生物工程设备
第六章 通风发酵设备
对通风发酵设备的要求
?（ 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, 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,
对通风发酵设备的要求
?（ 4） 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 。
1,发酵罐的结构
?一机械搅拌通用式发酵罐
?（一）发酵罐的基本条件
?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。
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 1.7~4,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 。 因此需要一定的强度 。
?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
（二）发酵罐的结构
?好气性机械搅拌发酵罐是密闭式受压设
备, 主要部件包括罐身, 搅拌器, 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
1.罐体
?结构：圆柱体和椭圆封头或碟形封头焊
接而成,
?材料为碳钢或不锈钢 。 大型发酵罐可用
衬不锈钢或复合不锈钢制成 。
?刚度和强度：受压容器, 空消 或 实消,
通常灭菌的压力为 2.5Kg/m3。
?小型发酵罐罐顶和罐身采用法兰连接 。
顶部设有清洗用的手孔 。
接管
?罐顶：进料管, 补料管, 排气管, 接种
管和压力表管 。
?罐身：冷却水进出管, 进空气管, 温度
计管和测控仪表接口 。 排气管应尽量靠
近封头的轴封位置 。
2.搅拌装置
?目的：有利于液体本身的混合及气液,
气固之间的混合,
?质量和热量的传递, 特别是对氧的溶解
具有重要的意义,
?加强气液之间的湍动, 增加气液接触面
积及延长气液接触时间 。
搅拌器结构
? 搅拌器可以使被搅拌液体形成轴向或径向的液
流 。
? 发酵罐中以径向液流为主 。
? 用涡轮式搅拌器时为避免气泡在阻力较小的搅
拌器中心部分沿着搅拌轴上升, 在搅拌器中央
常带有圆盘 。
? 常用的涡轮式搅拌器有平叶式, 弯叶式和箭叶
式三种 。
? 叶片数一般为六个, 也有少至四个或多至八个
的 。
搅拌器结构
?为了拆装方便, 大型搅拌器可做成两半
型, 用螺栓联成整体 。
?功率消耗：平板式最大，弯叶式次之，
箭叶式最小。
?搅拌器宜用不锈钢制造。
1,圆盘平直叶涡轮搅拌器
?与没有圆盘的平直叶涡轮搅拌特性差别
小，
?从单口管喷出的气泡受到圆盘的阻挡，
避免从轴部的叶片空隙上升，保证了气
泡的更好的分散。
?循环输送量和功率输出大
?适用于各种流体，包括粘性流体、非牛
顿流体的搅拌混合。
2,圆盘弯叶涡轮搅拌器
?搅拌流型与平直叶涡轮相似,
?造成液体径向流动较为强烈,
?因此在相同的搅拌转速时, 混合效果较
好, 功率输出较小 。
?适用于混合要求特别高, 而溶氧速率相
对要求较低的发酵产品生产 。
3,圆盘箭叶涡轮搅拌器
?其搅拌流型与上述两种涡轮相近
?轴向流动更强烈 。
?相同转速条件下, 造成的剪切率低, 输
出功率也较低 。
挡板
?阻止液面中央部分产生下凹的旋涡，
?6~4块挡板可满足全挡板条件,宽度为 0.1-
0.12D。
?全挡板条件：能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。
?
挡板计算
?n(b/D) =n（ 0.1-0.12D） /D=0.5
?D— 发酵罐直径，
?b— 挡板宽度
?N-挡板数
3,通气装置
? 将无菌空气导入罐内的装置
? 最简单的通气装置：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 40mm。
? 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 5-8mm孔的总面积约等于通风管的截
面积 。
?通气量较小时, 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 。
?发酵过程中通气量较大, 气泡直径仅与
通气量有关而与分布器直径无关 。
?强烈机械搅拌时, 多孔分布器对氧的传
递效果并不比单孔管为好, 会造成不必
要的压力损失, 且易使物料堵塞小孔 。
4.传热装置
?排除发酵过程中由于生物氧化作用及机械
搅拌产生的热量的装置
?在发酵过程中，放出的热量可用如下的热
平衡方程式：
?Q发酵 =Q生物 +Q搅拌 -Q蒸发 -Q显 -Q辐射
? Q发酵 发酵过程中释放的净热量
? Q生物 — 生物合成热，包括生物细胞呼吸放热和
发酵热
? Q搅拌 — 3600Pg?,Pg 搅拌功率,?功热转化
率
? ?860（ Pg/V）
? Pg/V,单位体积培养液所消耗的功率（在通气
情况下）
?860，热功当量,kcal/kw h
? Q蒸发 — 排出空气带走水分所需的潜热
? Q显 — 排出空气带出的显热
? Q辐射 — 因罐外壁与大气间的温度差使罐壁向大
气辐射的热量
? Q蒸发 +Q显 =Q空气 =(I2-I1)(L/V)
? L/V — 单位培养液体所导入的干空气重量
Kg/m3
? I2-I1 — 空气进入及离开发酵罐时的热含量
Kcal/Kg
计算
?需实测，实测过程中维持培养液的温度
不变，定期测量冷却水进口及出口的温
度 t2及 t1以及冷却水的流量 G
?Q发酵 =(t2-t1 )GC/V
?G— 水的流量
?C—— 水的比热
?T2,t1— 水的进口, 出口温度
?V—— 培养体积
发酵罐传热面的传热系数
K= Q发酵 V/（ F ?tm）
?F—— 传热面积
??tm—— 发酵液与冷却水间的平均温差
发酵换热装置的形式
?1.夹套式换热装置 多用于容积较小的发
酵罐, 种子罐 。 一般小于 5m3,夹套的
高度比静止液面高度较高即可, 约高
50~100mm。 夹套的宽度对于不同直径
的发酵有不同的尺寸, 一般为
50~200mm，
具体设计
Dg 500~600 700~1800 2000~300
0
Dp Dg+50 Dg+100 Dg+200
?夹套上设有水蒸汽, 冷却水或其他介质
的进出口 。
?当加热用水蒸气, 进口管应靠近夹套上
端, 冷凝液从底部排出；
?如果冷却介质是液体, 则进口管应安在
底部, 是液体从底部进入上部流出 。
优点
?结构简单
?加工容易
?罐内无冷却设备, 死角少, 容易进行灭
菌工作, 有利于发酵 。
?缺点是传热, 传热系数 100~250
竖式蛇管换热装置
?竖式的蛇管分组安装于发酵罐内, 有四
组, 六组或八组 。
?5m3以上的发酵罐多采用
?优点：冷却水在管内的流速较快, 传热
系数高 。 约为 300~450 （ 有时可达
800~1000） 。
?缺点：容易被腐蚀, 增加培养液中金属
离子的浓度, 腐蚀而形成穿孔, 引起污
染 。
竖式列管（排管）换热装置
?传热系数较蛇管低，用水量也较大。
5、机械消沫装置
?发酵液中含有大量的蛋白质, 在强烈的
通气搅拌下产生大量的泡沫 。
?导致发酵液的外溢和增加染菌机会
?须用加消沫剂的方法去除,
?泡沫的机械强度较差和泡沫量较少时,
采用机械消沫装置也有一定作用 。 其作
用是将泡沫打碎 。
消沫器可分为两大类
?① 内置：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 。
?② 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 。
?第一类最简单的是桨式消沫桨 。
6、连轴器及轴承支承
? 大罐搅拌轴一般较长, 常分二段或三段, 用连
轴器使上, 下搅拌轴成牢固的刚性联接 。 作用
是转送运动和功率 。
? 常用：
? ① 刚性夹壳式连轴器：由两个半园筒形的夹壳
组成, 用螺栓固定 。 这种连轴器的优点是拆装
方便, 拆装时轴不需要作轴向移动 。
? ② 刚性凸缘式连轴器：由两个带凸缘的圆盘组
成, 半连轴器与轴是通过键进行固定, 由轴上
的轴启与锁紧螺母达到轴向固定 。
发酵罐的支承
?罐外的转动轴的轴承：用二个滚动轴承,
用以承受径向载荷和轴向载荷 。
?罐内最好不安装轴承,
?罐内操作条件恶劣, 润滑困难,
?安装维修不便；
?另一方面在罐内再加轴承, 则成多支点
支撑, 对中不易, 安装不好将产生偏心,
加剧轴承的磨损和产生震动 。
搅拌轴的支撑
?最好做成 悬臂 状 。 但是发酵
?罐较长, 仅用二个支撑点满足不了要求,
需要增加罐内支撑点 。
?可安装底轴承和中间轴
?承 。 这些轴承都要靠液体本身润滑, 应
用轴 3
7、轴封
?搅拌轴的密封称为动密封 。
?因为在发酵罐的密封除静密封外, 还要
考虑搅拌轴与罐盖之间的密封 。
?由于搅拌轴是转动的和运动的, 而顶盖
是固定静止的, 对这种运动与静之间的
密封称为动密封 。
对动密封的基本要求
?1.密封要可靠；
?2.机构要简单；
?3.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 。
填料函密封的特点与缺点
?特点：结构简单, 填料拆装方便 。
?缺点：
?Ⅰ, 死角多, 很难彻底灭菌, 容易渗漏
及染菌 。
?Ⅱ, 轴的磨损较严重
?Ⅲ, 增加由于摩擦所损耗的功率, 产生
大量的摩擦热
?Ⅳ, 寿命较段, 需经常换填料
2.机械密封
?原理：靠弹性元件（弹簧、波纹管）及
密封介质压力使两个 精制的,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
?1,摩擦付, 即动环和静
环
?2,弹簧加荷装置
?3,辅助密封圈 （ 动环密
封圈和静环密封圈 ）
优点和缺点
? 1,泄漏量极少, 约为填料函密封的 1％,
? 动, 静环密封圈与转轴或压盖是相对静止而几
乎不受磨损,
? 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 。
