第十七章 发酵经济学 第一节 引言 在价格竞争的市场经济状态下，用发酵方法生产产品时，则所用的微生物， 其最终产物应是预期的产品，并且有经济上的合理性和巨大的生产能力。一个成 功的发酵过程，通常应具有下列九个基本条件： 1，以最低的投资设置可靠的发酵罐极其附属设备；而且能应用于一定范围 的产品种类的发酵过程； 2，原料的价格尽可能的低，利用效率尽可能的高。即使对一个成熟产品的 发酵原料，也应不断地予以研究和调整； 3，所使用的微生物菌株的生产能力是最高的； 4，尽可能少地使用劳动力，在适当的步骤中采用自动化； 5，如果使用分批发酵法，要求在最短周期中，得到最大的产量；并尽量发 挥设备的潜力。为达到这个目的，力争采用分批补料发酵； 6，以最简单和快速的过程进行产品的回收和精制； 7，废弃物的排放量应是最少的； 8，热和动力的利用是时分充分的； 9，厂房的占地面积最少，但仍留有可发展的余地。 以上众多的要求，表明对一个具体的工艺过程来说，要进行彼此间的协调， 任何一个工艺过程的关键是成本分析，从而得到最大的节约潜力。Nyiri 和 Charles 对许多发酵工艺进行分析后认为可将发酵过程的成本分解为四个主要成分，按其 重要性的顺序排列为：原料成本、维修费用、公用系统费用和人工费用。如果原 料成本占总成本的主要比例时，培养基和菌种的改良，将是发展工作中的主要研 究任务。如果将占总成本比例很小的项目作为发展工作的主要任务是不恰当的
本章中所引用的成本，只代表发表时的情况，因为近年来，所有的价格都在 急剧上涨，而且增长的比例各不相同，所以难以据此表示现在的情况，所得的数 据只是个近似值。 考查某个发酵过程时，必需注意到投资成本和操作成本。它可以运用化学工 程成本原理进行计算，确切的发酵工业成本，几乎是不发表的。 政府的资助或课税，能决定许多发酵工业的生命力。例如当发酵工业在自由 经济中失去竞争力时，美国农业资助规划将谷物和马铃薯等以低价供应给发酵工 业，使它得以继续维持生产。1980 年，欧洲共同体将碳水化合物的价格调低到 只有产糖国所供应的糖蜜和甘蔗汁的价格一半。在战时，英国政府支持丁醇-丙 酮和青霉素生产计划，使得它们在获得经济上可行性以前就能进行生产。 第二节 分离有工业潜在价值的微生物 从各种不同来源，特别是土壤中分离重要的工业微生物，作了许多工作。遗 憾的是这些分离计划消耗了许多时间和十分昂贵的代价，似乎带有一定的冒险 性，尤其是筛选新抗生素。如 Pfizer 公司，为了要筛选一个广谱抗生素而花费了 1430000 英镑，结果只得到土霉素。Merck，Sharp 和 Dohme 研究所从一万株菌 株中，只获得一株有用的微生物，Eli Lilly 公司花了十年时间，从 40 万株微生 物中发现了三个新抗生素。 由于广泛地进行土壤筛选，已发现了大量能合成新抗生素的微生物群体，因 而从 1961 年以来的抗生素筛选的成本效益和发现新抗生素的可能性不断下降。 在美国，1961 年就已达到转折点时期。至少已经有一个美国制药公司停止了他 们的筛选计划，转而依赖日本的实验室的合同。这个政策上的变化，是由于日本 的工作者有系统地筛选所发现的新抗生素所需的时间，仅为美国工作者的 1/5 到 1/10。 Arima 查阅了在 1929-1966 年间所发现的新抗生素和在日本作为医疗用的新 抗生素目录后，发现其中有 40%是日本学者发现的。Yamada 曾报道在日本发现 了较多的抗生素，同时也表明日本的专家在进入 70 年代后，还继续发现新的、 有用的抗生素。