通风发酵设备

四十年代中期，青霉素的工业化生产，或深层通风培养技术的出现，标志近代通风发酵工业的开始。

在深层通风培养技术中，发酵罐是关键设备；微生物在适当环境中生长、新陈代谢、形成发酵产物。

图：发酵罐示意——蒸汽(Steam)、视镜口、无菌轴封、酸碱储罐+泵、排气(Exhaust)、搅拌桨(Impeller)、冷却夹套(Cooling jacket)、培养液(Culture broth)、空气分布器(Sparger)、无菌空气(Sterile air)、放料(Harvest)。

实物照片：BIOSTAT 系列不锈钢发酵罐及控制柜，含罐体、视镜、管路与控制系统。

三幅实物照片：发酵罐顶部封头与接管、罐体外观、罐内搅拌轴及涡轮搅拌器。

1. 第一节　通风发酵罐及结构
2. 第二节　通气与搅拌
3. 第三节　氧的传递
4. 第四节　机械搅拌通风发酵罐的设计

通风发酵罐又称好气性发酵罐，如谷氨酸、柠檬酸、酶制剂、抗生素、酵母等发酵用的发酵罐。

好气性发酵需要将空气不断通入发酵液中，以供微生物所消耗的氧。

• 机械搅拌发酵罐
• 气升式发酵罐
• 自吸式发酵罐
• 伍式发酵罐
• 文氏管发酵罐

口诀：机·气·自·伍·文。

机械搅拌发酵罐是发酵工厂常用类型之一。它利用机械搅拌器的作用，使空气和发酵液充分混合，促使氧在发酵液中溶解，以保证供给微生物生长繁殖、发酵所需的氧气。

图：机械搅拌发酵罐示意(同第2页)。

1. 具有适宜的径高比。
2. 能承受一定压力。
3. 搅拌通风装置能使气液充分混合，保证发酵液必须的溶解氧。
4. 具有足够的冷却面积。
5. 罐内尽量减少死角，避免藏垢积污，灭菌彻底、避免染菌。
6. 搅拌器的轴封应严密，尽量减少泄漏。

好气性机械搅拌发酵罐是密封式受压设备。主要部件：

罐身、轴封、消泡器、搅拌器、联轴器、中间轴承、挡板、空气分布管、换热装置、人孔及管路等。图(a)：Motor、Stirrer gland、Foam breaker、Flat-bladed impeller、Baffle、Air-sparger。

