【教学课件】第三章通气与搅拌.ppt

第四章 通气与搅拌,第四章 通气与搅拌,第一节 搅拌器的形式和轴功率计算第二节 通气发酵罐中溶氧速率与通气搅拌的关系,？流体特性对搅拌或发酵的影响计算搅拌功率的意义计算搅拌功率的思路搅拌功率与溶氧系数之间有何关系,本章学习要点1、了解发酵过程氧气的供需平衡；理解体积溶氧系数KLa的概念及氧传递方程式。2、掌握发酵罐搅拌功率的设计计算原理及其设计应用。3、了解发酵过程氧的传递机理和发酵罐放大方法。掌握机械搅拌发酵罐通风和搅拌的比拟放大原理和方法。4、了解微生物对氧气的需要；发酵过程氧传递机理；提高发酵溶氧的工艺；提高发酵溶氧措施。,概述,一、搅拌的作用（1）混合均匀，（2）打碎气泡，有助溶氧。发酵过程可以分为有氧发酵和无氧发酵。对于酒类和活性污泥处理等无氧发酵过程，对搅拌强度要求非常低。在厌氧发酵中，为了保持微生物与反应基质的均匀混合，需要搅拌，但这只需要很小的搅拌功率，如乙醇，乳酸的发酵，搅拌轴需要（4060rpm）就可以。,而对有氧发酵过程，搅拌条件的影响非常敏感。对于好氧培养系统而言，情况不一样，除了均匀混合的需要之外，更重要的是必须有溶解氧参加微生物的代谢反应。而氧在水中的溶解度很低，实际培养液与水相比，饱和溶氧浓度更低了，所以机械搅拌的更重要功能在于:a）打碎通入空气的气泡；b）增加气液接触面积；c）减少气液膜厚度；d)阻挡气泡使慢些排出，以提高溶氧效率,二、供氧与耗氧供氧：空气中的氧气首先要溶解在溶液中，这个阶段叫供氧。耗氧：微生物利用液体中的溶解氧进行呼吸代谢活动。供给足够的溶解氧满足微生物的需要是生物反应器的重要任务之一。,氧是难溶性气体，在常温常压下，纯水中的溶解度只有12mmolO2/L。温度越高，氧在溶液中的溶解度越低。培养基浓度越高，氧在溶液中的溶解度越低。,三、氧与其它条件的关系,纯氧在水、盐或酸中的溶解度（常温常压）,本章的内容是讨论有关溶氧和搅拌之间的问题，目的是做到既满足细胞对氧的需求，又能尽量降低能量消耗。,发酵过程中的搅拌作用会涉及到气体分散、固液悬浮、传热和混匀等。实际工业应用的发酵罐全容积通常在50400m3之间,其长径比一般为(25)1。发酵罐的设计一般首先考虑空槽气速的影响。空槽气速根据微生物的耗氧量来折算,一般在0.0050.05m/s 之间,最大不超过0.10.12m/s。考虑气体分布的要求,采用较大的高径比有利于气体分散;其次要考虑传热的要求,发酵过程产生的热量一般由罐内多组直立冷却排管导出,直立排管同时起部分挡板作用。采用较大的高径比有利于增大换热面积。但在考虑混匀要求时,较大的高径比却不利于物料上下混匀,因而实际应用过程常采用多层叶轮来满足要求。,发酵罐设计最关键的是搅拌器的选型。对目前所有应用在发酵罐中的搅拌器均存在一个问题,即通气操作与不通气操作功率消耗存在很大变化,通气操作时功率消耗明显下降。因而按不通气操作设计就会造成一次性投资及正常运行成本增加,额外还造成电网的功率因子降低。而按通气功率设计有时会造成电机过载。目前,研究开发在两种操作工况下功率变化小的搅拌器是搅拌技术需要解决的一个问题。,第一节 搅拌器得形式和轴功率计算,一、搅拌器（桨）型式二、搅拌器轴功率计算三、非牛顿型流体对搅拌功率计算的影响,合适的搅拌器：剪切速率、混合均匀、液体循环量。反应罐中的常用机械搅拌器大致可分为轴向推进和径向推进两种型式，前者如螺旋桨式，后者如涡轮式。（一）径向流搅拌器,一、搅拌器（桨）型式,涡轮搅拌：（圆盘）平直叶、弯叶、箭叶涡轮搅拌。这三种涡轮搅拌器产生的流型相似。圆盘平直叶、弯叶、箭叶涡轮搅拌器与没有圆盘的搅拌器相比，二者搅拌特性相似，但圆盘可以使上升的气泡受阻，避免大的气泡从轴向叶片空隙中上升，保证气泡更好的分散。另外没有圆盘的搅拌器受扭力大，轴瓷易坏。,在传统的发酵罐中,经常使用的是Rushton 涡轮。Rushton 涡轮是最典型的径向流搅拌器,其结构比较简单,通常是一个圆盘上面带有六个直叶叶片,也称为六直叶圆盘涡轮。设置圆盘的目的是为了防止气体未经分散直接从轴周围溢出液面。由于发酵工业的发展初期,发酵罐的规模较小,Rushton涡轮在许多条件下能够满足工艺的需要,同时其结构非常简单,容易加工制造,所以其应用还是比较广泛的。,但是随着发酵工业规模的扩大,越来越多的事实证明:这种结构并不是适用于气液分散的最优结构。