? 2,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 2～ 5年以上 。
优点和缺点
? 3° 不需要调整 。 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, 因此不需要调整 。
? 4° 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 10～ 15％ 。
? 5° 轴与轴套不受磨损 。
? 6° 结构紧凑, 安装长度较短 。 由于不需要调
整用的间隙, 因而使结构紧凑 。
? 缺点：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。
（三）发酵罐的几何计算
?1.几何尺寸：
?H/D=1.7-3.5; H:罐身高,D：罐径
?Di/D=1/2~1/3,Di：搅拌叶轮直径
?B/D=1/8~1/12,B：挡板宽
?C/Di=0.8~1.0,C：下搅拌叶轮与罐底距
?S/Di=2~5,S：相邻搅拌叶轮间距
?H0/D=2 H0,罐高
2.容积计算
椭圆形风封头体积计算
公称容积
?V公称 = V下封头 +?D2H/4
（ 3）液柱高度
?HL=H?’+ha+hb
??’— 圆柱部分高度的装料系数,
装料容积和装料系数
?装料容积
?V= （ ?D2 ha /6） +（ ?D2 H?+hb） /4
?(5)装料系数,0.6-0.8
??=V料 /V全
气升式发酵罐
? 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 80~90%；
? 安装维修方便，
? 冷却面积小
? 剪切力小
? 较适于单细胞蛋白等的生产
发展
?初期：空气通过底部的多孔板分散成小
气泡与培养基混合，向上移动，最后与
二氧化碳等释出，培养液处于湍流状态。
?现在：上升管和下降管，含气率多的培
养基比重小，向上升。含气率小的培养
基比重较大，由于在管内外的液体比重
不同，而产生压力差，推动培养液在罐
内循环
外循环与内循环气升式发酵罐
?上升管和下降管的布置可以装在罐外,
称为外循环
?也可装在罐内, 称为内循环 。
工作机理
?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 。
?在上升管的下部装设空气喷嘴口, 空气
以 250~300m/s的高速度喷入上升管, 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
?高径比 H/D=5 ~ 9
?导流筒径与管径比 DE/D=0.6 ~0.8
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
气液比 R
?空气喷出压力差 ?p及循环速度 vm之间的
关系，
?通气量对其混合和溶氧起决定作用
?通气压强（空气喷出压力差 ?p）：发酵
液流动与溶氧有相当影响
?气液比 R= VC /V G
?环流速度取 1.2 ~1.8 m/s，多段导流管或
有筛网时可降低。
溶氧传质
?气液传质速率取决于发酵液的湍动及气
泡的剪切细碎状态，气液湍动与混合受
反应器输入能量的影响
?反应溶液气含率与空气截面速度 vs关系：
? 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 ~0.7
体积溶氧系数
?为空截面空气速度的函数
?kLa=bvsm
?水和电解质,m=0.8
? b实验数据，与空气分布器形式和溶液
性质的函数
?气升环流式发酵罐当通气输入功率为
?Pg/VL=1kW/m3，
?OTR=2 ~3kg/（ m3h），
?溶氧速率为 2kg/（ kWh）
喷嘴直径的确定
?喷嘴的结构如图
?喷嘴直径的确定
自吸式发酵罐
?特点与不足
?种类
自吸式发酵罐 特点与不足
?节约设备投资，减少厂房面积
?溶氧速率高，溶氧效率高，能耗低
?某些发酵则生产效率高，经济效益高。
?缺点：易染菌，需高效过滤系统
种类
?机械搅拌自吸式发酵罐
?喷射自吸式发酵罐
?溢流喷射自吸式发酵罐
机械搅拌自吸式发酵罐
?不需要空气压缩机，而在搅拌过程中自
吸入空气的发酵罐。
?开始于 1960s，
?通风装置由转子和定子组成 。
机理
?在转子启动前先用液体将转子浸湿，然
后启动马达使转子转动。由于转子高速
旋转，液体或空气在离心力的作用下被
甩向叶轮外缘，而使 流体获得能量，
通风机理
? 转子叶轮空腔内的流体从中心甩向外缘时, 中
心形成负压, 转子转速愈大, 所造成的负压也
愈大 。
? 由于转子的空腔用管子与大气相通, 由于大气
的空气不断的被吸入, 甩向叶轮的外缘, 通过
导轮而使气流均匀甩出 。
? 转子搅拌使气液在转子的周围形成强烈的混合
流, 使刚离开叶轮的空气不断在发酵液分裂成
细微的气泡, 并在湍流状态下混合, 翻腾, 扩
散到整个罐中 。
? 自吸式通风装置在搅拌的同时, 完成了通风作
用 。
?叶轮形式有：六叶轮, 三叶轮, 四弯叶
轮等形式 。 常见的为三叶轮和四弯叶轮 。
叶轮却是空心体, 叶轮直径为罐直径的
1/3到 1/15。
?自吸的搅拌转速一般比通用式高, 对于
单个罐功率较高, 也可削去空压机的功
率, 功率下降, 减少 30％ 。
设计要点
? 高径比：利用负压吸空气，不宜取大。以液面
与搅拌吸气转子的距离 2-3m。
? 转子与定子的确定：
? 三棱叶转子特点：
? 直径大；
? 较低转速时吸气量大
? 吸气量稳定，吸程大
? 搅拌功率高
? 直径为罐直径的 0.35倍
? 具体数据见书,46页
四弯叶转子
?剪切作用小
?阻力小
?消耗功率小
?转速高
?吸气量大
?溶氧系数高
?具体结构见书 47页
吸气量计算
? 满足单位体积功率消耗比时：
? 三棱叶自吸式搅拌器吸气量：
? f(Na,Fr)=0
? Na; 吸气准数,=Vg/(nd3)
? Fr; 弗鲁特准数,=n2d/g
? d,叶轮直径,m
? n：转速,1/s
? Vg：吸气量, m3/s
? g, 重力加速度常数,9.81m/s
? Fr增至一定值,Vg趋于稳定，
? Na =0.0628-0.0634,修正系数为 0.5-0.8
四弯叶自吸式搅拌器吸气量计算
?Vg =12.56nCLB(D-L)K (m3/min)
? n,叶轮转速,r/min；
?D,叶轮外径，
?L,叶轮开口长度,m；
?B,叶轮厚度,m；
?C,流率比,C=K/（ 1+K）
?K，充气系数
喷射自吸式发酵罐
?文式管吸气自吸式发酵罐
?利用泵使发酵液通过文式管吸气装置，
液体在收缩段加速，形成真空，吸入空
气，气泡分散与液体混合，收缩段液体
Re>6× 104,吸气量及溶氧速率高
液体喷射自吸式发酵罐
?尺寸范围内，体积溶氧传质系数数学表
达式为：
?kLa =1.0（ PL/VL） 0.23vs0.91（ De/D） -0.46
?D和 De发酵罐和导流管内径,m
?PL液体喷射功率，
?VL发酵罐溶液体积
?vs空截面气速
溢流喷射自吸式发酵罐
?液体由溢流喷射器溢流形成抛射流，液
体的表面层与其相邻的气体的动量传递，
使边界层气体具有一定速率，带动气体
流动形成自吸气作用。
通风固相发酵设备和其他类型的
通风发酵反应器
?见书 50-53，自习
§ 2.搅拌器轴功率的计算
?一、搅拌器轴功率的计算
?轴功率：搅拌器输入搅拌液体的功率,
是指搅拌器以既定的速度运转时, 用以
克服介质的阻力所需的功率 。 它包括机
械传动的摩擦所消耗的功率, 因此它不
是电动机的轴功率或耗用功率 。
（一）搅拌功率计算的基本方
程式
?单只涡轮在不通气条件下输送搅拌液体
的功率计算，
?P0与下列因素有关：
?搅拌罐的直径 T、液柱高度 HL、液体粘度
μ,搅拌器直径 D，搅拌型式、搅拌器转
速 N、液体密度 ρ,重力加速度 g以及有
无挡板。
?搅拌罐直径 T、液位高度 HL与搅拌器直径
D有一定的比例关系。可以作为独立参数
公式
? P0=f（ N,D,?,?,g）
? 用因次分析法对上述函数进行处理
? P0=A NaDb?c?dge
? 根据因次和谐的原则, 等号两侧因次应相等：
? FL/T=(1/T)aLb(FT2/L4)c(FT/L2)d(L/T2)e
? 因次 [F],1=c+d
? 因次 [L],1=b-4c-2d+e
? 因次 [T],-1＝ -a+2c+d-2e
?共有变量数 n＝ 6,基本因次 m＝ 3,由上
述方程组
?a＝ 3-d-2e
?b＝ 5-2d-e
?c＝ 1-d
?P0=A N 3-d-2eD 5-2d-e ? 1-d ?dge
?P0=A N 3D 5? [?/(ND2?)] d[g/(N2D) ] e
P0/(? N 3D 5) =K [(ND2?) / ?] m[(N 2D) / g]n
? Np= P0/(? N 3D 5) —— 功率准数
? ReM=(ND2?) / ?—— 搅拌情况下的雷诺系数
?FrM—— 搅拌情况下的韦鲁特准数
?P0—— 无通气时搅拌器输入液体的功率 (W)
? ρ—— 液体密度 （ kg/m3）
? μ—— 液体粘度 （ N.s/m2）
?D—— 涡轮直径 （ m）
?N—— 涡轮转速 （转 /分）
?k,m,n值为与搅拌器型式, 搅拌罐比
例尺寸有关的常数, 在具有挡板的情况
下, 液面不产生中心下降的漩涡, 此时
指数 n＝ 0。 具有挡板的情况下：
?P0/(? N 3D 5) =K [(ND2?) / ?] m
?Np= K ReM m
?圆盘六平直叶涡轮 Np＝ 0.6
?圆盘六弯叶涡轮 Np≡4.7
?圆盘六剪叶涡轮 Np≡ 3.7
（二）多只涡轮在不通气条件
下输入搅拌液体的功率计算
? 在相同的转速下, 多只涡轮比单只涡轮输出更
多的功率, 其增加程度除叶轮的个数之外, 还
决定于涡轮间的距离 。
? 距离有三个情况：
? 1,s＝ 0 实际上变为一个涡轮；
? 2,s＞ sconst 互不干扰, 两个涡轮所消耗
的功率就是单个涡轮的两倍；
? 3,s＜ scovnst 相互干扰, 输出功率小于
单个涡轮的两倍 。
?当输出功率为最大时，涡轮间的距离：
?Sm=[HL-(0.9+?)D]/2 ?