罐体由圆柱体及椭圆形或碟形封头焊接而成，小型罐罐顶和罐身采用法兰连接，材料一般为不锈钢。

小型罐顶设清洗用手孔；中大型罐装有快开人孔及清洗用快开手孔。罐顶还装有视镜及灯镜。

罐顶接管：进料管、补料管、排气管、接种管和压力表接管；罐身接管：冷却水进出管、进空气管、取样管、温度计管和测控仪表接口。

罐体各部分尺寸有一定比例，罐高度与直径之比一般为 1.7–4 左右。

常装两组搅拌器，间距 S 约为搅拌器直径 D_i；液深 H_L 大时可装三组。下搅拌器距底约等于 D_i，但不宜小于 0.8D_i。

图6-1 通用式发酵罐比例尺寸：D_i=1/3 D，H_0=2D_i，B=0.1D，h_a=0.25D，S=3D_i，C=D。

搅拌器的作用：打碎气泡，使空气与溶液均匀接触，使氧溶解于发酵液中。

搅拌器有轴向式(桨叶式、螺旋桨式)和径向式(涡轮式)两种。

轴向式搅拌器形式：桨叶式、螺旋桨式。

图：螺旋桨(船用推进器形)实物及示意，叶片把液体沿轴向推进。

径向式(涡轮式 Disc turbine)按叶片形状分：平直叶、弯叶、箭叶。

图：圆盘涡轮搅拌器实物及结构图(图6-33/34/35)，叶片镶在圆盘上将液体径向甩出。

挡板的作用：改变液流方向，由径向流改为轴向流，促使液体剧烈翻动，增加溶解氧。

挡板宽度取 (0.1~0.2)D，装设 4~6 块即可满足全挡板条件。

全挡板条件：在一定转数下再增加罐内附件而轴功率仍保持不变。须满足：

消泡器的作用：将泡沫打破。

常用形式：锯齿式、梳状式及孔板式。孔板式孔径约 10~20 毫米。

消泡器的长度约为罐径的 0.65 倍。

大型发酵罐搅拌轴较长，常分为二至三段，用联轴器使上下搅拌轴成牢固的刚性联接。

常用联轴器有鼓形及夹壳形两种。小型罐可用法兰连接搅拌轴，轴的连接应垂直、中心线对正。

为减少震动，中型罐一般在罐内装底轴承，大型罐装中间轴承，水平位置应能适当调节。

罐内轴承不能加润滑油，应采用液体润滑的塑料轴瓦(如聚四氟乙烯)；轴瓦与轴间隙取轴径的 0.4~0.7%。为防轴颈磨损，可在与轴承接触处加轴套。

试验罐采用无级变速装置。发酵罐常用变速装置有三角皮带传动、圆柱或螺旋圆锥齿轮减速装置，其中以三角皮带变速传动较简便。

图：皮带轮变速装置实物。

轴封的作用：使罐顶或罐底与轴之间的缝隙密封，防止泄漏和污染杂菌。

常用轴封有填料函式和端面式两种。

• 填料函式：靠填料箱体、填料压盖、压紧螺栓等压紧填料密封，使旋转轴密封。
• 端面式(机械轴封)：靠弹性元件(弹簧、波纹管等)使轴的动环与静环光滑表面紧密贴合达到密封。

图6-4 端面轴封结构图。

机械轴封结构图：含阻封圈、紧定环、密封圈、弹簧、推环、动环、静环、O形圈、压盖、衬套、垫片、水冷接口等部件(Ⅰ平垫型接口 / Ⅱ锥型接口)，标注1–30。

填料函结构图：含轴、填料箱体、填料、填料压盖、压紧螺栓、法兰(标注 d₁、D₁、D₂、D₃、h₁~h₄ 等尺寸)，及实物照片。结构简单。

优点：结构简单。

缺点：死角多，很难彻底灭菌，容易渗漏及染菌；轴的磨损较严重；填料压紧后摩擦功率消耗大；寿命短，经常维修、耗工时多。

优点：清洁；密封可靠；无死角可防止杂菌污染；使用寿命长；摩擦功率耗损小；轴或轴套不受磨损；对轴的精度和光洁度要求不严，对轴的震动敏感性小。

缺点：结构比填料密封复杂、装拆不便；对动环及静环的表面光洁度及平直度要求高。

夹套式换热装置：多用于容积较小的发酵罐、种子罐。夹套高度比静止液面稍高即可，无须冷却面积设计。

优点：结构简单、加工容易，罐内无冷却设备、死角少，易清洁灭菌，有利于发酵。

缺点：传热壁较厚、冷却水流速低，发酵时降温效果差。

竖式蛇管换热装置：蛇管分组安装于罐内，有四、六或八组不等；容积 5 米³以上的发酵罐多用。

优点：冷却水管内流速大、传热系数高；适用于冷却水温度较低、用水量少的地区。

缺点：气温高、水温高的地区降温困难(发酵温度常超 40℃)，需用冷冻盐水/冷冻水，增加投资和成本；弯曲位置易蚀穿。

竖式列管(排管)换热装置：以列管形式分组对称装于罐内。

优点：加工方便，适用于气温较高、水源充足的地区。

缺点：传热系数较蛇管低，用水量较大。

机械搅拌发酵罐通风原理是罐内通风，靠机械搅拌使气泡分割细碎，与培养基充分混合、密切接触以提高氧的吸收系数；但设备构造复杂、动力消耗大。采用气升式发酵罐可克服上述缺点。

• 结构简单，冷却面积小；
• 无搅拌传动设备，节省动力约 50%，节省钢材；
• 操作时无噪音；
• 料液装料系数达 80~90%，而不须加消泡剂；
• 维修、操作及清洗简便，减少杂菌感染。
• 但不能代替好气量较小的发酵罐，对粘度较大的发酵液溶氧系数较低。