Vant Riet,Smith 和Nienow 等发现,当用六直叶圆盘涡轮式搅拌器把气体分散于低粘流体时,在每片桨叶的背面都有一对高速转动的漩涡,漩涡内负压较大,从叶片下部供给的气体立即被卷入漩涡,形成气体充填的空穴,称为气穴。,气穴的存在使得搅拌器在充气时的旋转阻力减小,因而造成搅拌功率降低,约为不通气时的40%左右。功率的变化使得在装置设计上会存在一些问题,如果按不充气的功率设计,会造成资源浪费的问题;如果按充气时的功率设计,一旦停止通气,功率会迅速上升,容易烧毁电机。气穴的存在还会影响到搅拌槽内的气液传质能力。因为,气体并不是直接被搅拌器剪碎而得到分散的。气泡的分散首先是在桨叶的背面形成较为稳定的气穴,而后气穴在尾部破裂,这些小气泡在离心力作用下被甩出,并随液体的流动分散至槽内其它区域。气穴理论所揭示的气液分散机理对开发新型搅拌器有重大意义。气穴使得Rushton 涡轮的泵送能力降低。在高气速下,有时整个搅拌器被气穴包围,搅拌器近似空转,效率很低。,为了改进Rushton 涡轮搅拌器的缺点,Smith等提出采用弯曲叶片的概念,并解释了弯曲叶片相对于直叶叶片所具有的优点。弯曲叶片可使其背面的漩涡减小,抑制叶片后方气穴的形成。这种结构使该搅拌器具有如下优点:载气能力提高;改善了分散和传质能力;由于通气而造成的搅拌功率下降的程度减小。根据这些研究成果,各混合设备公司推出了采用弯曲叶片的搅拌器,其中有Chemineer 公司的CD-6,Lightnin 公司的R130 搅拌器,Philadelphia 公司的Smith turbine(6DS90)。此类搅拌器的叶片采用的是半管的结构。在湍流条件下,其功率准数一般在2.83.2 之间,比Rushton 涡轮要小得多。英国ICI 公司将半管的结构作了进一步改进,推出了专利搅拌器,叶片采取了深度凹陷的结构。,1998 年,Bakker 提出了采用弯曲非对称叶片的想法,并据此开发了最新一代的气液混合搅拌器BT-6(Bakker Turbine),并申请了专利(USP5791780)。BT-6 搅拌器的特点是采用了上下不对称的结构设计,上面的叶片略长于下部的叶片。该设计使得上升的气体被上面的长叶片盖住,避免了气体过早地从叶轮区域直接上升而逃逸,而是使更多的气体通过叶轮区域在径向被分散。叶片曲线采用抛物线设计,既保留了弯曲叶片的优点,还能明显减少叶片后方的气穴,其功率准数一般在2.3 左右。实验证明该搅拌器的综合性能均优于前述的各种径向流气液分散搅拌器。,1 圆盘平直叶涡轮搅拌器圆盘的作用：圆盘可以使上升的气泡受阻，避免大的气泡从轴向叶片空隙中上升，保证气泡更好的分散。径向流为主。很大的循环输送量和输出功率，剪切速率高。2 圆盘弯叶涡轮搅拌器输出功率和剪切速率较低。3 圆盘箭叶涡轮搅拌器输出功率和剪切速率低。混合效果好。,4 新型凹叶圆盘涡轮搅拌器新型圆盘弯叶涡轮新型圆盘箭叶涡轮,1、螺旋桨式搅拌器螺旋桨式搅拌器在罐内将液体向下或向上推进，形成轴向的螺旋流动，其混合效果尚好，但产生的剪率较低，对气泡的分散效果不好。一般用在靠压差循环的培养罐内，以提高其循环速度。2、新型轴流式搅拌桨,（二）轴向流搅拌器,径向流搅拌器对气体分散的能力比较强,但是其作用范围较小。随着发酵规模的不断扩大,其缺陷也越发明显。尤其是对于要求整槽混匀好,剪切性能温和的过程,径向流搅拌器往往无能为力。因而在发酵反应器中,轴向流搅拌器的开发应用迅速发展起来。轴向流搅拌器的发展是在近代流体力学的理论基础上,基于边界层分离、机翼理论和船用螺旋桨理论等而出现的一种新型搅拌器。应用于发酵的轴向流搅拌器叶片一般为46 片宽叶,其投影覆盖率可达90%。它不同于传统的推进式叶轮,也不同于中低粘度混合的轴向流搅拌器,如L IN GHT2NIN A310 搅拌器。这些搅拌器一般只用3 个叶片,叶片宽度较窄,投影覆盖率只有22%左右。因而对气体的控制能力差,容易造成液泛。,国内外轴流式搅拌器的应用已经很多,较典型的有ProChem 公司的Maxflo。,在800L 罐曲霉的培养下,使用该轴流桨比传统的Rushton 涡轮传质系数提高40%,功耗降低50%。还有美国Lightnin公司的A315 搅拌器。A315 特别适合于气液传质过程,在直径大于1m 的实验装置中,同样的输入功率下,A315 桨的持气量比Rushton 涡轮高80%,气体分散量提高4 倍,同时产量提高1050%,其剪切力仅为Rushton 涡轮的25%,较适合于对剪切敏感的微生物发酵过程等。,国内在轴流式搅拌器的研究开发方面已取得许多进展。