有些公司与日本实验室建立合同关系。另一些公司仍然指挥他们 自己所拥有的具有广泛筛选基础的工作者，其工作重点则并不放在抗生素上。 对一个已知的微生物生产过程，有可能设计出一个筛选方法，使筛选具有专 一的目标，淘汰不合宜特性的菌株。这种类型的筛选，可以大幅度地提高投资效 益和生产能力。在单细胞蛋白质的生产研究中，以经济学的观点，筛选适宜的微 生物。Humphrey 等选育得一株嗜热放线菌（Thermoactinomyces），因为： 1，它的最适生长温度为 55℃，可以节省冷却费用； 2，在蛋白质中，甲硫氨酸含量较高，可以作为饲料蛋白质的添加剂； 3，菌体呈丝状，可以简化从发酵液中获得菌体的过滤技术。 Taylon和Senior曾报道ICI 公司选用一株嗜甲烷甲烷单毛杆菌（Methylophilus methylotrophus）作为单细胞蛋白质的生产菌株。因为： 1，它具有高度的同化甲醇作为碳源的能力； 2，生长速度快； 3，在连续培养时，遗传性稳定； 4，含有高营养价值的蛋白质，不含毒素和致病物质。 在酵母生产中的菌株筛选，Aunstrup 的目标是：
1，酶的产量高； 2，遗传性稳定； 3，微生物能生成酶的组成； 4，微生物能有效地利用培养基中的组成。 第三节 菌种改良 利用诱变和选育以改良菌种，对一个已成熟的发酵工艺过程而言，其经济效 益是十分可观的。利用诱变改良菌种，并结合培养基的改进，明显增加了青霉素 的产量，它从 1940 年 100U/ml 上升到目前的 80000U/ml 左右。显然，在诱变和 选育工作上的时间和金钱的投资额，需视生成规模而定。例如有一个发酵过程， 其年产量为 453600 公斤，每公斤产值为 23.5 便士，如果使产量增加 1%时只能 增加 1070 英镑收入，因而不值得投资支持菌种选育计划。如果生成规模扩大十 倍，即使也只提高 1%产量，增加的产值就是 10700 英镑，这些收入足以支付菌 种的研究费用。如果可提高 10%产量，则可使产值增加到 107000 英镑，这时， 经济效益就大大超过菌种选育的费用。另外一个例子是，发酵工厂的年产量为 453600 公斤，假设产品的销售价格为每公斤 90 便士。如果将生成提高 10%，所 提供的经济效益约为 41000 英镑，如果将其中的 1/3 投资作为研究费用是合理的。 Calam 认为只要为一个大学毕业生配备二名助手，就可以进行一个或二个抗生素 产生菌的菌种诱变研究工作，并可获得有效进展。 有许多公司，如 Cetus 公司，Panlab 公司都聘请有专门技能的专家主持菌种 发展计划，或改造菌种，使培养物适应工业上的要求。例如 1973-1976 年间， Pamlabs 公司改善了产黄青霉的青霉素产量，（见下表）。表中所列的数据表明， 在不同的生成规模中的生成能力上的差异
第四节 市场潜力 市场的现状和估计所需要的数据，虽然不是发酵工艺师的首要任务，但必需 对市场的潜力作出估计。MacLennan, Hepner 以及 Lawson 和 Sutherlang 在这方面 曾作过讨论。 发酵产物生产可分为二大类，即低产值-大体积；高产值-小体积。只有少数 产物的生产是属于低产值-大体积，如溶剂、有机酸和单细胞蛋白质。大约有 100 种十分重要的有机化合物是由微生物发酵生产的。例如：乙醇、正丁醇、丙酮、 甘油和醋酸。利用微生物生产这些化合物都比化学合成法经济得多。一些化学分 子结构复杂，或对热不稳定化合物利用微生物发酵进行生产，其全过程具有经济 上的可行性。如采用多步骤化学合成法生产，则其成本是较昂贵的。