分为内循环和外循环两种。主要结构包括：罐体、上升管、空气喷嘴。

图：(a)内循环——罐内中央上升管，空气从底部喷入，排气在顶；(b)外循环——罐外侧设上升管(标注1–9，含 P₁、P₂ 压力表)。空气经喷嘴使液体密度降低而上升、形成循环。

气升式发酵罐是否符合工艺要求及经济指标，应从下面几方面考虑：

• 循环周期时间必须符合菌种发酵的需要。
• 选用适当直径的喷嘴——适当直径才能保证气泡分割细碎、与发酵液均匀接触、增加溶氧系数。

自吸式发酵罐：不需要空气压缩机，在搅拌过程中自动吸入空气的发酵罐。耗电量小，能使气液分离细小、均匀接触，吸入空气中 70~80% 的氧被利用。

已用于生产葡萄糖酸钙、力复霉素、维生素C、酵母、蛋白酶等，成绩良好。

主要结构：罐体、自吸搅拌器及导轮、轴封、换热装置、消泡器。

图6-11：1皮带轮 2排气管 3消泡器 4冷却排管 5定子 6轴 7双端面轴封 8联轴节 9马达 10自顺式转子 11端面轴封。图6-12 十字形转子(空气进入/排出方向)、图6-13 六叶轮转子。

主要构件是自吸搅拌器及导轮，简称转子及定子。转子由罐底向上升入的主轴带动，转子转动时空气由导气管吸入。

转子形式有九叶轮、六叶轮、三叶轮、十字形叶轮等，叶轮均为空心形。

图6-12 十字形转子、图6-13 六叶轮转子。

根据通气型式不同分为三个类型：

• 回转翼片式自吸式发酵罐；
• 具有转子及定子的自吸式发酵罐；
• 喷射式自吸式发酵罐。

前两者结构简单、制作容易、应用广。传动装置装在罐底或罐顶；装罐底则端面密封加工安装须特别精密，否则易漏液染菌。第三种喷射式电耗少，但泵构造复杂。

• 节约空气净化系统中的空压机、冷却器、油水分离器、空气贮罐、总过滤器等设备，减少厂房占地面积。
• 减少工厂发酵设备投资约 30%；如生产酵母，容积产量可高达 30~50 克。
• 设备便于自动化、连续化，降低劳动强度、减少劳动力。
• 酵母发酵周期短、发酵液中酵母浓度高、分离后废液量少。
• 设备结构简单、溶氧效果高、操作方便。

伍式发酵罐的主要部件是套筒、搅拌器。

图6-28 伍式发酵罐简图：1套筒　2溢流管　3搅拌器。搅拌器为弯曲空气管焊在圆盘上(空气从叶片甩出)。空气进口在顶部，营养液进口在底、发酵液出口在侧。

搅拌时液体沿套筒外向上升至液面，然后由套筒内返回罐底。搅拌器是用六根弯曲的空气管焊于圆盘上，兼作空气分配器。

空气由空心轴导入经搅拌器空心管吹出，与被搅拌器甩出的液体混合；发酵液在套筒外侧上升、套筒内部下降，形成循环。

缺点：结构复杂、清洗套筒较困难、消耗功率较高。

原理：用泵将发酵液压入文氏管，在文氏管的收缩段产生真空把空气吸入，并使气液分散细小溶入，增加发酵液中的溶解氧。这种设备的优点：吸氧效率高，气、液、固三相均匀，设备简单，无须空压机和搅拌器，动力消耗少。

