7.3.1 生物反应器的基本类型

7.3.1.1 生物反应器的特点与分类

(1) 生物反应器的特点微生物的种类很多，特点各异。生物反应器也五花八门，各以不同的方式提供适宜的生长环境。反应器的设计涉及所采用的工艺、搅拌和通气系统及主要基质的状态。通气系统的基本形式有浸没式鼓泡器(有或没有机械搅拌)、表面通气装置和膜反应器。型式最简单的反应器是没有机械搅拌和通气系统的反应罐，这种反应器很适合液相、厌氧催熟型操作，如酿造。椭圆形的或顶部和底部锥形的柱式反应器，因能改善流体力学性质，所以较多采用。反应槽和合适的卧式反应器已用于生产沼气、农业和大规模的城市水处理。以下介绍的两种生物反应器是目前实验室和工业上用得最多的生物反应器，其区别主要是结构和混合方式的不同。

图7-8 100m³发酵罐的剖视图

1—冷却蛇管 2—消泡桨 3—无菌密封

4—电机 5—齿轮箱 6—轴承装配

7—气体出口 8—挡板 9—平桨涡轮

10—分布器 11—消毒空气入口

①机械搅拌发酵罐：如图7-8所示的大型生物反应器，为好氧生物反应器的典型代表。主要组成部分为：

a. 壳体：提供一个密封的环境，罐内外不能有泄漏以防止杂菌污染。为了高温灭菌，要求罐体设计的使用压力要达0.3MPa以上。

b. 控温部分：罐上装有测温的传感器及冷却或加热用的夹套或盘管(本例用的是盘管)。

c. 搅拌部分：主要功能是使罐内物料良好混合，从而使菌体与营养物充分地接触。同时机械搅拌桨还有利于打碎气泡、强化传氧。本设备用的是平桨涡轮，共3排，顶部还有一个消泡的桨叶。

d. 通气部分：从罐的底部通入无菌空气，罐顶部有空气出口。为了克服液层的阻力并维持罐顶有适当的正压，入口空气压力常在0.1～0.2MPa(表压)。

e. 进料口(图中未标明)：为打入发酵原料及把发酵产生液打出，要设加料及出料口。此外，为了方便操作中调pH、补充营养物，还设有酸、碱入口及补料口等。所有这些出、入口及所属管线在发酵前都要能良好灭菌，并要求有良好的密封性。

f. 量测系统：为监测发酵过程的进行，在发酵罐上还常安装各种传感器，如pH计溶氧传感器等。生物发酵体系的这些传感器也是特殊设计的，一般要承受灭菌的条件而且长时间稳定。

g. 附属系统：在罐上常装有视镜，以观察发酵液的情况。在罐内还常装有挡板以强化发酵液体的混合。

机械搅拌发酵罐的优点是：适用性好，适应性强，可用于小型到中型至到大型的细胞培养过程，放大容易。其缺点是：罐内的机械搅拌剪切力容易损伤娇嫩的细胞，造成某些细胞培养过程减产。

有的搅拌反应器装有多级搅拌装置，有利于混合高黏度介质，如抗生素生产中的菌丝体发酵。带有多级搅拌和底部筛板的塔式反应器是一种改进后的反应器，操作时能耗大，一般仅用于特殊场合，如油一水乳化。数个搅拌罐的串联使用，一般仅用于连续操作，从技术角度来看，可将其看做为真正的管式反应器的替代物。

②气体提升式发酵罐：图7-9为气体提升式发酵罐的各种常见的型式。这种装置的特点是气体从罐下部通入，借气体的升力带动流体在整个反应器内循环流动造成良好的混合。反应器内整体混合均匀，而且因不用机械搅拌桨，减少了剪切作用对细胞的伤害。就其结构特点又分为内循环式和外循环式两大类。由于液体循环流动速度较快，因此反应器内供氧及传热都较好。但是为形成良好的混合，气升式反应器一般都需要做得较高(从十几米至几十米高)，因而空气压缩机出口的压力也要高些。如果培养过程中要补入较多的营养物，而料液高度变化又较大时，对反应器设计要求也是较高的，显然外循环是很困难的。

图7-9 气体提升式发酵罐

近年来，随着生物科学的一系列新的突破，人们已开始利用动物细胞或植物细胞进行离体大规模培养，以获得大量的分泌产物。动、植物细胞培养所用的生物反应器与前面所介绍的生物反应器(用于微生物细胞培养的)基本是一样的。但由于高等生物细胞比较娇嫩，对培养条件要求更高一些，因而在选用及设计生物反应器时要特别考虑以下几点：