抗生素、甾 体、L 型氨基酸、维生素等都属于高产值-小体积的范畴。 Hepner 曾对大规模的乙醇发酵生产的可行性作过考察。他认为用发酵法生 产乙醇与从原油合成乙醇法竞争时，只有在当地能供应廉价碳水化合物时才有其 生命力。如以 1977 年的价格为基础，原油每吨为 100 美圆，而初制蔗糖为 109 美圆时，则发酵法几乎没有竞争力，想要使发酵法具有优势，则必需采用每吨 75 美圆的糖蜜作原料。1975 年巴西推行以蔗糖作底物生产乙醇的计划，目的是 减少石油的进口。在 1977 年时乙醇的产量为 7 万 M3，并期望在 1979 年时能达 到 15 万 M3。虽然巴西政府将乙醇的销售价格定为每 4.5 升为 1 美圆，仍高于进 口石油的价格，但减少了外汇的支出。 决定增加一个化合物的产量前，首先要对目前的和将来的市场作出估计。单 细胞蛋白质的扩大生产前，曾作过类似的尝试。Taylor 和 Senior 对主要的单细胞 蛋白质工厂作过判断，这些工厂中，有的已经投产，有的正在计划中。他们估计 了 1980 年和 1985 年单细胞蛋白质的产量，并断言全世界所需求的高蛋白质膳食 量在1985年每年需求50万吨。这个结论是对建设单细胞蛋白质生产工厂的支持。 要推断一个化合物拥有市场的时间，即使有专利权的保护也是困难的。正如 工业酶市场的剧变。大约在 1965 年，广泛地在洗涤剂中添加酶，因而使微生物 酶的生产规模大大增加。但在 1971 年在洗涤剂工厂的操作工人中发现有过敏性 反应后，就在大部分洗涤剂中不在添加酶，因而使酶的生产规模突然下降。在改 进洗涤剂的生产工艺后，在添加酶，使酶的生产规模又得到恢复。 第五节 工厂与设备 一般认为设备越打，生产越经济，然而在成本与设备大小之间有个经验关系。 按照这个关系，随着设备的增加，成本也随之增加。 n 是一个指数或等级因素。在酿造业中的 n 值，Pratten 认定为 0.6。单细胞 蛋白质工厂则为 0.7 或 0.8。 关于操作规模的大小的决定，还收到许多因素的限制，如冷却、通气量和发 酵罐的建造方法等。多种工业发酵所需的冷却量，在前面已作过描述，在这里仅 需清楚发酵罐的体积是与 r3（发酵罐的半径）成正比。发酵罐的表面积也是与 r2
成比例。因此，放大容器，势必降低表面积对容积的比值，因而降低发酵罐的夹 套冷却效率。所以，当发酵罐容积超过一定值以后，就难以利用其表面积作充分 的热交换以保持恒温培养。除非利用内蛇管或外循环热交换器增加冷却能力。添 置这类设施，必定会增加成本，或干扰发酵罐内的搅拌效果。另一方法是更换生 产菌株，它是能适应较高温度发酵的。发酵过程对氧的需求，限制了发酵罐无限 地放大。在醋酸生产中，有效的通气是极度重要的。在 1977 年最大的醋酸生产 罐容积是 50M3。 定制一个发酵罐的容积上限，还受到运输的限制。一个很大的容器一般都是 就地装配制造。许多国家在对道路运输时所允许的物件最大尺寸都有规定。在 1979 年 ICI 公司第一个供单细胞蛋白质生产用发酵罐的容积为 1500M3，高 80M， 价值 60 万英镑。它是在法国制造后，在 Tees 河上用驳船拖驳，大大缩短了陆地 运输距离。这是当时所运输的最大的组装好的发酵罐。 在酿造业中，所采用圆柱形-圆锥体的容器时，其容积如大于 108M3 时，就 失去了经济上的优越性，虽然至今仍在使用 360M3 发酵罐。在另外一些酿造厂 中，则采用许多个较小的容器以应付不同的啤酒品种的需求变化。 