生物反应器结构与设计毕业论文.doc

生物反应器结构与设计毕业论文由生物细胞或生物体组成参与的生产过程可统称为生物反应过程，利用生物催化剂进行反应的生物反应器在生产过程中，具有重要 的作用，是实现生物技术产品产业化的关键设备，是连接原料和产物的桥梁。在生物反应过程中，若采用活细胞（包括微生物、动植物细胞）为生物催化剂，称为发酵过程或细胞培养过程。采用游离或固定化酶，则称为酶反应过程。按照生物反应过程所使用的生物催化剂不同，生物反应器可分为酶反应器和细胞生物反应器。根据反应器所需的能量的输入方式，微生物细胞反应器可以分为：通过机械搅拌输入能量的机械式、利用气体喷射动能的气生式和利用泵对液体的喷射作用而使液体循环的生物反应器等。自上一世纪四十年代，青霉素大规模生产以来，出现了结构多异，性能和用途不同的多类生物反应器。为配合生物加工过程，工艺条件需要对生物反应器的结构进行设计和计算，以获得较高的产率和规模化生产。一个良好的生物反应器应满足下列要求：1）结构严密，经得起蒸汽的反复灭菌，内壁光滑，耐腐蚀性能好，以利于灭菌彻底和减小金属离子对生物反应的影响；2）有良好的气-液-固接触和混合性能和高效的热量、质量、动量传递性能；3）在保持生物反应要求的前提下，降低能耗；4）有良好的热量交换性能，以维持生物反应最适温度；5）有可行的管路比例和仪表控制，适用于灭菌操作和自动化控制。第一节 机械搅拌式生物反应器机械搅拌式生物反应器是发酵工厂最常用的类型之一。它是利用机械搅拌器的作用，使空气和醪液充分混合，促使氧在醪液中溶解，以保证供给微生物生长繁殖、发酵和代谢产物所需要的氧气。一、机械搅拌式生物反应器的结构机械搅拌通风发酵罐主要有罐体、搅拌器、挡板、轴封、空气分布器、传动装置、冷却管、消泡器、人孔、视镜等。下面做简要的介绍。1罐体罐体由圆筒体和椭圆形或碟形封头焊接而成，材料以不锈钢为好。为满足工艺要求，罐体必须能承受一定压力和温度，通常要求耐受130和0.25MPa（绝压）。罐壁厚度取决于罐径、材料及耐受的压强。2搅拌器和挡板为了强化轴向混合，可采用蜗轮式和推进式叶轮共用的搅拌系统。为了拆装方便，大型搅拌叶轮可做成两半型，用螺栓联成整体装配于搅拌轴上。搅拌的主要作用是混合和传质，即使通入的空气分散气泡并与发酵液充分混合，使气泡破碎以增大气液接触界面，以获得所需要的氧传递速率，并使生物细胞悬浮分散于发酵体系中，以维持适当的气液固（细胞）三相的混合与质量传递，同时强化传热过程。为实现这些目的，搅拌器的设计应使发酵液有足够的径向流动和适度的轴向运动。搅拌器大多采用涡轮式。涡轮式搅拌器具有结构简单、传递能量高、溶氧速率高等优点，但存在的缺点是轴向混合差，搅拌强度随着与搅拌轴距增大而减弱，故当培养液较粘稠时，混合效果就下降。常用的涡轮式搅拌器的叶片有平叶式、弯叶式、箭叶式三种，叶片数一般为六个，也有四个或八个。如图6-1所示。发酵罐内设挡板的作用是防止液面中央形成旋涡流动，增强湍动和溶氧传质。通常设4-6块挡板，其宽度为0.1-0.12D，达到全挡板条件。全挡板条件是达到消除液面旋涡的最低条件。在一定的转速下面增加罐内附件而轴功率保持不变。此条件与挡板数Z，与挡板宽度W与罐径D之比有关。 （6-1）式中 挡板宽度，mm；罐内径，mm；挡板数，mm。由于发酵罐中除了挡板外，还有冷却器，通气管，排料管等装置也起一定的挡板作用。当设置的换热装置为列管或排管时，并且在足够多的情况下，发酵罐内不另设挡板。3轴封轴封的作用是防止染菌和泄漏。搅拌轴的密封为动密封，这是由于搅拌轴是转动的，而顶盖是固定静止的，两个构件之间具有相对用动，这时的密封要按照动密封原理来进行设计。对动密封的基本要求是密封要可靠并且机构要简单，使用寿命要长。发酵罐中使用最普遍的动密封有两种：填料函密封和机械密封（或称端面密封）。（1）填料函密封填料箱本体固定在发酵罐顶盖的开口法兰上，将转轴通过填料函，然后放置有弹性的密封填料，然后放上填料压盖，拧紧压紧螺栓，填料受压后，产生弹性变形堵塞了填料和轴之间的间隙，转轴周围产生一定的径向压紧力，从而起到密封介质压力的作用。