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1、生物反应工程 本章重点：生物反应器的定义与分类 反应器设计原则； CSTR与CFTR反应器的特点与应用 本章难点： 酶CSTR与CPFR反应器性能的比较； 动物细胞微载体反应器 第第7 7章章 生物反应器生物反应器 (Bioreactor)(Bioreactor) 7.1 生物反应器设计基础 7.1.1 生化反应器的分类 n生化反应器是利用生物催化剂进行生化反应 的设备。 n可从多个角度对其进行分类。 对生化反应器进行这种分类有利于对反应器 进行模拟与放大。 酶反应器 所使用的生物催化剂 细胞反应器 酶反应器相对比较简单，酶促反应与一般的 化学催化反应相同，在反应的过程中酶本身 无变化； 细胞
2、生化反应器相对比较复杂，因涉及到避 免外界各种杂菌污染、有适应细胞生长繁殖 以及维持其活性的要求。 间歇操作（分批操作） n操作方式 连续 半间歇操作 n反应器的结构特征釜式、管式、塔式、 膜 式等 n反应器所需的能量的输入方式： 机械搅拌式机械搅拌输人能量 气升式气体喷射动能 液体循环式利用泵对液体的喷射作用 n生物催化剂在反应器中的分布方式 生物团块(包括细胞、絮凝物、菌丝体)反应 生物膜反应器两大类。 n固相催化剂的运动状态来分类 填充床 流化床 生物转盘等多种型式反应器。 n按反应体系的相态来分类 均相可溶的酶催化反应 非均相 反应物系在反应器内的流动与混合状态 （反应器内流体的流动类
3、型） 活塞流反应器 (continuous plug flow reactor， CPFR ) 全混流反应器( continuous stirred-tank reactor， CSTR ) n返混：具有不同停留时间的物料之间的混合 称之为返混。 n活塞流：当反应器内完全不存在物料粒子之 间的返混时，这种流动称为活塞流，该反应 器称为活塞流反应器； n全混流：当反应器内不同粒子之间存在着最 大返混时，流体的流动称为，该反应器称为 全混流反应器。 n流动模型： 理想反应器活塞流和全混流反应器 非理想反应器； n其它 另外一些特殊用途的生化反应器也得到了 较快的开发和应用，例如用于动植物细胞培 养
4、的有悬浮培养用的气升式、贴壁培养用的 陶质矩形通道蜂窝状反应器等。还有用于固 态发酵的转鼓式反应器以及反应和分离相耦 合的反应装置等。 分离耦合反应器分离耦合反应器 生物反应器的分类 生物反应器 间歇操作半间歇半连续操作连续操作 生物团块反应器生物膜反应器 全混流型活塞流型全混流型活塞流型 搅拌釜式反 应器 循环反应器 环流反应器 管式反应器 鼓泡塔 多级串联式 反应器 流化床反应器 循环管反应器 完全混合膜反 应器 固定床 生物转盘 渗滤器 膜反应器 7.1.2.生化反应器的基本设计方法 n生化反应器的设计主要目的：最大限度地降 低成本，用最少的投资来最大限度地增加单 位体积产率。 A 生化
5、反应器设计的最基本内容有： 选择合适的反应器型式，根据反应及物料的特性和生 产工艺特征，确定反应器的操作方式、结构类型、 传递和流动方式等； 确定最佳操作条件及其控制方式，如温度、压力、 pH、通气量、物料流量等； 计算出所需反应器体积，设计各种结构参数等。 n反应体积的确定是反应器设计的核心内容 B反应器设计的基本方程 ： 描述浓度变化的物料衡算式质量守恒定 描述温度变化的能量衡算式,或称为能量方程 能量守恒定律 描述压力变化的动量衡算式动量守恒定 律 首先需要确定变量，其次是确定控制体积 。 原则是以能把反应速率视作定值的最大空间 范围作为控制体积。 n重点研究的是微元体内大量的分子和大量
6、细 胞的反应行为以及微元体间的物质、能量传 递的宏观规律，而不是研究个别分子和个别 细胞的行为。 物料衡算式 对于一封闭体系，在某一段时间（或微分时间）和其控制体积内，对某组 分（底物或产物）进行物料衡算，其方程如下： 对应一段时间的物料衡算称为总物料衡算；对应一段微分时间的物料衡算 称为微分物料衡算。 在定常态下，所有状态参数均不随时间变化，上述衡算式中累积项为零。 能量衡算式 对于大多数反应器，一般对能量衡算式只作热量衡算，此时称为热量衡算式。 在一定的时间和控制体积内，可以表示为： 如果反应为放热反应，则等号右边第二项为负，如果为吸热反应，则为正。 7.2生物反应器的设计与分析 机械搅拌