图7-10 固定床动物细胞培养装置

1—下筒体 2—上筒体 3—加热回路

4—取样及放料阀 5—电磁搅拌器(双向)

6—传感器接口 7—通气口 8—微孔气体分布器

9—多孔分布板 10—循环管 11—管

12—流化床 13—液层

①避免或减低由于机械搅拌而产生的剪切力对细胞的损伤。

②气泡的表面张力可对细胞造成伤害，在通气时要防止气泡与细胞接触。

③在进行pH调节或补料时，要严格防止化学环境的急剧变化对细胞的伤害。如不能用直接加入酸、碱的方式调节pH，应以改变CO₂/O₂/N₂的比例为主进行调节。

根据上述的一些考虑，已有悬浮培养或中空纤维细胞培养等不同类型的反应器。

值得一提的是，近年来一些工程科学家提出把化工上用的固定床或流化床反应器用于细胞的培养，而且获得了很好的效果。图7-10为固定床动物细胞培养反应器的实例。细胞生长在大颗粒的载体内，培养液在搅拌桨5的驱动下沿管11上升，在顶部吸收氧气再沿流化床下降。具有一个微孔 (孔径只有微米级)的气体分布器(8)可以把空气分布得很细，像雾一样分散在营养液中，传递效率高而不会有大气泡通过细胞培养层。这个反应器已用于动物细胞的大规模培养。

另外，现在还有一些将反应和分离有效地耦合到一起的装置，例如扩展床吸附装置、膜反应器等。

(2)生物反应器的分类按其操作方式可分为下面三类：

①批式培养：指的是营养物和菌种一次加入进行培养，直到结束放出，中间除了空气进入和尾气排出，与外部没有物料交换。实验室内摇瓶培养就是这种过程。由此放大到罐操作也比较容易。传统的生物产品发酵多采用此过程。这种过程除控温、通气以外，不用太多控制，操作简单。但从细胞所处的化学环境来看，则明显改变。培养初期营养物过多可能抑制生长，培养的中、后期可能又因为营养物浓度过低而降低培养效率。从细胞的增殖来说，初期细胞浓度低，增长慢，后期细胞浓度虽高，但营养物浓度过低，增长也不快。设备生产能力不是很高。

②连续培养：批式培养是一种间歇的培养过程，每批之间有清洗、准备时间，而且每批都是在不断改变着的培养基中培养的，效率不高，各个罐批产物的质量、浓度也不尽相同，给产物的分离、纯化造成一定的困难。连续培养是不断地往反应器中加入营养物，利用罐中的菌体增殖得到产物，并不断采出。在良好的控制下，罐内菌体的增殖速率与采出速率相同而达到稳态、选择好的状态操作可以大大提高生产能力。实际进行连续培养有两类反应器：一类是搅拌罐式反应器，因其罐内各种物理化学参数均一，这种反应器又称恒化器;另一类是管式反应器。使用恒化器，罐中可以通气，操作比较方便。管式反应器则不易解决通气问题，而且形成的污垢不易清洗，因此在生物培养中应用不多。

③半连续操作：这种方式介乎于批式与连续操作之间，常用的一种是在批式培养过程中不断补入营养物，以解决营养物的抑制及不足的问题，这种方式常称为补料批式或流加过程。在近年生物培养中常常采用这种方式以形成更好的培养环境，提高设备效率;另一种是在补料的同时间断地采出一定量的发酵液体产物，延长发酵培养周期。发酵周期常常由于菌体的老化而决定结束。

连续和半连续操作有利于过程的优化，是近代生物化工的方向，但这两种操作因有物料的流入、采出，因此一定要严格防止杂菌的污染，对设备的操作控制要求比较高。

生物反应器的计算中用到的一个最重要的关系是物料平衡，又称物料衡算，实际上是物质不灭定律在化学反应器中的应用。

在进行物料衡算时，一定要考虑以一个对象为核心，其流入该部分的量等于流出的与反应消失的及积累量三者之和，即：

流入量=流出量+反应消失量+积累量

(7-33)

所考虑的对象要求其中是均一的(浓度、温度)，可以是一个混合很好的整个设备，也可以是一个微小体积又叫体积微元。此外，物料衡算是针对一定的组分，如菌体、营养物中的任一种、产物等我们感兴趣的组分，在进行物料衡算时还要注意选定一定的时间，如整个发酵周期或单位时间等。