北京化工大学开发了CBY系列搅拌器,并对各种工况下的流动场,功耗,以及搅拌器的受力等进行了系统的研究,而且已经将其成功的推广应用,取得了较好的经济效益。华东理工大学开发了翼形桨,并提出采用组合桨。如在青霉素发酵中采用下为Rushton 涡轮,上为翼形桨的组合。用这种组合代替多层涡轮桨可使主体混合速率提高约40%。无锡轻工大学开发了适用于中低粘物系的LA 搅拌器和适用高粘物系的MT 搅拌器。江苏石油化工学院开发了J H 轴流式搅拌器。浙江长城减速机有限公司的KSX 型大宽叶旋桨式搅拌器在发酵中得到很好的应用,这种搅拌器的叶片为大面积、带倾角的曲面形状,具有较高的投影覆盖率,其综合性能优异,可替代国外的同类产品,如L IGHTNIN 公司的A315 搅拌器。,组合式搅拌器从上面的分析可以看出,径流式搅拌器的优势是气体分散能力强,但是其功耗较大,作用范围小;而轴向流搅拌器的轴向混合性能较好,功耗低,作用范围大,但是其对气体的控制能力弱。根据气液混合的扩散机理,气液混合是通过主体对流扩散、涡流扩散和分子扩散来实现的。大尺度的宏观循环流动称为主体流动,由漩涡运动造成的局部范围内的扩散称为涡流扩散。其中,机械搅拌作用能够强化的过程有主体对流扩散和涡流扩散。如果将径向流搅拌器和轴向流搅拌器组合使用,利用径向流搅拌器控制气体的分散,通过主体对流扩散和涡轮扩散实现较小范围的充分的气液混合,然后再依靠轴向流搅拌器的主体对流作用使全部液体周期性依次与气体混合,实现较大范围的气液混合。,针对发酵罐规模的不断扩大,充分利用两种搅拌器的优势,取长补短,采用多级多种组合方式是今后大型发酵罐设计的发展方向。对于组合形式,根据发酵罐一般是下部通气的特点,下层搅拌器选择径向流搅拌器,上层搅拌器采用轴向流搅拌器。与单纯采用径向流搅拌器相比,该组合形式可以提高传质系数,减少功率消耗,对于剪切敏感的细菌发酵过程还能够减少剪切作用,增加收率。福建某抗菌素厂50m3 发酵罐,直径3100m,高度6400mm,原设计院设计功率为95kW,搅拌器为三层箭叶式圆盘涡轮搅拌器,直径1000mm,转速130 r/min。根据我方经验并计算,搅拌在不通气情况下超载。与厂方协商,对搅拌进行设计改进,三层搅拌器改为上面使用两层KSX 大宽叶旋桨式搅拌器,直径1050mm,底层采用HDY 型半弯管圆盘涡轮,直径1000mm,实际使用功率55kW(电机功率),现使用良好,完全达到工艺要求。,温州某厂谷氨酸发酵罐,该发酵罐直径4600mm,高度12300mm,体积约200m3。根据设计院要求,该装置须配备了200kW 的电机,搅拌器为三层后弯叶式圆盘涡轮搅拌器,直径1200mm,转速120 r/min。三层径流式搅拌器并不是最优设计。经厂方同意,搅拌器底层采用径流式的HDY型半弯管圆盘涡轮,直径1200mm;上面两层采用轴流式的KSX 大宽叶旋桨式搅拌器,直径1200mm。经投产运行,其状况非常好,实际消耗功率仅100kW 左右,与其100m3 发酵罐的功耗相当,节能效果非常显著,且产酸率高于100m3罐。,搅拌器在罐内造成的液体流动形式对气、固、液体的混合，氧气的溶解以及热量的传递有重大的影响。液流型式不仅决定搅拌器本身，还受罐内其它附件的影响，如挡板、拉力筒以及安装位置。搅拌器安装的相对位置对搅拌效果影响也很大。例如下组搅拌器距罐底太远，则罐液不能上升，造成局部缺氧。搅拌器相距太远，部分发酵液搅拌不均匀，相距太近，功率降低。,（三）搅拌器的流型,1 罐中轴装垂直螺旋桨搅拌器在无挡板时的搅拌流型罐中心垂直安装的螺旋桨，在无挡板的情况下，在轴中心形成凹陷的漩涡。如果在罐内壁安装垂直挡板多块，液体的螺旋状流受挡板折流，被返流向轴心，使漩涡消失。消除漩涡所必需的最小挡板数为全挡板条件。冷却排管可代替挡板。,2 径向流涡轮搅拌器的搅拌流型（有挡板）（平直叶、弯叶、箭叶）涡轮搅拌器的搅拌流型基本相似。流体在涡轮平面的上下两侧造成向上和向下的翻腾。,3 轴向流搅拌器的搅拌流型在罐内与垂直的搅拌器同轴线安装套筒，可以大大加强循环输送效果，并能将液体表面的泡沫从套管上部入口抽吸到液体之中，具有自消泡的能力。加套筒后，把液体分成筒内和筒外，造成压差(搅拌形成的），加速液体的流动，所以这种套管一开始叫pressure cycle tube,二、搅拌器轴功率计算,生化反应器的搅拌功率，不仅是选择电动机的依据（1.151.2倍），而且也是确定溶氧的主要指标，同时又是比拟放大和设计的基本依据。