缺点：气体吸入量与液体循环量比值较低，对好氧量较大的微生物发酵不太适合。

图：泵、压力表、文氏管(收缩段+喉部+扩大段)，空气进口接喉部。

本节讲通气与搅拌(aeration and agitation)：搅拌器型式与流型、搅拌器轴功率的计算、通气液体搅拌功率、非牛顿流体的影响。

发酵罐中的机械搅拌器大致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。

螺旋桨式搅拌器在罐内将液体向下或向上推进，形成轴向螺旋流动，混合效果较好，但造成的剪率较低，对气泡分散效果不好。一般用在藉压差循环的发酵罐中以提高循环速度。

常用螺旋桨叶数 Z=3，螺距等于搅拌器直径，最大叶端线速度不超过 25 米/秒。

图：三叶螺旋桨。

圆盘平直叶涡轮与无圆盘平直叶涡轮搅拌特性差别甚微。但发酵罐中无菌空气由单开口管通至搅拌器下方，大气泡受圆盘阻挡，避免从轴部叶片空隙上升，保证气泡更好分散。

圆盘平直叶涡轮具有很大的循环输送量和功率输出，适用于各种流体(含粘性流体、非牛顿流体)的搅拌混合。

图6-33 圆盘平直叶涡轮，比例尺寸 D_i:d_i:l:B = 20:15:5:4。

圆盘弯叶涡轮搅拌流型与平直叶相似，但前者造成的液体径向流动较强烈，相同转速时混合效果较好。由于流线叶型，相同转速时输出功率较小。

在混合要求特别高、而溶氧速率要求略低时，可选用圆盘弯叶涡轮。

图6-34 圆盘弯叶涡轮，比例尺寸 D_i:d_i:l:B = 20:15:5:4(R=1.5l，叶倾角约 38°)。

搅拌流型与上述两种涡轮相近，但轴向流动较强烈；同样转速下造成的剪率低、输出功率也较低。

图6-35 圆盘箭叶涡轮，比例尺寸 D_i:d_i:l:B:C = 20:15:5:4:2，R=0.5B。

搅拌器在发酵罐中造成的流型，对气固液三相的混合效果及氧气的溶解、热量传递有密切关系。

搅拌器造成的流体流动型式不仅决定于搅拌器本身，还受罐内附件及其安装位置的影响。

罐中心垂直安装的螺旋桨，在无挡板情况下，在轴中心形成凹陷的旋涡。如装 4~6 块挡板，液体的螺旋状流受挡板折流，被迫向轴心方向流动，使旋涡消失。

图6-36：(1)周边无挡板——中心旋涡；(2)周边有垂直挡板——旋涡消除、流向轴心。

三种涡轮搅拌器流型基本相同，各在涡轮平面的上下两侧形成向上和向下的两个翻腾。如不满足全挡板条件，轴中心位置也有凹陷旋涡。适当安排冷却排管，也可基本消除轴中心凹陷旋涡。

图6-37 挡板涡轮搅拌桨的流型。

在罐内与垂直搅拌器同中心安装套筒，可大大加强循环输送效果，并能将液面泡沫从套筒上部入口抽吸到液体之中，具有自消泡能力。伍氏发酵罐就是具有中心套筒的机械搅拌罐。

图6-38 装有中心套筒的搅拌器流型：(1)套筒内的螺旋桨；(2)套筒外的涡轮桨。

搅拌器输入搅拌液体的功率：搅拌器以既定速度旋转时，用以克服介质阻力所需的功率，简称轴功率。它不包括机械传动的摩擦功率，因此不是电动机的轴功率或耗用功率。

发酵罐液体中的溶氧速率及气液固三相混合强度与单位体积液体输入的搅拌功率有很大关系。

一个具体搅拌器输入搅拌液体的功率取决于：

• 叶轮和罐的相对尺寸
• 搅拌器的转速
• 流体的性质
• 挡板的尺寸和数目

通过因次分析得：

式中 P₀ 不通气时搅拌器输入液体的功率(瓦)；ρ 液体密度(公斤/米³)；μ 液体粘度(牛·秒/米²)；D 涡轮直径(米)；N 涡轮转数(转/秒)；K、m 决定于搅拌器型式、挡板尺寸及流体流态。