流动式反应器要考虑其流入与流出，批式反应器则只有式(7-33)的最后两项。

7.3.1.2 批式反应器

批式反应可以用各种反应器，其中以机械搅拌式和气升式用得最多，本节只讨论机械搅拌式反应器的特点。前面已介绍过它的基本结构部分。图7-11和表7-3中给出其主要的几何尺寸。

图7-11 带有多层搅拌桨的发酵罐示意图

表7-3 发酵罐的几何尺寸

操作容量/L	D_i/D_t	H_L/D_t	H_t/D_i	H_il/D_i	H_i2/D_i	H_b/H_i	N_i
100	0.55	0.84	1.0	1.0	—	0.52	1
700	0.45	1.21	2.1	2.1	—	0.88	1
1500	0.50	1.17，1.34	1.11，1.35	1.11	1.8	0.48，1.33	2
4100	0.30	1.38	1.0，1.3	1.30	2.0	1.0，1.3	2
4200	0.32	1.32	1.26	1.26	—	1 .24	2

注： D_i—搅拌桨直径;D_τ—发酵罐直径;H_L—罐体装液高度;H_i1，H_i2—搅拌桨层间距离;Ni—搅拌桨层数;H_b— 下搅拌桨距罐底高度;H_t—上搅拌桨距液面高度。

表7-3所列的几何尺寸中最重要的是罐体的高、径比H_L/D_t及搅拌桨直径与罐直径之比D_i/D_t。如表中所示H_L/D_t对于小罐在1左右，较大罐在1.4～1.5之间。为了提高罐内氧气利用率，近年来不少设计将H_L/D_t加大到2～2.5左右，而H_t/D_i一般以3左右为宜。常用的搅拌器有平桨、弯叶及箭叶(燕尾)等类型。小型罐的搅拌器多为平桨 (4～6叶)。桨叶的宽度一般是桨直径的0.2～0.25。罐壁设有挡板，其宽度一般为罐径的0.1左右。在发酵罐设计中还有几个重要参数，如通气量及搅拌功率，这将在发酵罐放大一节中讨论;冷却面积，针对不同发酵过程放热量的大小，冷却所需面积各异，如青霉素发酵，经验认为冷却面积应在每立方米发酵液1m²左右。

设计一发酵装置所需发酵罐基本计算公式如下：

(7-34)

式中 V_r——发酵罐几何体积，m³

m_y——目的产品的年产量，kg

C₁——发酵罐的装料系数，一般0.6～0.7

C₂——从发酵液中提得产品的得率

ρ_p——发酵液中产品浓度，kg/m³

t_y——每年总开工小时数，一般7200～7500h

t——发酵周期，h

t_L——发酵批次之间准备时间，h

由式(7-34)可以看出，决定发酵罐总体积的因素是三个方面：一是生产能力ρ的要求;二是一些操作条件的确定，如C₁、C₂、t、t_L等;三是动力学参数即发酵浓度与发酵时间。其中操作条件主要根据操作经验、体系的特点来确定，而动力学参数ρ和t的确定有下述两种方法：

图7-12 批式培养中的生产率

1—最大生产率 2—总生产率

3—产物的生产曲线(ρ-t曲线)

第一种方法是通常所用的依据工艺优化的方法，即在不同条件下作发酵产物随时间的变化，并优化之，对简单以细胞量为产物的情况，可参见图7-12。

由图可见，由t_L到ρ-t曲线切线的斜率为产物的生产率。如发酵在t₁时结束，可得到最大生产率，即在单位时间内由单位体积的发酵罐可以得到最高的产量。如发酵在t₂时结束，虽然可以得到更高一点的产物浓度，但生产率有明显下降。实际发酵周期的选择还要考虑到基质利用率的高低、产物分离的难易等等。

第二种方法是根据前面介绍的动力学关系，再通过设备特点进行计算。下面举一个简单的例子来说明这种方法。

例：用批式反应器培养单细胞蛋白，菌体的生长符合Monod关系，基质只消耗于菌体生长，即其他消耗可以忽略不计。

批式反应器中物料衡算的基本关系是：

反应器中的积累量=反应产物生成量

(7-35)

先对生物量进行物料衡算。作物料衡算时要取一时间间隔，如取一足够的时间间隔，可以得到：

(7-36)

由Monod关系得到：

(7-37)

如果批式反应器中有良好的混合，则上述关系代表了整个反应器内细胞浓度的变化。上述关系给出了细胞浓度随时间的变化，其变化速率与基质浓度及细胞浓度有关。基质浓度的变化为：

(7-38)