模型：单只涡轮不通气条件下输入搅拌液体的功率Po,1 搅拌轴功率的计算,为什么要计算搅拌轴功率？对耗氧的培养过程，Kla很重要。,Kla=f（设备参数，操作变数，物性参数）设备参数：反应器H、D，搅拌器H、D等，操作变数：N、Q、T、P等，物性参数：料液组成、粘度、表面张力等。,搅拌器输入功率是指搅拌器以既定的转速回转时，用以克服介质的阻力所需的功率。不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。P0与很多因素有关，与操作变数（N、Q），流体物性（、p），罐的几何尺寸，附件等因素有关。P0=f（15个变数）,Rushton等对在牛顿流体中的搅拌功率作了分析，其大小与搅拌转速、搅拌器大小、液体的密度及粘度有关，通过因次分析，得到几个无因此数群，它们之间有以下关系：,P搅拌功率WN 转速1/sDi搅拌器直径m液体密度kg/m3g重力加速度9.81m/s2,三个无因次数群分别称为功率准数NP、雷诺准数NRe和弗鲁特准数NFr,即,用因次分析法找出三者之间的关系,式中：K同一几何构形搅拌器的总形状因子 注：K、X、Y由试验求得,a）当Re10时，液体处于滞流状态，x=-1,则,b）当Re104时，液体处于湍流状态，x=0,NP保持不变，对六平叶涡轮，NP6.0，对六弯叶涡轮，NP 4.7，对六箭叶涡轮，NP=3.7。且,c）当10Re104时，液体处于过渡流状态，K与x均随Re变化。,在全挡板条件下，液面的中心部不生成旋涡，此时重力影响可以忽略不计，前式中y=0，搅拌功率只与Re有关。,大的培养罐，因液层较深，只有一只涡轮搅拌效果不好，所以一般在同一搅拌轴上安装尺寸相同的多只涡轮。搅拌器的只数n，只要两只涡轮之间的距离足够大，那么Po，nnPo 注意涡轮间距，如果两只涡轮间距为零，则实际上合为一只涡轮。应使两只涡轮形成的液流互不干扰。对非牛顿液体两个涡轮间的距离可采取2D，对牛顿液体可采取2.53.0 D；静液面至上涡轮的距离可采取0.52 D；下涡轮至罐底的距离C可取0.51.0 D。,2 多只涡轮不通气条件下输入搅拌液体的功率计算,搅拌器的只数n，只要两只涡轮之间的距离足够大，那么Po，nnPo,影响因素：通气使得液体重度下降，涡轮周围气液接触状况。在培养液中通入空气，搅拌功率消耗会显著下降（密度和粘度下降），日本大山等提出用通气准数来描述通气的影响：Pg/P=f(NA),3 通气液体机械搅拌功率Pg计算,NA通气准数Qg空气流量m3/s,Michel等通过试验，得出与工作变数间存在如下经验式：,C随搅拌器不同而异的常数，通用的涡轮搅拌器C=0.156,福田秀雄等10040000L的系列设备里，对上式进行了修正：,上述修正后的经验公式适用于较大的如40m3发酵罐。,例题：书上P43,=（2.8*0.6*0.6*1020）/1.9610-3=5.25105104所以 Np=4.8,第一步：,第二步：,第三步：,研究培养基的流变特性是因为它直接影响动量、热量和质量等的有效传递，继而影响到各种发酵条件，如溶氧速率、气体交换、发酵温度、营养物的补充、pH值的调节等等。培养液是一多相体系，由液相、固相（包括菌体细胞和不溶性培养基组分）和气相（通气培养时）构成。一般细菌或酵母的培养液黏度较低，流变性比较好，在深层培养中的动量、热量和质量传递较为容易。,三、非牛顿流体中的搅拌功率,而利用放线菌和丝状真菌生产抗生素、酶、有机酸等发酵产品，特别是现在常采用丰富培养基，培养基中含有大量的菌丝体和未被利用的不溶性培养基成分，致使培养液十分黏稠，表现为非牛顿流变特性。此外，细菌、酵母的高浓度细胞培养液则会使黏度大大增加。这些黏性的非牛顿流体的流变性差，导致动量、热量和质量传递困难，容易发生因混合不充分，气液相间的质量传递以及热量传递不良，最终影响代谢产物的生产。所以有必要了解培养液的流变特性。,牛顿流体和非牛顿流体,牛顿型流体：服从牛顿黏性定律的流体。,其主要特征就是其黏度只是温度的函数，与流变状态无关，因此是一常数（如气体、低分子的液体或溶液）。即意味着发酵罐中搅拌转速的快慢对黏度没有影响，并且在同一搅拌转速下，在发酵罐的全培养液中的任何局部的黏度相同。,非牛顿型流体：不服从牛顿黏性定律，其黏度不是常数，它不仅是温度的函数，而且随流动状态而异，因此没有固定的黏度值。