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 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
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： （7-3） 反应液体积： （7-4） 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,下标表示基质的流加流 量。 当采用分批式操作时,F=F=0；采用流加式操作时，FF=0；采用连续式操作 时,F=F0。 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
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： （7-3） 反应液体积： （7-4） 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,下标表示基质的流加流 量。 当采用分批式操作时,F=F=0；采用流加式操作时，FF=0；采用连续式操作 时,F=F0。 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 m 3发酵液每小时 传给冷却器最大的热量为：青霉素发酵约为 25000kJ/(m3 h)，链霉素发酵约为 19000kJ/(m3 h)，四环素发酵约为 20000kJ/(m3 h)，肌苷发酵约为 18000kJ/(m3 h), 谷氨酸发酵约为 31000kJ/(m3 h)。 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）
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 m 3发酵液每小时 传给冷却器最大的热量为：青霉素发酵约为 25000kJ/(m3 h)，链霉素发酵约为 19000kJ/(m3 h)，四环素发酵约为 20000kJ/(m3 h)，肌苷发酵约为 18000kJ/(m3 h), 谷氨酸发酵约为 31000kJ/(m3 h)。 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 m 2； 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·℃)； tm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 2·h·℃），蛇管的 K 值为 1200～ 1900kJ/（m 2·h·℃），如管壁较薄，对冷却水进行强制循环时，K 值为 3300～ 4200kJ/（m 2·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
式中 F 为换热装置的传热面积 m 2； 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·℃)； tm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 2·h·℃），蛇管的 K 值为 1200～ 1900kJ/（m 2·h·℃），如管壁较薄，对冷却水进行强制循环时，K 值为 3300～ 4200kJ/（m 2·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
[ 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
[ 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 度 g（m/s2）、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 Rem104，液体处于湍流状态
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 度 g（m/s2）、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 Rem104，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·d 3 )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：
(7-41) 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·d 3 )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 ，则通风准数 Na （9）
(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 ，则通风准数 Na （9）
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 计，则总热负荷 （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） = 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
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 计，则总热负荷 （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） = 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