??=[(m-1)lgm-lg (m-1)!] /lgm
?HL—— 液柱高度
?D—— 搅拌器直径
?m—— 同一轴上搅拌器个数
? 对非牛顿型流体可取 S＝ 2D
? 牛顿型流体 S＝ 2.5～ 3.0D
? 静液面至上涡轮的距离可取 0.5～ 2D
? 下涡轮至罐底的距离 C＝ 0.5～ 1.0D
? S过小, 不能输出最大的功率； S过大, 则中间
区域搅拌效果不好 。
? 符合上述条件的发酵罐, 用经验公式计算或实
测结果都表明, 多个涡轮输出的功率近似等于
单个涡轮的功率乘以涡轮的个数 。
? Pn＝ nP0
（三）通气情况下的搅拌功率
Pg的计算
?同一搅拌器在相等的转速下输入通气液
体的功率比不通气流体的为低。
?可能的原因是由于通气使液体的重度降
低导致搅拌功率的降低。
?功率下降的程度与通气量及液体翻动量
等因素有关，主要地决定于涡轮周围气
流接触的状况。
? 通气准数：
? Na＝ Q/ND3来关联功率的下降程度
? Na＜ 0.035 Pg/P0＝ 1～ 12.6Na
? Na＜ 0.035 Pg/P0＝ 1～ 12.6Na
? Q—— 通气量 m3/min
? N—— 转速 1/min
? D—— 搅拌器的直径 m
? Pg—— 通气情况下的轴功率 kw
? P0—— 不通气情况下的轴功率 kw
?Michel等人用 六平 叶涡轮将空气分散于
液体之中，测量其输出功率，得到经验
式：
?Pg=c[P02ND 3 / Q0.56]0.45
?福田秀雄公式
? Pg=f（ P02ND 3 / Q0.08 ）
修正后的 Michel
?Pg=2.25[P02ND 3/ Q0.08]0.39× 10-3
?Pg,P0—— 通气与未通气的轴功率
kw
?N—— 搅拌器转速 1/min
?D—— 搅拌器直径 cm
?Q—— 通气量 ml/min
二、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 μ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 μ不仅是温度的函数,
随流动状态而变化 。
（一）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：
??=?dw/dr
? 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 。
? τ —— 剪应力 dw/dr—— 剪切率（速度梯
度）
非牛顿型流体的分类
? 我们接触的非牛顿型流体基本上为稳定的而此
类流体可按剪应力与剪切率之间的关系, 分为
三类：
? （ 1） 拟塑性流体 （ 分段型性流体 ）
? ?=k(dw/dr)n
? k—— 均匀性系数
? n—— 流动性指数 n＜ 1
? 大多数发酵液均属于此类 。
? 特点：粘度随着剪切率下 —— 而降低 。
?（ 2） 彬汉塑型性流体
?特点是其剪应力与剪切率的关系是不通
过原点的直线 。
? τ - τy = μpdw/dr
?τy—— 屈服剪应力
?μp—— 刚性系数
?（ 3） 拟 塑性流体：
? ?=k(dw/dr)n
?n＞ 1：流动性指数
?据有关资料报道, 大多数发酵液均属于
非牛顿型流体 。
?k—— 均匀性指数, 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 。
?凡牛顿型性流体, 服从
?? =?/(dw/dr)
?而对于非牛顿型流体
??p=?/(dw/dr)
?某些发酵液随着发酵时间的变化, 其流
变状态发生变化 。
?例：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 24hr以前为彬汉塑性
流体；
? 在 48及 96hr时呈牛顿型流体；
? 在 120hr时呈拟塑性流体
（三）非牛顿型流体的搅拌功
率计算
?可用 Np＝ ReMm的关系式进行计算
?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 ReM。
?牛顿型流体与非牛顿型流体的 Np～ ReM曲
线基本吻合，差别仅在 ReM＝ 10～ 300区
间之内
三、发酵罐搅拌功率的确定
? 应按不通气时所需搅拌功率来确定, 这是因为
灭菌及发酵前期不进行通气或通气量很少,
? 若按照正常情况下的功率消耗配备搅拌器的旋
动电机, 势必使电机长期处在超负载情况下,
甚至根本无法启动电机或使电机损坏 。
? 在搅拌器刚启动时, 往往需要比运动功率大得
多的启动功率, 但因发酵罐所选用的电机一般
属于 三相 电动机, 此种电动机允许在短时间内
有 较大的超负荷, 加上合理采用启动装置, 故
不必考虑启动时的功率消耗 。
? 考虑到电动机系列中的额定功率的规格间隔很
大, 如比 40kw再大一些的规格就是 55,75、
100kw,因此在实际选用电动机时可考虑采用
介于通气与不通气之间的功率 。
? 过去发酵罐所配备电动机的功率约为 1 ～
1.5kw/m3培养液, 而目前发酵罐所配备电动机
容量, 特别是如青霉素等由霉菌发酵的发酵罐,
其电动机容量可达至 3～ 4kw/m3培养液, 同时
将 通 气 量 压 缩 在 较 低 水 平 上 （ 如 0.4 ～
0.5m3/m3/min）, 即采用高功率消耗, 低通气
量的方法来加强搅拌过程中的剪应力和翻动量
三、非牛顿型流体特性对搅拌功
率计算的影响
?用水解糖液, 糖蜜等原料作为培养液的
细菌醪, 酵母醪均属于非牛顿型流体；
?直接用淀粉, 豆饼粉原料的低浓度细菌
醪或酵母醪接近于牛顿型流体；
?至于霉菌醪, 放线菌醪, 不管用什么原
料作为培养液, 均属于非牛顿型流体 。
?提高氧的传递速度和液固的混合程度对
高粘度的发酵液来说是十分必要的。
?同时可避免高通气量引起的搅拌功率下
降过多、泡沫严重、装料量少、液体蒸
发量大等缺点。
?适当选用较大容量的电动机，可在设备
改装和工艺条件改变时具有一定的灵活
性。当然也要避免盲目采用大功率电机
而导致电机运转时功率因数过低。
第三章 通气发酵罐中溶氧速率
与通气搅拌的关系
?溶氧传递
溶氧传递
一, 双膜理论
?通风发酵罐的通风是供给好气性发酵微
生物呼吸和代谢活动所需的氧 。
?微生物只能利用溶氧 。
?供氧与好氧不断地进行 。 若能设法提高
溶氧速率和氧的利用率, 则能提高发酵
生产率 。
氧的溶解性
? 氧是难溶于水的气体，在 23℃ 时，每升水中只
能溶解 5.44ml，而氧的溶解所能达到的限度，
决定于气液平衡关系和传质速率。
? 为了加速氧的溶解，必须尽可能加大气液两相
间的接触面和流体动力学条件。
? 因此在工业生产中把除菌中的空气通入培养液
中，使之分散成细小的气泡，尽可能增大气液
两相的接触面积和接触时间。以促进氧的溶解。
? 在设计通气发酵罐如何提高溶氧速率和氧的利
用率，是值得研究的问题。
（一） 氧的传递途径
? 在需氧发酵中, 对微生物的供氧过程, 首先是
气相中的氧溶解在培养液中, 然后传递到细胞
内的呼吸酶位置上面被利用 。
? 这是一系列的传递过程 。 可分为供氧和好氧两
个方面 。
? 供氧是指空气中的氧从空气通过气膜, 气膜界
和液膜扩散到液体中 。
? 好氧是指氧分子自液体主流通过液膜, 菌体丝,
细胞膜扩散到细胞内 。
氧的传递途径
?可分三步：
?1.气泡中的氧分子经过气膜, 气液界面,
液膜进入液体主流；
?2,氧分子从液体主流向细胞周围界面的
液膜扩散到液体－细胞界面；
?3,氧分子从液体－细胞界面属细胞内部
扩散 。
（二） 氧气溶解过程的双膜理
论
?1） 在气液与包围着气泡的液体之间
存在着界面, 在界面的气流一侧存在一
层气膜, 在界面的液体一侧存在着一层
液膜 。
?气膜内的气体分子和液膜中的液体分子
都处于层流状态分子间无对流运动, 因
此氧分子只能以扩散方式, 即浓度差而
透过双膜 。
双膜理论
?（ 2） 在双膜之间的界面上, 氧气的分
压强与溶于液体中氧的浓度存在平衡关
系；
?（ 3） 传质过程处于稳定状态, 传质
途径上各点的氧的浓度不随时间而变 。
双膜理论
?氧的空气扩散到气液界面这一段的推动
力是空气中氧的分压与界面处氧的分压
之差, 即 P-Pi。
?氧穿过界面溶于液体继续扩散到液体中
的推动力是界面处氧的浓度与液体中的
推动力是界面处氧的浓度与液体中氧浓
度之差, 即 C-Ci。
?两个推动力相对应的阻力是气膜阻力的
1/kg,和液膜阻力 1/kl,
单位接触界面氧的传递速率：
? ? ? ?11
gl
iiA g i l i
kk
P P C CN k P P k C C????推动力 ＝ ＝ ＝ ＝ －
阻力
NA----- 单 位 接 触 界 面 的 氧 传 递 速 率
kmol/m2·hr
Kg-----气膜传质系数 kmol/m2·hr&atm
kl-- 液 膜 传 质 系 数 kmol/m2hr,
m3/kmol ·m2hr
P,Pi----气相中和气液界面出氧分压 atm
Ci,C-----气液界面和液相中的氧浓度
kmol/ m3
总传质系数和总推动力
?不可能测定界面处的氧分压和氧浓度,
或者不能直接用于实际 。
?为了计算方便, 并不单独计算 Kg和 kl，
而改用总传质系数和总推动力：
?NA＝ kG(P-P*)=Kl(C*-C)
总传质系数和总推动力
?kG-----以氧分压差为总推动力的总传质
系数 kmol/m2hr&atm
?Kl-----以氧浓度为总推动力的总传质系数
m/hr
?P*-----与液相中溶氧浓度 C达到平衡时的
氧分压 atm
?C*-----与气相中氧分压 P平衡时氧的溶解
度 kmol/ m3
亨利定律
?亨利定律：与溶解度达到平衡的气体分
压与该气体被溶解的浓度成正比 。
?P=HC*
? P*=HC
? Pi=HCi H―――― 亨利常数
? ?