根据非牛顿型流体的剪应力与切变率之间的关系，可分为几种类型：拟塑性（pseudoplastic）流体凯松流体（Casson body）涨塑性（dilatant）流体平汉（dingham）塑性流体,非牛顿型流体,在食品、造纸、高分子材料、环境工程和涂料等行业经常碰到的流体的剪应力不服从牛顿粘性定律，这类流体称为非牛顿型流体。非牛顿型流体的剪应力与速度梯度的关系不是简单的线性关系。表观粘度与牛顿粘性定律中的粘度有本质的区别，对于一定温度、压力下的某种流体来说，它不是常数，其大小还与流体流动的速度梯度有关。,非牛顿型流体,牛顿流体与非牛顿流体的剪切图,1.塑性流体：如纸浆、泥浆、牙膏、肥皂等流动时，剪应力需要超过一个初始剪应力时，才能产生剪切速率。在图中是一条过初始剪应力的直线。2.涨塑性流体：流性指数n1，表观粘度是图中曲线的斜率。表观粘度随速度梯度的增加而增大。在图中是一条过原点的向上弯的曲线。这类流体比较少，如：含高浓度粉末的悬浊液属于这一类。3.拟塑性流体：与涨塑性流体相反，流性指数n1，表观粘度随速度梯度的增加而减小。在图中是一条过原点的向下弯的曲线。多数非牛顿型流体属于这一类。主要有高分子溶液、油脂、涂料、淀粉溶液等。非牛顿型流体与牛顿型流体的流动特性有本质区别，因此，在流体阻力、传热、传质等方面也会表现出明显的差异。,在发酵过程中，培养液流动模型参数会随着细胞浓度、形态的变化，培养基物质的消耗，代谢产物的积累以及补料等发生明显的变化，表现出时变性。下图是金色链霉菌发酵液的稠度系数K、流变特性指数n随发酵时间变化的曲线。此外，发酵液的流变特性类型也可发生变化。,非牛顿流体搅拌功率计算与牛顿型流体的计算基本一致。计算Re=，从已作的非牛顿型Np-Re曲线上查Np，计算Po，计算Pg。但非牛顿流体的粘度与搅拌转数N有关，所以要先已知a与N的关系，然后才能计算不同N下的Re。,在发酵罐中的非牛顿流体的平均切变率与搅拌转速成正比：平均切变率（s-1）；N搅拌器转速（s-1）；K无因次常数。对于不同的非牛顿流体，采用不同型式和大小的搅拌器，比例常数k值在1013之间，对两层的涡式搅拌器可取11.5。,1.搅拌的目的是和。2.反应罐中的常用机械搅拌器大致可分为和。3.挡板的作用是。4.相比于平直叶涡轮，弯叶涡轮在相同的搅拌功率下，搅拌效果。5.在相同的转速下，搅拌器与单位体积 不通气中的搅拌功率比通气中的搅拌功率。6.搅拌功率准数是指。,自测题,二、名词解释1.雷诺准数2.搅拌功率准数 3.牛顿液体,三、判断题1、非牛顿型流体发酵罐中搅拌转速的快慢对黏度没有影响，并且在同一搅拌转速下，在发酵罐的全培养液中的任何局部的黏度相同。2、服从牛顿黏性定律的流体称牛顿型流体，其主要特征就是其黏度只是温度的函数，与流变状态无关，因此是一常数（如气体、低分子的液体或溶液）。3、机械搅拌可通过将大气泡分散成小气泡，阻止气泡的凝并，增大而增大氧的传递速率（）4、发酵工业中的绝大多数反应器属于均相反应器。（）5、自吸式充气发酵罐无机械搅拌装置，利用通入培养液的空气泡上升时带动液体运动，产生混合效果。（）6、机械搅拌可通过造成液体湍动，减少湍流液膜厚度，减小传质阻力。（）7、通风准数Na表示的是反应器中空气流量与搅拌液体的线速度之比。,四、简答题1.机械搅拌发酵罐中，搅拌器的搅拌作用是什么？搅拌转速的高低对不同种类微生物的生长、代谢有何影响？2.机械搅拌发酵罐的基本结构包括哪些部件？3.如何计算在通气情况下非牛顿液体中的搅拌功率？,第三节 通气发酵罐中溶氧速率与通气及搅拌的关系,一、工业发酵对氧的需求二、双膜理论三、测量体积溶氧系数kLa的方法四、kLa与设备参数及操作变数之间的关系五、发酵罐中的kLa及其调节六、传氧效率,一、工业发酵对氧的需求,兼性厌氧微生物如酵母菌和乳酸菌，在无氧条件下通过酵解来获得能量，而对于绝对厌氧微生物，氧则是一种有害物质。如乙醇、乳酸、丙酮、丁醇。许多细胞需要有分子态的氧作为呼吸链电子传递系统末端的电子受体，最后与氢离子结合成水。在呼吸的电子传递过程中，释放大量能量，供细胞的维持生长和合成反应使用。此外，氧还直接参与一些生物反应，对于这些细胞，供氧不足就会抑制细胞的生长代谢。,1 微生物对氧的利用,当以油脂或烃类为碳源时微生物需要的氧更多，例如用甲醇、石蜡或碳水化合物培养微生物时，每消耗碳源中一个碳原子所需要的氧分别为1.34、1.0和0.4分子。