P₀/(ρN³D⁵) 是一个无因次数，定义为功率准数 N_P。该准数表征着机械搅拌所施与单位体积被搅拌液体的外力与单位体积被搅拌液体的惯性之比。

式中 ω 涡轮线速度；a 加速度；V 液体体积；m 液体质量。

因 ω ∝ ND，V ∝ D³，故 P₀/(ωV) ∝ P₀/(ND⁴)；又 m/V=ρ，a=ω²/r ∝ N²D²/D，故 ma/V ∝ ρN²D。

搅拌功率准数 N_P 是搅拌雷诺数 Re_M 的函数。

N_P–Re_M 双对数曲线：1螺旋桨、2圆盘平直叶涡轮、3圆盘弯叶涡轮、4圆盘箭叶涡轮(均装 4 块挡板、W/T=0.1)。表中 T、D 为罐和涡轮直径，H_L 液深，C 底涡轮至罐底距离，W 挡板宽。

当 Re_M > 10⁴ 达到充分湍流后，Re_M 增加，搅拌功率 P₀ 随之增大，但 N_P 保持不变(单位体积液体外力与惯性力之比为常数)，此时：

对圆盘六平直叶涡轮 N_P≈6；圆盘六弯叶涡轮 N_P≈4.7；圆盘六剪叶涡轮 N_P≈3.7。

多个涡轮间的距离 S：

• 非牛顿型流体可取 2D；
• 牛顿型流体可取 2.5~3.0D；
• 静液面至上涡轮距离取 0.5~2D；
• 下涡轮至罐底距离 C 取 0.5~1.0D。

符合上述条件时，多个涡轮输出功率 ≈ 单个涡轮功率 × 涡轮个数。

同一搅拌器在相等转速下，输入通气液体的搅拌功率比不通气液体的低。解释：通气使液体的重度降低。

功率降低不仅与液体平均重度降低有关，而且主要取决于涡轮周围气液接触的状况。

迈凯尔用六平叶涡轮将空气分散于液体中，测量其输出功率，在双对数坐标上将 P_g 标绘成 D、转速、空气流量 Q 和 P₀ 的函数，得：

福田秀雄在 100 升至 42000 升的系列设备里，对迈凯尔关系式进行了校正，得：

将多组实验数据分别标出 (P₀²ND³/Q^0.08)，与实测的对应 P_g 在双对数坐标上标绘(42000升、4100升、1500升、700升、100升罐)。

图中直线斜率为 0.39，截距为 2.4×10⁻³。

式中 P_g、P₀ 分别为通气、不通气时的搅拌轴功率(千瓦)；N 搅拌器转速(转/分)；D 搅拌器直径(厘米)；Q 通气量(毫升/分)。

某细菌醪发酵罐参数：

• 罐直径 T = 1.8 米
• 圆盘六弯叶涡轮直径 D = 0.60 米，一只涡轮
• 罐内装四块标准挡板
• 搅拌器转速 N = 168 转/分
• 通气量 Q = 1.42 米³/分(已换算为罐内状态)
• 罐压 P = 1.5 绝对大气压
• 醪液粘度 μ = 1.96×10⁻³ 牛·秒/米²
• 醪液密度 ρ = 1020 公斤/米³

要求计算 P_g。

(1) 计算 Re_M：Re_M = 5.25×10⁴

(2) 由 N_P~Re_M 查 N_P：N_P = 4.7

(3) 计算 P₀：P₀ = N_P·D⁵·N³·ρ = 8.07 千瓦

(4) 计算 P_g：

常见某些发酵液具有明显的非牛顿流体特性，对发酵过程影响极大，对搅拌功率计算也带来麻烦。

• 牛顿型流体：水解糖液、糖蜜原料的细菌醪、酵母醪；直接用淀粉、豆饼粉配料的低浓度细菌醪/酵母醪。
• 非牛顿型流体：霉菌醪、放线菌醪。

非牛顿型流体搅拌轴功率计算方法与牛顿型一样，但这类液体的粘度随搅拌速度而变化，因而必须先知道粘度与搅拌速度的关系，然后才能计算不同搅拌速度下的 Re_M，再据实验绘出其 N_P~Re_M 曲线。

