Аппаратурное оформление процесса ферментации

Ферментацией принято называть процесс глубинного культивирования микроорганизмов, а аппараты для глубинного культивирования называются ферментерами. Ферментеры подразделяются по своему технологическому назначению на посевные ферментеры и собственно ферментеры, которые отличаются назначением и размерами. Посевные ферментеры меньше по объему и предназначены для выращивания посевного материала для основной ферментации. Процессы, протекающие в тех и иных аппаратах, схожи и не имеют принципиальных отличий.

Большинство процессов культивирования микроорганизмов протекает при температуре около 30 ^ОС (от 25 до 37 ^ОС), при давлении близком к атмосферному (обычно не более 6 атм.), при постоянной аэрации содержимого аппарата воздухом (кислородом) для аэробных микроорганизмов, при интенсивном перемешивании среды и в стерильных условиях, если это необходимо. Процессы культивирования сопровождаются выделением большого количества тепла и требуют соответствующего теплосъема.

Состав среды для культивирования микроорганизмов может различаться, но обязательно включает питательные органические соединения (углеводы или углеводороды) и необходимые микро- и макроэлементы. Состав среды в совокупности с видом микроорганизмов определяют физические свойства среды.

2. Соответственно для культивирования разных микроорганизмов и для разных субстратов существует множество разнообразных конструкций ферментеров, которые можно классифицировать по следующим признакам:

- по принципу действия: периодического, непрерывного и полунепрерывного;

- по структуре потока: ИВ, ИП и промежуточного типа;

- по условиям стерильности: стерильные, нестерильные, асептические;

- по способу ввода энергии в аппарат: в жидкую фазу, в газовую фазу, со смешанным вводом энергии;

- по конструктивным признакам: барботажные, эрлифтные, с перемешиванием и барботажем, с самовсасывающей мешалкой, струйные, колонные и т.п.

3 Барботажные ферментеры

Представляют собой емкостные аппараты, обычно вертикального исполнения (рис.1) с нижним газораспределительным устройством (барботером). Перемешивание среды в аппарате осуществляется барботирующим воздухом.

Скорость всплытия газовой фазы - 0,1-0,2 м/с, размер газовых пузырей зависит от диаметра отверстий барботера и скорости истечения газа.

Могут иметь как наружные, так и внутренние теплообменные устройства, систему пеногашения.

Основные достоинства - простота конструкции, возможность создания стерильных условий и удобство мойки аппарата. Недостатки - малая скорость всплытия газовой фазы, невозможность проведения интенсивных массообменных процессов, плохая управляемость процессом.

Используются в крупнотоннажных производствах лекарственных препаратов, кормовых (ГДЗ) и хлебопекарных дрожжей, объем до 1300м³.

4 Эрлифтные ферментеры

Конструктивно отличаются от барботажных наличием внутри аппарата одной или нескольких труб-диффузоров. Под диффузором устанавливается газораспределитель так, что всплывающие пузыри газовой фазы движутся внутри трубы (рис.2а). Внутри трубы создается восходящий двухфазный (газожидкостной) поток, а вне ее - обратное движение жидкой фазы. Таким образом, в аппарате возникает циркуляция среды, обеспечивающая хорошее перемешивание содержимого.

Рис. 2. а) эрлифтный ферментер: 1 - диффузор; 2 - рубашка; 3 - барботер; б) - эрлифтный ферментер с циркуляционным контуром: 1- реакционная зона; 2 - сепаратор; 3 - механический пеногаситель; 4 - циркуляционная труба.

ХВ -холодная вода;

G - газовая фаза.

Скорость всплытия пузырей возрастает до 0,3-0,6 м/с за счет попутного движения жидкой среды в трубе и соответственно возрастает пропускная способность аппарата по газовой фазе. Больший подвод кислорода на единицу объема среды позволяет вести более интенсивные массообменные процессы.

4 Эрлифтные аппараты с внешней циркуляцией

Отличаются тем, что с целью лучшей сепарации фаз при ферментации аппарат имеет внешний циркуляционный контур и камеру сепарации вне реакционной зоны (рис.2б). В аппарате созданы два циркуляционных контура: внутренний и внешний: внутренний создает условия для интенсивного массообмена в реакционной зоне, а внешний обеспечивает сепарацию отводимого из аппарата газа и возвращаемой в контактную зону жидкости.

Достоинства эрлифтных аппаратов - хорошая гомогенизация среды, развитая межфазная поверхность.

Недостаток - относительная сложность конструкции.

Область применения - производство кормовых дрожжей на СН-сырье (заводы БВК и ГДЗ).

5 Струйные ферментеры

Работа этих аппаратов основана на использовании внешнего принудительного контура с насосом и эжекционным устройством. Струя жидкости, движущаяся с большой скоростью в эжекторе, засасывает воздух за счет создаваемого в сопле разряжения и затем редиспергирует его в аппарате.

Различают ферментеры с напорным и безнапорным эжектором (рис.3).

Рис. 3. а) Струйный напорный ферментер: 1- реактор; 2 - эжектор; 3 - теплообменник; 4 - насос; б) Струйный безнапорный ферментер: 1 - аппарат; 2 - теплообменник; 3 - насос; 4 - эжекционное устройство.

Внапорном струйном ферментере высокоскоростная струя создается центробежным насосом.

Достоинства: интенсивное перемешивание фаз, отсутствие компрессора.

Недостатки: низкий слой реакционной среды, наличие специального циркуляционного насоса.

Применяются в производстве дрожжей из СН-сырья.

Безнапорный струйный ферментерпредставляет собой многоступенчатый колонный аппарат рабочим объемом до 300 м³, в котором жидкая фаза, закачанная насосом в верхнюю часть аппарата, самотеком стекает вниз, проходя несколько безнапорных эжекционных ступеней. Всасывание воздуха происходит за счет энергии падающей жидкости.