平衡方程式：C6H12O6+6O2 6CO2+6H2O CH3OH+3/2 O 2 CO2+2H2O CnH2n+2+(3n+1)/2O2 nCO2+(n+1)H2O,2 比生长速率与氧浓度的关系在好气性培养中，溶解氧浓度低时，氧是限制性基质，微生物的比生长速率与氧的关系是：,当氧浓度达到一定值时，即达临界氧浓度（C临）时，比生长速率不再增加。,各种微生物的临界氧浓度（C临）时不同的。在发酵生产中，为了不使微生物的生长和代谢受到氧浓度的影响，保持发酵过程正常进行，必须使溶解氧浓度维持在临界氧浓度之上。,双膜理论要点：(1)相界面两侧流体的对流传质阻力全部集中在界面两侧的两个停滞膜内，膜内传质方式为分子扩散。(2)相界面上没有传质阻力，即可认为所需的传质推动力为零，或气液两相在相界面处达到平衡。(3)两相主体中不存在浓度梯度。,二、双膜理论 传氧速率方程,1 氧的传递途径及传质阻力 在深层培养中进行通气供氧时，氧气从气泡传递至细胞内，需要克服一系列阻力。,1 气相主体到气液界面的气膜传递阻力；2 气液界面的传递阻力；3 从气液界面通过液膜的传递阻力；4 液相主体的传递阻力；5 细胞或细胞团表面的传递阻力；6 液体与细胞（团）之间界面阻力；7 细胞团内的传递阻力；8 细胞壁的阻力；9 反应阻力。,供氧方面的阻力,耗氧方面的阻力,在深层培养中进行通气供氧时，氧气从气泡传递至细胞内，需要克服一系列阻力，这些阻力对相对大小取决于流体力学特性、温度、细胞的活性和浓度、液体的组成、界面特性以及其他诸种因素。这些阻力包括供氧方面的阻力（14），和耗氧方面的阻力（59）。当细胞以游离状态存在于液体中时，阻力7消失；当细胞吸附在气液界面上时，阻力4、5、6、7消失。,1/kG气相主体到气液界面的气膜传递阻力；1/k1气液界面的传递阻力；1/kL从气液界面通过液膜的传递阻力；1/kLB液相主体的传递阻力；1/kLC细胞或细胞团表面的传递阻力；1/kIS液体与细胞（团）之间界面阻力；1/kA细胞团内的传递阻力；1/kW细胞壁的阻力；1/kR反应阻力。,氧从空气泡到达细胞的总传递阻力，为上述各阻力之和，即,由于氧是难溶于水的气体，所以在供氧方面液膜是一个控制过程，即1/kL是比较显著的。使气泡和液体充分混合而产生的湍动可以减小这一阻力。在耗氧方面，液相主体和细胞壁上氧的浓度相差很小，也就是说氧通过细胞周围液膜的阻力是很小的，但此液膜阻力是随细胞外径的增加而增大的。减少了膜厚，因此也减少了阻力。通常需氧方面的阻力主要来自于菌丝细胞团和细胞壁的阻力，即1/kA和1/kW，搅拌可以减少逆向扩散的梯度，因此也可降低这方面的阻力。,no2氧的传递通量mol/（m3s）；pi各阶段的推动力（分压差）（Pa）1/ki各阶段的传递阻力（Ns/mol）。,氧在进行传递过程中，需要损失推动力以克服上述阻力。传递过程的总推动力就是气相与细胞内的氧分压差和浓度差。当氧的传递达到稳态时，总的传递速率与串联的各步传递速率相等，这时通过单位面积的传递速率为,如上所述，氧传递的主要阻力存在于气膜和液膜中，气液界面附近的氧分压或溶解氧浓度变化情况见图。当气液传递过程处于稳态时，通过液膜和气膜的传递速率相等，即,2 气液相间的氧传递和氧传质方程式,P：气相主体氧分压（Pa）；Pi：气液界面氧分压（Pa）；Ci：气液界面氧浓度（mol/m3）；CL：液相主体氧浓度（mol/m3）；p*：与CL平衡的气相氧分压（Pa）；C*：与p平衡的液相氧浓度（mol/m3）；KG：以氧分压为推动力的总传递系数mol/（m2sPa）；KL：以氧浓度为推动力的总传递系数（m/s）；,引入总传质系数和采用总推动力，上述传递速率方程可表示为,在一定的压力下，氧的溶解度与氧的分压有关，氧的分压高，则氧的溶解度大。氧的溶解度可以下式表示 即亨利定律式中H亨利常数（PaL/mmol）。,两边乘以，则有,气液比表面积（m2/m3）NV(OTR)体积溶氧速率molO2/m3.sKL体积溶氧系数1/h,OTR单位体积培养液中的氧传递速率mol/m3s）；比表面积（m2/m3）。,稳定情况下，氧分子从气体主体扩散到液体主体的传递速率即氧的传质方程式为,通常KL和合并作为一个项目处理，称为体积传递系数（s-1）。以上公式同样适用于其他气体的传递，例如，二氧化碳从液相到气相的传递。,溶氧系数常见的形式kLa-以浓度差为推动力的体积溶氧系数(1/h)kGa-以氧分压差为推动力的溶氧系数（mol/)kd-亚硫酸盐氧化值（mol/)Kv-与kd相同，但单位表示不同(kmol/m3.h.atm)上述四种表示形式中，除kLa是以浓度差为推动力外，其他三种表示形式都是以压力差为推动力。