*
1*
*
A
G
A
AA
AA
N
K
PP
PP
KG N
P P i P i P
NN
H Ci C
P P i
NN
?
?
?
?
??
??
?
?
??
1
1
11
1 1 1
A
A
G
P P i
Kg N
Ci C
Kl N
H
K Kg Kl
Kl H Kg Kl
?
?
?
?
??
??
?对于易溶于水的气体, H很小 。 （ 1） 式
中的 H/Kl可忽略, KG=Kg
? 对难溶气体, 好氧溶于水, H很大 。
1/HKg趋向零, KL=kl
? 此溶解过程液膜阻力是主要因素 。 所以
对于氧溶解：
?NA=Kl(C*-C)
? C*-C是可以测量的, 但其中 NA是单位面积的
传氧量由于界面积不能测量, NA也不能计算 。
? 在上式两边各乘单位体积培养液中气液两相界
面的总面积 。
? NAa=Kla(C*-C) Nr= Kla(C*-C)
? Nr-------- 单 位 体 积 液 体 氧 的 溶 解 速 率
kmol/m2· hr
? Kla―――― 以浓度差为推动力的体积溶氧系
数 1/hr
?溶氧速度小于微生物而好氧速度,则培养
液中氧逐渐耗尽, 当溶液中氧浓度低于
临界氧浓度时, 就要影响微生物的生长
发育和代谢产物的生物 。 因此, 供氧和
好氧至少必须平衡, 此时可用下式：
? NA=Kla(C*-C)=Qo2M
? Qo2------菌体呼吸强度 kmol/Kg· hr
? M― 培养液中菌体浓度 m3/kg
二、体积溶氧系数 Kla的测定
?溶氧系数的测定方法很多：
?亚硫酸钠氧化法,
?取样法
?排气法 。
?使用了各种试验仪器和方法, 如滴汞电
极以及极谱仪, 还要用静止, 颤动铂电
极, 具有转筛的银汞齐电极等,
?亚硫酸盐氧化法及溶氧电极法的原理 。
（一） 亚硫酸盐氧化法
?1,原理及计算
?原理：亚硫酸根离子在铜离子催化作用
下, 被空气中的氧分子氧化成硫酸根离
子 。 由于亚硫酸盐氧化速度很快, 所以
氧一溶解于液体中就被耗尽 。 从而使溶
液中氧浓度为零值 。 一般当亚硫酸盐浓
度为 0.035－ 0.9当量, 温度 20－ 45℃ 时,
氧化反应速度不变 。
反应式
2 32 aN S O
+O2 2Cu ????? 2NaSO4
未被氧化的 Na2SO3与碘液反应被
氧化；
Na2SO3+I2+H2O
24 2N a S O H I??
?再用稳定的 Na2S2O3滴定剩余的碘：
?
2 2 3 2 2 4 622N a S O I N a S O N a I? ? ?
操作
?将 配 好 的 1N Na2SO4 溶 液 加 入
CuSO4(0.01mol/l),一起放入发酵罐中,
进行通风搅拌 。
?Na2SO3被氧分子氧化成 Na2SO4每隔一
定时间 （ 如 10min） 取样 。 放入装有碘液
的三角瓶中, 用 1％ 淀粉液作指示剂, 用
0.1N硫代硫酸钠溶液滴定过量的碘 。 然
后计算溶氧速率 。
?步骤,1.在试验缸加入 Na2SO3晶体, 使
NaSO3浓度为 1N左右, 再加化学纯的
CuSO4,使 Cu2＋ 浓度 10－ 3M.
?2,进行通风搅拌 。
?3,每隔一定时间放样, 样液放入装有定
容和浓度为 0.1N的碘液中 。
?4,用 1 ％ 淀 粉 作 指 示 剂, 用 0.1N
Na2S2O3滴加过量的碘至终点 。
?在以上的反应式中：
2
2 3 2
2
23
2
32
2
2 3 2
1
2
1
2
1
4
S O I
I S O
S O O
S O O
?
?
?
?
?
?
?
?
?即每个 S2O3 2-可以取代 1/4O2，因此，二
次酸样测定的平均溶氧速率：
1 0 0 0 4
VNNr
mt? ? 2 m inm o lO ml ?
?Nr----体积溶氧速率
? V-----两样酸样滴定新耗去 Na2S2O3 ml
差数
?m-----样流的体积 ml
?t-----两次酸样的间隔时间 min
? N----- Na2S2O3的当量浓度 0.1N
? 4-----每个 S2O3 2-可取代 1/4O2
2.体积溶氧系数 Kla的计算
?用 Nr代替公式：
?Nr＝ Kla（ C*-C）
?在此实验中, 溶液中的氧很快被 SO32-所
还原, 溶液中的氧分子浓度为 0。
? Nr＝ KlaC*
?另外, 在 25℃ 时, 1个大气压下, 空气中
的氧分压为 0.21atm,与之相平衡的纯水
中的溶氧浓度 C*=0.24mmolO2/L,但在亚
硫 酸盐氧化 法的具 体条件下,规 定
0.2124mmol/L
? 所以,Nr＝ KlaC*
? Kla＝ Nr/0.21＝ 4.8X103 Nr· 1/hr
3,体积溶氧系数的其他表达形
式
?Kla---以浓度差为推动力的体积溶氧系数
1/hr
?Kd----以总压力差为传氧推动力的体积溶
氧系数 mol/ml· min· atm
?Kr----以压力差为传氧推动力的体积溶氧
系数 kmol/m3hr&atm,
?根据亨利定律：空气中的氧分压 Po2,空
气中的总压力 Pair
? Po2=HC* C*= Po2/H
?根据气体分压定律,Po2＝ PairX
? 则
?Nr=KlaC*
?= Po2· Po2/H
?=Kla· 1/H· Po2=Kla· X/H· Pair
?令
? Kd=Kla· X/H
? Nr=Kd· Pair· mol/ml· min· atm(P)
? 并且：
?Kd------以总压力差为传氧推动力计算的
体积溶氧系数 mol/ml· min· atm(P)
?如果：以氧分压为推动力,则：
? Nr=Kd(Pair)Pair
?=1/0.21· Kd(Pair)Po2
?=Kd(Po2)Po2
?因为：
?Po2＝ 0.21 Pair
? Kd(Po2)=1/0.21· Kd(Pair)
? Nr=Kla· C*
? Nr=Kd(Po2)· Po2
? Kla=Po2/C*· Kd(Po2)
? C*=0.21· mmol/L
? Po2=0.21atm
单位：
3 3 7
7
7
2
1
m in
111 0 1 0 1 0 6
60
6 1 0
6 1 0 ( ) ( )
0,2 1la d d a ir
a tm m o l
h r m m o l m l a tm
l
h r h r
K K P o K P
??
??
? ? ? ? ?
?
? ? ?
?另外, Kr与 Kd的意义相同, 只不过单位
有区别：
?Kla------1/hr
?Kr-------
?Kd-------
? ?
? ?
2m in
m in
mo l
ml a tm Po
mo l
ml a tm P
??
??
(三 ),Kla与设备参数操作变数
间的关系式
?（ 一 ） 影响溶氧系数 Kla的主要因素
?影响 Nr的主要因素有溶氧系数 Kla值和推
动力 C*-C。
?提高 Nr,需要提高 Kla和推动力 C*-C。
?与 Kla有关系的有搅拌, 空气线速度, 空
气分部器, 发酵液性质等 。
?与推动力有关的有发酵液浓度, 氧分压,
发酵液性质等 。
1,搅拌：
?目的：
?（ 1） 扩散气流, 强化流体的湍流程度,
使气液固三相更好地接触, 提高溶氧速
率；
?（ 2） 使微生物悬浮液混合一致促进代谢
产物的传质速率 。
? 搅拌可以分三个方面改善溶氧速率：
? （ 1） 把空气打成细泡, 从而增加有效界面传
递面积；
? （ 2） 搅拌使液体形成湍流可以延长气泡在液
体中心停留时间, 增加气液接触时间；
? （ 3） 加强液体湍流, 减少气泡周围液膜的厚
度, 减少液膜阻力, 而增大 Kla值 。 搅拌使菌体
分散, 避免结团, 有利于固液传递中的接触面
积增加使推动力增加 。 但是过度强烈的搅拌,
产生的剪切作用大, 对细泡有损伤, 特别是丝
状菌的发酵类型, 更考虑到剪切力对细胞的损
伤 。
搅拌器对 Kla值的影响
?对 Kla值有影响的：搅拌器的形式, 直径
大小, 转速, 组数, 搅拌器间距以及在
缸内相对位置 。
?增大搅拌器直径 D对增加搅拌循环量有利,
增大转速对提高溶氧系数有利 。 一般说
要求一定的搅拌翻动量, 使混合均匀,
又要求一定的转速, 使得发酵液有一定
的液体速度压头, 以提高溶氧水平 。 要
根据具体情况决定 N和 D.
