《生物反应器》PPT课件.ppt

第七章 生物反应器,主要内容 1、生物反应器设计基础 2、酶反应器 3、通风式发酵设备 4、厌氧发酵设备 5、动植物反应器 6、生物反应器放大的 目的与方法,7.1 生物反应器设计基础,7.1.1 生物反应器设计的特点与生物学基础,生物反应器与化学反应器在使用中的主要不同点是生物（酶除外）反应都以“自催化”（Autocalalysis)方式进行，即在目的产物生成的过程中生物自身要生长繁殖。 生物反应器的作用就是为生物体代谢提供一个优化的物理及化学环境，使生物体能更快更好地生长，得到更多需要的生物量或代谢产物。,生物反应器的操作特性,生物反应器的生物学基础,生物反应速率主要指细胞生长速率、基质消耗速率和产物生成速率，其相应的动力学模型是 细胞： （7-1） 基质： （7-2） 产物： （7-3） 反应液体积： （7-4）,式中 F为流入与流出生物反应器的基质流量L/h； 下标i、j和k分别表示相应的细胞、基质和产物,下标表示基质的流加流量。 当采用分批式操作时,F=F=0；采用流加式操作时，FF=0；采用连续式操作时,F=F0,生物反应器设计的基本原理,生物反应器选型与设计的要点,7.1.2 生物反应器中的混合,混合过程的分类,7.1.3 生物反应器中的传热,生物反应器中的能量平衡可表示为： （7-5） 式中Qmet为微生物代谢或酶活力造成的单位体积产热速率； Qag为搅拌造成的单位体积产热速率； Qgas为通风造成的单位体积产热速率； Qacc为体系中单位体积的积累产热速率； Qexch为单位体积反应液向周围环境或冷却器转移热的速率； Qevap为蒸发造成的单位体积热损失速率； Qsen为热流（流出流入）造成的单位体积敏感焓上升的速率。,实际生物反应过程中的热量计算，可采用如下方法：,、通过反应中冷却水带走的热量进行计算。根据经验，每m3发酵液每小时传给冷却器最大的热量为： 青霉素发酵约为25000kJ/(m3h); 链霉素发酵约为19000kJ/(m3h); 四环素发酵约为20000kJ/(m3h); 肌苷发酵约为18000kJ/(m3h); 谷氨酸发酵约为31000kJ/(m3h)。,2、通过反应液的温升进行计算。即根据反应液在单位时间内(如半小时)上升的温度而求出单位体积反应液放出热量的近似值。例如某味精生产厂，在夏天不开冷却水时，25m3发酵罐每小时内最大升温约为12。 3、通过生物合成进行计算。当Qsen 、Qacc和Qgas可忽略不计，由式7-5可知， （7-6） 即反应过程中产生的总热量均为冷却装置带走。 4、通过燃烧热进行计算 （7-7） 式中Q基质燃烧为基质的燃烧热，Q产物燃烧为产物的燃烧热。,生物反应器中的换热装置的设计，首先是传热面积的计算。 换热装置的传热面积可由下式确定。 （7-8） 式中 F为换热装置的传热面积m2； Qall为由上述方法获得的反应热或反应中每小时放出的最大热量kJ/h； K为换热装置的传热系数kJ/(m2h)； tm为对数温度差()，由冷却水进出口温度与醪液温度而确定。,根据经验： 夹套的K值为400700kJ/（m2h），蛇管的K值为12001900kJ/（m2h），如管壁较薄，对冷却水进行强制循环时，K值为33004200kJ/（m2h）。气温高的地区，冷却水温高，传热效果差，冷却面积较大，1m3发酵液的冷却面积超过2m2。但在气温较底的地区，采用地下水冷却，冷却面积较小，1m3发酵液的冷却面积为1m2。发酵产品不同，冷却面积也有差异。,7.2 酶反应器,7.2.1酶反应器及其操作参数,根据其形式和操作方式分类:,酶反应器设计和操作的参数,决定酶反应器设计和操作性能的参数有停留时间、转化率、反应器的产率Pr、酶的用量、反应器温度、pH值和底物浓度等。当副反应不可忽视时，选择性Sp也是很重要的参数。,一、停留时间,停留时间是指反应物料进入反应器时算起，至离开反应器时为止所经历的时间。分批式搅拌罐（Batch stirred tank reactor，BSTR）中，所有物料的停留时间是相同的，且等于反应时间；CPFR中两者也是一致的。