V)0.56ωg0.7N0.7 （1）
（2）依据Michel修正式 ）依据Michel修正式
第六章 发酵罐的比拟放大
生物反应器的放大是指在反应器的设计与 操作上， 操作上，将小型反应器的最优反应结果转 移至工业规模反应器中重现的过程。 移至工业规模反应器中重现的过程。
放大方法：经验放大法 放大方法： 放大原则： 放大原则：重点解决主要矛盾 气体传递、混合；剪切敏感性；热传递等。 气体传递、混合；剪切敏感性；热传递等。 放大所需解决的主要参数：罐体参数、 放大所需解决的主要参数：罐体参数、 空气流量、 空气流量、搅拌转速和搅拌功率消耗等 生物反应器的设计: 生物反应器的设计: 尺寸的放大 工艺条件与参数优化： 工艺条件与参数优化：空气流量与搅拌 转速和轴功率的放大
2、以单位体积培养液所消耗的通气功率相同原则放大 此时 Pg2/V2= Pg1/V1 因为P 因为P0＝Np N3d5ρ∝N3d5， Qg＝π/4×D2ωg∝d2ωg π/4× Michel修正式 Michel修正式 Pg=2.25× 10-3× (P02Nd3/Qg0.08)0.39 =2.25× Pg∝[(N3d5)2Nd3/(d2ωg)0.08]0.39∝N2.73d5.01/ωg0.03 Pg/V∝ N2.73d2.01/ωg0.03 /V∝ 故 N2/N1=(d1/d2)0.736[(ωg)2/(ωg)1]0.01 P02/P0 1=(d2/d1)2.792[(ωg)2/(ωg)1]0.03
(m3.min-1 )
1、以单位培养液体积中空气流量相同的原则放大 依据式（1）得ω 依据式（1）得ωg∝ (VVM)VL/(PD2) ωg∝ (VVM)D3/(PD2) ∝ (VVM)D/P 因为 (VVM)2=(VVM)1 所以 (ωg)2/ (ωg)1 =D2/D1×P1/P2 2、以空气直线速度相同的原则放大 依据式（2 依据式（2）得 VVM ∝ ω g PD2 /VL VVM ∝ ω g P/D 因为 (ω g)2= (ω g)1 所以 (VVM)2/ (VVM)1= P2/P1×D1/D2 发酵罐放大前后的液柱平均绝对压力(Pa) 注：P1 、P2 发酵罐放大前后的液柱平均绝对压力
两者的换算关系： 两者的换算关系： P1V1/T1=P2V2/T2 QgP/ (273+t) = Q0(9.81×104)/273 (9.81× Qg= Q0 (273+t) (9.81×104)/(273P) (9.81× ＝27465.6 Q0(273+t)/(PD2) ＝27465.6(VVM)(VL)(273+t)/(PD2) 27465.6(VVM)(V VVM = ωgPD2/[27465.6 (VL)(273+t)]
例题4.1 例题4.1
枯草芽孢杆菌在100L 罐中进行α 淀粉酶生产试验， 枯草芽孢杆菌在 100L 罐中进行 α- 淀粉酶生产试验 ， 获得 良好成绩。 放大至20m 此发酵醪接近牛顿型流体， 良好成绩 。 放大至 20m3 罐 。 此发酵醪接近牛顿型流体 ， 其中悬浮固体与悬浮液总容积之比Φ 35℃ 其中悬浮固体与悬浮液总容积之比 Φ ＝ 0.1 ， 35℃ 时滤 液 粘度µ0=1.55×10-3N·s/m2。 粘度µ 55× 25× 醪液粘度µ 醪液粘度µ＝（µ0＋4.5φ）＝2.25×10-3N·s/m2。 醪液密度ρ 1010kg/m 醪液密度ρ＝1010kg/m3。 D=375mm d=125mm 试验罐 D=375mm d=125mm D/d=3 D/d=3， H/D=2.4, HL/D=1.5 H/D=2 /D=1 四块垂直挡板，B/D=0 四块垂直挡板，B/D=0.1 装液60L 通气流率1 VVM（罐内状态下的体积流率） 装液60L，通气流率1.0VVM（罐内状态下的体积流率） 搅拌涡轮为两只园盘六弯叶涡轮，N=350r/min 搅拌涡轮为两只园盘六弯叶涡轮，N=350r/min 通过试验，认为此菌株是高耗氧速率菌， 通过试验，认为此菌株是高耗氧速率菌，体系对剪率较 不敏感。试按等k 值进行比拟放大，并总结放大结果。 不敏感。试按等kd值进行比拟放大，并总结放大结果。
解：1． 计算试验罐的亚硫酸盐氧化法kd值 ReM=Nd2ρ/µ＝350/60×0.1252×1010/(2.25×10-3) =4.14×104 属充分湍流状态：Np=4.7 双涡轮搅拌器功率：P0=2×NpN3d5ρ