一般：
?（ 1） 当空气流量较小, 动力消耗也较小
时, 以小叶径, 高转速为好；
?（ 2） 当空气流量较小, 功率消耗较大时,
D的大小对通气效果的影响不大；
?（ 3） 流量达, 功率消耗小时, 以大叶
径, 高转速为好；
?（ 4） 当空气流量, 功率消耗都大时,
以大叶径, 低转速为好 。
第六章 通风发酵设备
对通风发酵设备的要求
?（ 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, 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,
对通风发酵设备的要求
?（ 4） 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 。
1,发酵罐的结构
?一机械搅拌通用式发酵罐
?（一）发酵罐的基本条件
?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。
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 1.7~4,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 。 因此需要一定的强度 。
?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
（二）发酵罐的结构
?好气性机械搅拌发酵罐是密闭式受压设
备, 主要部件包括罐身, 搅拌器, 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
1.罐体
?结构：圆柱体和椭圆封头或碟形封头焊
接而成,
?材料为碳钢或不锈钢 。 大型发酵罐可用
衬不锈钢或复合不锈钢制成 。
?刚度和强度：受压容器, 空消 或 实消,
通常灭菌的压力为 2.5Kg/m3。
?小型发酵罐罐顶和罐身采用法兰连接 。
顶部设有清洗用的手孔 。
接管
?罐顶：进料管, 补料管, 排气管, 接种
管和压力表管 。
?罐身：冷却水进出管, 进空气管, 温度
计管和测控仪表接口 。 排气管应尽量靠
近封头的轴封位置 。
2.搅拌装置
?目的：有利于液体本身的混合及气液,
气固之间的混合,
?质量和热量的传递, 特别是对氧的溶解
具有重要的意义,
?加强气液之间的湍动, 增加气液接触面
积及延长气液接触时间 。
搅拌器结构
? 搅拌器可以使被搅拌液体形成轴向或径向的液
流 。
? 发酵罐中以径向液流为主 。
? 用涡轮式搅拌器时为避免气泡在阻力较小的搅
拌器中心部分沿着搅拌轴上升, 在搅拌器中央
常带有圆盘 。
? 常用的涡轮式搅拌器有平叶式, 弯叶式和箭叶
式三种 。
? 叶片数一般为六个, 也有少至四个或多至八个
的 。
搅拌器结构
?为了拆装方便, 大型搅拌器可做成两半
型, 用螺栓联成整体 。
?功率消耗：平板式最大，弯叶式次之，
箭叶式最小。
?搅拌器宜用不锈钢制造。
1,圆盘平直叶涡轮搅拌器
?与没有圆盘的平直叶涡轮搅拌特性差别
小，
?从单口管喷出的气泡受到圆盘的阻挡，
避免从轴部的叶片空隙上升，保证了气
泡的更好的分散。
?循环输送量和功率输出大
?适用于各种流体，包括粘性流体、非牛
顿流体的搅拌混合。
2,圆盘弯叶涡轮搅拌器
?搅拌流型与平直叶涡轮相似,
?造成液体径向流动较为强烈,
?因此在相同的搅拌转速时, 混合效果较
好, 功率输出较小 。
?适用于混合要求特别高, 而溶氧速率相
对要求较低的发酵产品生产 。
3,圆盘箭叶涡轮搅拌器
?其搅拌流型与上述两种涡轮相近
?轴向流动更强烈 。
?相同转速条件下, 造成的剪切率低, 输
出功率也较低 。
挡板
?阻止液面中央部分产生下凹的旋涡，
?6~4块挡板可满足全挡板条件,宽度为 0.1-
0.12D。
?全挡板条件：能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。
?
挡板计算
?n(b/D) =n（ 0.1-0.12D） /D=0.5
?D— 发酵罐直径，
?b— 挡板宽度
?N-挡板数
3,通气装置
? 将无菌空气导入罐内的装置
? 最简单的通气装置：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 40mm。
? 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 5-8mm孔的总面积约等于通风管的截
面积 。
?通气量较小时, 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 。
?发酵过程中通气量较大, 气泡直径仅与
通气量有关而与分布器直径无关 。
?强烈机械搅拌时, 多孔分布器对氧的传
递效果并不比单孔管为好, 会造成不必
要的压力损失, 且易使物料堵塞小孔 。
4.传热装置
?排除发酵过程中由于生物氧化作用及机械
搅拌产生的热量的装置
?在发酵过程中，放出的热量可用如下的热
平衡方程式：
?Q发酵 =Q生物 +Q搅拌 -Q蒸发 -Q显 -Q辐射
? Q发酵 发酵过程中释放的净热量
? Q生物 — 生物合成热，包括生物细胞呼吸放热和
发酵热
? Q搅拌 — 3600Pg?,Pg 搅拌功率,?功热转化
率
? ?860（ Pg/V）
? Pg/V,单位体积培养液所消耗的功率（在通气
情况下）
?860，热功当量,kcal/kw h
? Q蒸发 — 排出空气带走水分所需的潜热
? Q显 — 排出空气带出的显热
? Q辐射 — 因罐外壁与大气间的温度差使罐壁向大
气辐射的热量
? Q蒸发 +Q显 =Q空气 =(I2-I1)(L/V)
? L/V — 单位培养液体所导入的干空气重量
Kg/m3
? I2-I1 — 空气进入及离开发酵罐时的热含量
Kcal/Kg
计算
?需实测，实测过程中维持培养液的温度
不变，定期测量冷却水进口及出口的温
度 t2及 t1以及冷却水的流量 G
?Q发酵 =(t2-t1 )GC/V
?G— 水的流量
?C—— 水的比热
?T2,t1— 水的进口, 出口温度
?V—— 培养体积
发酵罐传热面的传热系数
K= Q发酵 V/（ F ?tm）
?F—— 传热面积
??tm—— 发酵液与冷却水间的平均温差
发酵换热装置的形式
?1.夹套式换热装置 多用于容积较小的发
酵罐, 种子罐 。 一般小于 5m3,夹套的
高度比静止液面高度较高即可, 约高
50~100mm。 夹套的宽度对于不同直径
的发酵有不同的尺寸, 一般为
50~200mm，
具体设计
Dg 500~600 700~1800 2000~300
0
Dp Dg+50 Dg+100 Dg+200
?夹套上设有水蒸汽, 冷却水或其他介质
的进出口 。
?当加热用水蒸气, 进口管应靠近夹套上
端, 冷凝液从底部排出；
?如果冷却介质是液体, 则进口管应安在
底部, 是液体从底部进入上部流出 。
优点
?结构简单
?加工容易
?罐内无冷却设备, 死角少, 容易进行灭
菌工作, 有利于发酵 。
?缺点是传热, 传热系数 100~250
竖式蛇管换热装置
?竖式的蛇管分组安装于发酵罐内, 有四
组, 六组或八组 。
?5m3以上的发酵罐多采用
?优点：冷却水在管内的流速较快, 传热
系数高 。 约为 300~450 （ 有时可达
800~1000） 。
?缺点：容易被腐蚀, 增加培养液中金属
离子的浓度, 腐蚀而形成穿孔, 引起污
染 。
竖式列管（排管）换热装置
?传热系数较蛇管低，用水量也较大。
5、机械消沫装置
?发酵液中含有大量的蛋白质, 在强烈的
通气搅拌下产生大量的泡沫 。
?导致发酵液的外溢和增加染菌机会
?须用加消沫剂的方法去除,
?泡沫的机械强度较差和泡沫量较少时,
采用机械消沫装置也有一定作用 。 其作
用是将泡沫打碎 。
消沫器可分为两大类
?① 内置：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 。
?② 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 。
?第一类最简单的是桨式消沫桨 。
6、连轴器及轴承支承
? 大罐搅拌轴一般较长, 常分二段或三段, 用连
轴器使上, 下搅拌轴成牢固的刚性联接 。 作用
是转送运动和功率 。
? 常用：
? ① 刚性夹壳式连轴器：由两个半园筒形的夹壳
组成, 用螺栓固定 。 这种连轴器的优点是拆装
方便, 拆装时轴不需要作轴向移动 。
? ② 刚性凸缘式连轴器：由两个带凸缘的圆盘组
成, 半连轴器与轴是通过键进行固定, 由轴上
的轴启与锁紧螺母达到轴向固定 。
发酵罐的支承
?罐外的转动轴的轴承：用二个滚动轴承,
用以承受径向载荷和轴向载荷 。
?罐内最好不安装轴承,
?罐内操作条件恶劣, 润滑困难,
?安装维修不便；
?另一方面在罐内再加轴承, 则成多支点
支撑, 对中不易, 安装不好将产生偏心,
加剧轴承的磨损和产生震动 。
搅拌轴的支撑
?最好做成 悬臂 状 。 但是发酵
?罐较长, 仅用二个支撑点满足不了要求,
需要增加罐内支撑点 。
?可安装底轴承和中间轴
?承 。 这些轴承都要靠液体本身润滑, 应
用轴 3
7、轴封
?搅拌轴的密封称为动密封 。
?因为在发酵罐的密封除静密封外, 还要
考虑搅拌轴与罐盖之间的密封 。
?由于搅拌轴是转动的和运动的, 而顶盖
是固定静止的, 对这种运动与静之间的
密封称为动密封 。
对动密封的基本要求
?1.密封要可靠；
?2.机构要简单；
?3.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 。
填料函密封的特点与缺点
?特点：结构简单, 填料拆装方便 。
?缺点：
?Ⅰ, 死角多, 很难彻底灭菌, 容易渗漏
及染菌 。
?Ⅱ, 轴的磨损较严重
?Ⅲ, 增加由于摩擦所损耗的功率, 产生
大量的摩擦热
?Ⅳ, 寿命较段, 需经常换填料
2.机械密封
?原理：靠弹性元件（弹簧、波纹管）及
密封介质压力使两个 精制的,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
?1,摩擦付, 即动环和静
环
?2,弹簧加荷装置
?3,辅助密封圈 （ 动环密
封圈和静环密封圈 ）
优点和缺点
? 1,泄漏量极少, 约为填料函密封的 1％,