,如果溶氧速度小于微生物的耗氧速度，则发酵液中的氧逐渐耗尽，当溶液中氧的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成。因此传氧与耗氧要保持平衡，即：Nv=kLa(C*-C)=qo2.X 或者 kLa=qo2.X/(C*-C),氧的供需平衡,供氧和耗氧的平衡建立往往是暂时的。kLa可称为“通气效率”，用以衡量发酵罐的通气状况，高值表示通气条件富裕，低值表示通气条件缺乏。一般地，在发酵过程中，培养液内某瞬间溶氧浓度的变化可用下式表示：,比耗氧速率,生物量,用Cu2+为催化剂，溶解在水中的O2能立即将水中的SO32-氧化成为SO42-，其氧化反应的速度在很大范围与SO32-的浓度无关。反应式如下：2Na2SO3+O22Na2SO4,1 亚硫酸盐氧化法,三、体积溶氧系数的测定,亚硫酸盐氧化法的原理,剩余的Na2SO3过量的碘作用：Na2SO3+I2+H2O Na2SO4+2HI剩余的I2用标定的Na2S2O3溶液滴定：Na2S2O3+I2 Na2S4O6+2NaI标准Na2S2O3用量决定于溶解氧的量。每1mol溶氧可氧化2molNa2SO3，就剩余2mol I2，也就消耗掉4mol Na2S2O3，因此，每滴定消耗1mol Na2S2O3必有1/4mol溶氧。,在反应器中含有Cu2+或Co2+为催化剂的亚硫酸钠溶液，进行通气搅拌，亚硫酸钠与溶解氧生成硫酸钠的速度非常快，反应速度在很大范围内（）与Na2SO3的浓度无关，氧一溶解，马上就反应。氧的溶入速度(氧的传递速度)决定反应速度。,供氧速率kL(C*CL)耗氧速率=与亚硫酸反应的氧浓度降低速率CL=0 故kL.C*与氧反应的亚硫酸钠的浓度的降低速率。,V：实际搅拌通气样与空白样各加等量、适量I2液后滴定用标准Na2S2O3体积之差（ml）N：Na2S2O3的标定浓度（mol/L）m：样液的体积（ml）t：两次取样的间隔，即氧化时间（min）,若操作时：P=1atm(绝对)，则：,实验程序：将一定温度的自来水加入试验设备内，开始搅拌，加入化学纯的Na2SO3晶体使SO32-的浓度在1.0N左右，再加化学纯的CuSO4，Cu2+约为10-3mol/L，等完全溶解后开阀通气，气阀一开始就接近预定流量，并在几秒内调到所需的空气流量。,当气泡冒出的同时就立即记时，作为氧化时间的开始。氧化时间可以持续420min，到时停止通气搅拌，准确记录氧化时间。实验前后各用吸管取5100ml样液（根据试验设备大小而定，但前后取样体积相等），立即各移入新吸取的过量标准碘液，然后用标定好的Na2S2O3，以淀粉为指示剂，滴定至终点。,将用亚硫酸盐氧化测得的Nv值代入到Nv=kLa(C*-C)，即可算出kLa 在亚硫酸盐氧化法中，由于水中的SO32-在Cu2+的催化下瞬间把溶氧还原掉了，所以在搅拌充分的条件下整个实验过程中溶液中的溶氧浓度c=0。另外，在小型设备中可以忽略空气的压力变化。,如：0.1MPa(1atm)下，25下空气中的氧的分压为0.021MPa，氧气溶于纯水的亨利定律常数为4.58104，据此可以算出与之平衡的纯水中的溶氧浓度C*=0.24mmol/L，但由于亚硫酸盐的存在，C*的实际值低于0.24mmol/L，因此一般规定C*=0.21mmol/L 所以 kLa=Nv/0.21,kd值与kL值的换算文献中常见另一种体积溶氧系数。kd是以氧的分压差为传氧的推动力的体积溶氧系数，即Nv=kd(P-P*)对于亚硫酸盐氧化法，因C=0，与之平衡的气相氧分压P*=0所以有Nv=kdP，又根据亨利定律Nv=kLa.C*或 Nv=kLa.P/H kd=kLa/H,如kLa的单位为h-1，kd为mol/()C*=0.21mmol/L，P=0.21atm则 kLa=6107kd普通的机械搅拌发酵罐其kLa约102数量级，kd为10-6,用亚硫酸盐氧化法测定溶氧系数优点：氧溶解速度与亚硫酸盐浓度无关，且反应速度快 不需要特殊仪器。缺点：不能在真实发酵条件下进行测定发酵液的溶氧，因为亚硫酸盐对微生物的生长有影响，且发酵液的成分、消泡剂、表面张力、黏度、特别是菌体都影响氧的传递。这种方法测定的结果仅能说明某种发酵罐在该操作条件下的性能，而不能说明溶氧和微生物耗氧的全过程，故只能在一定的范围应用。主要用于作为设备溶氧系数的测定。