7、式生化反应器 它是借搅拌涡轮输入混合以及相际传质所需要 的功率。这种反应器的适应性最强，从牛顿 型流体直到非牛顿型的丝状菌发酵液，都能 根据实际情况和需要，为之提供较高的传质 速率和必要的混合速度。缺点是机械搅拌器 的驱动功率较高，一般24kw/m3，这对大型 的反应器来说是个巨大负担。 7.2生物反应器的设计与分析 （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，内部附件尽量减少， 以利于灭菌彻底和减少金属离子对发酵的影 响。 （2）有良好的气液接触和液固混合性能，使物 质传递、气体交换能有效地进行。 （3）在保证发酵要求的前提下，尽量减少搅拌 和通气时所消耗的动力. （4）
8、有良好的热量交换性能，以适应灭菌操作 和使发酵在最适温度下进行； （5）尽量减少泡沫的产生或附设有效的消沫装 置，以提高装料系数； （6）附有必要的可靠检测及控制仪表。 设备的要求 通 用 式 发 酵 罐 a 小 型 b 大 型 7.2.1机械搅拌通用式发酵罐设计与分析 n原理：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，发酵所需要的氧气。 n基本要求： 1.结构上具有适宜的径高比。发酵罐的高度与 径高比一般为1.74，罐身越长，氧气的利用 率越高。 2.有一定的刚度与强度，由于发酵罐在灭菌过 程和工作时，罐内有一定的压力和温度。因 此需要一定
9、的强度。 基本要求： 3.搅拌通风装置使之气液充分混合，保证 发酵液一定的溶解氧。 4.足够的冷却面积。 5.尽量减少死角。 6.轴封严密。 7.维修操作检测方便 结构 n主要部件包括罐体、搅拌桨、轴封、打 泡器、中间轴承、空气吹管（或空气喷 射管），挡板、冷却装置、人孔等。 n公称容积Vo=VC+Vb lV0= /4D2（H+hb+D/6) 几何尺寸与操作 条件范围 典型数值 奥地利某公司 200m3 美国某公司 130m3 日本某公司 50m3 中国某味精厂 100m3 H/D=14 3 183 1.8 2.94 Di/D=1/21/4 1/3 0.338 0.34 0.286 W/D=1
10、/81/12 1/10 1 1 0.10 2 B/ Di =0.81.0 1.0 104，液体处于湍流状态， (8-41) 不同搅拌器的K值如表8-7所示 这些K值均为在HL/D=1，D/Di=3，D/W=10的条件 下测定的。 搅拌器的形式K(滞流)K(湍流) 三叶螺旋桨，螺距=d41.00.32 三叶螺旋桨，螺距=2d43.51.0 四平叶涡轮搅拌器70.04.50 六平叶涡轮搅拌器71.06.10 六弯叶涡轮搅拌器71.04.80 六箭叶涡轮搅拌器70.04.0 六弯叶封闭式涡轮搅拌器97.51.08 表 8-7 不同搅拌器的K值 当不符合此条件时，搅拌功率可用下 式校正： (8-42)
11、 (8-43) 如果已知(D/Di)=3，(HL/Di)=3，则 (8-44) 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。 (8-45) 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： (8-46) 式中，Di/D=1/3时，K=0.157；Di/D=2/3 时，K=0.1