根据米兹纳大量实验数据，牛顿型流体与非牛顿型液体的 N_P~Re_M 曲线差别仅存在于 Re_M=10~300 区间内。

近似计算、不要求较高准确度时，非牛顿型液体的 N_P~Re_M 曲线可不实际标绘，可用牛顿型流体的 N_P~Re_M 曲线代替。

向好气细胞供氧一直是发酵技术的重大挑战，问题源于氧在水中溶解度很低。

• 蔗糖溶解度 600 g/L；
• 4℃纯水中氧仅 8 mg/L。

满足氧需求常占工业规模发酵系统运行和投资的很大比例。

氧从气泡到细胞经过多个步骤：气泡 → 气液界面 → 气泡边界层 → 主体液(bulk medium) → 微生物絮团边界层(slime boundary layer) → 絮团 → 细胞(cell)。

图：标注 1–9 各步骤——气泡、气液界面、气泡边界层、主体液、絮团边界层、细胞絮团/黏液、细胞。

这一步实际不算一步。气体分子运动极快，在气泡内均匀分布。

图：气泡(Air bubble)内分子向气液界面运动，箭头标 1。

这一步也很快，若气泡中氧浓度高则更快。

反之若气泡富含 CO₂、氧浓度低，则氧传出气泡的速率会慢甚至为零。

图：O₂ rich bubble 与 CO₂ rich bubble 对比(CO₂、O₂ 进出方向)。

溶质通过边界层移动慢，因为溶质必须靠扩散通过液体。这一步常为限速步。

影响氧扩散速率的因素：温度、主体液氧浓度、液体氧饱和浓度、气泡氧浓度、分子大小、介质粘度。

图：Bubble boundary layer，箭头标 3。

氧分子通过主体液的移动速率取决于：

• 混合程度(相对于反应器体积)；
• 介质粘度。

图：Bulk medium，箭头标 4。

完成氧分子旅程的步骤：

• 步骤5——通过微生物黏液(slime)边界层(慢)；
• 步骤6——进入黏液；
• 步骤7——通过黏液(慢)；
• 步骤8——通过细胞膜；
• 步骤9——反应。

步骤5和7是慢过程。

图：Slime boundary layer、Cellular floc or slime、Cell，标 5–9。

当主体混合充分、悬浮细胞培养时，限速步一般是气泡边界层扩散(步骤3)。因此可用相间氧传递方程描述氧传递速率(OTR)：

C_O 主体液溶氧浓度；k_L 气泡边界层传质系数；a 单位体积界面积；C_O* 气泡边界层氧浓度。

因为无法精确测量气泡总界面积 a，故把 k_L 与 a 合并为单一项 K_La。

K_La 代表单位体积的氧传递速率。

耗氧速率：γ = Q_O₂·X；供氧速率：OTR = dC/dt = k_L·a·(C*−C_L)。

• 当 OTR = γ，K_La = Q_O₂·X / (C*−C_L)
• 当 OTR > γ，c_L 上升
• 当 OTR < γ，c_L 下降
• 若 γ 恒定，K_La↑ 则 c_L↑

