第七章：反應器放大與設計Kikkoman'ssecondU.S.plantinCaliforniaArtist'srenditionofthenewFolsomplantKikkomanFoods,Inc.,asoysauceproductionfacility,isestablishedinWalworth,Wisconsin(U.S.).珠江橋醬油研發中心TANKFARMSUPPLIEDWITH171TANKTOPS.-FERMENTATIONAREA-STORAGEAREA-FILTRATIONAREA-BRIGHTBEERAREA-YEASTAREAYEASTAREAFERMENTATIONFILTRATIONSTORAGEBBT=45=63=11=12=40Korea生化反應器的放大工程放大搖瓶試驗小試中試工業化生產生物反應特點綜合性學科采用生物催化劑原料為可再生資源反應條件溫和產物濃度較低生物學化學工程學生物化工(生物反應工程)生物反應動力學研究生物反應過程的速率及其影響因素包括兩個層次本征動力學（微觀動力學）反應器動力學（宏觀動力學）傳遞因素反應體系：A+BCE傳遞對反應速率的影響A,B,EEAB生物反應器生物反應器的傳遞特性(傳質、傳熱、動量傳遞)生物反應器的設計與放大反應器的類型攪拌槽式反應器管式反應器氣體攪拌塔式反應器（氣升式反應器）動、植物細胞培養反應器貼壁培養光合作用生物反應器的優化與控制7.1非理想流動反應器在小規模的實驗室條件下在大規模的生產過程中在這一節中,我們將考察實際反應器中有關理想模型涉及到許多非理想的條件.全混流模型活塞流模型表征混合以及這些表征方法在反應器設計中的應用.流動模型的方法,反應器的一些基本類型機械攪拌罐鼓泡塔,依靠氣體的噴射攪動液體StirredTankBubbleTankInternalLoopTankExternalLoopTank氣升式反應器液體的混合與循環是通過氣體的噴射、攪拌漿或兩者兼之而進行的。7.2攪拌罐中液體的混合時間定義混合時間(tm):在某一時間極快地向反應器入口流中加入一定量的示蹤劑，為達到一定混合程度(均一性)m時所需的時間。混合程度(m):對液相體系示蹤劑可以是一種鹽溶液,

酸,堿,水溶性的染料.S:時間為tm時的示蹤劑濃度S0:初始示蹤劑濃度S∞:時間趨于∞時的示蹤劑濃度不同類型的反應器,攪拌器會產生不同的流型和不同的混合時間特征。體積小的反應器中2~3s2.5~160m3發酵罐29~104s1%黃原膠溶液300rpm,noairflow6min500rpm,0.25%airflow1min在不同工況條件下的一些混合時間數據混合時間可以通過連續地監測反應器中某一處或某幾處位置的示蹤劑濃度的變化過程而得到。StartAfterawhile混合時間的測定測定裝置很多檔板，小攪拌漿輸出信號(tC:循環時間;tM:混合時間)從圖中可以提出,示蹤劑濃度的周期性變化較為明顯,這意味著反應器中的流體在達到組成均一之前，往往會發生數次循環流動。檢測到四次循環§7.3停留時間分布(ResidenceTimeDistribution,

RTD)想象一下，當一定體積的流體進入連續操作的反應器之后會發生什么情況?由于反應器中的攪拌作用,這一流體將會破裂成更小的流體,并在反應器中發生分散或混合。因此,其中一部分流體會很快地流出反應器,而另一部分流體會較慢地流出反應器,從而造成同時進入反應器的流體會在不同時間流出反應器.出口處流出的流體是由反應器中不同停留時間的微元流體組成的混合流體。測定反應器出口處流體的停留時間分布

(RTD)能為了解反應器中流體的混合與流動模型提供非常有用的信息。分析反應器的工況，提供改進操作性能的有用信息通過RTD建立合適的流動模型，作為進行反應器設計的依據RTD測定示意圖(1,階躍法)檢測器示蹤劑連續加入流體將系統中作穩態流動的流體切換為流量相同的含有示蹤劑的流體.示蹤劑的濃度C0StimulusResponse由階躍法響應曲線求得的叫停留時間分布的分布函數,又稱函數F(t)CeCfRTD測定示意圖(2,脈沖法)檢測器示蹤劑一個脈沖流體在很多情況下是需要測定停留時間分布(RTD)的密度函數E(t),將一定量的示蹤劑以脈沖的方式加入到穩態流動的流體中,然后反應器出口處測定示蹤劑的濃度.根據概率統計的基本原理密度函數E(t),E(t)dt=在反應器中停留時間介于t到t+dt