,2 极谱法 对浸在液体中的阴极和参考阳极加上电压，记录在不同的电压下通过的电流，当电解电压为0.61.0v时，溶解氧被还原成H2O2。酸性时：O2+2H+2eH2O2 中性或碱性时：O2+2H2O+2e H2O2+OH-与阴极接触的液体中的溶解氧发生上述电极反应而被消耗，阴极表面便与液体主体存在氧的浓度差，于是液体主体的溶解氧扩散到阴极表面参加电极反应，使电路中维持一定的电流。当氧的扩散过程达到稳定状态时，扩散电流和溶解氧浓度成正比。极谱法分为取样极谱法和排气极谱法。但这两种方法都不能反应发酵过程中的真实情况。,溶氧电极不需要外加电源，可以看作是一种电解电池。将一对具有不同电极电位的电极装入电解质溶液中，一只是银丝做成的阴极，另一只是铅皮卷成的阳极。这对电极装置在两端开口的细长套管中，在靠近阴极的底端用一种耐热的、只允许溶氧透过而不透过水及离子的塑料薄膜覆盖，形成一个有一定容积的电池，在电池内加入数毫升的电解质溶液5mol/LHAc+0.5mol/LNaAc+0.1mol/LPbAc2）,3 溶氧电极法,阳极上 Pb Pb2+2e 阴极上 2e+1/2O2+H2O 2OH-如果将此电极插入待测的搅拌液体中，在两极间接一电流表，此电流的大小正比与测量液体中的溶氧速率。所以电极产生的电流强度与测量液体中的溶氧浓度成正比。将电极放入Na2SO3水溶液中，搅拌，此时电流计的指示定为溶氧值0%；然后用水冲洗电极，插入水中，通气搅拌，直至电流响应值达到饱和，定为溶氧值100%。,（1）稳态法 此法是根据氧供需平衡Nv=r和传氧速率方程Nv=kLa(C*-C)计算的。正在发酵的醪液中，一方面以一定的溶氧速率Nv向液中供氧，另一方面正在生长的微生物也以一定耗氧速率r消耗溶氧。Nv=kLa(C*-C)r=QO2X 溶氧供需速率相等时，r=Q(C进-C出)/V r-微生物的耗氧速率(mmolO2/L.h);QO2-微生物的比耗氧速率(mmolO2/g.h)X-微生物菌体浓度(g/L);Q-通气量(L/h);V-发酵液体积(L);,C进-通入气体中的氧浓度(mmolO2/L)C出-排出气体中的氧浓度(mmolO2/L)r=Nv 即：Q(C进-C出)/V=kLa(C*-C)C进、C出为常量，若按标准空气计 C进=8.7310-3kmolO2/m3,C*取决于操作压力，一般地应取液体上部和下部饱和溶氧浓度的平均值。C出用氧分析仪自排出气体测得，C为培养液中的溶氧浓度，用溶氧电极测。这些过程需要有精确的流量计、压力表、温度传感器、氧分析仪和膜溶氧电极。用氧平衡法测kLa是一种比较简单的方法，且具有在发酵过程中测定通气效率。,动态法是在不稳态条件下，通过测定醪液中溶解氧随时间的变化曲线来确定kLa值的。方法是在发酵的过程中暂时停止通气，短时间后继续通气，人为地制造一个不稳定状态即发酵液中溶氧处于不平衡状态（Nvr）。此时，对发酵液作溶氧衡算：dC/dt=kLa(C*-C)-QO2X 当在某一时刻t=0时暂时停止通风，则上式变为：dC/dt=-QO2.X,（2）动态法,在短时间内，由于耗氧速率QO2.X不变，对上式积分得(t=0,C=C0)C=-QO2.X.t+C0 以C对t作图，直线斜率为-QO2.X可知，短时停气期间溶液中氧浓度C随时间t呈直线下降。,以(dC/dt+QO2X)对C作图即得一斜率为-1/kLa的直线，此直线与纵轴的交点即为饱和溶解氧浓度C*。,时间t1后，恢复通风，溶液中的氧浓度又将逐步上升则：,本方法的主要优点：只需要单一的溶氧电极，可以测得实际发酵系统的kLa值。溶氧电极的响应时间应尽可能短。,四、KLa与设备参数及操作参数之间的关系式,那么KLa的大小是由那些因素决定呢？Kla=f(设备参数，操作参数，物料的物性)那么KLa和这些参数之间是怎样的关系？建立这种关系的目的又是什么？一、比拟放大。举例(紫杉醇):紫杉醇是一种抗癌药物，紫杉树、红豆杉树，内生真菌。一种新的细胞代谢产品的大规模生产要经历这样的过程：1、生物菌种，该微生物能利用某种底物在一定的培养条件下产生产品。2、摇瓶实验以确定适宜的工艺条件：营养条件C、N、无机盐种类、温度、pH、溶氧，保持怎样的氧化还原电位。3、小罐实验，进一步确定工业生产操作条件。4、大罐实验，确定工业生产操作条件。,紫杉醇产生菌是好氧的。溶氧速率是影响生产成绩的关键，那么在小的实验罐里获得了 满意的成绩，就可以用适当的方法测定小罐的KLa值，然后根据KLa与设备参数以及操作参数之间的准确关系式，在保证小罐和大罐有相同的KLa值的前