对于CSTR，常使用“平均停留时间”来表达。如果反应器的容积为V，物料流入反应器中的体积流量为F，平均停留时间的定义式为： （7-9） 又称空时（空间时间space time），其倒数1称为空速（空间速度 space velocity）。,二、转化率,转化率（也称转化分数conversion or fractional conversion）是表明供给反应的底物发生转变的分量。分批式操作中，底物的初始浓度为S0，反应时间t时的底物浓度为St，此时，底物S的转化率为： （7-10） 连续式操作中，流入反应器内的底物浓度为Sin，流出液中底物的浓度为Sout，此时转化率: （7-11）,三、生产能力Pr,反应器生产能力Pr（productivity）的定义是单位时间、单位反应器体积内生产的产物量。 分批式操作中， （7-12） 式中Pt为时间t时单位反应液体积中产物的生成量。 连续式操作中， （7-13） 式中Pout为单位体积流出液中的产物量。,四、选择性Sp,选择性Sp（selectivity）是在有副反应发生的复合反应中，能够转变为目的产物的底物变化总量中，实际上转变为目的产物的比率。由底物S生成目的产物P的选择性Sp为： （7-14） Sp表明了整个反应的平均选择性。式中asp是指从1mol底物S中所得到产物P的摩尔数，是由反应的量论关系而决定。由于在反应的各阶段或反应器内不同位置的选择性并非一致，因此，瞬时（或局部）选择性为： （7-15） 式中rp为主反应速率；rs为副反应速率。,酶反应器的选择,游离酶反应器的选择，完全可以采用表（7-2）一般生物反应器的选择要求来进行。 对于固定化酶反应器的选择，除同样根据使用的目的、反应形式、底物浓度、反应速率、物质传递速率和反应器制造和运转的成本及难易等因素进行选择外，还应考虑固定化酶的的形状(颗粒、纤维、膜等)、大小、机械强度、比重和再生或更新的难易；操作上的要求，如pH的控制、供氧和防止杂菌污染等；反应动力学形式和物质传递特性、内外扩散的影响；底物的性质；催化剂（固定化酶）的表面反应器体积的比值等。,7.2.2 理想的酶反应器,一、CPFR型酶反应器 也称为活塞流式反应器或平推流式反应器。 CPFR具备以下特点：在正常的连续稳态操作情况下，在反应器的各个截面上，物料浓度不随时间而变化；反应器内轴向各处的浓度彼此不相等，反应速率随空间位置而变化；由于径向有严格均匀的速度分布，即径向不存在浓度分布，故反应速率随空间位置的变化只限于轴向。,对CPFR进行物料衡算,图7-1 活塞流式反应器物料恒算示意图,沿反应器轴向任意切出长度为dl的一个微元管段作为反应器微元，该微元的体积记为dV=Adl，如图7-1所示，在该微元内的反应速率不随时间而变。稳定状态下，以一级反应为例，取底物S作为着眼组分进行物料衡算得（单位时间内）： 流入量 流出量 反应量 积累量 FS (F+dF)(S+dS) -rsdV 0,由于dF0，F0FFf，所以 （7-17） 以边界条件进行积分，得 （7-18） 式中：S为底物浓度molm3； F为以体积计的物料进料流率m3s； A为反应器横截面积m2； L为反应器长度m； 为停留时间s； k为一级反应速率常数。,所以，反应器的停留时间为 （7-19） 对于其它各级反应可得到一般的关系式， （7-20） 把酶促反应的典型动力学方程米氏方程代入上式，得操作方程为 （7-21） 也可整理为 （7-22） 上式中， 为流出液中底物的转化率。,二、CSTR型酶反应器,稳定状态下，CSTR型反应器内各处的浓度和温度均不随空间位置和时间而变化，因而反应器内各处的反应速率相等。所以可对整个反应器（图7-2）作物料衡算，一级反应条件下，对组分S（单位时间内）有: 流入量流出量 反 应 量 积累量 （7-23） （7-24） （7-25） 上式变为一般化的关系式为： （7-26） 将米氏方程代入上式，得操作方程，即 （7-27） 也可写为 （7-28）,7.2.3 CSTR型与CPFR型反应器性能的比较,图7-3 CSTR与CPFR型反应器性能的比较,一、停留时间的比较,将（7-22）式和（7-28）式的结果标绘于图7-3，图中横座标为着眼组分S的转化率，纵坐标为反应速率的倒数。