之間的流體粒子所占的百分率,其中E(t)稱為停留時間分布密度函數.結合F(t)的定義,or也就是說,E(t)可以通過對實驗測得的F(t)曲線進行微分計算得到.F(t)和E(t)的關系停留時間分布函數的統計特征值(1)數學期望也就是均值。對停留時間分布來說，也就是平均停留時間，即：數學期望為隨機變量的分布中心，在幾何圖形上，它是E(t)曲線所包圍面積的重心在橫軸上的投影E(t)t_t令無因次時間那么(2)方差

方差表示的是對平均值的離散程度，方差越大，分布越寬。又稱散度若以無因次方差表示，則tE(t)密度函數對于分析實際反應器中的流型相對于理想反應器的偏離程度是很有用的判據.但是RTD也不能表征所有的流體混合模型.7.4理想流動反應器的RTD活塞流模型檢測器示蹤劑一個脈沖流體tF(t)全混流模型檢測器流體示蹤劑假設采用階躍法，連續流入反應器的示蹤劑濃度為C(0),反應器出口處流體中示蹤劑濃度為C(t),流體流量為V,作物料衡算：當t=0時,C(t)=0：積分上式可得因此，因為，因此，D為稀釋率以無因次時間θ表示，則對于理想的全混流反應器CSTRttE(t)F(t)0.632在CSTR中，停留時間小于平均停留時間的物料粒子所占的分率為63.2%，而其余36.8%的粒子的停留時間要大于平均停留時間。§7.6生化反應器的放大反應器的放大為什么生化反應器的放大比較困難?單位體積的表面積減少發酵罐的高徑比一般為2:1~3:1,如果保持這個比例不變,那么在放大過程中，表面積與體積之比會急劇下降.而這個變化會使氧氣的傳遞趨于困難。物理條件發生改變放大的反應器中的物理環境與幾何相似的小反應器中的物理環境會有所差異.放大規模的改變會導致生化反應器中物理環境的改變，這種改變往往會影響到細胞的生長和代謝過程。當反應器放大過程中引起的物理化學環境變化對細胞造成損傷或破壞，細胞對在不同放大規模下不同培養環境的代謝響應會有所差異。單位體積的輸入功率恒定

(P/V,alsoOTR)生化反應器放大的方法?kLa恒定(oxygensupply)Re恒定

(geometricallysimilarflowpatterns)混合時間恒定

(mixingtime)攪拌器末端速度恒定(shear)每一種方法都有成功的例子，但不是普適的，各有優缺點.一般的放大方法多是經驗性的，定性的方法.研究流體的停留時間分布，混合時間，氣體分散等過程的機理及其數學模型有助于實現反應器傳遞特性的定量化，在此基礎上建立的過程動力學模型，使其成為反應器設計與放大的基礎。筒身高度H罐徑D檔板寬度W液位高度HL攪拌器直徑d兩攪拌器間距s下攪拌器距底部的間距B7.6.1機械攪拌罐經驗放大法例:某廠在100L機械攪拌罐中進行淀粉酶生產試驗，所用的菌種為枯草桿菌，獲得良好的發酵效果，擬放大至20m3生產罐，粘度μ

=2.25×10-3Pa·S，密度ρL=1020

kg/m3。試驗罐的尺寸為:直徑D=375mm，攪拌葉輪d=125mm(D/d=3.0)，高徑比H/D＝2.4，，液深HL=1.5D，4塊檔板的W/D=0.1，裝液量為60L，通氣速率1.0vvm，使用2檔圓盤六直角葉渦輪攪拌器，轉速n=350r/min。通過實驗，證明此發酵為高耗氧的生物反應，故可按體積溶氧系數相等之原則進行放大。以體積溶氧系數相等為基準(1)計算試驗罐的kLa先求攪拌雷諾準數ReM由功率系數NP視攪拌強度及葉輪形式而定.當發酵系統充分湍流時,即ReM>=104時,對圓盤六直葉渦輪,NP=6.0;對圓盤六彎葉渦輪,NP=4.7;而對圓盤六箭葉渦輪,NP=3.7由于此處ReM>104,為圓盤六直葉渦輪，因此NP取為6.0所以2檔葉輪的不通氣時的攪拌功率為