Эжекционное устройство представляет собой сливной патрубок, к которому подведено сопло газовводной трубы. Воздух на каждую ступень забирается свежий из атмосферы, т.е. условия процесса нестерильные.

Применяются в производстве дрожжей из СН-сырья.

6 Колонные ферментеры

Это вертикальные цилиндрические аппараты, разделенные по высоте перфорированными перегородками на ряд ступеней (рис.4). Внутри аппарата располагаются контактные ступени (тарелки) какого-либо типа, например, ситчатые, щелевые и т.п.

Движение среды и воздуха в аппарате может быть прямоточное - снизу вверх или противоточное. Перемешивание среды на ступенях осуществляется газом, барботирующим через отверстия тарелок (поэтому их относят к аппаратам с пневматическим перемешиванием). Теплообменные устройства могут быть в виде рубашек (отдельно на каждой царге) или встроенными.

Секционирование аппарата по высоте приближает структуру потока к режиму ИВ по фазам. Процесс идет не только во времени, как в емкостном ферментере, а во времени и пространстве, и поэтому, более управляем: возможна дополнительная подпитка на ступенях и дифференцированный по ступеням съём тепла.

Достоинства: равномерное распределение газа по всему объему жидкости, возможность длительного непрерывного процесса, возможность автоматизированного управления процессом.

Недостатки: требуется большой расход воздуха, возможно засорение отверстий тарелок, сложность промывки и стерилизации аппарата.

Рис. 4. Колонный ферментер: 1 - тарелка; 2 - перелив; 3 - рубашка.

7 Ферментеры с самовсасывающей мешалкой

Это емкостные аппараты обычно небольшой высоты, имеющие мешалку, работающую как насос по газовой фазе (рис.5).

Рис. 5. а) полая труба; б) самовсасывающая мешалка; в) ферментер с самовсасывающей мешалкой: 1 - привод мешалки; 2 - пустотелый вал; 3 - теплообменник; 4 - мешалка; 5 - ложное днище.

Вращающаяся закрытая турбинная мешалка прокачивает жидкость через себя и скорость движения жидкости максимальна на краю мешалки. Соответственно в этом сечении мешалки самое низкое давление, и создается разность давлений внутри ее и на краю величиной до нескольких метров водяного столба, за счет чего и происходит подсос воздуха через полый вал мешалки. Однако создаваемое разрежение обычно не превышает 0,5 атм , что и определяет предельную высоту аппарата. Малая же высота жидкости в аппарате - это малое время контакта фаз и, соответственно, малый коэффициент утилизации кислорода.

Подобные мешалки обычно используются для аппаратов небольшого объема или относительно небольшой высоты, и применяются в компоновке с диффузорами для улучшения циркуляции среды в аппарате.

Достоинства - интенсивное перемешивание, отсутствие компрессора для подачи воздуха.

Недостатки: нестерильны и неэкономичны (известные по производству БВК многоступенчатые секционированные ферментеры Б-50 и АДР-76 имеют самые высокие энергетические показатели на аэрацию и перемешивание.)

8 Ферментеры с перемешиванием и барботажем

Это наиболее распространенный тип ферментационного оборудования, используемый практически во всех БТ производствах. Объем аппаратов от 50 литров до100 м³. Внутреннее устройство (рис.6) зависит от особенностей протекающих процессов и может отличаться: расположением привода, числом мешалок, числом отражательных перегородок, системой аэрации, конструкцией внутренних и внешних теплообменных устройств. Аппарат также может иметь диффузор.

Все эти конструктивные вариации зависят от объема аппарата, физических свойств среды и от массо- и теплообменных характеристик процесса.

Верхнее расположение привода более удобно для обслуживания, нижнее обеспечивает более высокий уровень стерильности. Число ярусов мешалки - от 1 до 6 и зависит от высоты и геометрических пропорций аппарата. Число оборотов мешалки зависит от типа мешалки и обычно не превышает 300 об/мин. Число отражательных перегородок обычно 3-8 и зависит от диаметра аппарата, а их ширина составляет 0,1-0,12 D аппарата. Внутренние теплообменники - обычно трубчатые, самых разных конструкций, а внешние - рубашки разных конструкций.

Рис. 6. Ферментер с перемешиванием и барботажем: 1 - привод; 2 - вал; 3 - рубашка; 4 - змеевик; 5 - отражательная перегородка; 6 - мешалка; 7 - барботер; 8 - нижний привод.

Достоинства - высокая интенсивность массообменного процесса, возможность регулирования параметров (n_с, Q_г), стерильность процесса, отработанность конструкции.

Недостатки - относительно высокая энергоемкость, сложность мойки и стерилизации из-за множества внутренних устройств.

10 Теплообменные устройства

Существует два основных класса теплообменных устройств (ТУ) для ферментеров - наружные и внутренние.

Наружные ТУ (рис.7):

а) Простая рубашка - используется на аппаратах малой и средней емкости, т.к. с ростом объема аппарата на единицу его объема приходится меньше теплообменной поверхности. Вода в рубашке движется по кольцевому сечению и скорость течения воды настолько мала, что теплообмен, по сути, определяется естественной конвекцией и на порядок меньше, чем в змеевиках.

б) В секционированной рубашке (обычно 5 секций) вода движется по прямоугольному сечению вокруг корпуса с большей скоростью.

Дальнейшее увеличение скорости охлаждающей воды достигается устройством спиральных перегородок, образующих канал в каждой секции (в) или в цельной рубашке (г). Этот вариант по условиям теплоотдачи не отличается от наружных приварных змеевиков (д, е, ж), изготавливаемых из труб (д), полутруб (е) и углового проката (ж).

Достоинства наружных ТУ - увеличивают прочность корпуса и исключают возможность инфицирования среды при нарушении их герметичности.

Недостатки - сложность и трудоемкость изготовления, большая длина сварных швов, высокая стоимость.