由图可知，在相同的工艺条件下进行同一反应，达到相同转化率时，两者所需的停留时间不同，CSTR型的比CPFR型反应器的要长，也就是前者所需的反应器体积比后者大。图上向右倾斜的线所围面积相当于CSTR型反应器达到预定转化率所需的时间，向左倾斜的线所为面积为CPFR型反应器达到相同转化率所需的时间。最终转化率越高，两者的差距越大。 另外，以对两反应器的体积比作图可知，随反应级数的增加，反应器的体积比急剧增加。,二、酶需求量的比较,当KmS0时，反应速率可用一级动力学来描述，于是，（7-28）式和（7-22）式可简化成如下式子。 （7-29） （7-30） 式中，常数(k+2E0)/ Km可认为是拟一级速率常数Kf。 CSTR中所需酶的量ECSTR与CPFR中所需的量ECPFR之比，可从上式求得。,对一级动力学： （7-31） 上式表明，转化率越高，CSTR中所需酶的相对量也就越大。另外，比值还依赖于反应级数，一级反应时其比值最大，0级反应时其比值最小。如果反应遵循米氏定律，则酶需求量的相对比值与转化率之间的函数关系可由图7-4表示。所以，可根据所需转化率来选择反应器的类型，或确定它们所需酶的相对量。,图7-4 ECSTR/ECPFR与转化率及进口底物浓度之间的关系,三、酶的稳定性,酶的稳定性是选择酶反应器的重要因素。酶活力的丧失可近似用一级动力学关系来描述，即 （7-32） 式中：E为反应器中的有效酶浓度； Kd为酶的衰退常数； t为操作时间。,若把（7-32）式与（7-22）式和（7-28）式结合起来，可得描绘酶衰变时的操作方程。 CSTR: （7-33） CPFR： （7-34） 式中，与分别是t=0和t=t时的转化率。,由（7-33）式和（7-34）式可知，0级反应时，CSTR与CPFR内酶活力的衰退没有什么区别。但如果反应从0级增至一级，那么，两种反应器转化率下降的差别就变得明显。CPFR产量的下降要比CSTR快得多，因而CPFR中酶的失活比CSTR中更为敏感。但是，如上所述，在某些场合，操作条件相同，要得到同样的转化率，CSTR所需酶的数量远大于CPFR所需的量。,四、反应器中的浓度分布,图7-5标绘了CSTR与CPFR中的底物浓度分布。由图可知，在CPFR中，虽然出口端浓度较低，但在进口端，底物浓度较高； CSTR中底物总处于低浓度范围。如果酶促反应速率与底物的浓度成正比，那么对于CSTR而言，由于整个反应器处于低反应速率条件下，所以其生产能力也低。,图7-5,7.3 通风发酵设备,7.3.1 机械搅拌式发酵罐 机械搅拌式发酵罐，是指既具有机械搅拌又有压缩空气分布装置的发酵罐（见图7-9），目前最大的通用式发酵罐容积约为480m3。 一、机械搅拌式发酵罐的结构 通用式发酵罐的几何尺寸与操作条件如表7-6和图7-10所示。,表7-6 通用式发酵罐的几何尺寸与操作条件,1 将列管并列焊接在一起，组成挡板; 2 直接利用列管当挡板,H筒身高度 D罐径 W挡板宽度 HL液位高度 Di搅拌器直径 S两搅拌器间距 B下搅拌器距底间距,二、机械搅拌通风发酵罐的混合与搅拌,机械搅拌罐的混合主要是通过机械搅拌来实现。机械搅拌不仅可促使培养基混合均匀，而且有利于增加气液接触面积，提高溶氧速率。对于双液相反应体系可提高液-液接触面积，另外还可促进传热与固形物料的悬浮。,1、搅拌器的型式与搅拌流型,生物反应器中常使的搅拌器型式有：螺旋桨、平桨、涡轮桨、自吸式搅拌桨和栅状搅拌桨等。另外，翼型桨也已开始广泛应用于发酵生产，并取得较好效果。,2、 搅拌功率的计算,机械搅拌发酵罐中的搅拌器轴功率与下列因素有关：搅拌器直径Di（m）、搅拌转速N（r/min）、液体密度（kg/m3）、液体粘度（Pas）、重力加速度g（m/s2）、搅拌罐直径D（m）、液柱高度HL（m）以及档板条件(数量、宽度和位置)等。