：相應地，通氣攪拌功率為

：(下式中Qg的單位是ml/min)從而可以算出體積溶氧系數

：其中空截面氣速為

：(2)按幾何相似原則確定20m3生產罐的尺寸：據題設幾何尺寸比例，放大罐與小罐相同，則有H/D＝2.4,D/d=3.0,HL/D=1.5,而有效裝料體積仍取60%，由此可得：可得D=2.17m,H=2.4D=5.20m,d=D/3=0.72m,HL=1.5D=3.26m這是按幾何相似原則計算求得的20m3生產罐的尺寸。仍采用兩組圓盤六直葉渦輪攪拌器。(3)決定大罐的通氣流率Qg:按幾何相似原則放大設備，放大倍數越高，其單位體積液體占有的發酵罐橫截面越小，若維持通氣強度vvm不變，則放大后空截面氣速則隨罐容增大而迅速提高。因：通氣量Qg在維持通氣強度vvm不變時，就有Qg∝VL∝D3而空截面氣速為：由此可見，隨著發酵規模的增大，空截面氣速us的增大與發酵罐直徑的增大成正比，即與罐體積的立方根成正比。所以經放大的倍數較大時，則其空截面氣速us有較大的增加。過大的us會造成太多的泡沫產生甚至跑料，而且消耗的通氣功率也將太高。因此在發酵反應器放大時，必須全面考慮以確定通氣流率。若按通氣強度不變，即取大罐的通氣速率為1.0vvm，可算出通氣量及相應的空截面氣速為：對比小罐的空截面氣速(us=54.3cm/min),可見，若按通氣強度不變，則大罐的通氣截面氣速約相當于小罐的6倍。經驗表明，這種氣速太高。故可折中取大罐的us=150cm/min,由此可計算出大罐的通氣速率為：通氣強度為：5.55/12=0.462vvm(4)按kLa相等原則計算放大罐的攪拌轉速和攪拌功率因所以，7.01x10-6=7.434x10-8Pg0.56n0.7所以，Pg=3356n-1.25又根據Pg的又一表達式：即：比較兩個不同的Pg表達式可得：由攪拌軸功率公式可計算得到：聯立上面二式可計算得到：n=123r/minP=10.2kWPg=8.19kW試驗罐與放大計算結果比較項目 試驗罐 放大罐公稱體積V(m3) 0.1 20有效體積VL(m3) 0.06 12放大倍數 1 200直徑D(m) 0.375 2.193高徑比H/D 2.4 2.4液柱高HL/D 1.5 1.5攪拌葉輪d/D 1/3 1/3通氣強度(vvm) 1.0 0.462P/VL(kW/m3) 1.24 0.789Pg/VL(kW/m3) 0.658 0.704攪拌轉速n(r/min) 350 120葉尖線速度npd(m/s) 2.291 4.593kLa 7.01x10-6

7.01x10-6Volumetricoxygentransfercoefficient(KLa)in5Land300L

fermenter以P/VL相等為基準利用經驗公式求解kLa往往會有較大的誤差，因此對某些發酵系統并不理想。而單位體積發酵液的攪拌功率P/VL與kLa有密切的關系且容易測量和計算。實踐表明，對于溶氧速率控制發酵反應的非牛頓發酵液，把P/VL相等作為放大準則效果較好。仍以上一例的數據為依據，以P/VL相等為基準進行放大計算。對試驗罐，有：同理對放大罐，有：根據P/VL相等原則，令(P/VL)1=(P/VL)2可以得到：由題設，知n1=350r/min,d1=0.125m按幾何相似原則放大，放大罐的d2=0.72m用d1和d2的值代入上面關系式，可求解出放大罐的攪拌轉速：因此，放大罐的攪拌功率P為：因此，放大罐的通氣攪拌功率Pg為：取放大罐的通氣強度為0.462vvm,(與上一例相同)，則代入上式得：在上述條件下，相應的體積溶氧系數為：試驗罐與放大計算結果比較項目 試驗罐 放大罐公稱體積V(m3) 0.1 20有效體積VL(m3) 0.06 12放大倍數 1 200直徑D(m) 0.375 2.193高徑比H/D 2.4 2.4液柱高HL/D 1.5 1.5攪拌葉輪d/D 1/3 1/3通氣強度(vvm) 1.0 0.462P/VL(kW/m3) 1.24 1.18Pg/VL(kW/m3) 0.658 0.85攪拌轉速n(r/min) 350 109葉尖線速度npd(m/s) 2.291 4.172kLa 7.01x10-6

