7生物反应器

7 生物反应器

教学基本内容：

介绍生物反应器设计特点与生物学基础；生物反应器中传质与传热问题；几种常见的生物反应器，通风发酵设备、嫌气发酵设备以及动植物细胞培养反应器；生物反应器的比拟放大。

7.1生物反应器设计特点与生物学基础

7.2生物反应器中传质与传热问题

7.3通风发酵设备

7.4嫌气发酵设备与动植物细胞培养反应器

7.5生物反应器的比拟放大

授课重点：

1. 生物反应器中传质与传热问题

2. 搅拌转速和通气量对好氧发酵的影响

3. 通风发酵设备中搅拌功率的计算

4. 通风发酵设备的比拟放大

难点：

1. 生物反应器中传质与传热问题

2．通风发酵设备的比拟放大

本章主要教学要求：

1. 了解生物反应器设计的基本特点。

2. 理解生物反应器中传质与传热的问题

3. 了解搅拌转速和通气量对好氧发酵的影响

4. 掌握通风发酵设备中搅拌功率的计算

5. 掌握通风发酵设备的比拟放大

7 生物反应器

生物反应器的概念提出：

20世纪70年代，Atkinson提出了生化反应器(Biochemical reactors)一词，其含义除包括原有发酵罐外，还包括酶反应器、处理废水用反应器等。期间，Ollis提出了另一术语——生物反应器（Biological Reactor)。

生物反应器不仅包括传统的发酵罐、酶反应器，还包括采用固定化技术后的固定化酶或细胞反应器、动植物细胞培养用反应器和光合生化反应器等。

虽然生物反应器这一术语出现时间不长，但人们利用生物反应器进行有用物质生产却有着悠久的历史。我们祖先酿制传统发酵食品时使用的容器就是最初的生物反应器。20世纪40年代是生物反应器的开发、研制和应用获得迅速发展的阶段之一。随后，由于一些著名生化工程学者的出色工作，极大地推动了生物反应器技术的发展，建立了常规生物反应器的比拟放大理论。本章仅就几类主要生物反应器及其放大的基本原理做一介绍。

7.1生物反应器设计特点与生物学基础

生物反应器的设计除与化工传递过程因素有关外，还与生物的生化反应机制、生理特性等因素有关。

7.1.1 生物反应器的特点及操作特性

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。另外，1、由于生物反应速率较慢，生物反应器的体积反应速率不高；

2、与其他相当生产规模的加工产品相比，规模较大；3、对于好氧反应，因通风与混合等，动力消耗高；4、产物浓度低。

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。

不同类型的工业用生物反应器中，基质、产物和生物体浓度会随时间和生物反应器内的位置而变化。这些生物反应器的操作特性及其应用领域如表7-1。 高效生物反应器的特点是设备简单，结构严密，良好的液体混合性能，较高的三传速率，能耗低，易于放大，具有配套而又可靠的检测及控制仪表等。判断生物反应器好坏的标准应是该装置能否适合工艺要求，以获得最大的生产效率。

7.1.2 生物反应器的生物学基础

对生物反应器进行定量研究的基础是生物反应动力学。生物反应动力学研究的目的是要定量描述反应过程速率及其影响因素。影响因素不仅包括生物体自身、各反应组分的浓度、温度及溶液性质，还包括反应器的结构与形式、操作方式、物料的流动与混合、传质和传热等。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：

反应液体积：

（7-4） （7-3）

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ƒ表示基质的流加流量。

当采用分批式操作时,Fƒ=F=0；采用流加式操作时，Fƒ≠F=0；采用连续式操作时,Fƒ=F≠0。

7.1.3 生物反应器设计的基本原理

最大限制地降低成本，用最少的投资来最大限度地增加单位体积产率是生物反应设计的主要目的。生物反应器的设计原理是基于强化传质、传热等操作，将生物体活性控制在最佳条件，降低总的操作费用。生物反应器选型与设计的步骤可归纳如表7-2。另外，反应器内局部状态也是不可忽视的影响因素。

7.2生物反应器中传质与传热问题

7.2.1 生物反应器中的传质问题

生物工业中的混合过程可分为六种基本类型（表7-3)：气—液、液—固、固—固、液—液、可互溶液体和液体流动。根据完成混合过程的装置不同，生物反应器内的混合方法分为机械搅拌混合与气流搅拌混合。