由于搅拌罐直径和液柱高度与搅拌器直径之间有一定比例关系，可不作独立变量，于是: P = f(Di，N，g) (7-37),对于牛顿型流体，通过因次分析可得如下关联式: (7-38),(7-39) 式中：NP为功率准数，其物理意义为机械搅拌力与惯性力之比； ReM为搅拌雷诺准数,其物理意义为惯性力与粘滞力之比； FrM为搅拌弗鲁特准数，其物理意义是搅拌加速度与重力； K为与搅拌器形式、反应器几何尺寸有关的常数,实验表明，在全档板条件下，液面不产生中心下降的旋涡，此时 y=0，NP仅是ReM的函数(图7-11),图7-11 各种搅拌器的ReM对应于NP的关系 14螺旋桨，12螺距=Di，34螺距=2DI；5平桨；6平叶涡轮桨（无档板）； 7平叶涡轮桨（有档板）；8弯叶涡轮桨；9箭叶涡轮桨,当Rem104，液体处于湍流状态， (7-41),不同搅拌器的K值如表7-7所示,表 7-7 不同搅拌器的K值 这些K值均为在HL/D=1，D/Di=3，D/W=10的条件下测定的。,当不符合此条件时，搅拌功率可用下式校正： (7-42) (7-43) 如果已知(D/Di)=3，(HL/Di)=3，则 (7-44) 式中，f为校正系数，式中带*号的为代表实际搅拌设备情况。,对于大型发酵罐,同一轴上往往安装多层搅拌器，对于多层搅拌器的功率可用下式计算。,(7-45) 式中m为搅拌器层数。 以上是不通风时搅拌功率的计算。,通风时搅拌器的轴功率消耗降低，其降低程度与通风量Qgm3(工作状态)/min及液体翻动量Q1(m3/min)(Q1Nd3)等因素有关。Michel等人提出了应用较广泛的通风时的搅拌功率Pg与工作变量间的经验公式： (7-46) 式中，Di/D=1/3时，K=0.157；Di/D=2/3时，K=0.113；Di/D=1/2时，K=0.101。,通风时的搅拌功率也可利用下式计算。 (7-47) (7-48) 式中Na为通风准数，其代表发酵罐内空气的表观流速与搅拌器叶端速度之比，可表示为： (7-49),7.3.2 气升式和鼓泡式反应器,气升式和鼓泡式反应器与机械搅拌通风反应器的不同在于无机械搅拌。这类反应器的特点是结构简单，氧传递效率高，耗能低，安装维修方便等。,一、气升式反应器,气升式反应器有多种形式，比较典型的两种形式如图7-12。,图 7-12 气升式反应器示意图,二、鼓泡式反应器,图7-13 高位筛板式反应器示意图,鼓泡式反应器的功率消耗可由下式计算,（7-50） 式中 为液体密度； g为重力加速度；Qg为气体体积流速； HL为反应液柱高；P1为罐底压力； P2为罐顶压力； 为效率因子； V0为通过小孔的气体流速。 一般上式中右边第二项可以忽略不计，所以上式可变为 （7-51）,7.3.3 自吸式反应器,自吸式反应器是一种不需要空气压缩机，而在搅拌过程中自吸入空气的反应器。该反应器最关键部件是带有中央吸气口的搅拌器。搅拌器叶轮旋转时，叶片不断排开周围的液体使其背侧形成真空，由导气管吸入罐外空气，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，经档板折流涌向液面，均匀分布。 由于空气靠反应液高速流动形成的真空自行吸入，气液接触良好，气泡分散较细，因而溶氧系数较高。自吸式反应器的缺点是进罐空气处于负压，因而增加了染菌机会。,7.3.4 通风固态发酵设备,根据固态发酵中通风方式与物料所处状态的不同，通风固态发酵设备可分为静置培养用发酵设备、通风培养用固态发酵设备和流化床式固态发酵设备。根据操作方式的不同，通风固态发酵设备又可分为分批式和连续式两类。,一、分批式通风固态发酵设备,厚层通风制曲装置是目前国内使用较多的分批式通风固态发酵设备。制盒曲的曲盒，制帘子曲的帘子等是最简单，且古老实用的固态发酵设备。另外，一些现代化的固态发酵设备，如自动化制曲装置和流化床式固态发酵设备早已工业化应用。,图7-15 厚层通风制曲装置示意图,二、连续式通风固态发酵设备,连续式发酵设备有塔式，转鼓式和回转式等多种形式。 塔式通风固态发酵设备外形为塔式，内有两至六层塔板，培养物料从上而下分级传输，在每一层塔板上发酵一定时间后传输至下一层，传送方法有多种。 转鼓式通风固态发酵设备外形为放倒的园柱体。