? 动, 静环密封圈与转轴或压盖是相对静止而几
乎不受磨损,
? 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 。
? 2,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 2～ 5年以上 。
优点和缺点
? 3° 不需要调整 。 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, 因此不需要调整 。
? 4° 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 10～ 15％ 。
? 5° 轴与轴套不受磨损 。
? 6° 结构紧凑, 安装长度较短 。 由于不需要调
整用的间隙, 因而使结构紧凑 。
? 缺点：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。
（三）发酵罐的几何计算
?1.几何尺寸：
?H/D=1.7-3.5; H:罐身高,D：罐径
?Di/D=1/2~1/3,Di：搅拌叶轮直径
?B/D=1/8~1/12,B：挡板宽
?C/Di=0.8~1.0,C：下搅拌叶轮与罐底距
?S/Di=2~5,S：相邻搅拌叶轮间距
?H0/D=2 H0,罐高
2.容积计算
椭圆形风封头体积计算
公称容积
?V公称 = V下封头 +?D2H/4
（ 3）液柱高度
?HL=H?’+ha+hb
??’— 圆柱部分高度的装料系数,
装料容积和装料系数
?装料容积
?V= （ ?D2 ha /6） +（ ?D2 H?+hb） /4
?(5)装料系数,0.6-0.8
??=V料 /V全
气升式发酵罐
? 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 80~90%；
? 安装维修方便，
? 冷却面积小
? 剪切力小
? 较适于单细胞蛋白等的生产
发展
?初期：空气通过底部的多孔板分散成小
气泡与培养基混合，向上移动，最后与
二氧化碳等释出，培养液处于湍流状态。
?现在：上升管和下降管，含气率多的培
养基比重小，向上升。含气率小的培养
基比重较大，由于在管内外的液体比重
不同，而产生压力差，推动培养液在罐
内循环
外循环与内循环气升式发酵罐
?上升管和下降管的布置可以装在罐外,
称为外循环
?也可装在罐内, 称为内循环 。
工作机理
?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 。
?在上升管的下部装设空气喷嘴口, 空气
以 250~300m/s的高速度喷入上升管, 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
?高径比 H/D=5 ~ 9
?导流筒径与管径比 DE/D=0.6 ~0.8
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
气液比 R
?空气喷出压力差 ?p及循环速度 vm之间的
关系，
?通气量对其混合和溶氧起决定作用
?通气压强（空气喷出压力差 ?p）：发酵
液流动与溶氧有相当影响
?气液比 R= VC /V G
?环流速度取 1.2 ~1.8 m/s，多段导流管或
有筛网时可降低。
溶氧传质
?气液传质速率取决于发酵液的湍动及气
泡的剪切细碎状态，气液湍动与混合受
反应器输入能量的影响
?反应溶液气含率与空气截面速度 vs关系：
? 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 ~0.7
体积溶氧系数
?为空截面空气速度的函数
?kLa=bvsm
?水和电解质,m=0.8
? b实验数据，与空气分布器形式和溶液
性质的函数
?气升环流式发酵罐当通气输入功率为
?Pg/VL=1kW/m3，
?OTR=2 ~3kg/（ m3h），
?溶氧速率为 2kg/（ kWh）
喷嘴直径的确定
?喷嘴的结构如图
?喷嘴直径的确定
自吸式发酵罐
?特点与不足
?种类
自吸式发酵罐 特点与不足
?节约设备投资，减少厂房面积
?溶氧速率高，溶氧效率高，能耗低
?某些发酵则生产效率高，经济效益高。
?缺点：易染菌，需高效过滤系统
种类
?机械搅拌自吸式发酵罐
?喷射自吸式发酵罐
?溢流喷射自吸式发酵罐
机械搅拌自吸式发酵罐
?不需要空气压缩机，而在搅拌过程中自
吸入空气的发酵罐。
?开始于 1960s，
?通风装置由转子和定子组成 。
机理
?在转子启动前先用液体将转子浸湿，然
后启动马达使转子转动。由于转子高速
旋转，液体或空气在离心力的作用下被
甩向叶轮外缘，而使 流体获得能量，
通风机理
? 转子叶轮空腔内的流体从中心甩向外缘时, 中
心形成负压, 转子转速愈大, 所造成的负压也
愈大 。
? 由于转子的空腔用管子与大气相通, 由于大气
的空气不断的被吸入, 甩向叶轮的外缘, 通过
导轮而使气流均匀甩出 。
? 转子搅拌使气液在转子的周围形成强烈的混合
流, 使刚离开叶轮的空气不断在发酵液分裂成
细微的气泡, 并在湍流状态下混合, 翻腾, 扩
散到整个罐中 。
? 自吸式通风装置在搅拌的同时, 完成了通风作
用 。
?叶轮形式有：六叶轮, 三叶轮, 四弯叶
轮等形式 。 常见的为三叶轮和四弯叶轮 。
叶轮却是空心体, 叶轮直径为罐直径的
1/3到 1/15。
?自吸的搅拌转速一般比通用式高, 对于
单个罐功率较高, 也可削去空压机的功
率, 功率下降, 减少 30％ 。
设计要点
? 高径比：利用负压吸空气，不宜取大。以液面
与搅拌吸气转子的距离 2-3m。
? 转子与定子的确定：
? 三棱叶转子特点：
? 直径大；
? 较低转速时吸气量大
? 吸气量稳定，吸程大
? 搅拌功率高
? 直径为罐直径的 0.35倍
? 具体数据见书,46页
四弯叶转子
?剪切作用小
?阻力小
?消耗功率小
?转速高
?吸气量大
?溶氧系数高
?具体结构见书 47页
吸气量计算
? 满足单位体积功率消耗比时：
? 三棱叶自吸式搅拌器吸气量：
? f(Na,Fr)=0
? Na; 吸气准数,=Vg/(nd3)
? Fr; 弗鲁特准数,=n2d/g
? d,叶轮直径,m
? n：转速,1/s
? Vg：吸气量, m3/s
? g, 重力加速度常数,9.81m/s
? Fr增至一定值,Vg趋于稳定，
? Na =0.0628-0.0634,修正系数为 0.5-0.8
四弯叶自吸式搅拌器吸气量计算
?Vg =12.56nCLB(D-L)K (m3/min)
? n,叶轮转速,r/min；
?D,叶轮外径，
?L,叶轮开口长度,m；
?B,叶轮厚度,m；
?C,流率比,C=K/（ 1+K）
?K，充气系数
喷射自吸式发酵罐
?文式管吸气自吸式发酵罐
?利用泵使发酵液通过文式管吸气装置，
液体在收缩段加速，形成真空，吸入空
气，气泡分散与液体混合，收缩段液体
Re>6× 104,吸气量及溶氧速率高
液体喷射自吸式发酵罐
?尺寸范围内，体积溶氧传质系数数学表
达式为：
?kLa =1.0（ PL/VL） 0.23vs0.91（ De/D） -0.46
?D和 De发酵罐和导流管内径,m
?PL液体喷射功率，
?VL发酵罐溶液体积
?vs空截面气速
溢流喷射自吸式发酵罐
?液体由溢流喷射器溢流形成抛射流，液
体的表面层与其相邻的气体的动量传递，
使边界层气体具有一定速率，带动气体
流动形成自吸气作用。
通风固相发酵设备和其他类型的
通风发酵反应器
?见书 50-53，自习
§ 2.搅拌器轴功率的计算
?一、搅拌器轴功率的计算
?轴功率：搅拌器输入搅拌液体的功率,
是指搅拌器以既定的速度运转时, 用以
克服介质的阻力所需的功率 。 它包括机
械传动的摩擦所消耗的功率, 因此它不
是电动机的轴功率或耗用功率 。
（一）搅拌功率计算的基本方
程式
?单只涡轮在不通气条件下输送搅拌液体
的功率计算，
?P0与下列因素有关：
?搅拌罐的直径 T、液柱高度 HL、液体粘度
μ,搅拌器直径 D，搅拌型式、搅拌器转
速 N、液体密度 ρ,重力加速度 g以及有
无挡板。
?搅拌罐直径 T、液位高度 HL与搅拌器直径
D有一定的比例关系。可以作为独立参数
公式
? P0=f（ N,D,?,?,g）
? 用因次分析法对上述函数进行处理
? P0=A NaDb?c?dge
? 根据因次和谐的原则, 等号两侧因次应相等：
? FL/T=(1/T)aLb(FT2/L4)c(FT/L2)d(L/T2)e
? 因次 [F],1=c+d
? 因次 [L],1=b-4c-2d+e
? 因次 [T],-1＝ -a+2c+d-2e
?共有变量数 n＝ 6,基本因次 m＝ 3,由上
述方程组
?a＝ 3-d-2e
?b＝ 5-2d-e
?c＝ 1-d
?P0=A N 3-d-2eD 5-2d-e ? 1-d ?dge
?P0=A N 3D 5? [?/(ND2?)] d[g/(N2D) ] e
P0/(? N 3D 5) =K [(ND2?) / ?] m[(N 2D) / g]n
? Np= P0/(? N 3D 5) —— 功率准数
? ReM=(ND2?) / ?—— 搅拌情况下的雷诺系数
?FrM—— 搅拌情况下的韦鲁特准数
?P0—— 无通气时搅拌器输入液体的功率 (W)
? ρ—— 液体密度 （ kg/m3）
? μ—— 液体粘度 （ N.s/m2）
?D—— 涡轮直径 （ m）
?N—— 涡轮转速 （转 /分）
?k,m,n值为与搅拌器型式, 搅拌罐比
例尺寸有关的常数, 在具有挡板的情况
下, 液面不产生中心下降的漩涡, 此时
指数 n＝ 0。 具有挡板的情况下：
?P0/(? N 3D 5) =K [(ND2?) / ?] m
?Np= K ReM m
?圆盘六平直叶涡轮 Np＝ 0.6
?圆盘六弯叶涡轮 Np≡4.7
?圆盘六剪叶涡轮 Np≡ 3.7
（二）多只涡轮在不通气条件
下输入搅拌液体的功率计算
? 在相同的转速下, 多只涡轮比单只涡轮输出更
多的功率, 其增加程度除叶轮的个数之外, 还
决定于涡轮间的距离 。
? 距离有三个情况：
? 1,s＝ 0 实际上变为一个涡轮；
? 2,s＞ sconst 互不干扰, 两个涡轮所消耗
的功率就是单个涡轮的两倍；
? 3,s＜ scovnst 相互干扰, 输出功率小于
单个涡轮的两倍 。
?当输出功率为最大时，涡轮间的距离：
?Sm=[HL-(0.9+?)D]/2 ?