发酵罐是为了某一特定的用途而设计的，如供单细胞蛋白质生产用的发酵 罐，要具有十分有效的氧传递能力，而且是非常规的、尽可能简单的，因而也影 响到基本建设投资费用和操作成本。Schugerl 曾对用甲醇作为底物、年产量为 10 万吨的单细胞蛋白质的生产工厂作过考察。在这样的工厂中，基本建设投资费用 只占生产成本的 20%。发酒疯的费用占基本建设投资的 20-25%。其中罐体占 5-10%，通气搅拌占 5-10%，冷却附件占 10-15%。能源、水、压缩空气和其他辅 助费用估计为生产成本 10%以上。虽然发酵罐基本建设费用只占生产成本 4-5%， 而操作成本占 10%，所以发酵罐的造型只影响生产总成本 15%。如采用塔式发 酵罐，其主要优点是节约操作成本，这是由于省略了机械搅拌，减少了冷却水的 耗用量而节省了电力和冷却水费用。 Whitaker, Humphrey, Mateles, Rolz 以及 Nyiri 和 Charles 曾对发酵工厂中的设 备投资的明细项目作了讨论。其中大部分数据可供设计时应用。对一些设备成本 的分解举例见下表
对一个工厂的使用年限，可以规划推算。MacLennan 认为一个单细胞蛋白质 工厂可使用的最低年限是 10 年。Hamer 则认为是 5 年。而丁醇丙酮发酵曾在连 续使用 25 年的容器中生产。在英国的酿造业中还在使用 50~100 年前的设备。 发酵过程中的公用系统也需予以注意。在一个中型的抗生素工厂中，每小时 要供应 45 吨蒸汽、5000kw 电、57000M3 压缩空气和 200 吨水。生产一吨醋酸需 要 49-吨冷却水、10 吨生产用水、12 吨蒸汽和 570kW 电。 第六节 培养基 生产培养基的成本，在总成本中占很大比重，可达 38-73%（见下表）。有机 碳源通常是发酵成本中的主要组成。Ratledge 曾将可以用作碳源的主要品种的年 度价格和产量作了详细的调查。天然物料的价格受到其他需求的竞争和收获量的 影响。天然物料如果是季节性的，则需要贮存而大大增加了投资费用。选择具体 的原料时，宁可选用当地价格低廉者，而不用工艺上“最佳”底物
培养基的贮存、装卸、管理和混合也是不容忽视的。粉末状原料必须保存在 干燥处，防止结块或呈粘胶状。大量的含固体量较高的液体，如玉米浆和葡萄糖 则需要保温贮存以防止固化，但温度又不能过高防止分解。对于配置培养基的操 作人员的培训是十分重要的。还要防止所配置的培养基中含团快。 研究如何适当组合培养基中的营养成分时，可按照前面所列举的 6 条标准， 总会取得成功的。在核算成本时，必需注意培养基中碳源的消耗量。如欲取得高 产水平，可将碳源的碳水化合物改换成其他的底物。如果这种改变在工艺上是可 行的，则这类额外的增加费用必须低于改变底物所带来的收益。如果将价格低廉 这一因素考虑在内，则实际上可用于工业规模的培养基组成的品种是有限的。甜 菜糖、蔗糖和谷物等碳水化合物是大多数培养基的主要碳源和能源。可按照经济 上和第四章的原则，从中选择。 近年来，热衷于用石油化工产物作为碳源的尝试。首先是作为单细胞蛋白质 生产时的底物。但距工业实践还有一段距离，而甲烷和甲醇用于大规模发酵过程 中是十分经济的。 多种废弃物似乎也可以作为碳源，但是因为与其他适当的底物的价格上的竞 争，使它的应用受到限制，在加上其他一系列的问题如物料的波动性、夹杂的杂 质使工艺难以正常进行、含水量高的增加了运输费用、产地的地理位置、产量的 不稳定性和季节性等，更增加其扩大使用的困难。对于工业废弃物利用的可能性， 取决于所选择的处理方法的成本，或达到政府允许污染限度之内的可能性。 