填料函密封具有结构简单，填料拆装方便的特点。同时具有以下缺点：死角多，很难彻底灭菌，容易渗漏及染菌；轴的磨损较严重；增加由于摩擦所损耗的功率，产生大量的摩擦热；寿命较短，需经常更换填料。因其容易磨损和渗漏，故在发酵罐中已经很少使用。（2）机械密封机械密封的工作原理：它是靠弹性元件（弹簧、波纹管）及密封介质压力在两个精密的平面（动环和静环）间产生压紧力，相互贴紧，并作相对旋转运动而达到密封。主要作用是将较易泄漏的轴面密封，改变为较难渗漏的端面（径向）密封。机械密封的基本结构由下列元件组成：摩擦付，即动环和静环；弹簧加荷装置；辅助密封圈（动环密封圈和静环密封圈）。机械密封同填料函密封比较，具有很多优点： 泄漏量极少，其泄漏量约为填料函密封的1。这是由于环密封圈与转轴以及静环密封圈与压盖没有相对运动，几乎不受磨损，而且端面材料是由具有高度平直、滑动性、耐磨性好的适当材料构成的，即使无润滑性流体进行润滑，密封端面的泄漏量也是极少的。 使用工作寿命长。机械密封的磨损部分只限于密封端面，由于选用适当的耐磨材料因此它的磨损量极小，一般条件下可工作半年至一年，质量好的机械密封寿命可达25年以上。 较少需要调整。动环由于密封流体压力和弹簧力等推向静环方向，密封面自动保持紧密接触，因此较少需要调整。 摩擦功率损耗小。由于密封端面的面积小、摩擦系数小，故摩擦阻力小，功率消耗小。其损耗功率仅为填料函密封的1015。 轴与轴套不受磨损。 结构紧凑，安装长度较短。由于不需要调整用的间隙，因而结构紧凑。但存在着结构复杂，密封加工精度要求高，安装技术要求高，拆装不便，初次成本高等缺点。3机械消沫装置发酵过程中由于发酵液中含有大量的蛋白质，故在强烈的通气搅拌下将产生大量的泡沫。严重的泡沫将导致发酵液的外溢和增加染菌机会，在通气发酵生产中有两种消泡方法。一是加入消沫剂的方法去除，二是使用机械消泡装置。在泡沫的机械强度较差和泡沫量较少时采用机械消沫装置有一定作用。其作用是将泡沫打碎。消沫器可分为两大类：一类置于罐内，目的是防止泡沫外溢，它是在搅拌轴或罐顶另外引入的轴（指搅拌轴由罐底伸入时）上装上消沫桨；另一类置于罐外，目的是从排气中分离已溢出的泡沫使之破碎后将液体部分返回罐内。4通气装置通气装置是指将无菌空气导入罐内的装置，最简单的通气装置，是一单孔管，单孔管的出口位于最下面的搅拌器的正下方，开口往下，以免培养液中固体物质在开口处堆积和罐底固形物质沉淀。管口与罐底的距离约为40。第二种形式是开口朝下的多孔环形管。环的直径约为搅拌器直径的0.8倍。小孔直径，孔的总面积约等于通风管的截面积。在通气量较小的情况下，气泡的直径与空气喷口直径有关。喷口直径越小，气泡直径越小，氧的传质系数越大。但在发酵过程中通气量较大，气泡直径仅与通气量有关而与通气出口直径无关。又由于在强烈机械搅拌的条件下，多孔分布器对氧的传递效果并不比单孔管为好，相反的还会造成不必要的压力损失，且易使物料堵塞小孔，故已很少采用。二、搅拌轴功率计算发酵罐液体中溶氧以及气液固的混合强度与单位体积中输入的搅拌功率有很大的关系。在相同条件下，不通气与通气的情况下，轴功率也是不一样的。1不通气条件下的轴功率计算在机械搅拌发酵罐中，搅拌器输出的轴功率与下列因素有关：发酵罐直径、搅拌器直径、液柱高度、搅拌器的转速、液体粘度、流体密度、重力加速度以及搅拌器形式和结构等。因为、均与之间有一定比例关系，于是： 、通过因次分析及实验证实，对牛顿型流体而言，可得到下列准数关联式： （6-2）式中 功率准数；搅拌情况下的雷诺准数；搅拌下的弗鲁特准数；搅拌器类型、发酵罐几何尺寸有关的常数，不同搅拌器的值见表6-1。故，式（6-2）又可改写为 （6-3）表6-1 不同搅拌器的K值搅拌器形式K值滞留湍流六平叶涡轮搅拌器716.3六弯叶涡轮搅拌器714.8六箭叶涡轮搅拌器704.0六弯叶封闭式涡轮搅拌器97.51.08经实验证实，在全挡板条件下，液面未出现旋涡，此时指数y=0，故=1。所以，在具有挡板且满足全挡板的情况下，即搅拌准数是搅拌雷诺准数的函数。 