7.2.2 生物反应器中的传热问题

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。

１、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

3传给冷却器最大的热量为：青霉素发酵约为25000kJ/(mh)，链霉素发酵约为

33319000kJ/(mh)，四环素发酵约为20000kJ/(mh)，肌苷发酵约为18000kJ/(mh),

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/(m2·h·℃)；

Δtm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400～700kJ/（m·h·℃），蛇管的K值为1200～1900kJ/（m2·h·℃），如管壁较薄，对冷却水进行强制循环时，K值为3300～4200kJ/（m2·h·℃）。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。

7.3 通风发酵设备

通风发酵设备是生物工业中最重要的一类生物反应器。通风发酵设备有通风式、气升式、鼓泡式、自吸式、通风固相发酵设备等多种类型，可用于传统发酵工业与现代生物工业中各行业。

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。

7.3.1.1 机械搅拌式发酵罐的结构 2

a——小型通用式发酵；b——大型通用式发酵罐

7.3.1.2 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。

一、搅拌器的型式与搅拌流型

搅拌器可以使被搅拌的液体产生轴向流动和径向流动，不同类型的搅拌器产生的两种流向，侧重也不相同。

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。

二、 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ρ（kg/m3）、液体粘度μ（Pa·s）、重力加速

2度g（m/s）、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，ρ，μ，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

当Rem

(7-40)

当Rem>104，液体处于湍流状态

(7-41)

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Qg[m3(工作状态)/min]及液体翻动量Q1(m3/min)(Q1∝N·d3)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)

二、 搅拌功率的计算

选用六弯叶圆盘涡轮式搅拌器。若取D/Di = 3.5，则搅拌器直径：

Di = D/3.5 = 3.4/3.5 = 0.97(m)

取Di = 0.95m，则实际D/d=3.4/0.95 = 3.58。

因搅拌器叶端圆周线速度取值范围一般在3-8m/s，取

7.5m/s，则搅拌转速

（3）

设发酵液密度ρ=1080kg/m3 ，粘度μ= 2×10-3 Pa•s， 则雷诺准数为

（4）

因为Rem>104，属湍流状态，查表7-7，六弯叶涡轮搅拌器的K=4.8，所以单

层搅拌功率

由于实际装液量为75%，液深HL =8.54m，则实际比例尺寸(D/Di)*

=4.3/0.95=3.58，HL /Di=8.54/0.95=8.99，由 (7-44) 式，

（6）

选用三层搅拌器，m=3。搅拌器层间距取

（7）

三层搅拌器时的搅拌功率(由7-45式)：

（8）

若通风量

（9） ，则通风准数Na

所以由式(7-49)

（10）

考虑到传动部分的功率损失及端面轴封增加功率损耗等因素，则所需电机功

率为

（11）

故选用130KW电机

三、传热面积的计算

以谷氨酸发酵热

（12）

发酵温度T=32℃，冷却水进出口温度分别为t1=20℃，t2=23℃，则对数平 均温度差为

（13） 计，则总热负荷

= 10.4℃

设总传热系数K=550W/m2

，则所需传热面积(按管内表面计)为

（15）

校核传热系数K，满足传热面积要求，则传热面积计算完毕。选用6组Φ76×4不锈钢管。表7-8给出了几种规格发酵罐性能的比较。

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。

7.3.2.1 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。空气在喷嘴口以250～300m/s的高速喷入环流管。由于喷射作用，气泡被分散于液体中，上升管内的反应液比重较小，加上压缩空气的动能使液体上升，罐内液体下降进入上升

管，形成气－液混合流连续循环流动。罐内培养液中的溶解氧由于菌体的代谢而逐渐减少，当其通过环流管时，由于气－液接触而被重新达到饱和。

气升式反应器示意图

气升式反应器已在有机酸(如柠檬酸、衣康酸等)、酵母及氨基酸等工业中应用。

7.3.2.2 鼓泡式反应器

最简单的鼓泡式发酵罐内部为一空塔，塔的底部用一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，

并将气泡中的氧传入培养基中供菌体利用。

高位筛板式反应器示意图

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。 7.3.4.1 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(图