无机组分只占培养基总成本中较小的比例。如在单细胞蛋白质生产中，它只 占制造成本的 4-14%。虽然等级品比肥料级磷酸盐的价格贵得多，但不含铁、砷 和氟化物等杂质，这些杂质的含量在制造食品和药物时，都受到严格的控制。钾、 镁、锰、锌和铁的氢氧化物和硫酸盐对不锈钢的腐蚀较氯化物小。这些碱性物质 可以引起产物生产能力明显波动。 第七节 空气灭菌 供应大量的灭菌空气，是需要发酵时所具有的独特的问题。虽然又可能利用 热灭菌技术，但一般认为其全部操作费用过于昂贵。Richards 曾设计过利用热对 空气进行灭菌的方案。他估计处理每分钟 283M3 的空气，所需的热量为每分钟 33000CHU；并且还需相同的冷却负荷，每小时的操作费用为 5~10 英镑。Stark 和 Pohler 发现可以利用压缩空气的热量对空气进行灭菌。他们认为如采用往复 式空气压缩机，其压力为 7.03kg/cm2 时，不加过滤器，最经济的供气范围是每分 钟 5.66~141.3M3。单级空气压缩机，加有过滤器，最经济的供气范围是每分钟 141.5~566M3。而涡轮式空气压缩机的最大经济效益的供气范围为 707-849M3。 将压缩空气通过纤维或颗粒物质的深床过滤，是最普通的空气除菌方式。它 是可供选择的除菌方法中较为经济和简单的。过滤器的投资费用取决于它的大 小，主要是截面积。而对同一大小的过滤器的操作费用，则取决于空气通过过滤 器后的压力降。增加过滤器的截面积，势必增加投资费用，用低的操作成本，势 必使空气的表观速度和压力下降。另一些过滤器的设计是减少过滤面积。有人曾 报道每分钟供应 8470M3 空气，用羊毛状树脂滤气罐时，需要的过滤面积为 325M2；而用质子型石棉布作过滤介质，过滤面积可减至 97.7M2，如用石棉纸型 “绝对”过滤器时，则只需 38.3M3
操作费用还取决于过滤器的寿命。在工厂中还要包括更换过滤器或过滤介质 的成本和维修及劳务费用。即使过滤介质是可以清洗后重复使用，则还有正常的 损耗和破裂而应考虑折旧费用。如果压缩空气在进入过滤器以前，预先经过不同 程度的粗滤，以除去空气流中的异物，可减少价格昂贵的高效过滤介质的更新。 第八节 加热和冷却 理想的发酵过程是省略了加热和冷却，但这是不可能的。所以设计时要注意 如何保存热量和最小的冷却量。发酵过程包括下列加热和冷却步骤： 1，将培养基加热到 100℃和 100℃以上，然后冷却到 35℃或更低； 2，将发酵罐及其附属设备加热灭菌后再冷却； 3，发酵时会产生热量，必须将这些热量输出，即用冷却处理，使温度保持 在微生物生长的规定范围之内； 4，发酵结束后，还需加热将产品中的水分除去。 有关灭菌方面的经济问题，在本章内前已论述，而冷却的需要量，则随工艺 的类型及大小而异。英国石油公司曾对一个用正烃或汽油作底物，年产量为 10 万吨的单细胞蛋白质工厂的冷却量作出估计为 11 亿千卡。用气升式发酵罐时， 由于它的比能量输入量最小，因而减少了冷却的需要量。在单细胞蛋白质生产工 厂的投资中，冷却设备费用约占总投资数的 10~15%。另一条减少冷却成本的途 径，是如有可能，尽可能选用最适温度较高的微生物。筛选并使用嗜热和耐热的 微生物，能明显地节省冷却费用。 第九节 通气和搅拌 几乎所有的发酵都需要各种形式的混合，以保持培养环境的均一性；而且也 需要通入空气。按照通气的情况，可以将发酵粗略地分为： 1，厌氧发酵，即在发酵时不宜有游离氧存在，如丁醇丙酮发酵； 2，发酵时只需要供应少量氧气，如乙醇发酵； 3，需氧发酵，发酵时需要大量氧，如抗生素、乙酸和单细胞蛋白质发酵。 