在一系列的几何相似的试验设备中，用不同型式的搅拌器进行试验得出：当、挡板数4的情况下，对涡轮式、螺旋桨式和平桨式三种桨型的功率准数与雷诺准数的关系，如图6-2a所示。从图中可以看出：当时，液体处于层流状态，此时， （6-4） （6-5）当时液体处于湍流状态，此时， （6-6） （6-7）此时搅拌功率与流体粘度无关，并且此时不随的变化而变化，其为一常数。当时，液体处于过度流状态，与均随变化。在一般情况下，搅拌器大多在湍流状态下操作，故可用式（6-7）来计算搅拌器的轴功率。由于一般发酵罐中、，其搅拌功率可用下式校正： （6-8）为校正系数，它由下式来确定： （6-9）式中，带*号代表实际搅拌设备情况。由于工业发酵罐的高径比一般为2-3，因此在同一轴上往往装有很多层搅拌器。对于多层搅拌器的轴功率可按下式估算： （6-10）式中 -搅拌器层数。在发酵生产中，液体深度较大，只用一只搅拌器，搅拌效果不佳。在相同的转速下，多只搅拌器比单只搅拌器输出更多的功率，其增加的程度除了搅拌器的个数外，还取决与搅拌向的距离。经过多次试验得出：2通气搅拌功率计算 当发酵罐通入压缩空气后，搅拌器的轴功率与不通气时相比，将会下降，减少程度与通气量存在着一定关系。可能的原因是：1）由于通气使得液体的密度降低；2）由于通气使得液体的翻动。也就是说，减少程度主要取决于搅拌器与周围液体的情况。为了估算通气条件下的搅拌功率，有人引入通气准数，它表示了发酵罐内空气的表现流速与搅拌叶端流速之比。可表示为： （6-11）式中 工况通气量，； 搅拌器直径，； 搅拌器转速，；若以表示通气搅拌功率，为不通气搅拌功率，则当时， （6-12）当时， （6-13）图6-2b表示了在各种搅拌情况下，通气与不通气功率之比与通气准数的关系。当发酵液密度为8001650kg/m3，粘度为910-4 0.1Pas时，可用Michel公式来估算涡轮搅拌器的通气搅拌功率： （6-14）当在1/32/3之间变化，值为0.1010.157之间。式中 搅拌转速，r/min；工况下通气量，m3/min。Reuss用因次分析法提出下列关系式： （6-15）式中 Froude准数； Reynold准数； 通气准数；反应器直径；搅拌桨直径。Hughmark从248组实验数据中整理出下式： （6-16）式中 液相体积；搅拌桨叶宽；上式计算于实验值误差为11%。Brown提出更为简单的关联式： （6-17）式中 、与气体流速和搅拌桨直径有关的参数。若以对流动准数对应作图，上述三个关系式所表示的曲线同图6-3相一致。3非牛顿流体特性对搅拌功率计算的影响常见的某些发酵醪具有明显的非牛顿流体特性。这一特性对发酵过程的影响极大，对搅拌功率的计算也带来麻烦。牛顿型流体：粘度只是温度的函数，与流动状态无关，服从牛顿粘性定律。非牛顿流体：粘度不仅是温度的函数，而且随流动状态而变化。（1）非牛顿型发酵醪的流变等特性牛顿型流体的流态式为直线，服从牛顿特性定律：式中 剪应力；剪切率（速度梯度）凡牛顿型性流体，服从 （6-18）而对于非牛顿型流体： （6-19）所有气体以及大多数低分子量的液体都属于牛顿型流体，如空气、水、有机溶剂及多数的水溶液，而胶体溶液、高分子溶液属于非牛顿型。我们接触的非牛顿型流体基本上为稳定的非牛顿型流体，而此类流体可按剪应力与剪切率之间的关系，分为三类：拟塑性流体（分段型性流体）其剪应力和剪切率的关系： （6-20）式中 均匀性系数，也称作稠度指数，与牛顿型流体的粘度具有相类似的概念，所以也可以称作液体的粘度指标；流动性指数，1。大多数发酵液均属于此类。特点是粘度系数随着越大，流体就越粘，值越小，流体的非牛顿特性越明显。彬汉塑性流体特点是其剪应力与剪切率的关系是不通过原点的直线。 （6-21）式中 屈服剪应力p刚性系数涨塑性流体： （6-22）式中 流动性指数1， k均匀性指数据有关资料报道，某些发酵液随着发酵时间的变化，其流变状态发生变化。如青霉素发酵液中，在整个发酵周期内都是呈现非牛顿型流体；链霉素发酵中，在24以前为彬汉塑性流体，在48及96时呈牛顿型流体，在120时呈拟塑性流体。4非牛顿型流体的搅拌功率计算对于非牛顿型流体搅拌功率的计算与牛顿型流体搅拌功率的计算方法一样，可用的关系式进行计算。