12、13；Di/D=1/2时，K=0.101。 通风时的搅拌功率也可利用下式计算 。 (8-47) (8-48) 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： (8-49) 7.2.2气升式发酵罐设计和分析 n特点是结构简单，不需要搅拌；不易污 染，氧传质效率高，能耗低，节省动力 约50%；装料系数达8090%；安装维 修方便，冷却面积小剪切力小。 n较适于单细胞蛋白等的生产。 n分为外循环与内循环气升式发酵罐。 工作机理 n罐内外装设上升管，上升管两端与罐底 上部相连接，构成一个循环系统。 n在上升管的下部装设空气喷嘴口，空气 以250300m/s的高速度
13、喷入上升管， 使空气分割细碎，使上升管的发酵液比 重较小，加上压缩空气的动能，使液体 上升，罐内液体下降，进入上升罐，形 成反复的循环 。 结构参数 n高径比H/D=5 9 n导流筒径与管径比DE/D=0.6 0.8 n循环周期时间的确定 tm=VL/VC=VL/(/4)DE2vm VL罐内培养液体积； VC培养液循环量 DE导流管（上升管）直径； vm导流管中液体平均流速 n气液比R= VC /V G n环流速度取1.2 1.8 m/s，多段导流管或有筛网时可 降低。 n气液传质速率：h=Kvsn K,n为经验指数，鼓泡塔式发酵罐 低通气速率时，n=0.7 1.2，高通气速率时，n=0.4
14、0.7 7.2.3鼓泡塔生物反应器 n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。 n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。 n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。 7.2.4 固态发酵生物反
15、应器 n现代生物制品固态发酵的产率比液体深层发 酵高得多，这是因为，液体深层发酵产生的 大量发酵废水、通气与机械搅拌的高动力能 耗，成为液体深层发酵进一步发展的障碍， 迫使其向高浓度、高粘度方向发展，然而高 浓度、高粘度的极限就是固态发酵。再从生 态学与仿生学角度看，经过千百万年生物进 化洗礼的自然界生物体，无论是最低等的单 细胞生物，还是高等动植物及其单个活体细 胞，都不是选择在流体流动环境下生活。 生物反应器的设计 n生物反应器是发酵过程的中心，在反应器里生物原 材料在合适的条件下转变为需要的产品。产品的产 量和形成速率的最大化是优化生产过程的关键部分 。固体发酵生物反应器的理想特征如下所
16、述： （1）用于建造生物反应器的材料必须坚固、耐腐蚀以 及必须发酵过程的微生物无毒。此外须有一个可以 承受的合理的价格。 （2）防止发酵过程污染物的进入同时控制发酵过程的 有机体释放到环境。前者特别难以控制，这是因为 固体的处理不能象深层液体发酵的液体那样用泵输 送，因此产生污染物自由封闭体系。而后者同样是 一个非常重要的必备条件，因为大多数的固态发酵 过程含有真菌孢子，它可能是致病的，会对周围的 环境产生危害。要达到这种要求，可以通过在空气 出口安装过滤器，周详的密封设计以及对进口空气 进行过滤。但同时，这也增加了设备的费用。 （3）有效的通风调节、混合和热的移除来控制 温度、水活度、气体的
17、氧浓度等操作参数。 通常，固体培养基的发酵会遭受无效的热移 除或者培养基床水蒸发的损失等问题，影响 所需产品的产量和质量。 （4）维持基质床层内部的均匀性这通常由 有效的混合获得。它同样对使热量梯度的最 小化非常关键，是固态发酵过程非常重要的 一个因素。 （5）总的固态发酵过程包括培养基的制备、培 养基的灭菌、产品回收之前生物量的灭菌、 接种体的准备、生物反应器的安装和拆卸。 一个生物反应器的设计应该使以上的操作非 常方便，令人满意。 7.3 酶反应器 7.3.1分类:酶反应器大致可分为罐型、管型和膜型 类 型式名称操作方式说明 单项 系 统酶 反应 器 搅拌罐分批、流加靠机械搅拌混合 超滤膜