Для интенсивных теплообменных процессов вместо рубашек или в дополнение к ним используются внутренние ТУ.

Внутренние ТУ (рис.8):

а) Змеевик в виде цилиндрической спирали. Диаметр змеевика близок диаметру аппарата. Такая конструкция часто используется в химических реакторах, но для ферментеров непригодна, т.к. "портит гидродинамику" - гасит турбулентность у стенок и обладает другими недостатками.

б) ТО в виде плоского пучка труб. Обычно 4 секции в аппарате. Одновременно выполняют функции отражательных перегородок. Характеризуются высоким коэффициентом теплоотдачи (снаружи) вследствие поперечного обтекания жидкостным потоком. Используются в аппаратах большого объема. Недостаток - большое число сварных швов.

в) Вертикальные спиральные ТО - более высокая скорость воды в трубах и коэффициент теплоотдачи (внутри). Достоинство - удобства в эксплуатации, малое число сварных швов.

г) Змеевики в виде вертикальных витков. Удобство монтажа: вход и выход наверху. Сливной патрубок обеспечивает возможность опорожнения ТО перед стерилизацией.10

11 Перемешивание в процессе ферментации

Перемешивание в промышленных ферментерах осуществляется 3 способами: механическое перемешивание, пневматическое перемешивание и с помощью циркуляционных насосов.

Перемешивание влияет на массоперенос из газовой фазы в жидкость по трем причинам:

1) Увеличивает поверхность контакта фаз, т.к. разбивает поток воздуха на мелкие пузыри.

2) Увеличивает время контакта за счет циркуляции газовых пузырьков в объеме жидкости, что повышает ее газосодержание.

3) Увеличивает турбулентный сдвиг и уменьшает толщину стационарной пленки вокруг пузыря, что ведет к увеличению коэффициента массопередачи.

Все эти 3 фактора взаимосвязаны и неразделимы; поэтому соотношение между перемешиванием и аэрацией приводится в литературе в эмпирической форме.

Механическое перемешивание. Типы мешалок, применяемых в ферментерах (рис.9)

1. Лопастная - применяется для маловязких жидкостей и при низких расходах газа; большой диаметр лопастей; относится к тихоходным мешалкам.

2. Турбинные мешалки: а) с прямыми лопатками; б) с наклонными лопатками. Быстроходные мешалки. Имеют от 4 до 12 лопастей. Применяются при малых расходах газа. Обеспечивают более интенсивное перемешивание. Наклонные лопасти создают сильное осевое течение среды.

3. Турбинные дисковые мешалки (открытые): с прямыми лопатками; с загнутыми лопатками; с наклонными лопатками; с V-образными лопатками. Имеют более 2 лопастей. Применяются для более вязких жидкостей и при более сильной аэрации.

Диск мешалки препятствует проскоку газа вдоль вала мешалки и упрочняет конструкцию. Обеспечивают более равномерное распределение газа по сечению аппарата

Криволинейные лопасти создают сильное радиальное течение, а наклонные создают осевое течение. V-образные обеспечивают лучшее перемешивание вблизи мешалки и увеличивают ширину радиального потока.

Рис. 9. Турбинные мешалки: а - с прямыми лопатками; б - с наклонными лопатками; в - открытая дисковая с прямыми лопатками; г - открытая дисковая с наклонными лопатками; д - открытая дисковая с криволинейными (загнутыми) лопатками; е - открытая дисковая с V-образными лопатками; ж - закрытая дисковая с прямыми лопатками; з - закрытая дисковая с криволинейными лопатками.

4.Турбинные дисковые закрытые мешалки с прямыми (ж) и с криволинейными лопастями (з).

Двусторонняя закрытая турбинная мешалка аналогична двустороннему центробежному насосу. Она имеет больший контакт со средой и эффективнее вовлекает в циркуляцию жидкость у вала мешалки, выбрасывая ее потом в радиальном направлении. Криволинейные лопасти создают больший напор.11

Перемешивание в промышленных ферментерах осуществляется 3 способами: механическое перемешивание, пневматическое перемешивание и с помощью циркуляционных насосов.

Механическое перемешивание. Типы мешалок, применяемых в ферментерах (рис.9)

1. Лопастная - применяется для маловязких жидкостей и при низких расходах газа; большой диаметр лопастей; относится к тихоходным мешалкам.

2. Турбинные мешалки: а) с прямыми лопатками; б) с наклонными лопатками. Быстроходные мешалки. Имеют от 4 до 12 лопастей. Применяются при малых расходах газа. Обеспечивают более интенсивное перемешивание. Наклонные лопасти создают сильное осевое течение среды.

3. Турбинные дисковые мешалки (открытые): с прямыми лопатками; с загнутыми лопатками; с наклонными лопатками; с V-образными лопатками. Имеют более 2 лопастей. Применяются для более вязких жидкостей и при более сильной аэрации.

Диск мешалки препятствует проскоку газа вдоль вала мешалки и упрочняет конструкцию. Обеспечивают более равномерное распределение газа по сечению аппарата

Криволинейные лопасти создают сильное радиальное течение, а наклонные создают осевое течение. V-образные обеспечивают лучшее перемешивание вблизи мешалки и увеличивают ширину радиального потока.

Рис. 9. Турбинные мешалки: а - с прямыми лопатками; б - с наклонными лопатками; в - открытая дисковая с прямыми лопатками; г - открытая дисковая с наклонными лопатками; д - открытая дисковая с криволинейными (загнутыми) лопатками; е - открытая дисковая с V-образными лопатками; ж - закрытая дисковая с прямыми лопатками; з - закрытая дисковая с криволинейными лопатками.

4.Турбинные дисковые закрытые мешалки с прямыми (ж) и с криволинейными лопастями (з).