但这类流体的粘度是随搅拌速度而变化的，因而必须事先知道粘度与搅拌速度的关系，然后才能计算不同搅拌转速下的。但从大量的实验数据中，可以得出，牛顿型流体与非牛顿型流体的曲线基本吻合，差别仅在10300区间之内。在实际计算中，可以用上述讲的轴功率计算方法来计算非牛顿型流体的搅拌功率。三、搅拌反应器中热量传递在机械搅拌式反应器中，当搅拌十分充分时，发酵液所有成分的浓度和流体的温度在器内不随位置而变化。由于流体受流动条件的限制，搅拌反应器的温度在任何条件下都不可能为常数，温度不断随空间坐标、时间发生很大的变化。热传递在搅拌反应器内是一个非定态过程。由于过程复杂，研究中往往将过程简化成定态过程，无论传热条件如何，一段时间后，机械能必定通过反应器壁传递给环境的介质。图6-3是以桨式搅拌器为例的一个搅拌模型。桨式搅拌器由两片对称的直叶构成，属于开式径向搅拌器。以下就用该模型进行理论分析。1理论分析对带挡板的桨式搅拌器的反应器，静止流体和层流流体的温度场的热衡算微分方程为：（6-23）式中 能量累计项；流动引起的热能变化；分子热传导引起的热能变化；由机械能转化的热能；挡板数； 式中 径向和轴向速度和的散失热； 切向速度散失热；上两式中的无因次量为：Brinkman数；Frourier数；反应器直径；prandtl数；局部散失热；Reynols数；Reynols数；局部温度；局部径向速度；局部切向速度；局部轴向速度；相对径向速度；相对轴向速度；径向无因次坐标；轴向无因次坐标；导热系数；比热容，为热扩散系数，为时间，T为任意时间t的局部温度，为时间t为0时的温度，为反应器壁温度。Brinkman数Br可看作摩擦热于时通过壁传导的热的温度。Br与时间无关，由壁与流体之间的热传导方向决定。从（6-23）可以看出，对流传递只有通过流体的径向和轴向流动进行，切向流动对热传递没作用，虽然这部分运动消耗了主要的机械能。流体中的热传递只靠次生流。内摩擦生成的热，主要是切向流动造成的。式（6-23）的初始条件为：时， （6-24）边界条件为：1） 容器底部 2） 液体自由表面 3） 容器筒体表面 4） 容器轴 5） 搅拌器筒体表面 6） 搅拌轴圆柱体表面 7） 搅拌器底部面积 8） 搅拌器顶部面积 无因次旋转轴直径 无因此液位高 无因次搅拌器高 无因次搅拌器直径上面的式子可对（6-23）进行数值解。从结果中得出局部温度时以下参数的函数。2热传递的经验方程工程中热量传递计算的基础时假定过程为定态。此时热量为： （6-25）式中 传热系数，定义为 （6-26）式中 和器壁内表面和外表面上的传热系数；为器壁厚度；为器壁材料的导热系数； 平均面积Am为：温度差取对数平均值：式中 器内液体的平均温度，器外流体的平均温度。根据（6-25）和（6-26）计算时，需知道和，要求得这两个系数，需联立管内和管外的热量衡算方程。由于搅拌器和换热器类型对计算有很大的影响，因此可直接应用的方程很少。以下方程式可用于带挡板、不带挡板、涡流桨、锚式桨、螺旋桨和桨叶式搅拌器，以及纯牛顿型流体和纯非牛顿型流体。对非牛顿型流体的计算时，常将代替，并且常常在实验条件下进行测定。式中 Nusselt数；Reynolds数；Prandtl数；，反应器内流体平均黏度和壁温下的动态黏度。其他流体性质必须在平均流体温度下确定。第二节 气升式生物反应器气升式发酵罐是应用最为广泛的生物反应器。气升式反应器是在鼓泡塔反应器的基础上发展起来的，它是利用空气的喷射功能和流体重度差造成反应液循环流动，来实现液体的搅拌、混合和传递氧。即不用机械搅拌，完全依靠气体的带升使液体产生循环并发生湍动，从而达到气液混合和传递的目的。一、气升式生物反应器（ALR）的结构气升式反应器的结构较简单，不需搅拌，易于清洗，维修，不易染菌，能耗低，溶氧效率高。目前内循环气升式发酵罐已广泛应用于生物工程领域的好氧发酵方面，如动植物细胞的培养、单细胞蛋白的培养、某些微生物细胞的培养及污水处理等。由此生产的产品有单细胞蛋白、酒精、抗生素、生物表面活性剂等。