18、反应器 分批、流加或 连续 适用于高分子底物 多项系 统酶 反应 器 搅拌罐 分批、流加或 连续 靠机械搅拌混合 固定床或填充床连续 适用于固定化酶或 微生物的反应器 流化床分批、连续 靠溶液的流动而混 合 膜式反应器 悬浊 气泡塔 连续 分批、连续 膜状或片状的固定 化酶适于气体为 底物 7.3.2酶反应器的选择 n游离酶反应器的选择，完全可以按照般生 物反应器的选择要求来进行。 n对固定化酶反应器的选择，除根据使用的目 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形 状（颗粒、纤维、膜等）、大小、机械强度 、密度和再生
19、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。 n固定化酶的形式有颗粒状（particle pellet） 、膜状（membrane，film，plate）、管状（ tubing）和纤维状等几种类型。其中以颗粒 状为主，这是由于其比表面积大。 n由催化剂的形状，可以决定反应器的大致型 式，例如，小颗粒的固定化酶，可选用流化 床反应器，以增大有效催化表面积。一般总 是期望固定化酶的机械强度大些，但是，有 些固定化酶颗粒（如用凝胶包埋法或胶囊法 制备的固定化酶）的机械强度
20、仍较差，在搅 拌罐中，由于搅拌翼的剪切作用，这种固定 化酶易遭破坏。对凝胶包埋法的固定化酶颗 粒，当采用固定床反应器时，随床身增高， 由于凝胶颗粒自身的质量，会使凝胶发生压 缩（compaction）和变形，压强增大，为防 止这种现象，有必要在床内安装筛板，将凝 胶适当间隔开。 n由于酶失活是不可避免的，所以要保持 恒定的酶活力，就必须进行催化剂的再 生、新催化剂的补充或更换，这就要求 反应器应具备相应的结构。 n底物的性质是选择反应器的另一重要因 素。般来讲，细粒状和胶状底物有可 能阻塞填充柱或发生分层，这时可使用 循环式反应器或流化床反应器。 n罐型反应器内一般装配有搅拌装置，故 称其为“
21、机械搅拌式生物反应器”，适用 于上述各种操作。管型反应器和膜型反 应器一般用于连续操作，对相对直径较 大、纵向较短的管型反应器也称为塔式 反应器。目前，发酵工业上广泛使用的 糖化罐、液化罐等都是典型的酶反应器 。 7.3.2设计和操作的参数 n 停留时间空时 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:停留时间等于反应时间； 连续式: 空时 1/空速 n转化率转化分数 分批： 连续： n生产能力Pr 单位时间、单位反应器体积内生产的产物量。 分批： 连续： n选择性SP表明了整个反应的平均选择性。 在具有副反应发生的复合反应中，能够转变为目的产物的底物 变化量中，实际转
22、变为目的产物的比率。 7.3.2 理想的酶反应器 A A. CPFR型 （1）特点： 优点：活塞流流动模型平稳、等速、不返 混 通过反应器的微元体沿同一方向以相同的速 度向前移动；在微元体的流动方向上不存在 返混现象；所有混元体在反应器中停留时间 相同；与流体流动方向垂直截面上物料的组 成均一且不随时间变化。 缺点：对于细小或胶状的底物或酶颗粒易发生 堵塞。 B方程： nFS=（F+dF)(S+dV)-rSdV dF=0， F0=F=Ff - F dS=- rSdV= k S d V= k SAdl 边界条件l=0 , S= S0 n停留时间 n一般关系式 BCSTR型 （1）特点： n优点：
23、以恒定的流速加入物质，理想CSTR 反 应器中，反应液混合良好。各部分组 成相同（V、定态操作、返混最大） n缺点：搅拌桨产生强大的剪切力、易使酶失 活。（菌丝断裂、动植物细胞破损） n 改良CSTR（对酶）： 将载有酶的聚合物园片固定在搅拌轴上 或者放置在与搅拌轴一起转动的金属网筐内 用有底物抑制的场合。 n方程： FS0=FSt-rSdV F(S0 - St)= -rSdV 一般关系式 7.3.3 CSTR型与CPFR反应器性能的比较 相同的转化率 A A. 分布 以 1/rS- 作图可知 CSTR CPFR ， 且随着 ，差异越显著。 B反应体积 V CSTR V CPFR C酶的用量