圆柱体慢慢地连续转动，使内部物料随之翻动，起到通风搅拌的作用。若将圆柱形壳体略做顷斜放置，可使物料连续慢慢地向较低一端移动，通过在较高一端不断补料，形成固态连续发酵。 回转式固态发酵设备为一圆环形装置，外径37m，装料量为400m3，圆环形发酵装置旋转一周46h，发酵时间42h，其余为辅助时间。,7.4 嫌气发酵设备,7.4.1 酒精发酵设备 酒精、啤酒和丙酮丁醇溶剂等类同，属嫌气发酵产品。酒精发酵罐一般为圆柱形的筒体，底盖和顶盖为碟形或锥形。发酵罐宜采用密闭式。罐顶装有人孔，视镜及二氧化碳回收管，进料管，接种管，压力表和测量仪表接口管等。罐底装有排料口和排污口，罐身上下部装有取样口和温度计接口，对于大型发酵罐，为了便于维修和清洗，靠近罐底处也装有人孔。 对于冷却装置，中小型发酵罐多采用罐顶喷水淋于罐外壁表面进行膜状冷却；对于大型发酵罐，罐内装有冷却蛇管或采用罐内安装蛇管和罐外壁喷洒联合冷却装置的方法，也有采用罐外列罐式喷淋冷却或者通过循环冷却的方法。为回收冷却水，在罐体底部沿罐体四周装有集水槽。 酒精发酵罐的洗涤，过去均由人工操作，如今，已逐步采用水力喷射洗涤装置。,7.4.2 啤酒发酵设备,传统的啤酒前发酵设备大多为方形或长方形(个别也有立式圆桶形)的槽子。发酵池大部分为开口式，容积为10-100m3 (相当于1-3次冷却麦汁容积的1.2倍)，槽高1.53m，槽充满系数为80%(冷却麦汁高度加上0.35m泡沫高度)。 后发酵槽又称储酒罐，是金属的圆筒形密闭容器，有卧式和立式两种，一般采用卧式。 如今啤酒行业中广泛采用的啤酒发酵设备是圆筒体锥底发酵罐(常称锥形罐)。其优点是发酵速度快，易于沉淀收集酵母(下面酵母)，减少啤酒及其苦味物质的损失，泡沫稳定性得到改善，对啤酒工业的发展极为有利。,7.4.3 嫌气连续发酵设备,生物工业中的嫌气连续发酵设备主要指啤酒连续发酵设备和酒精连续发酵设备。 啤酒连续发酵设备主要有塔式和多罐式两类。 酒精连续发酵采用的设备有：单罐连续搅拌发酵罐；酵母回用连续搅拌发酵罐；透析发酵罐；固定化酵母发酵罐；萃取发酵系统；膜回收酒精发酵系统，连续真空发酵系统；中空纤维发酵系统；多只发酵罐连接的连续发酵系统等。,7.5 植物和动物细胞培养反应器,随着生物工程技术的发展，动植物细胞的培养已可在工业规模生化反应器中进行。动植物细胞培养是指动物或植物细胞在体外条件下进行繁殖，此时细胞虽然生长与增多，但不再形成组织。 动植物细胞与微生物细胞有明显的区别，首先动物细胞无细胞壁，动植物细胞对环境影响十分敏感。培养中动植物细胞对培养基的营养要求相当苛刻，并且生长缓慢。所以动植物细胞培养体系需要严格防止杂菌污染。,7.5.1 植物细胞培养反应器,用于植物细胞培养的核心设备称为植物细胞培养反应器。此类反应器与微生物发酵用反应器有许多相同之处，亦采用通用式发酵罐、鼓泡式发酵罐、气升式反应器、流化床式反应器、固定床式反应器、膜反应器及振动混合反应器等。植物细胞培养反应器已从实验室规模的1-30L放大到工业性试验规模130-20000L。 植物细胞培养反应器的设计，可采用通风发酵设备的放大方法来进行。,7.5.2 动物细胞培养反应器,动物细胞培养反应器有多种形式，这些反应器都是针对动物细胞无细胞壁，不能耐受强烈搅拌与通风的剪切力而设计制造。,一、动物细胞悬浮培养反应器,由于动物细胞无细胞壁保护，采用一般发酵罐的搅拌桨叶搅拌液体时液体间的剪切力往往过大而破坏细胞，因此，实验室规模的悬浮培养反应器时依靠磁力驱动的搅拌器低转速搅拌(如2050r/min)，搅拌桨有用尼龙丝编织带制成船帆形，或通过插入溶液中的硅胶管使氧气扩散到培养液内。 目前，工业规模的动物细胞悬浮培养反应器最大规模10m3 ，是用来生产杂交瘤单克隆抗体。采用螺旋桨搅拌器，搅拌转速控制在每分钟几十转，kLa值可达10h-1。另外，用扩散渗透通气装置取代传统的通风装置。,二、动物细胞贴壁培养反应器,多数动物细胞需附着在固体或半固体表面才能生长，细胞在载体表面上生长并扩展成一单层，所以贴壁培养又称单层培养。 传统的动物细胞培养反应器是