我国利用生物反应器生产了大量生物制剂，多采用的是气升式细胞培养生物反应器。气升式细胞培养生物反应器是空气提升式生物反应器的简称。气升式发酵罐按其所采取的液体循环方式的不同，可划分为内循环气升式发酵罐和外循环气升式发酵罐。前者使循环过程中的升管与降管均设置在同一发酵罐内部；而后者则令上升管与下降管分立布置。如图6-4所示。 气升式生物反应器主要采用内循环，但也有采用外循环式。内循环式生物反应器内部有四个组成部分：（1）升液压 在反应器中央，导流管内部。若空气是在导流管底部喷射，由于管内外流体静压差，使气液混合流体沿管内上升，在反应器上部分离部分气体后，又沿降压管下降，构成一循环流动。若空气在降液管底部喷射，则流体循环方向恰好相反。（2）降液区 导流管与反应器壁之间的环隙，流体沿降液区上升或下降，视喷射空气的位置而定。（3）底部 升液区与降液区下部相连区，对反应器特性影响不大。（4）顶部 升液区与降液区上部相连区。可在顶端装置气液分离器，除去排出气体中夹带的液体。此外，器内还装有环形管气体喷射器等。内循环气生式生物反应器的基本结构如图6-5所示。空气自通气管(2)进入发酵罐(1)底部后，经导向筒导向，推动发酵液沿上升管上升，由于发酵罐上部升管的空间不足以为完全气液分离提供条件(停留时间短)，因此高流速的循环发酵液凭借自身的重度沿降管下降，当到达拉力筒(3)底部时，又受到来自罐底部压缩空气的推动，重新沿升管上升，开始下一个气液混合循环过程。在循环过程中，气液达到必要的混合、搅拌并取得充分溶氧。夹套冷却器的作用是在不同发酵阶段对发酵液的温度实施合乎工艺要求的调节与控制，多孔板使布气均匀一致。目前，专家对气升式生物反应器的研究工作的较多，但主要是对高径比较高()的气升式生物反应器的研究。对于低高径比（）的气升式生物反应器的研究报道极少。国内，郑裕国等人在我国现有生物反应器的基础上，进行改造，研制了罐体高径比为2.9的外循环气升式生物反应器。其结构见图6-6。该反应器总容积为11.5升，上升管与下降管直径之比（）为6.6，罐体高径比()为2.9，用不锈钢制造，通风量可调节，温度可自动控制检测。二、气升式生物反应器的主要参数1流动与传递特性参数（1）气含率气含率是气升式发酵罐的一个重要参数。气含率太低，氧传递不够，反之，太高则反应器的利用率太低。在含同轴导流筒的内循环气升式发酵罐中，气含率的定义为：平均体积气含率： （6-27）导管内（上升区域）的气含率： （6-28）环隙内（下降区域）的气含率： （6-29）局部气含率： （6-30）（2）体积氧传递速率系数体积传递系数的经验公式表示为： （6-31）式中 气体管流速（m/s）；经验常数。Barker和Worgan推荐，对于低黏度的发酵液，和的关系为： （6-32）当时， （6-33）对高黏度流体， （6-34）式中 流变指数。（3）循环周期与循环速度循环周期指液体微元在反应器内循环一周所需要的平均时间，即平均循环时间。循环周期通常在2.5-4min之间。不同细胞的需氧量不同，所能耐受的循环周期也不同。循环周期可有下式计算。 （6-35）式中 发酵液体积；发酵液体积循环流速。通常液体在循环管内的流速可取1.2-1.4m/s。一般液体管流速与成正比，H为液面高度，H越大，压力差越大。对于低黏度液体，液体空管速度与气体空管速度的关系为： （6-36）适用范围为，与发酵特性无关。黏度增大时，式（6-36）形式不变，系数减小。（4）混合时间在大设备中混合时间对反应器效率有很大影响。混合时间随气体在上升管中的空管流速的增加而减小，至0.030.04m/s后接近常数。由导流管上面环形涡流造成的混合过程对混合时间由很大影响，导流管离液面的距离对混合时间也有影响。（5）停留时间当气升式反应器连续操作式，物料在反应器内的停留时间是不同的。若以表示循环比，为通过上升管的总流量与系统进料流量的比例，则每一次循环后示踪量按的比例下降。