??=[(m-1)lgm-lg (m-1)!] /lgm
?HL—— 液柱高度
?D—— 搅拌器直径
?m—— 同一轴上搅拌器个数
? 对非牛顿型流体可取 S＝ 2D
? 牛顿型流体 S＝ 2.5～ 3.0D
? 静液面至上涡轮的距离可取 0.5～ 2D
? 下涡轮至罐底的距离 C＝ 0.5～ 1.0D
? S过小, 不能输出最大的功率； S过大, 则中间
区域搅拌效果不好 。
? 符合上述条件的发酵罐, 用经验公式计算或实
测结果都表明, 多个涡轮输出的功率近似等于
单个涡轮的功率乘以涡轮的个数 。
? Pn＝ nP0
（三）通气情况下的搅拌功率
Pg的计算
?同一搅拌器在相等的转速下输入通气液
体的功率比不通气流体的为低。
?可能的原因是由于通气使液体的重度降
低导致搅拌功率的降低。
?功率下降的程度与通气量及液体翻动量
等因素有关，主要地决定于涡轮周围气
流接触的状况。
? 通气准数：
? Na＝ Q/ND3来关联功率的下降程度
? Na＜ 0.035 Pg/P0＝ 1～ 12.6Na
? Na＜ 0.035 Pg/P0＝ 1～ 12.6Na
? Q—— 通气量 m3/min
? N—— 转速 1/min
? D—— 搅拌器的直径 m
? Pg—— 通气情况下的轴功率 kw
? P0—— 不通气情况下的轴功率 kw
?Michel等人用 六平 叶涡轮将空气分散于
液体之中，测量其输出功率，得到经验
式：
?Pg=c[P02ND 3 / Q0.56]0.45
?福田秀雄公式
? Pg=f（ P02ND 3 / Q0.08 ）
修正后的 Michel
?Pg=2.25[P02ND 3/ Q0.08]0.39× 10-3
?Pg,P0—— 通气与未通气的轴功率
kw
?N—— 搅拌器转速 1/min
?D—— 搅拌器直径 cm
?Q—— 通气量 ml/min
二、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 μ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 μ不仅是温度的函数,
随流动状态而变化 。
（一）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：
??=?dw/dr
? 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 。
? τ —— 剪应力 dw/dr—— 剪切率（速度梯
度）
非牛顿型流体的分类
? 我们接触的非牛顿型流体基本上为稳定的而此
类流体可按剪应力与剪切率之间的关系, 分为
三类：
? （ 1） 拟塑性流体 （ 分段型性流体 ）
? ?=k(dw/dr)n
? k—— 均匀性系数
? n—— 流动性指数 n＜ 1
? 大多数发酵液均属于此类 。
? 特点：粘度随着剪切率下 —— 而降低 。
?（ 2） 彬汉塑型性流体
?特点是其剪应力与剪切率的关系是不通
过原点的直线 。
? τ - τy = μpdw/dr
?τy—— 屈服剪应力
?μp—— 刚性系数
?（ 3） 拟 塑性流体：
? ?=k(dw/dr)n
?n＞ 1：流动性指数
?据有关资料报道, 大多数发酵液均属于
非牛顿型流体 。
?k—— 均匀性指数, 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 。
?凡牛顿型性流体, 服从
?? =?/(dw/dr)
?而对于非牛顿型流体
??p=?/(dw/dr)
?某些发酵液随着发酵时间的变化, 其流
变状态发生变化 。
?例：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 24hr以前为彬汉塑性
流体；
? 在 48及 96hr时呈牛顿型流体；
? 在 120hr时呈拟塑性流体
（三）非牛顿型流体的搅拌功
率计算
?可用 Np＝ ReMm的关系式进行计算
?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 ReM。
?牛顿型流体与非牛顿型流体的 Np～ ReM曲
线基本吻合，差别仅在 ReM＝ 10～ 300区
间之内
三、发酵罐搅拌功率的确定
? 应按不通气时所需搅拌功率来确定, 这是因为
灭菌及发酵前期不进行通气或通气量很少,
? 若按照正常情况下的功率消耗配备搅拌器的旋
动电机, 势必使电机长期处在超负载情况下,
甚至根本无法启动电机或使电机损坏 。
? 在搅拌器刚启动时, 往往需要比运动功率大得
多的启动功率, 但因发酵罐所选用的电机一般
属于 三相 电动机, 此种电动机允许在短时间内
有 较大的超负荷, 加上合理采用启动装置, 故
不必考虑启动时的功率消耗 。
? 考虑到电动机系列中的额定功率的规格间隔很
大, 如比 40kw再大一些的规格就是 55,75、
100kw,因此在实际选用电动机时可考虑采用
介于通气与不通气之间的功率 。
? 过去发酵罐所配备电动机的功率约为 1 ～
1.5kw/m3培养液, 而目前发酵罐所配备电动机
容量, 特别是如青霉素等由霉菌发酵的发酵罐,
其电动机容量可达至 3～ 4kw/m3培养液, 同时
将 通 气 量 压 缩 在 较 低 水 平 上 （ 如 0.4 ～
0.5m3/m3/min）, 即采用高功率消耗, 低通气
量的方法来加强搅拌过程中的剪应力和翻动量
三、非牛顿型流体特性对搅拌功
率计算的影响
?用水解糖液, 糖蜜等原料作为培养液的
细菌醪, 酵母醪均属于非牛顿型流体；
?直接用淀粉, 豆饼粉原料的低浓度细菌
醪或酵母醪接近于牛顿型流体；
?至于霉菌醪, 放线菌醪, 不管用什么原
料作为培养液, 均属于非牛顿型流体 。
?提高氧的传递速度和液固的混合程度对
高粘度的发酵液来说是十分必要的。
?同时可避免高通气量引起的搅拌功率下
降过多、泡沫严重、装料量少、液体蒸
发量大等缺点。
?适当选用较大容量的电动机，可在设备
改装和工艺条件改变时具有一定的灵活
性。当然也要避免盲目采用大功率电机
而导致电机运转时功率因数过低。
第三章 通气发酵罐中溶氧速率
与通气搅拌的关系
?溶氧传递
溶氧传递
一, 双膜理论
?通风发酵罐的通风是供给好气性发酵微
生物呼吸和代谢活动所需的氧 。
?微生物只能利用溶氧 。
?供氧与好氧不断地进行 。 若能设法提高
溶氧速率和氧的利用率, 则能提高发酵
生产率 。
氧的溶解性
? 氧是难溶于水的气体，在 23℃ 时，每升水中只
能溶解 5.44ml，而氧的溶解所能达到的限度，
决定于气液平衡关系和传质速率。
? 为了加速氧的溶解，必须尽可能加大气液两相
间的接触面和流体动力学条件。
? 因此在工业生产中把除菌中的空气通入培养液
中，使之分散成细小的气泡，尽可能增大气液
两相的接触面积和接触时间。以促进氧的溶解。
? 在设计通气发酵罐如何提高溶氧速率和氧的利
用率，是值得研究的问题。
（一） 氧的传递途径
? 在需氧发酵中, 对微生物的供氧过程, 首先是
气相中的氧溶解在培养液中, 然后传递到细胞
内的呼吸酶位置上面被利用 。
? 这是一系列的传递过程 。 可分为供氧和好氧两
个方面 。
? 供氧是指空气中的氧从空气通过气膜, 气膜界
和液膜扩散到液体中 。
? 好氧是指氧分子自液体主流通过液膜, 菌体丝,
细胞膜扩散到细胞内 。
氧的传递途径
?可分三步：
?1.气泡中的氧分子经过气膜, 气液界面,
液膜进入液体主流；
?2,氧分子从液体主流向细胞周围界面的
液膜扩散到液体－细胞界面；
?3,氧分子从液体－细胞界面属细胞内部
扩散 。
（二） 氧气溶解过程的双膜理
论
?1） 在气液与包围着气泡的液体之间
存在着界面, 在界面的气流一侧存在一
层气膜, 在界面的液体一侧存在着一层
液膜 。
?气膜内的气体分子和液膜中的液体分子
都处于层流状态分子间无对流运动, 因
此氧分子只能以扩散方式, 即浓度差而
透过双膜 。
双膜理论
?（ 2） 在双膜之间的界面上, 氧气的分
压强与溶于液体中氧的浓度存在平衡关
系；
?（ 3） 传质过程处于稳定状态, 传质
途径上各点的氧的浓度不随时间而变 。
双膜理论
?氧的空气扩散到气液界面这一段的推动
力是空气中氧的分压与界面处氧的分压
之差, 即 P-Pi。
?氧穿过界面溶于液体继续扩散到液体中
的推动力是界面处氧的浓度与液体中的
推动力是界面处氧的浓度与液体中氧浓
度之差, 即 C-Ci。
?两个推动力相对应的阻力是气膜阻力的
1/kg,和液膜阻力 1/kl,
单位接触界面氧的传递速率：
? ? ? ?11
gl
iiA g i l i
kk
P P C CN k P P k C C????推动力 ＝ ＝ ＝ ＝ －
阻力
NA----- 单 位 接 触 界 面 的 氧 传 递 速 率
kmol/m2·hr
Kg-----气膜传质系数 kmol/m2·hr&atm
kl-- 液 膜 传 质 系 数 kmol/m2hr,
m3/kmol ·m2hr
P,Pi----气相中和气液界面出氧分压 atm
Ci,C-----气液界面和液相中的氧浓度
kmol/ m3
总传质系数和总推动力
?不可能测定界面处的氧分压和氧浓度,
或者不能直接用于实际 。
?为了计算方便, 并不单独计算 Kg和 kl，
而改用总传质系数和总推动力：
?NA＝ kG(P-P*)=Kl(C*-C)
总传质系数和总推动力
?kG-----以氧分压差为总推动力的总传质
系数 kmol/m2hr&atm
?Kl-----以氧浓度为总推动力的总传质系数
m/hr
?P*-----与液相中溶氧浓度 C达到平衡时的
氧分压 atm
?C*-----与气相中氧分压 P平衡时氧的溶解
度 kmol/ m3
亨利定律
?亨利定律：与溶解度达到平衡的气体分
压与该气体被溶解的浓度成正比 。
?P=HC*
? P*=HC
? Pi=HCi H―――― 亨利常数
? ?