Двусторонняя закрытая турбинная мешалка аналогична двустороннему центробежному насосу. Она имеет больший контакт со средой и эффективнее вовлекает в циркуляцию жидкость у вала мешалки, выбрасывая ее потом в радиальном направлении. Криволинейные лопасти создают больший напор.

Пневматическое перемешивание может иметь место в чистом виде или совместно с механическим перемешиванием. Осуществляется при помощи барботеров различных конструкций.12

13 Эффективность работы мешалок

Эффективность работы мешалки оценивается следующим образом:

,

где K_LF и (K_LF)₀ - объемные коэффициенты массопередачи при перемешивании и без перемешивания мешалкой (но при подаче воздуха барботером);

N_уд - удельная мощность на перемешивание (N_ДВ/V_Ж).

Оказалось, например, что эффективность перемешивания полой трубой на 30% выше эффективности лопастной мешалки, но меньше чем эффективность турбинных мешалок любого типа. А у тех эффективность возрастает в порядке приведенного выше перечисления.

При работе мешалки в аппарате возникает циркуляция жидкости, размеры которой ограничены по высоте. Поэтому для равномерного перемешивания всего объема аппарата применяются многоярусные мешалки.

Число ярусов мешалки и оптимальные размеры определяются на основании эмпирических соотношений. Оптимальное расстояние между ярусами мешалок составляет 1,5-2 d_м.

При недостаточно эффективной работе мешалки могут возникнуть вертикальные столбы легкой газожидкостной эмульсии, которая поднимается вверх чаще всего вдоль вала мешалки. Это явление, когда воздух, выходящий из барботера, не распространяется в объёме жидкости, а, обтекая мешалку, направляется вдоль вала называется захлебыванием мешалки.

Оно наблюдается тогда, когда подается увеличенный расход воздуха и неэффективна работа мешалки и отражательных перегородок.

Начало захлебывания зависит от конструкции мешалки и особенно конструкции барботера. Для предотвращения захлебывания наиболее предпочтительны квадратные и лучевые барботеры.

Микро- и макросмешение

Образующиеся в аппарате крупномасштабные циркуляционные потоки содействуют равномерному распределению пузырей в жидкости, но слабо воздействуют на массоперенос О₂ из газа в жидкость. Интенсификация массообменного процесса достигается турбулизацией жидкости меньшего масштаба внутри крупных циркуляционных потоков.

Поэтому необходимо стремиться к тому, чтобы наибольшая часть энергии, затрачиваемой на перемешивание, шла на создание этих турбулентных пульсаций в жидкости.

Здесь уместна аналогия с центробежным насосом. Макросмешение, создаваемое работой мешалки, измеряется производительностью V. Микросмешение возникает при наличии напора Н, создаваемого насосом мешалки. Следовательно, целесообразно применение мешалки с максимально допустимым отношением H/V.

Согласно теории центробежного насоса Н~n²d², а V~nd³, где n - число оборотов; d - диаметр мешалки. Следовательно, отношение H/V~ n/d , т.е. чем больше скорость перемешивания и меньше диаметр мешалки, тем выше эффективность перемешивания. Однако это отношение ограничено сверху для каждого типа мешалки возможностью возникновения застойных зон в аппарате.13

14 Условие полного отражения

В ферментерах в условиях развитого турбулентного движения мощность, потребляемая на перемешивание, в большой степени зависит от наличия отражательных перегородок. С увеличением их числа и размеров мощность сначала возрастает, затем несколько уменьшается и принимает постоянное значение.

(рис.10). Условие максимальной мощности соответствует так называемому полному отражению, т.е. полному подавлению вращательного движения жидкости.

Условие полного отражения записывается:

(b·n/D)³0,5 ,

где n - число перегородок; b - ширина перегородок; D - диаметр аппарата.

В условиях полного отражения наибольшая часть энергии затрачивается на создание турбулентных пульсаций, что интенсифицирует процесс массопередачи, т.е. увеличение затрачиваемой мощности положительно влияет на процесс ферментации и экспериментально установлено, что

K_LF ~ (N_ДВ/V_Ж )^0,7 ,

т.е. массоперенос в степени 0,7 пропорционален подводимой мощности.14

15 Мощность механического перемешивания

В общем виде мощность, затрачиваемая на перемешивание является функцией большого числа физических, геометрических, режимных параметров:

N = f(r, m, g, D, d_м , H, n_с . . .),

где r, m - плотность и вязкость жидкости; D - диаметр аппарата, H - глубина перемешиваемой жидкости; n_с и d_м - число оборотов и диаметр мешалки.

Для расчета мощности на перемешивание используется уравнение

N = K_N *r_ж*n_с*d_м ,

где K_N - критерий мощности (или модифицированный критерий Эйлера). Он выражает отношение внешних и внутренних сил, действующих на единицу объема жидкости (F_внеш = N/n*d_м⁴ , F_внутр = n²*d_м*r_ж ).

K_N определяется из эмпирических соотношений вида K_N=f(Re_ц,Fr_ц),

или K_N=С*Re_ц ^А - для аппаратов с отражательными перегородками

(Re_ц=r_ж*n_с*d_м ²/m - центробежный критерий Рейнольдса; Fr_ц=n_с²*d_м /g - центробежный критерий Фруда; C и а - эмпирические константы, зависящие от конструкции мешалки и режима перемешивания).

Аппараты с мешалками хорошо изучены и величина K_N дается в литературе в виде эмпирических соотношений или графиков K_N=f(lgRe) (рис.11).

В зависимости от типа мешалки и режима перемешивания обычно K_N = 0,5-10. Для турбулентного режима (при Re>10000) K_N=const.

Типовая методика расчета аппаратов с перемешивающими устройствами изложена в РТМ 2601-90-76 "Аппараты с механическими перемешивающими устройствами вертикальные".

Мощность, затрачиваемая на перемешивание аэрируемой жидкости значительно меньше мощности на перемешивание чистой жидкости. Уменьшение затрачиваемой энергии при перемешивании Г-Ж смеси происходит вследствие уменьшения плотности и вязкости среды.