N次循环后，示踪量下降倍，因此，出口后示踪的相对浓度必须乘上一项，为： （6-37）式中 相对停留时间时循环系统中的总浓度；平均停留时间；，指n次循环；第n次循环时的相对浓度；时间t内的轴向扩散系数；平均循环时间；Bodenstein数； 流体空管线速度；循环一周的距离；轴向扩散系数；用代入式（6-37），得关于停留时间的分布：（6）通气功率气升式反应器的通气功率可用鼓泡通气功率的计算公式：式中 液体密度；重力加速度；喷嘴距液面高度；通气量。一般来说相同条件下，通气功率越大，供氧速率越大，供氧功率因数越小。2操作参数（1）液面高度气液分离器中液体的体积与总体积之比总对气含率、液体循环速度和气体再循环有显著影响，总越大，气含率降低，液体的循环速度增加，混合时间减少，功耗增加。当总增大到一定值时，气含率和液体循环速度不再变化，但能耗仍在上升，因此存在最佳值。可以看出，气液分离器中的总值，在设计和操作气升式反应器时要考虑。（2）操作气速表观气速影响气升式反应器的气含率、循环时间及液体体积传质系数，并且其影响还与反应器结构(如气体预分布器、内件设置等)和物料的特性有关。有研究表明在小固含率下，气速是影响的主要因素，而在大固含率下，主要受固含率影响。因此操作气速要从反应器结构、物料特性综合考虑，使其在功耗最小下得到最大的。（3）溶液的性质气升式反应器在生物技术领域的应用主要是发酵、废水处理和生物细胞培养等。由于粘性较高，为了提高传质速率，以往对发酵液和生物细胞培养液常采用机械搅拌罐。实际上，只要在介质中加入合适的聚合物，采用气升式反应器，不仅可以增强传质，提高产量，而且还可以降低能耗。三、气升式反应器的流体动力学模型根据动量平衡原理和漂流通量模型建立液体循环流动的模型方程，采用了一个总阻力损失系数表达方便的优点，又进一步建立了总阻力损失系数与各局部损失系数的关系，给出了各局部阻力系数的计算方法，对液体循环速度和气含率进行模型计算。根据动量平衡原理，在稳定状态下，ALR内的上升管和下降管间的流体静压差是液体循环的推动力，该推动力与流体沿循环回路引起的总摩擦压降相平衡，即 （6-38）式中 总摩擦损失系数，无因次；气体分散高度，；在工程上气体分散高度与反应器的静液高度 差别不大，可以用代替；粘度，；密度，；上升管气含率，无因次；下降管气含率，无因次。由于下降管气含率很小可忽略，则上式为： （6-39）根据漂流通量模型，可以得到： （6-40）式中 表观气体流速，；上升管气液分离箱液体流速，；总流速，。分布参数，它反映了上升管内气含率、气泡大小和液体速度分布的不均匀性。均匀鼓泡流时为1。若已知和分布参数，联立模型方程式（6-39）、（6-40）即可得到液体循环速度和上升管的气含率。式（6-38）中的总摩擦压降是流体在沿程流动的各局部压降之和： （6-41）式中 总压差，；上升管局部压差，；下降管局部压差，；气液分离箱局部压差，；底箱局部压差，。若以下降管的液体速度为基准，则由上式可得总阻力损失系数与各局部阻力损失系数的关系为 （6-42）式中 总阻力损失系数，无因次； 下降管局部阻力损失系数，无因次；气液分离箱局部阻力损失系数，无因次；底箱局部阻力损失系数，无因次；上升管局部阻力损失系数，无因次；下降管的横截面积，；上升管的横截面积，。由于气液分离箱、下降管和底箱中的气含率均很低，这些部分按单相流处理。上升管中气液两相流的阻力损失系数利用气含率适用范围较宽的关系式计算有： （6-43）式中 上升管高度，；上升管直径，。下降管的阻力损失系数根据Blaius公式计算 （6-44）式中 下降管高度，；上升管直径，。四、气升式反应器的设计1液体喷射循环反应器基本设计参数虽然气升式反应器有其自身的特殊性，是气液非均相体系，但是其最基本的原理和最重要的流体动力学参数及其相互关系是与纯水的液体喷射循环反应器相似的。可以将分布均匀的非均相体系看为均相，应用液体喷射循环反应器的结果。液体喷射式循环反应器的流体动力学式比较有代表性的，气升式反应器很容易模拟其结果，因此，从液体喷射循环反应器为例进行讨论。