供氧：OTR = dC/dt = k_L·a·(C*−C_L) — 取决于 K_La 和 (C*−c_L)。

耗氧：γ = Q_O₂·X。

根据经验公式：

• 搅拌
• 空气流速
• 空气分布管
• 发酵罐内液柱的高度
• 发酵液的性质
• 泡沫和消泡剂

搅拌作用：

• 形成小气泡，增大比表面积；
• 使液体涡流运动，增加气液接触时间；
• 料液湍流运动，促进传质；
• 使菌体分散，避免结团。

图：高剪切力打碎气泡(shear forces break apart bubbles)；叶片尾流形成涡旋(eddies)。

空气线速度较小时，K_La 随线速度增加而增加。

线速度增加到一定程度后，如不改变搅拌速度，则会降低搅拌功率，使 K_La 降低，甚至发生"过载"现象。

图：搅拌器转速慢(slowly turning impeller)时，叶片下气泡因未被分散剪切而聚并(coalesce)。

改变气泡的大小，从而改变气泡的比表面积。

图：环形空气分布管(Sparge ring)的孔正对叶片下方，以最大化气泡剪切。

根据经验数据：

• H/D 从 1 增加到 2，K_La 增加 40%
• H/D 从 2 增加到 3，K_La 增加 20%

粘度：影响液体湍动性及液膜的阻力。

泡沫：泡沫存在使气泡滞留时间延长且导致气泡中充分交换；由于泡沫存在于搅拌桨区域而使不能充分混合发酵液。

消泡剂：降低氧的传递速率。

图：无消泡剂(without antifoam) vs 过量消泡剂(excess antifoam)——消泡剂积聚在气液界面阻碍氧运动，并促进气泡聚并。

• 温度
• 溶液的性质
• 氧分压
• 发酵罐内液柱的高度

根据亨利定律：

亨利常数取决于：溶质浓度、温度。

温度 25℃ 时亨利常数 0.0258 atm·mg⁻¹·l；35℃ 时 0.0299。温度升高，溶解度下降。

盐和糖的存在降低了氧的溶解度。

25℃纯氧下 C*：[NaCl]=0→40.32，0.5→34.24，1.0→28.48，2.0→22.72。

提高氧分压 P_O₂ 可提高饱和溶氧浓度 C*。

提高氧分压的一个方法是提高气泡总压力。如将气泡压力提高到 10 atm，则氧分压可达 2.1 atm。

直接提高罐压有工程问题，因此可通过提高液柱高度来解决：

P_base 罐底压力(pa)；g 重力加速度(9.8 m·s⁻²)；h 液柱高度(m)。

• 亚硫酸盐氧化法
• 排气法
• 取样极谱法
• 复膜电极和氧分析仪法

本节讲溶氧浓度控制：供氧与耗氧的平衡、供氧方程、需氧方程及控制方法比较。

培养液中氧浓度的任何变化都是供需平衡的结果。调节发酵液中溶氧含量不外从供、需两个方面去考虑。

• 提高 K_La
• 提高 (C*−c_L)

影响因素：

• 养料的丰富程度
• 温度的影响

表：各方法(气体成分、搅拌速度、挡板、通气流速、罐压、液柱高度、菌浓度、温度、发酵周期/性能)对 K_La 或 (C*−c_L)、调转成本、效果及对生产作用的比较。

口诀：改罐压、增液柱高度可直接提高 C*，提高搅拌/通气主要提高 K_La。

机械搅拌发酵罐主要由搅拌装置、轴封和罐体三部分组成。三部分各起如下作用：

• 搅拌装置：由传动装置、搅拌轴、搅拌器组成，由电动机和皮带传动驱动搅拌轴使搅拌器按一定转速旋转，以实现搅拌目的。
• 轴封：搅拌罐与搅拌轴之间的动密封，封住罐内流体不致泄漏。
• 罐体：罐体、加热装置及附件，盛放反应物料、提供传热量。