Отношение N_ГЖ/N изменяется от 1 до 0,3 при увеличении интенсивности аэрации и зависит от типа мешалки. Оно обычно характеризуется величиной критерия аэрации К_А: N_ГЖ/N = f(К_А ). Критерий аэрации представляет собой отношение приведенной скорости газа по аппарату к окружной скорости мешалки и имеет вид:

К_А=Q_г /(n*D_а³) или К_А=Q_г /(n*d_м³ ).

Отношение N_ГЖ/N обычно определяется по эмпирическим графикам или зависимостям вида:

N_ГЖ/N =С(Q_г / n*d_м³ )^а .

Значения коэффициентов С и а зависят от типа мешалки.

При перемешивании многоярусными мешалками каждая дополнительная мешалка увеличивает потребляемую мощность примерно на 60%. Соответственно при установке n мешалок на одном валу мощность, затрачиваемая на перемешивание:

N_n = N₁(0,4+0,6n) , где N₁= N_ГЖ для одноярусной мешалки. 15

16 Мощность, затрачиваемая на перемешивание является функцией большого числа физических, геометрических, режимных параметров:

N = f(r, m, g, D, d_м , H, n_с . . .),

где r, m - плотность и вязкость жидкости; D - диаметр аппарата, H - глубина перемешиваемой жидкости; n_с и d_м - число оборотов и диаметр мешалки.

Для расчета мощности на перемешивание используется уравнение

N = K_N *r_ж*n_с*d_м ,

где K_N - критерий мощности (или модифицированный критерий Эйлера). Он выражает отношение внешних и внутренних сил, действующих на единицу объема жидкости (F_внеш = N/n*d_м⁴ , F_внутр = n²*d_м*r_ж ).

K_N определяется из эмпирических соотношений вида K_N=f(Re_ц,Fr_ц),

или K_N=С*Re_ц ^А - для аппаратов с отражательными перегородками

(Re_ц=r_ж*n_с*d_м ²/m - центробежный критерий Рейнольдса; Fr_ц=n_с²*d_м /g - центробежный критерий Фруда; C и а - эмпирические константы, зависящие от конструкции мешалки и режима перемешивания).

Аппараты с мешалками хорошо изучены и величина K_N дается в литературе в виде эмпирических соотношений или графиков K_N=f(lgRe) (рис.11).

В зависимости от типа мешалки и режима перемешивания обычно K_N = 0,5-10. Для турбулентного режима (при Re>10000) K_N=const.

Типовая методика расчета аппаратов с перемешивающими устройствами изложена в РТМ 2601-90-76 "Аппараты с механическими перемешивающими устройствами вертикальные".

Мощность, затрачиваемая на перемешивание аэрируемой жидкости значительно меньше мощности на перемешивание чистой жидкости. Уменьшение затрачиваемой энергии при перемешивании Г-Ж смеси происходит вследствие уменьшения плотности и вязкости среды.

Отношение N_ГЖ/N изменяется от 1 до 0,3 при увеличении интенсивности аэрации и зависит от типа мешалки. Оно обычно характеризуется величиной критерия аэрации К_А: N_ГЖ/N = f(К_А ). Критерий аэрации представляет собой отношение приведенной скорости газа по аппарату к окружной скорости мешалки и имеет вид:

К_А=Q_г /(n*D_а³) или К_А=Q_г /(n*d_м³ ).

Отношение N_ГЖ/N обычно определяется по эмпирическим графикам или зависимостям вида:

N_ГЖ/N =С(Q_г / n*d_м³ )^а .

Значения коэффициентов С и а зависят от типа мешалки.

При перемешивании многоярусными мешалками каждая дополнительная мешалка увеличивает потребляемую мощность примерно на 60%. Соответственно при установке n мешалок на одном валу мощность, затрачиваемая на перемешивание:

N_n = N₁(0,4+0,6n) , где N₁= N_ГЖ для одноярусной мешалки.

Мощность пневматического перемешивания

Мощность пневматического перемешивания определяется по упрощенному для изотермических условий уравнению Бернулли:

D(v_ист²/2) + D(H_бg) + D(PV^-1) + А = 0 ,

где v_ист - скорость истечения газа; H_б - глубина погружения барботера; Р - давление газа; V^-1 - удельный объем газа; А - суммарная работа в системе (на сжатие 1 кг газа). Члены уравнения имеют размерность в джоулях на кг или м²/с².

Первые три члена уравнения определяют соответственно кинетическую энергию истекающей струи, потенциальную энергию подъема жидкости на высоту H_б и энергию давления сжатого газа. Т.о. подводимая с газом энергия превращается в энергию эрлифта и турбулизации среды.

Работа, выполняемая секундным количеством газа, т.е. мощность пневматического перемешивания, выражается уравнением

,

где G - секундный массовый расход газа, кг/с (G=r_г*Q); Р₁ и Р₂ - давление над жидкостью и в трубе барботера; Т - температура в К^О; R - газовая постоянная.

Общая мощность перемешивания определяется как сумма слагаемых:

N_ОБЩ =N_М + N_ПН.

В аппаратах промышленной емкости пневмоперемешивание создает прибавку порядка 0,5квт/м³ к мощности механического перемешивания (1-2квт/м³)16 ________________

9 Конструкции барботеров

Назначение барботеров - создание развитой межфазной поверхности путем диспергирования газа через мелкие отверстия.

Существует два вида барботеров: напорные и безнапорные. К напорным относятся трубчатые конструкции и из пористых материалов, к безнапорным - желобчатые, тарелки, решетки и диффузоры.

Рис. 12. Основные типы барботеров: а - прямоугольный; б - кольцевой; в - лучевой.