基本设计参数：反应器的高径比：；反应器的体积：；反应液质量：；循环比：；平均循环速度：；循环空速：；平均循环时间：；平均停留时间：；喷嘴出口液体流速：；喷嘴雷诺数数：；平均循环雷诺数数：；雷诺数数之比：； （6-45）以上各式中 液位高度；总流体的平均密度；总质量流率；循环质量流率；进出口质量流率；总体积流率；，喷嘴处料液的体积流量，喷嘴管直径，料液密度；喷嘴处运动黏度；总流体的平均运动黏度；总流体的平均密度。2液体喷射循环反应器的循环阻力平均循环速率越大，混合越强烈。通常是希望在给定入口喷射功率的条件下，达到尽可能快的循环速率。循环的速率是阻力数相关。 （6-46）式中 流体循环引起的阻力。工程规模的反应器可用下列计算式计算阻力数将上式中的代入（6-45）得 （6-47）3液体喷射循环反应器中驱动循环的功率和效率喷嘴循环反应器的液体喷射功率由下式给定定态下液体喷射功率必须大于循环功率。产生循环的效率可用单位液体喷射功率所产生的循环功率表示也可以根据式（6-47）表示为： 第三节 鼓泡塔生物反应器常用的鼓泡塔反应器是气液两相反应器，是指气体鼓泡通过含有反应物或催化剂的液层以实现气液相反应过程的反应器。该反应器以气体为分散相、液体为连续相、涉及气液界面。通常液相中包含有固体悬浮颗粒，如固体培养基、微生物菌体等。反应器内流体的运动状况是随分散相气速的大小而改变的，一般分为两种：一种是均匀鼓泡流，此时气速较低，气泡大小均匀，浮升较有规则；当随着气速的增加，小气泡被大气泡兼并，同时也造成了液体的循环流动，我们把这一种称之为非均匀鼓泡流。为了有利于气体的分散和液体的循环运动，一般在塔内装多层水平筛板，其高径比大，液体深度大，我们把这种鼓泡式反应器称为高位筛板式反应器，见图6-7a。压缩空气由塔底导入，经过筛板逐渐上升，气泡在上升过程中带动发酵液同时上升，上升后的发酵液又通过筛板上带有液封作用的降液管下降而形成循环。在降液管下端的水平面与筛板之间的空间是气液混合区。由于筛板对气泡的阻挡作用，使空气在塔内停留时间较长，同时在筛板上大气泡被重新分散，从而提高了氧的利用率。除了气液两相外，还有气液固三相鼓泡塔生物反应器。张朝晖等采用三相鼓泡塔作为固定化培养产酶的生物反应器，用于间歇合成木素过氧化物酶系。气液固三相分别是空气、培养液和固定了菌丝的聚氨酯泡沫塑料块。反应器装置图见图6-7b所示，培养时空气由下而上鼓入，在反应器中沿着一侧的器壁上流，培养液和聚氨酯泡沫块在气流的带动下，作从下往上，再从另一侧顺流而下的循环流动，形成一个内循环气升式三相鼓泡塔反应器。由于聚氨酯泡沫的比重很小，润湿后其比重和水的比重相差不大，在鼓泡塔中能够获得很好的流化效果。鼓泡反应器结构筒单，易于操作，操作成本低，混合和传质传热性能较好，因此广泛应用于生物工程行业中，例如乙醇发酵、单细胞蛋白发酵、废水处理、废气处理（例如用微生物处理气相中的苯）等。鼓泡反应器内无传动部件，容易密封，对保持无菌条件有利。最简单的鼓泡式反应器内部是一空塔，塔的底部用筛板或气体分布器来分布气体。其工作原理是利用通入培养基中的气泡在上升时带动液体而产生混合，并将气泡中的氧供培养基中的菌体使用。一、流体力学特征一般可用压降、气含率、液体速度分布、分散和混合特征等来描述鼓泡反应器的多相流体特征。反应床内气体体积占总体积的百分比气含率是鼓泡反应器的重要设计参数之一。气含率是与氧传递有关的参数，它与气泡直径一起决定气液界面的大小，气含率的径向分布还可用于计算液体流速分布。分散和混合是生物过程中非常重要的参数。单靠通气常常不能使整个反应器内的物料完全均一，此时就需要通过混合来使菌体与氧和其他底物接触。另外一些基本现象也可用来描述鼓泡反应器的特征，如气泡形成、围绕单个上升气泡的液体流动、气泡群中泡间的相互作用等。1气含率工程上气含率通常用经验公式计算，公式形式较多，且都有一定的局限性，尤其反应过程伴有液体汽化发生时，其计算误差较大。鼓泡反应器的气含率可用下式计算：式中 气含率；反应床体积；、气相、液相体积。气含率可以借助线空隙率计测量反应床的空隙率(空隙率=气相占的截面积/总截面积)得到。但由于有些反应器反应床内气液混合相密度沿反应床高度方向不均匀，应用线空隙率计很难测定反应的平均含气率。采用压差测量方法测量鼓泡反应器气含率，可以实现装置的在线测量，测量数据可靠，准确度取决于所用测量设备。