24、在CSTR中所需的酶量比SPFR的多；且X越高，差异越显 著；同时也与反应的级数有关，一级反应时最大，零级 反应时最小。 D 稳定性 在SPFR反应器中，酶比较敏感，即酶易失活。 在CSTR反应器中，基质的浓度均匀一致，因此酶的失 活动力学较简单，而在SPFR中，基质的浓度沿着反 应器轴向变化，故在反应器的不同区段里，酶的失 活速率不一样，其酶的失活动力学就较复杂。 E 底物抑制 在SPFR反应器中，底物的抑制作用比 CSTR反应器中 的更加强烈； 在CSTR反应器中，产物的抑制作用比SPFR 反应器中 的更加强烈。 F 浓度的分布 7.4生物反应器的比拟放大 7.4.1 目的 7.4.2分类
25、 经验放大法 因次分析法 时间常数法 数学模型法 基础实 验测定 值 过程的模 型 用电子计算机 作方案研究 模型的放大 计算机的结果与 实验结果的比较 基础模型 的修正 用电子 计算机 作设计 计算 过程的 基本设 计 小 试 中 试 图7-1 数学模拟放大方法示意图 经验放大法机械搅拌反应器 n 几何相似放大放大倍数m 体积 径高比 n恒定等体积功率放大 n以单位培养液体积的空气流量相同的放大原则 进行放大。 VVM（标准）单位时间培养液体积在单位 时间内通入的空气流量m3/(m3 min). 标准状态下空气线速度Ug来表示（m/h） n以空气线速度相同的原则放大 n以kLa相同的原则放大
26、 4 6 7 8 15 4/73 由于细胞的组成是复杂的，当微生物细胞内部 所含有的蛋白质、脂肪、碳水化合物、 核酸、维生素等的含量随环境条件的变化而变 化时，建立起的动力学模型称为结构模型。 10 12/50 分配系数KP 的定义是载体内外底物浓度之比。 （1） KP 1，表明载体颗粒内底物浓度高于反应液中 底物浓度，因此在载体颗粒与反应液之间的固液界 面处，底物浓度由反应液中的浓度逐渐增大至载体 颗粒内部浓度。 （2） KP = 1，表明载体颗粒内底物浓度等于反应液中 底物浓度，因此在载体颗粒与反应液之间的固液界 面处，底物浓度等于反应液中底物浓度。 （3） KP 1，表明载体颗粒内底物浓
27、度低于反应液中 底物浓度，因此在载体颗粒与反应液之间的固液界 面处，底物浓度由反应液中的浓度逐渐降低至载体 颗粒内部浓度。 7/50 （1）酶的稳定性受温度和时间的双重影响。在同一温 度下，不同的保温时间残存酶活力有极大差异。图 （a）中不同温度下保温10min 后残余酶活力曲线只 表明，在保温时间为10min时，酶在50C 以下是稳 定的，而并不能得出“酶在0C 以下是稳定的”这一结 论。因为不同的保温时间必将对酶的稳定性产生影 响。 （2）一定的酶促反应都是由正向的酶促反应与酶的失 活反应的复合。当时间一定，随温度的升高，反应 速率增大，转化率提高，但当温度高于某一值时， 由于酶的热失活速
28、率加快，当快于酶促反应速率上 升的速度时，酶的总反应速率下降，最终降为零。 对某一反应时间，就有一与最高转化率对应的温度 ，该温度称为最适温度。不同的反应时间，有不同 的最适温度。最适温度是温度对酶促反应速率和酶 失活速率双重作用的结果。图（b）只表明反应时间 为10min 时，酶的最适反应温度为35C。但并不能 笼统地说酶的最适反应温度为35C。因为如果反应 时间变化，酶的最适反应温度将发生变化。 8/50 最适温度是温度对酶促反应速率和酶失活 速率双重作用的结果，酶的失活又受温 度和时间的双重影响。因此不同的反应 时间，有不同的最适温度。当反应时间 较长时，在较低的温度下即可达到短时 反应较高温下所能达到的同样的失活速 率，从而引起酶最适温度的降低。通常 连续式操作比分批式操作时间长，因此 ，其最适反应温度比分批实验的要低。 在有氧条件下，杆菌在甲醇上生长，在进行间歇 培养得到结果如图： 试求max , YX/S， td, KS. 以下是动态法测定发酵体系氧传递系数实 验中获得的一组数据。已知实验条件的饱 和溶氧浓度为7.3mg/L，试根据下图数据 估算反应体系的氧吸收速率和kLa。 -QO2X C(mg/L) t(min)