В промышленных ферментерах применяются в основном трубчатые барботеры, которые относятся к среднепузырчатым аэраторам. Представляют собой перфорированные трубы различной геометрической формы: лучевой, прямоугольный, кольцевой (рис.12). Диаметр отверстий обычно от 1 до 7 мм. Они просто рассчитываются, имеют приемлемое DР и не засоряются.

Пористые диспергаторы относятся к мелкопузырчатым аэраторам. Изготовляются спеканием из мелкодисперсных частиц стекла, керамики или металлов. Они имеют довольно равномерное распределение пор-отверстий по поверхности материала диспергирующего устройства и обеспечивают малый d образующихся пузырей.

Основной их недостаток - большое DР и Þ большие затраты мощности на подачу газа, а также засоряемость пор в процессе эксплуатации.

Основными параметрами, характеризующими процесс пневмоперемешивания, являются размер газовых пузырей d_п и скорость их всплытия v_п.9

17 Размер газовых пузырей при барботаже

Диаметр пузырей, образующихся у среза отверстия барботера при малой скорости вдува (истечения) может быть определен из условия равновесия выталкивающей (Архимедовой) силы и сил поверхностного натяжения (рис.13):

(pd³/6)* Dr *g = pd*s ,

где d_п - диаметр пузыря; d_о - диаметр отверстия; Dr =r_ж - r_г - разность плотностей;

s - поверхностное натяжение жидкости.

Считая Dr =r_ж , получим т.е. величина d_п пропорциональна корню кубическому из диаметра отверстия и не зависит от величины расхода газа.

В расчетах часто используется величина объема газового пузыря:

V_п=p d_о·s/r_ж·g, и как характеристика системы используется отношение V_п/ d_о (V_п/ d_о=p·s/r_ж·g). Для системы воздух-вода при t=20 ⁰С V_п/ d_о=0,23.

Данные соотношения имеют силу для скорости вдува менее 0,5 см/с, пока пузырь, образующийся у среза отверстия, имеет шарообразную форму.

При дальнейшем увеличении скорости истечения воздуха из отверстия барботера в балансе действующих сил становится значимой инерционная составляющая и форма образующихся пузырей отклоняется от шарообразной еще до отрыва пузыря. Диаметр пузырей становится меньше и для его расчета предлагается соотношение: .

При увеличении v_ист до некоторого критического значения v_кр - критической скорости, отдельные пузыри сливаются в струю и наступает струйный режим барботажа. При барботаже воздуха в воде: v_кр=13-17 м/с при d_о=1 мм и v_кр=1,5-2,8 м/с при d_о=4-7мм.

Трение газа о жидкость вызывает турбулизацию струи и разрушение ее на высоте 30-100 мм от барботера на отдельные пузыри разной величины. Для определения размера пузыря существует эмпирическая зависимость:

d_п=1,45*G^0,7 , где .

При отсутствии механического перемешивания и при числе Re_ист >10⁴ диаметр пузыря определяется соотношением

d_п=7*10^-3*Re^-0,05 .

Часто используется формула Кольдербенка (и ее возможные вариации):

,

где e_м=N_гж/V_ж - диссипация мощности в объеме жидкости, находящейся в аппарате; y - газосодержание смеси. Но при использовании этой формулы необходимо учитывать ее применимость к условиям диспергирования в аппарате

При сближении отверстий на трубе барботера возможно слияние соседних струй, что нежелательно, т.к. ухудшает распределение газа по сечению аппарата и увеличивает размер пузырей. Поэтому для раздельного существования струй при скорости истечения газа из отверстий 20 м/с рекомендуется соблюдать расстояния между отверстиями не менее 25-30 мм для Æ=4-7 мм и не менее 12 мм для Æ=1мм. А с увеличением скорости газа на каждые 10 м/с расстояние между отверстиями увеличивать на величину Æ отверстия.

Не рекомендуется использовать отверстия малого диаметра (1 мм), т.к. это ведет к повышению гидравлического сопротивления, увеличению числа отверстий и уменьшению расстояний между ними. А т.к. даже из мелких отверстий образуются большие струи и пузыри, то это ведет к слиянию струй и отрицательным последствиям (уменьшение межфазной поверхности и т.д.).

Поэтому оптимальны отверстия Æ=3-5 мм при соблюдении рекомендуемых расстояний между ними.

При струйном режиме истечения газа диаметр пузыря не связан с диаметром отверстия и зависит в основном от скорости истечения v_ист. Поэтому, с целью увеличения межфазной поверхности, целесообразно увеличивать скорость истечения газа (в пределах допустимого DР) за счет уменьшения числа отверстий.17

18 Скорость всплытия газового пузыря

Скорость всплытия одиночного пузыря описывается графической зависимостью вида v = f(d_п) (рис.14).

В области 1 d_п <1,5мм - мелкие пузыри движутся в условиях ламинарного течения и подобны твердой сфере. Скорость~Æ.

В области 2: 1,5мм< d_п <6 мм - переходный режим движения, колебания формы пузыря ведут к увеличению поперечного сечения пузыря и сопротивления среды; скорость не растет.

В области 3: d_п >6 мм турбулентный характер движения пузырей. Скорость не растет; колебания формы приводят к разрушению пузыря.

Судя по графику, оптимальной с точки зрения производительности аппарата является скорость всплытия »0,25м/с.

В реальном аппарате мы имеем дело с потоком пузырей в турбулизованной ими же среде. Непрерывный поток пузырей сообщает жидкости движение в направлении всплытия и уменьшает лобовое сопротивление среды пузырям. Поэтому скорость всплытия потока пузырей выше скорости всплытия одиночного пузыря в неподвижной среде.

Для описания скорости всплытия потока пузырей предложено уравнение:

где d_п - средний размер пузыря. В случае полидисперсной системы при массовом барботаже, этот характерный размер пузыря определить затруднительно, и для расчета можно использовать формулу

.