7-15)。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

7.3.4.2 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(图7-16)，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。

回转式固态发酵设备示意图

7.4嫌气发酵设备与动植物细胞培养反应器 7.4.1 嫌气发酵设备 7.4.1.1 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。

7.4.1.2 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。

3

发酵池大部分为开口式，容积为10-100m(相当于1-3次冷却麦汁容积的1.2倍)，槽高1.5~3m，槽充满系数为80%(冷却麦汁高度加上0.35m泡沫高度)。前发酵池可为钢板制，常见的采用钢筋混凝土制成，也有用砖砌，外面抹水泥的发酵槽。

槽内均涂布涂料作为保护层。为维持槽内的低温，在槽中装有冷却蛇管式排管。前发酵的冷却面积，根据经验，对于下面啤酒发酵可取每立方米发酵液约为0.2m2 冷却面积，蛇管内通入0~0.2℃的冰水。

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。由于后发酵过程残糖较低，发酵温和，产生发酵热较少，故槽内一般无需再装置冷却蛇形管，后酵产生的发酵热借室内低温将其带走。后发酵槽槽身装有人孔、取样阀、进出啤酒接管、排出二氧化碳接管、压缩空气接管、温度计、压力计和安全阀等附属装置。

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。目前国内最大

3

的锥形罐在600-700m 之间。

锥形罐啤酒发酵工艺有单酿罐法和双罐法两类，前者是指前发酵、主发酵、储酒全部在一个罐中完成，后者则指在两个罐中完成上述工艺过程。 7.4.1.3 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。此类啤酒连续发酵装置在欧美日有较详细的研究报道。

酒精连续发酵是连续操作技术在发酵工业中成功应用的实例之一。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。 7.4.2 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。 7.4.2.1 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。上述烟草细胞培养用20m3反应器就是以kLa 为基准的比拟放大方法设计制造的。表7-9列举了日本专卖公司烟草细胞培养反应器的kLa 值。实验室规模反应器的kLa 值范围在12～35h-1，以其为基准放大后，在20m3反应器中获得的最大比生长速率μmax=0.044 h-1，其与实验室(15L反应器)的结果完全一致。 7.4.2.2 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。 7.4.2.2.1 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，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。 7.4.2.2.2 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滚瓶，利用滚瓶的缓慢转动，使动物细胞在滚瓶内壁贴壁生长繁殖。20世纪70年代开发出的中空纤维培养装置进行动物细胞

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培养，细胞密度可达10 cells/ml数量级。中空纤维培养装置的主要组成是中空纤维管，中空纤维管内径为200μm，壁厚为50μm，只能让氧与二氧化碳等小分子自由地透过纤维膜双向扩散，而中大分子有机物不能透过。动物细胞贴附在中空纤维管外壁生长，可很方便地获取营养物质和溶氧。 7.4.2.2.3 动物细胞微载体培养反应器

动物细胞微载体培养是细胞附着和生长在悬浮于培养液中的微珠表面，借助于温和搅拌，使细胞均匀分布的一种培养方法。这种培养方法是将单层培养和悬浮培养结合起来，具有放大容易、细胞所处环境均一等优点。

搅拌系统是微载体培养反应器中的重要组成部分。采用的搅拌器有螺旋桨、摆动混合式、带有流动导向口的转筒式等，搅拌转速在0-80r/min之间。 7.4.2.2.4 海藻培养光合生物反应器

海洋生物包括海洋动物(如鱼、虾、贝等)、海洋植物(如大藻和微藻)和海洋微生物。由于微藻在多种领域中的重要应用价值，使人们对微藻的开发与利用寄托厚望。由于微藻主要是光能自养型，它是通过光合作用来生长，因此除需要常规微生物发酵相近的条件外，还需光照和氧解析，并大量供应二氧化碳。 典型且常用的微藻培养光合反应器是敞开式跑道池，自20世纪60年代设计出来，至今基本未变，唯一变化之处是对其混合系统进行过改进。这类反应器的优点是成本低、建造容易；但其缺点也非常突出，如：培养效率低、培养条件无法控制、易污染、雨水会使培养基稀释、反应器中水分蒸发量大和能够进行生产的期间短(如北方冬天不能生产)等。