式中，Y是基质对细胞的得率(g基质/g细胞)。如在发酵过程中Y不变，而且t=0时，ρ_x＝ρ_x，0，ρ_s＝ρ_s，0，则

ρ_s＝ρ_s，0-Y(ρ_x-ρ_x，0)

(7-39)

把式(7-39)的关系代入式(7-37)得到：

(7-40)

式(7-40)是包含x、t的一阶微分方程，它又是可分离变量型的，积分求解得到：

(7-41)

求解时仍用到前面所给的初始条件，解得式 (7-41)，给出了ρ_x与t的关系。对于一酵母菌发酵的实例如μ_m＝0.15h^-1，K_s＝0.2g/L，Y=2g糖/ g菌，ρ_s，0＝30g/L，ρ_x，0＝4g/L。由式(7-41)及式 (7-39)可以求出ρ_x与ρ_s随时间变化的曲线图 7-13。由图可见，由于基质的消耗，菌量在12h以后已不再增长，而且基质浓度也几乎为0。

这个例子是菌体生长符合Monod关系，而且基质只消耗于菌体生长的简单情况，只要能用数学方式表达比生长速率与各量的关系及各动力学方程，也可以用数值积分方法求出过程曲线，以对过程进行定量的分析。

图7-13 批式发酵中菌量与基质浓度随时间变化的计算曲线

7.3.1.3 连续搅拌罐反应器——恒化器

恒化器的基本操作模型如图7-14所示。物料连续地以体积流量q_V流入反应器，并以同样流量流出去。流入物流中其基质浓度为ρ_s，0，菌浓度为ρ_x，0，ρ_x，0一般为0。在反应器内混合得很好，即各点浓度一样。恒化器的操作特点是其流出物流的浓度与反应器内相同，而且加入的物流一进入反应器立即与反应器内物料均匀混合。

下面分析一下恒化器的设计方程及操作中的定量关系。

根据前面给出的物料衡算关系可以作出菌体的平衡关系：

图7-14 恒化器的基本操作模式

(7-42)

式中，V是反应器的有效体积;a是菌体比死亡速率常数。式中各项由左到右分别为菌体流入速率、流出速率、增长速率、死亡速率、积累速率。在稳态操作情况下可以假设：

①x₀＝0，即入口仅加入基质(ρ_s，0);

②反应器无积累，d_{ρ_x}/dt=0，d_{ρ_s}/dt=0;

③菌体死亡速率远较生长速率低，α<<μ，由上式可以得到：

(7-43)

q_v/V表示单位体积反应器单位时间加入的流体量，它表示反应器内物料被“稀释”的程度，故定义为稀释率，用D表示，即：

(7-44)

这样由式(7-43)得到恒化器在稳态操作下的一个很重要的关系：

D=μ

(7-45)

用物料衡算的方法作基质的平衡得到：

(7-46)

式中，前两项表示基质流入及流出速率，第三项到第五项表示基质消耗于生长、维持及产物生成的速率，等式右边是反应器内基质积累速率。考虑在简单情况下的稳态操作，可作如下假设：

①

②

③

第二、三假设，在菌体快速生长期可认为是正确的，这样将式(7-46)简化可得到：

(7-47)

与式(7-45)结合得到：

X=Y_{_{ρ_x/ρ_s}(ρ_s，0-ρ_s)}

(7-48)

由式(7-45)和式(7-48)可知，恒化器的操作参数D是可以改变的，只要与菌体的比生长速率相同即可。由D=μ可推出D_{ρ_x}＝μ_{ρ_x}，它表示单位时间、单位体积流出的菌量与单位体积生成的菌量是相等的，这当然是一种稳态操作，而且随着D的改变，μ是可以改变的，同时相应的出口菌浓度及残余基质浓度也是变化的，它们的变化取决于比生长速率与基质浓度及菌浓度的关系。对简单的符合Monod关系的情况由式(7-47)可以推出：

(7-49)

上式是在ρ_x，0＝0情况下符合Monod关系的恒化器模型，与式(7-48)结合得到：

(7-50)

(7-51)

上面两个式子给出了ρ_x和ρ_s与D的关系。显然当D→0时，ρ_s→0，表示几乎所有的基质都被菌体耗尽，得到最高的菌量ρ_s，0Y_{ρ_x/ρ_s}。而D由很低增加，开始时ρ_s随D线性增高，当D→μ_m迅速提高，相应的出口菌浓度ρ_x则开始线性下降，后来迅速下降到0。由式(7-50)可以求出当ρ_x＝0时的D值，即最大的稀释率D_max。