Газосодержание жидкости

Барботируемый газ, распределенный в жидкости в виде пузырей, занимает некоторый объем аппарата и эта величина называется газосодержанием жидкости или удерживающей способностью (У.С.). Выражается в % или долях.

Газосодержание численно равно относительному увеличению объема жидкости при барботаже; в реальных емкостных ферментерах - 10-20%.

Величина газосодержания в жидкости определяется соотношением

y=w_г /v_п ,

где w_г - приведенная скорость газа, w_г=Q_г /F, F - площадь поперечного сечения аппарата (0,785 D²). Подставляя, получим:

.

Знание y позволяет рассчитать плотность и объем газожидкостной смеси: r_см= r_ж(1- y)+ r_гy , V_см= V_ж /(1- y), а также межфазную поверхность.18

18 Массообмен при ферментации

Развитие популяции микроорганизмов зависит от подвода питательных веществ и кислорода к клеткам и отвода от них продуктов метаболизма. Подвод кислорода и отвод газообразных метаболитов осуществляется барботажем воздуха. А интенсификация обменных процессов между жидкой, твердой и газовой фазами обеспечивается за счет перемешивания среды.

Процесс переноса кислорода из газовой фазы в жидкость является определяющим для аэробных процессов культивирования микроорганизмов, т.к. наличие растворенного кислорода в жидкости является основным условием их существования.

Растворимость кислорода в жидкости зависит от многих факторов, но основными являются три: давление, температура и состав культуральной жидкости.

Зависимость концентрации растворенного кислорода в жидкости определяется законом Генри:

С=Р/Е ,

где С - мольная доля газа в жидкой фазе; Р - парциальное давление кислорода в газовой фазе; Е - константа Генри.

Влияние температуры на концентрацию кислорода в жидкости описывается полиномиальной зависимостью вида:

С = а₀ + а₁*Т + а₂*Т² + а₃*Т³ + . . . .

где а₀, а₁, а₂ - коэффициенты уравнения и çа₀ç> çа₁ç> çа₂ç> çа₃ç>. . . . .

В частности, концентрация кислорода в воде:

С = 14,16 - 0,3943Т + 0,0077141Т² - 0,000646Т³ +. . . . .

Растворимость газов в жидкостях с повышением температуры всегда уменьшается, а с повышением давления - увеличивается.

Присутствие питательных веществ и продуктов метаболизма в КЖ снижает растворимость кислорода по сравнению с чистой водой.

ПАВы, присутствующие в КЖ, оказывают двоякое действие: с одной стороны они способствуют увеличению МФП при диспергировании, с другой - загрязняют поверхность газовой фазы и препятствуют переносу кислорода.

Растворимость кислорода в воде или культуральной жидкости не превышает 4-7 мг/л, а потребление кислорода большинством известных микроорганизмов составляет 0,1-0,3 мг/л*c при их массовой концентрации в суспензии 1-2%. Т.е. запаса кислорода в жидкости хватает на 20-30 секунд и поэтому необходим постоянный подвод кислорода. Данная задача решается при помощи барботажа воздуха и использования перемешивающих устройств.

Возникает вопрос: "Сколько воздуха необходимо подавать, чтобы обеспечить нормальные условия жизнедеятельности?".

Формально количество кислорода (и соответственно количество аэрирующего воздуха) может быть определено из стехиометрических соотношений, на практике же рассчитывается по уравнениям массопередачи.

В аппарате протекают одновременно два процесса: процесс абсорбции кислорода воздуха в воду и процесс потребления растворенного О₂ микроорганизмами из жидкости. Следовательно концентрация О₂ в жидкости определяется соотношением скоростей абсорбции О₂ водой и потребления О₂ клетками.

Интенсивность первого процесса зависит в основном от технического оформления процесса диспергирования воздуха. Потребление же кислорода клетками связано с их физиологическим состоянием, которое зависит от большого числа факторов, в том числе и от концентрации растворенного О₂ в КЖ.

Очевидно (на первый взгляд), что чем больше концентрация кислорода, тем больше его потребление и скорость роста микроорганизмов. Но потребление кислорода микроорганизмами имеет предел. Зависимость удельной скорости потребления О₂ от концентрации О₂ имеет S-образный вид (рис.15) и описывается уравнением Михаэлиса-Ментена:

q = q_мах*(C/(K_с+C)) ,

где С - концентрация О₂ в КЖ, г/м³; q_max - величина предельного потребления кислорода, моль/кг*ч; К_с - константа, численно равная концентрации кислорода, при которой потребление = q_max /2 (половине максимального).

С_кр - критическое значение концентрации, выше которой процесс не лимитируется кислородом. Если концентрация О₂ ниже С_кр, то клеткам не хватает кислорода и они частично погибают. Значение С_кр зависит от вида микроорганизмов, фазы их роста и от температуры среды.

Для большинства биомасс величина этой концентрации составляет 10-20% от значения равновесной концентрации кислорода, т.е. 0,7-1,4 мг/л, но в аппаратах ее стремятся поддерживать на уровне 1,5-3 мг/л с целью компенсации малой скорости диффузии О₂ в неоднородной среде.

Это ведет к завышенному расходу воздуха и коэффициент использования (утилизации) кислорода в аппаратах составляет 5-30%.19

20 Массоперенос из газовой фазы в жидкую

Перенос кислорода через границу раздела фаз можно представить следующей схемой (Рис.16):

где Р - парциальное давление кислорода в газе; С - концентрация кислорода в жидкости; P_i и C_i - парциальное давление и концентрация О₂ на границе раздела фаз (ГРФ).

Интенсивность массового потока через поверхность раздела определяется выражением:

J = К_г*(Р-Р_i) =K_ж*(C_i-C),

где К_г и K_ж - коэффициенты массопереноса по газовой и жидкой фазе.

Но величины С и Р на ГРФ точно определить затруднительно и поэтому вместо них используют значения равновесных концентраций: С* и Р*.