7.28x10-6以攪拌葉尖線速度相等為基準應用絲狀菌進行發酵，因這類微生物細胞受攪拌剪切的影響較明顯，而攪拌葉尖線速度πdn是決定攪拌剪切強度的關鍵。若僅考慮維持kLa或P/VL相等而不考慮攪拌剪切的影響，可能導致放大設計失誤。在P/VL相等的條件下，d/D越小，攪拌剪切越強烈，這有利于菌絲體的分散和氣泡的破裂細碎，有利于溶氧傳質。但是若攪拌葉輪直徑(d/D)過小,則攪拌泵送能力下降，混合時間加長，這會影響反應溶液混合的均勻性。通常對大多數的生物發酵，攪拌葉尖線速度宜取2.5~5.0m/s.剪切作用對生物過程的影響對微生物的影響細菌一般是1~2mm，對剪切不敏感的。具有堅硬的細胞壁，受剪切力影響較小。酵母一般為5mm，細胞壁厚，但出芽點和疤點是細胞壁的弱處。有報道證明酵母出芽繁殖受到機械攪拌的影響。霉菌和放線菌(菌團形式和自由絲狀形式)不同形式對發酵液的粘度及氧傳質的影響是不同的。剪切會打破菌團和菌絲體，對菌絲形態、生長、和產物合成造成影響，還可能導致胞內物質的釋放。剪切作用對動物細胞的影響動物細胞大小一般為10~100mm：培養方式貼壁培養懸浮培養轉瓶培養微載體培養剪切作用對動物細胞損傷的因素機械攪拌罐放大過程測定試驗罐的Qg、n、發酵速率及幾何尺寸測定發酵液的特性：r、m計算試驗罐的vvm、Qg/(nd3)、pnd及Re等預算NP、P、Pg和kLa等根據生產量和產率選擇發酵罐的體積和個數按幾何相似原則計算放大罐的尺寸確定放大準則，通常對高耗氧生物反應用kLa相等原則計算Q和N根據vvm相等原則、Q/(nd3)相等原則、us相等原則確定Q根據Pg與kLa關系計算N估算攪拌功率7.6.2氣升式反應器的放大沒有機械攪拌裝置壓縮空氣的壓強、流量及空壓機的型號規格是決定反應器能耗的關鍵反應器的結構、發酵液的物化特性也起著重要的作用鼓泡式反應器常以空截面氣速為基準通氣能耗當HL<=2m當HL>2m體積溶氧系數混合時間7.6.3氣升式反應器的設計雖然生物氣升式反應器是氣液非均相體系，但是其最基本的原理和最重要的流體動力學參數是與純水的液體噴射循環反應器相似的。結構尺寸：反應器高H‘液位高H反應器內徑Dt噴射管內徑D1循環管高LE循環管直徑Dr循環管距底部AuDtHD1DrLEAuH’M1M2基本設計參數反應器高徑比：s=H/Dt

H是液位高反應器體積：VR=Dt2Hp/4反應液質量：MR=rVR=rsDt3p/4循環比：g=M3/M1=(M1+M2)/M1=1+M2/M1 M3是總質量流率，

M2是循環質量流率，M1是進出口質量流率平均循環速率：um=8M3/rpDt2=8M1g/rpDt2循環空速：gU=M3/MR=um/2H=tUm-1平均循環時間：tUm=gU-1平均停留時間：tm=MR/M1=gtUm=g/gU噴嘴出口液體流速：u1=4V1/pD12=4M1/rpD12噴嘴雷諾準數：Re1=u1D1/m1=4M1/m1r1pD1平均雷諾準數Rem=umDt/mm=8M1g/mmpDt其它的設計參數還有：氣含率e平均體積氣含率e=Vg/(Vg+VL) Vg是氣泡總體積混合時間tm體積傳氧系數kLa對于氣泡非并合液相，體積溶氧系數kLa完全取決于從空氣分布器進入發酵液后的氣泡大小。循環阻力很顯然，平均循環速度越大，混合越強烈。循環的速度與阻力是相關的。阻力準數zU