*
1*
*
A
G
A
AA
AA
N
K
PP
PP
KG N
P P i P i P
NN
H Ci C
P P i
NN
?
?
?
?
??
??
?
?
??
1
1
11
1 1 1
A
A
G
P P i
Kg N
Ci C
Kl N
H
K Kg Kl
Kl H Kg Kl
?
?
?
?
??
??
?对于易溶于水的气体, H很小 。 （ 1） 式
中的 H/Kl可忽略, KG=Kg
? 对难溶气体, 好氧溶于水, H很大 。
1/HKg趋向零, KL=kl
? 此溶解过程液膜阻力是主要因素 。 所以
对于氧溶解：
?NA=Kl(C*-C)
? C*-C是可以测量的, 但其中 NA是单位面积的
传氧量由于界面积不能测量, NA也不能计算 。
? 在上式两边各乘单位体积培养液中气液两相界
面的总面积 。
? NAa=Kla(C*-C) Nr= Kla(C*-C)
? Nr-------- 单 位 体 积 液 体 氧 的 溶 解 速 率
kmol/m2· hr
? Kla―――― 以浓度差为推动力的体积溶氧系
数 1/hr
?溶氧速度小于微生物而好氧速度,则培养
液中氧逐渐耗尽, 当溶液中氧浓度低于
临界氧浓度时, 就要影响微生物的生长
发育和代谢产物的生物 。 因此, 供氧和
好氧至少必须平衡, 此时可用下式：
? NA=Kla(C*-C)=Qo2M
? Qo2------菌体呼吸强度 kmol/Kg· hr
? M― 培养液中菌体浓度 m3/kg
二、体积溶氧系数 Kla的测定
?溶氧系数的测定方法很多：
?亚硫酸钠氧化法,
?取样法
?排气法 。
?使用了各种试验仪器和方法, 如滴汞电
极以及极谱仪, 还要用静止, 颤动铂电
极, 具有转筛的银汞齐电极等,
?亚硫酸盐氧化法及溶氧电极法的原理 。
（一） 亚硫酸盐氧化法
?1,原理及计算
?原理：亚硫酸根离子在铜离子催化作用
下, 被空气中的氧分子氧化成硫酸根离
子 。 由于亚硫酸盐氧化速度很快, 所以
氧一溶解于液体中就被耗尽 。 从而使溶
液中氧浓度为零值 。 一般当亚硫酸盐浓
度为 0.035－ 0.9当量, 温度 20－ 45℃ 时,
氧化反应速度不变 。
反应式
2 32 aN S O
+O2 2Cu ????? 2NaSO4
未被氧化的 Na2SO3与碘液反应被
氧化；
Na2SO3+I2+H2O
24 2N a S O H I??
?再用稳定的 Na2S2O3滴定剩余的碘：
?
2 2 3 2 2 4 622N a S O I N a S O N a I? ? ?
操作
?将 配 好 的 1N Na2SO4 溶 液 加 入
CuSO4(0.01mol/l),一起放入发酵罐中,
进行通风搅拌 。
?Na2SO3被氧分子氧化成 Na2SO4每隔一
定时间 （ 如 10min） 取样 。 放入装有碘液
的三角瓶中, 用 1％ 淀粉液作指示剂, 用
0.1N硫代硫酸钠溶液滴定过量的碘 。 然
后计算溶氧速率 。
?步骤,1.在试验缸加入 Na2SO3晶体, 使
NaSO3浓度为 1N左右, 再加化学纯的
CuSO4,使 Cu2＋ 浓度 10－ 3M.
?2,进行通风搅拌 。
?3,每隔一定时间放样, 样液放入装有定
容和浓度为 0.1N的碘液中 。
?4,用 1 ％ 淀 粉 作 指 示 剂, 用 0.1N
Na2S2O3滴加过量的碘至终点 。
?在以上的反应式中：
2
2 3 2
2
23
2
32
2
2 3 2
1
2
1
2
1
4
S O I
I S O
S O O
S O O
?
?
?
?
?
?
?
?
?即每个 S2O3 2-可以取代 1/4O2，因此，二
次酸样测定的平均溶氧速率：
1 0 0 0 4
VNNr
mt? ? 2 m inm o lO ml ?
?Nr----体积溶氧速率
? V-----两样酸样滴定新耗去 Na2S2O3 ml
差数
?m-----样流的体积 ml
?t-----两次酸样的间隔时间 min
? N----- Na2S2O3的当量浓度 0.1N
? 4-----每个 S2O3 2-可取代 1/4O2
2.体积溶氧系数 Kla的计算
?用 Nr代替公式：
?Nr＝ Kla（ C*-C）
?在此实验中, 溶液中的氧很快被 SO32-所
还原, 溶液中的氧分子浓度为 0。
? Nr＝ KlaC*
?另外, 在 25℃ 时, 1个大气压下, 空气中
的氧分压为 0.21atm,与之相平衡的纯水
中的溶氧浓度 C*=0.24mmolO2/L,但在亚
硫 酸盐氧化 法的具 体条件下,规 定
0.2124mmol/L
? 所以,Nr＝ KlaC*
? Kla＝ Nr/0.21＝ 4.8X103 Nr· 1/hr
3,体积溶氧系数的其他表达形
式
?Kla---以浓度差为推动力的体积溶氧系数
1/hr
?Kd----以总压力差为传氧推动力的体积溶
氧系数 mol/ml· min· atm
?Kr----以压力差为传氧推动力的体积溶氧
系数 kmol/m3hr&atm,
?根据亨利定律：空气中的氧分压 Po2,空
气中的总压力 Pair
? Po2=HC* C*= Po2/H
?根据气体分压定律,Po2＝ PairX
? 则
?Nr=KlaC*
?= Po2· Po2/H
?=Kla· 1/H· Po2=Kla· X/H· Pair
?令
? Kd=Kla· X/H
? Nr=Kd· Pair· mol/ml· min· atm(P)
? 并且：
?Kd------以总压力差为传氧推动力计算的
体积溶氧系数 mol/ml· min· atm(P)
?如果：以氧分压为推动力,则：
? Nr=Kd(Pair)Pair
?=1/0.21· Kd(Pair)Po2
?=Kd(Po2)Po2
?因为：
?Po2＝ 0.21 Pair
? Kd(Po2)=1/0.21· Kd(Pair)
? Nr=Kla· C*
? Nr=Kd(Po2)· Po2
? Kla=Po2/C*· Kd(Po2)
? C*=0.21· mmol/L
? Po2=0.21atm
单位：
3 3 7
7
7
2
1
m in
111 0 1 0 1 0 6
60
6 1 0
6 1 0 ( ) ( )
0,2 1la d d a ir
a tm m o l
h r m m o l m l a tm
l
h r h r
K K P o K P
??
??
? ? ? ? ?
?
? ? ?
?另外, Kr与 Kd的意义相同, 只不过单位
有区别：
?Kla------1/hr
?Kr-------
?Kd-------
? ?
? ?
2m in
m in
mo l
ml a tm Po
mo l
ml a tm P
??
??
(三 ),Kla与设备参数操作变数
间的关系式
?（ 一 ） 影响溶氧系数 Kla的主要因素
?影响 Nr的主要因素有溶氧系数 Kla值和推
动力 C*-C。
?提高 Nr,需要提高 Kla和推动力 C*-C。
?与 Kla有关系的有搅拌, 空气线速度, 空
气分部器, 发酵液性质等 。
?与推动力有关的有发酵液浓度, 氧分压,
发酵液性质等 。
1,搅拌：
?目的：
?（ 1） 扩散气流, 强化流体的湍流程度,
使气液固三相更好地接触, 提高溶氧速
率；
?（ 2） 使微生物悬浮液混合一致促进代谢
产物的传质速率 。
? 搅拌可以分三个方面改善溶氧速率：
? （ 1） 把空气打成细泡, 从而增加有效界面传
递面积；
? （ 2） 搅拌使液体形成湍流可以延长气泡在液
体中心停留时间, 增加气液接触时间；
? （ 3） 加强液体湍流, 减少气泡周围液膜的厚
度, 减少液膜阻力, 而增大 Kla值 。 搅拌使菌体
分散, 避免结团, 有利于固液传递中的接触面
积增加使推动力增加 。 但是过度强烈的搅拌,
产生的剪切作用大, 对细泡有损伤, 特别是丝
状菌的发酵类型, 更考虑到剪切力对细胞的损
伤 。
搅拌器对 Kla值的影响
?对 Kla值有影响的：搅拌器的形式, 直径
大小, 转速, 组数, 搅拌器间距以及在
缸内相对位置 。
?增大搅拌器直径 D对增加搅拌循环量有利,
增大转速对提高溶氧系数有利 。 一般说
要求一定的搅拌翻动量, 使混合均匀,
又要求一定的转速, 使得发酵液有一定
的液体速度压头, 以提高溶氧水平 。 要
根据具体情况决定 N和 D.
一般：
?（ 1） 当空气流量较小, 动力消耗也较小
时, 以小叶径, 高转速为好；
?（ 2） 当空气流量较小, 功率消耗较大时,
D的大小对通气效果的影响不大；
?（ 3） 流量达, 功率消耗小时, 以大叶
径, 高转速为好；
?（ 4） 当空气流量, 功率消耗都大时,
以大叶径, 低转速为好 。