С*- концентрация О₂ в жидкости, находящейся в равновесии с газовой фазой, в которой парциальное давление равно Р. Р* - парциальное давление О₂ в газовой фазе, находящейся в равновесии с жидкостью, концентрация растворенного О₂ в которой равна С.

Для слаборастворимых газов, к которым относится кислород, величина С* очень близка к значению граничной концентрации С_i и уравнение массопереноса может быть записано:

М = К_L*F*(C*-C) ,

где М - количество кислорода, передаваемое через межфазную поверхность F, в единицу времени, (кг/c или кг/ч).

Площадь межфазной поверхности в барботажных аппаратах с механическим перемешиванием определить практически невозможно, поэтому ее представляют как произведение удельной межфазной поверхности “а”, определяемой известными эмпирическими методами, на объем аэрируемой жидкости V:

M = К_L*а*(C*-C)*V_р ,

Произведение К_L*a также определяется экспериментально и называется объемным коэффициентом массопередачи (К_V, ч^-1). И уравнение массопередачи:

M = К_об*(C*-C)*V_р.

Таким образом, основными факторами, которые мы можем изменять и, тем самым влиять на процесс абсорбции, будут межфазная поверхность и коэффициент массопередачи. Соответственно при помощи диспергирования и перемешивания в аппаратах решается задача одновременного увеличения МФП и интенсивности межфазного переноса.

Приведенное уравнение описывает лишь одну из стадий переноса О₂. Для полного описания необходимо учитывать не только абсорбцию О₂, но и его потребление микроорганизмами.

Простейшая модель такого типа имеет вид:

dc/dt = F*K_L*(C*-C) - r*X ,

где r - дыхательная активность или удельная скорость потребления О₂ на единицу биомассы в единицу времени (кг О₂/кг биомассы в час); X - концентрация биомассы в жидкости.

Если dc/dt >0, т.е. К_L*F*(C*-C) > r*X, то аэрация достаточна для осуществления процесса культивирования.

Комплексный коэффициент К_LF называют эффективностью процесса аэрации. Он определяется экспериментально в отсутствии биомассы по кинетике насыщения жидкости кислородом.20

21 Тепловой баланс ферментации

Тепловой расчет аппарата или технологического процесса сводится к решению уравнения теплового баланса и нахождению из него тепловой нагрузки, расхода хладагента и необходимой поверхности теплопередачи. Тепловой расчет выполняется после материального баланса.

Теплообменные устройства ферментера должны обеспечивать поддержание определенной температуры в течение всего цикла. Если допустить постоянство тепловыделения в аппарате, то тепловой баланс ферментера будет следующим:

Q_Б + Q_М + Q_В + Q_ПС + Q_П + Q_ОХЛ = 0,

где Q_Б - кол-во тепла, выделившегося в ходе биосинтеза;

Q_М - количество тепла, выделившегося при работе мешалки;

Q_В - количество тепла, вносимое с аэрирующим воздухом;

Q_ПС - количество тепла, вносимое с питательной средой;

Q_П - потери тепла в окружающую среду;

Q_ОХЛ - тепло отводимое с охлаждающей водой.

Уравнение теплового баланса решается относительно Q_ОХЛ

Суммарный тепловой эффект биосинтеза Q_Б зависит от состава питательной среды, количества биомассы и аппаратурного оформления процесса. Его величина может быть рассчитана из стехиометрических соотношений реакции биосинтеза и составляет величину от 1 до 20 кВт/м³. Например, при культивировании продуцентов ферментов тепловыделение может составлять от 1 до 10 кВт/м³, а для продуцентов антибиотиков - до 15 кВт/м³.

Превращение механической энергии в тепловую (диссипация энергии) устанавливается экспериментально по силе потребляемого тока или прямым калориметрированием или расчетом по эмпирической формуле.

В грубой оценке Q_М = N - мощности привода, а удельная величина

q_м = N_уд , где N_уд , - удельная мощность на перемешивание (N_уд = N/V_ж ). При культивировании N_уд = 1-3 квт/м³.

Количество тепла, вносимое с аэрирующим воздухом, определяется по формуле:

q_в = m_в (J₁- J₂ ),

где m_в - массовый расход воздуха; J₁ и J₂ - теплосодержание входящего и выходящего газа (их несложно определить из i-x диаграммы).

Тепло, вносимое с питательной средой, определяется уравнением

Q_пс= M_пс*c_пс*(t_пс - t_к),

где с индексом "пс" - масса, теплоемкость и температура питательной среды; t_к - температура культивирования.

В случае проточного реактора вместо M_пс будет m_пс - массовый расход.

Потери тепла через стенки аппарата (путем конвекции и излучения) определяются уравнением

Q_п=(F_ап*q_уд)/V_ж ,

где F_ап - площадь поверхности аппарата; V_ж - объем среды; q_уд - удельные потери тепла с 1 м² поверхности (по сути интенсивность теплового потока - зависит от разницы температур стенки аппарата и окружающей среды) - существуют в виде эмпирических данных. Иногда потери тепла через стенку закладывают в расчет как определенный процент от Q_охл (5 или 10%).

Величины Q_в, Q_пс, Q_п обычно невелики и ими часто пренебрегают.

Определив Q_охл находят расход хладагента W (воды) из уравнения

W = Q_охл /c*(t_к - t_н ),

где c - теплоемкость воды; t_н и t_к - начальная и конечная температуры охлаждающей воды.

Далее переходят к расчету теплообменных устройств аппарата.

Конечной целью теплового расчета является определение возможности теплообменного устройства отводить выделяющееся тепло.

Действительная возможность теплообменника определяется уравнением:

Q = K*F*Dt,

где К – коэф-т теплопередачи; F – пов-сть теплообмена; Dt - градиент температур.

Дата добавления: 2014-08-09; просмотров: 3341; Нарушение авторских прав

Мы поможем в написании ваших работ!