根据需要，差压变送器与微机控制系统连接，很容易实现自动控制。由于介质的密度具有叠加性质，可知气含率与密度的关系如下：则气含率为： （6-48）式中 反应床内混合相密度；、气相、液相密度。反应床压差与密度的关系为： （6-49）式中 反应床高度。气含率与反应床压差的关系将式（6-49）与式（6-48）比较，整理得到气含率计算式： （6-50）由此可知，通过对反应床的压差测量，便可得到鼓泡反应器的气含率。2流体流动状态鼓泡塔内的流体力学状况，般是以空塔气速的大小作为划分依据的。对于低黏度的培养基，当5cm/s时，称为安静区。此时气泡直径相当均匀，气泡群中的气泡以相同的速度上升，不发生严重的聚并，相互间不易发生作用，这种流动状态称为拟均匀流动，工业上通常要求在这样的条件下操作。当cm/s，称为湍动区，流速增大至液泛点以上，大气泡生成，产生非均匀流动。对高黏度的培养基，气速低于cm/s就有可能形成大气泡。大气泡的浮力大，它的上升引起液体在塔内循环，因此该状态也称为循环流状态。虽然大气泡的比例很小，但它的上升速度很快。因此在高气速区域，大部分气液传递是由大气泡来完成的，气泡群对传质的贡献相对很小，使得单位输入功率的氧传递效率严重下降。影响流体流动状态的因素，除气体流速外，还有分布器的设计参数，液体的物化性质和液体的速度等。同样悬浮颗粒的存在也影响流动状态。平均孔径小于的多孔喷嘴，对于不同的流体和反应器，当气速在至时，仍可保持均匀流动。3. 压力降如果忽略由于液体的惯性和壁摩擦引起的压力降，反应器的压力降主要由两项组成：气体分布器压力降和液体静压头 （6-51）一般情况下，。通过沿塔的压力分布的在线测量可以确定气含率。在无因次轴向位置处的压力为 （6-52）式中 反应器顶部压力；，液位高度。为最大静压头与的比例： （6-53）4能量消耗鼓泡式反应器的功率消耗计算如下：式中 液体密度；效率因子；气体体积流速；反应液柱高；塔底压力；塔顶压力；通过小孔的气体流速。5气泡上升速率和气泡直径气泡上升速率和气泡大小是反映气泡在鼓泡床反应器内运动行为的重要参数，直接影响到相间质量传递、相界面积和各相的停留时间。其测量方法很多，如摄影或照片法、电导探头法、光纤探头法、化学法、PIV法等。气泡上升速率与气泡直径间存在着关联式，并可根据气泡上升速率求出气泡尺寸和气液接触面积。根据气泡在床层内上升速率的差异可将其分为大小两种气泡，气泡尺寸不同，在上升过程中其运动特性也不相同。随液体表面张力和粘度升高，气泡间的聚并加剧，气泡尺寸分布变窄，故小气泡速率升高，大气泡速率降低；且液体表面张力较低时，随表观气速升高，小气泡速率降低，大气泡速率升高；液体粘度较高时，随表观气速升高，小气泡速率变化很小，大气泡速率升高。随系统压力升高，气泡聚并的推动力降低，聚并减弱，使小气泡速率降低，大气泡速率升高；在高压条件下，随表观气速升高，小气泡速率变化很小，大气泡速率升高。二、传热和传质1流体的传递特性对液相位完全混合状态的鼓泡塔，其体积传质系数KLa可用Akita和Yoshida的经验式计算 （6-54）式中 塔径；发酵液的运动黏度；气液表面张力；液相扩散系数；液体密度；重力加速度；气含率。该式用于大规模反应器，塔径可达.，对大直径的反应器塔径的影响被消除，当60cm时，上式用60cm计算。应用限制条件还有：低黏度流体（21mPas），静态分布器。用上式计算的值比较保守，通常会比实际值小。上式也可试用于大型鼓泡反应器的的计算，因此可用该式进行以为基准的鼓泡反应器的放大。2热量传递鼓泡塔生物反应器内的传热通常采用两种方式，种是夹套、蛇管或列管式冷却器，另一种是液体循环外冷却器。鼓泡塔的传热过程有以下特点： 由于鼓泡引起的床层液体循环，使床层内气液的温度分布比较均匀。热交换装置的几何形状以及是否装置挡板均不影响传热，塔径大于0.1时塔径对传热也没有影响。 由于液体的湍动，壁膜给热系数显著增加。通常鼓泡塔的传热速率与机械搅拌反应器的相近。 鼓泡位置对给热系数有影响。在相同的表观气速下，当鼓泡仅在近器壁处进行时，给热系数较大，鼓泡在全截面均匀进行时，给热