罐体的设计：

• 筒体的设计、计算
• 封头的设计、计算
• 罐体压力试验时应力校核及容积验算

附件的设计选取：

• 接管尺寸的选择
• 法兰的选取
• 开孔及开孔补强
• 人孔及其它
• 传热部件的计算
• 挡板、中间支承、扶梯的选取

• 传动装置的设计
• 搅拌轴的设计
• 联轴器的选取
• 轴承的选取及其轴承寿命的核算
• 密封装置的选取
• 搅拌器的设计
• 搅拌轴的临界转速

设备承受各种载荷的计算：设备重量载荷、设备地震弯矩、偏心载荷的计算。

塔体强度及稳定性检验。

裙座的强度计算及校核：裙座计算、基础环的计算、地脚螺栓计算。

裙座与筒体对接焊缝验算。

根据生产规模和发酵水平计算每日所需发酵液的量，再据此确定发酵罐的容积。

例：年产 5 万(吨)柠檬酸的发酵厂，发酵产酸水平平均 14%，提取总收率 90%，年生产日期 300 天，发酵周期 96 小时。

每日产量 = 50000/300 = 166.7 吨

每日所需发酵液量 = 166.7/(0.14×0.9) = 1322.8 米³

假定装液系数 85%，则每日所需发酵罐容积 = 1322.8/0.85 = 1556 米³

取发酵罐公称容积 250 米³，则每日需要 6 个发酵罐。

发酵周期 4 天，考虑放罐洗罐等辅助时间，整个周期为 5 天。

则所需发酵罐总数 = 5×6+1 = 31 个。

根据已确定的发酵罐公称容积，可由下式计算发酵罐圆柱体直径：

图6-1 通用式发酵罐比例尺寸：D_i=1/3 D，H₀=2D_i，B=0.1D，h_a=0.25D，S=3D_i，C=D。

椭圆形封头的容积可查手册或按下式计算：

h_a 椭圆短半轴长度，对标准椭圆型封头 h_a=D/4；h_b 椭圆封头直边高度；D 罐内径。

η′：装料高度与圆柱部分高度的比例。

装料容积：

发酵罐的容积装料系数：

挡板数量和尺寸计算：

D 罐的直径(毫米)；Z 挡板数；W 挡板宽度(毫米)。

首先根据生产菌种和发酵类型选定搅拌器的类型，再从已计算出的发酵罐直径计算搅拌器相应的结构尺寸。

图6-33 圆盘平直叶涡轮，比例尺寸 D_i:d_i:l:B = 20:15:5:4。

通常以一年中最热的半个月中每小时放出的热量作为设计冷却面积的根据。发酵过程放出热量的计算方法：

• 通过冷却水带走的热量计算；
• 通过发酵液温度升高计算；
• 通过生物合成热计算；
• 通过燃烧热计算。

选定同类型发酵罐，于气温最热季节、主发酵期产生热量最快最大时刻，测冷却水进/出口水温及每小时冷却水用量，按下式计算单位体积发酵液每小时传给冷却器的最大热量：

Q最大 每米³每小时传给冷却器最大热量(千焦/米³·小时)；W 冷却水流量(公斤/小时)；t₁/t₂ 进/出口温度(℃)；c 冷却水比热(千焦/公斤·℃)；V 发酵液总体积(米³)。

每米³发酵液每小时传给冷却器最大热量(千焦/米³·小时)：

• 青霉素发酵约 4.186×6000
• 链霉素发酵约 4.186×4500，四环素约 4.186×5000
• 肌苷发酵约 4.186×4200
• 谷氨酸发酵约 4.186×7500

气温最热季节、主发酵期产热最快最大时刻，先用罐温自控使罐温恒定，关闭冷却水，观察罐内发酵液半小时内上升温度，换算为一小时上升温度，按下式计算单位体积发酵液每小时放出最大热量近似值：

G 发酵液重量(公斤)；c 发酵液比热；t 1小时内温升度数(℃)；G₁ 罐筒体重量(公斤)；c₁ 筒体材料比热；V 发酵液体积(米³)。

发酵过程总发酵热：Q总 = 发酵过程散发热 + 搅拌热 − 汽化热。散发热包括生物呼吸燃烧热和发酵热。

1公斤糖呼吸热 = 1000×(673×4.186/180) ≈ 15659 千焦/公斤糖；1公斤糖发酵热 = 1000×(213×4.186/180) ≈ 4857 千焦/公斤糖。

搅拌器所产生的热量可用近似公式计算：

P 搅拌功率(千瓦)。

G 空气重量流量(公斤/小时)；I进 进口空气热焓(千焦/公斤)；I出 出口空气热焓。

进入空气热焓量：

根据赫斯定律：热效应决定于系统的初态和终态，而与变化途径无关。反应的热效应等于产物生成热总和减去作用物生成热总和。

经验：蛇管 K 值为 4.186×(300~450) 千焦/米²·小时·℃；管壁较薄并强制循环时 K 约 4.186×(800~1000)。

α₁ 冷却水管内给热系数，经验取 4.186×2500；α₂ 发酵液向排管给热系数，取 4.186×1200；(δ/λ)壁 管壁热阻；(δ/λ)垢 积垢热阻，一般取 0.0006/4.186(米²·小时·℃/千焦)。