在第一、第二种发酵中，通气费用不是经济上主要考虑的问题。在丁醇丙酮 发酵时，放出二氧化碳和氢，这些气体一旦形成，是有助于保持厌氧条件。同时， 发酵液自动翻腾，而不需要附加机械搅拌。为保持发酵罐内部的正压，在发酵开 始时，可从另一个发酵罐中引入经过过滤的二氧化碳和氢。 在乙醇生产中，将酵母接入容器中以后，开始时，通入压缩空气或机械搅拌 使酵母分散。当菌体达到预定的浓度后，即停止通气或搅拌。当剧烈的厌氧发酵 开始时，所产生的二氧化碳气泡足以使罐内的培养液翻腾，并使酵母细胞分散。 因而不再需要机械搅拌。所以在该生产工艺中，通气搅拌的费用只占生产总成本 极小一部分。 需氧量较高的发酵，必需有适当功率的搅拌以保持均一的发酵环境，并分散 引入的空气流。在早期的资料中，酵母生产时，所需要的压缩空气能量支出占生 产总成本的 10~20%。根据六十年代的报道，青霉素发酵时，通气量为 0.06~1vvm 时，每小时，每 455 升培养基的搅拌成本为 0.9~1.4 便士。为获得最佳发酵条件
每分钟通气量 0.25~0.5vvm，搅拌叶的输入功率（对 455 升发酵液）为 1.85~2.20 焦耳。在这类发酵中，搅拌和氧传递费用仍只占生产总成本的 1.9%。即使其费 用只占生产总成本中一小部分，但研究人员普遍认为氧的供应是这类发酵的限制 因素。他们引用一种抗生素发酵的例子，如将搅拌的电动机从 745 焦耳放大到 1860 焦耳以增加氧的传递速率，即可节约通气搅拌费用 25%。在单细胞蛋白质 生产中，碳源底物生产系数与生理状态有十分密切的关系，并且证实用甲烷或正 烃代替碳水化合物可以获得较高的碳源底物的生产系数（见下表），但是细胞在 碳氢化合物中生长时，需要较高的氧的供应量。要产生同等数量的酵母，要求氧 的供应量增加三倍。因此如果有效地利用碳氢化合物作底物时，生产总成本增加 50%以上，而且发酵罐要具有高效的氧的传递能力。用碳氢化合物作为底物的发 酵罐的设计更为复杂。同时由于放出的热量较多，要保持发酵温度的恒定，需要 更好的冷却效果。 有几家公司采用的发酵罐是带有空气分布管和机械搅拌。英国石油公司在他 们的撒丁岛意大利蛋白质规划中，用正烃为底物、发酵罐的容积达 1000M3。在 瑞典的粗蛋白质生产计划，估计年产 10 万吨单细胞蛋白质时，包括通气搅拌在 内的公用系统费用只占生产总成本的 16%（按 1978 年的价格计算）。 包括 ICI 公司和 Hoechst 公司在内，在少数公司决定发展气升式发酵罐。这 类发酵罐的主要优点是结构简单，节约能源和冷却水费用，这种发酵罐所需能量 只有压缩空气。关键是所设计的发酵罐要在菌体产生时所需的能量降至最低，但 要有较高的氧传递能力，以保证对底物有效地利用。在 ICI 公司所用的公用系统 费用只占制造成本的 14%。而通气费用却占发酵公用系统费用的 70%。 第十节 分批发酵的周期 分批发酵的生产能力取决于整个过程的周期。生产能力的定义是每小时每升 发酵罐容积所产生的产物克数。生产能力还基于实验发酵时数，加上为下一批发 酵所作的准备时数。所以发酵总时数 t 应按下列公式计算
在这个公式中，还可以测出操作过程的变化对总生产能力的影响。如用较大 的接种量，即增加 X0，可以缩短全过程的时间。活力强的接种物，可以缩短延 滞期 tL；这也相当于分离得一株生长速度快或高产菌株。有许多过程，采用分 批或连续补料以延长生长期或生产期，以提高生产能力。 短周期的发酵，如面包酵母（12~24 小时），在二批之间的辅助时间长短