封闭式光合反应器的研制开发已有几十年历史。虽然封闭式光合反应器与敞开式反应器相比，具有培养效率高、培养条件易于控制、无污染、生长周期长和适合于所有微藻的培养等优点，但其取得实际研究进展是近几年的事。封闭式光合反应器按其接收光的方式可分为两大类：一类是外部光源，另一类是内部光源。 外部光源封闭式光合反应器大部分处于中试规模，体积达10m3 ，面积达几百m2 ，大多为管道式和板式，也有罐式的。内部光源封闭式光合反应器在国外也有产品出售。这种反应器已全部实现计算机自动控制。反应器形式有多种，如罐式、管式等。近几年还开发出透析式。 7.5 生物反应器的比拟放大

7.5.1 生物反应器放大的目的及方法 7.5.1.1 生物反应器放大的目的

生物反应器是生物技术开发中的关键性设备，每一种通过生物反应获得的产品都离不开它。一种生物工业过程的成功，很大程度上依赖于所用反应器的效率。

小型和大型生物反应器设计的不同点

项目 实验用小型反应器 功率消耗 不必考虑

反应器内空间 因大量的控制、检测装置占去一定空间 混合特性 可不必考虑 换热系统 较易解决

7.5.1.2 生物反应器的放大方法

生物反应器的放大方法可分为:（1）数学模拟放大；（2）因次分析法放大；（3）经验法则放大(包括反复实验法、部分解析法放大等)。应指出的是，在发酵工业中，为增加产量，有时不是通过设计新的更大的发酵罐来完成，而是通过

生产用反应器 需认真对待 无此影响 需认真对待 较难解决

制造与现有设备类同的设备来实现的，这是一种保守而又保险的方法。从中也可以看出发酵工业的放大过程更多的讲究“艺术”。

好氧生物反应器放大的经验准则有：(1)以单位发酵液体积所消耗的功率为基准的方法；(2)以氧的容积传质系数相等为基准的方法；(3)以搅拌器叶端速度相等为基准的方法；(4)以氧的分压相等为基准的方法；(5)以溶解氧浓度相等为基准的方法等。由于溶解氧浓度直接影响微生物的活性，所以以溶解氧浓度为基准的放大方法可能是较完善的方法，这种方法是建立在可信赖的溶解氧浓度的测定技术之上的。

7.5.2 通风发酵罐的放大

例题：有一5m3 生物反应器，罐径为1.4m，装液量4m3 ，液深2.7m，采用六弯叶涡轮搅拌器，叶径为0.45m，搅拌转速N=190r/min，通风比1:0.2，发酵液密度为1040kg/m3 ，发酵液粘度为1.06厘泊，现需放大至50m3 罐进行生产，试求大罐尺寸和主要工艺条件。

解：一、小罐工艺参数

搅拌雷诺准数

属湍流，由表7-7可知，K=4.8。由式

7-42

由7-45

式，求两档搅拌器时消耗的功率，

通风量：

通风准数：

所以，

单位培养液体积消耗功率

小罐中的气体空塔速度

小罐的kL

a 值，由下式计算，

搅拌器圆周线速度

二、大罐的几何尺寸与工艺参数 1、主要几何尺寸

按高径比为2.5设计，则罐径D2

取D2 = 3m 罐圆筒高度

H2 = 2.5D2 = 2.5×3 = 7.5m

查表，当直径D2 =3m，标准椭园形封头容积Vb=3.82m3 ，直边高度h1=0.04m，曲边高度hb=0.75m。大罐的公称容积

V

当装填系数为70%，装液量VL2

3

VL2 = 56.8×70% = 40m

搅拌桨直径Di2

2、液体深度

3、通风量的放大

采用kL

a 值相同的原则放大，则

取

4、搅拌转速的确定

方法Ⅰ：按单位体积液体消耗功率相等放大，则；

5、搅拌功率的计算

单层搅拌器功率

因搅拌桨层数

m

故选2层搅拌器，即m=2。

搅拌器间距取

两档搅拌器时的搅拌功率

通风准数

则通风搅拌功率

单位体积发酵液消耗功率

大罐中表观气速

大罐的kLa

值

从以上放大结果可看出，采用Pg/VL相等放大，由于大罐的通气线速度增大，因此，大罐的kLa值必然增加。