DPU是流體循環所引起的阻力

工程規模的反應器可用下式：驅動循環的功率和效率液體噴射功率PL

定態下液體噴射功率PL

必須大于循環功率PU產生循環的效率用單位液體噴射功率的產生的循環功率表示

循環的效率還與氣含率、噴嘴浸沒高度等因素有關。在相同的單體體積功率下氣液噴射式循環反應器與攪拌反應器相比可以得到更高的kLa因氣升式反應器沒有機械攪拌，故對于生物細胞的剪切作用相對較弱，除了動物細胞外，可不必考慮其剪切作用。氣升式反應器在單細胞蛋白生產及污水處理中用得最多，也廣泛應用于植物細胞和動物細胞的培養。用于污水處理的氣升式豎井循環反應器已有100~300m深的規模。氣升式反應器一般不適合于表面活性劑的生產。反應器的放大和設計的最終目標是使生物反應迅速達到預期的技術與經濟目標，技術經濟指標計算包括能量消耗、混合與溶氧傳質、熱量傳遞、培養基配方等。7.7熱量衡算熱量的產生代謝熱攪拌熱代謝熱的大小取決于有機物質的代謝途徑，也取決于貯能物質(如ATP)與細胞生長過程的能量偶合。小型生物反應器的熱量控制很簡單，但隨著反應器體積越來越大，熱量移去和溫度控制逐漸成為反應器設計和操作的限制因素。微生物放熱量的測定很復雜，不常檢測。一般利用代謝放熱速率與細胞生長的耗氧速率的關聯表達式進行估算(對好氧培養過程)。在耗氧過程中，熱釋放可直接與氧的利用相關聯。1mol氧對應于4mol電子，即：比耗氧速率=OUR/X單位質量細胞放熱速率26.95

kcal/gequivalentsofavailableelectronstrans-ferredtooxygen(coefficientofvariationof4%);(ShulerML.BioprocessEngineering,BasicConcepts.)每1mol電子轉移到O2所釋放的熱量細胞代謝放熱速率熱量的移去因通氣帶走顯熱和蒸發熱特別是當通入的空氣在壓縮過程中經過干燥時，空氣通過發酵罐時，被水飽和而攜帶移去熱量。熱交換器移去要求所設計的發酵罐，移去熱量的能力應大于可能的產熱量。熱量平衡式QE:單位體積培養基中除去熱量速率Qh:單位體積培養基中因代謝反應的放熱速率QA:單位體積培養基中因攪拌造成的放熱速率，可以根據攪拌時的功率消耗換算而來。QS:單位體積培養基中因通氣帶走的顯熱和蒸發熱速率QR:單位體積培養基中向周圍環境散失熱量速率(器壁和熱交換器等)當體系達到平衡時,QE＝0熱量傳遞熱量的傳遞換熱裝置(夾套，蛇管，打循環到外部熱交換器)InternalCoilsJacketedVessel熱量傳遞的經驗公式工程中熱量傳遞計算的基礎是假定過程為定態，此時熱通量Q為：ai和ao為器壁內表面Ai和外表面Ao上的傳熱系數，d為器壁的厚度，w為器壁材料的導熱系數。平均壁面積和溫度差如左式所示。k為總傳熱系數，由下式定義：式中，7.7反應器的設計大型發酵罐攪拌裝置規模5L50L500L5T50T100T500T--800T材料不銹鋼 碳鋼冷卻系統夾套外盤管內蛇管攪拌系統圓盤六直角葉渦輪攪拌器螺旋漿攪拌器斜葉漿攪拌器螺帶漿錨式漿高粘度發酵系統大高徑比，組合攪拌系統發酵罐用攪拌器的

優化設計提綱引言徑向流攪拌器徑向流攪拌器BT-6軸向流攪拌器軸向流攪拌器KSX攪拌器優化設計應用結束語影響發酵過程的因素環境因素

－壓力、溫度、PH值、培養基、純度等攪拌混合

－流動方向：徑向、軸向（下壓或上提）

－混合時間

－剪切水平

－傳質系數

－傳熱系數引言優化發酵過程明確過程的控制因素：

傳質控制過程？還是動力學控制過程？產品質量或產率差別的起因：

－放大引起的尺度變化問題？

－容積相同，形狀不同？

－同樣的罐體，攪拌裝置不同？

－其它因素等引言氣液混合過程的需求氣體分散－剪切氣泡分散－循環傳質－剪切混合－循環傳熱－循環引言適用氣液過程的攪拌器徑向流攪拌器：

－Rushton渦輪

－半彎管圓盤渦輪

－BT-6軸向流攪拌器：

－A315

－KSX，四寬葉旋槳

－XCK，四斜葉開啟渦輪引言氣體分散狀態氣泛載氣完全分散引言氣液分散原理早期

氣液分散是氣體直接被槳葉剪切成細小氣泡而形成的；現在

近年的研究表明，氣液分散是受氣穴控制的－氣穴理論；

1975年，Van’tRiet,Smith,Nienow等發現，六直葉渦輪槳葉的背面都有一對高速轉動的漩渦，漩渦內負壓較大，從葉片下部供給的氣體立即被卷入漩渦，形成氣體充填的空穴，稱為氣穴；

引言數值模擬結果顯示Rushton渦輪背面的氣穴引言氣穴理論認為，氣體不是直接被攪拌器剪碎而得到分散的。氣泡的分散首先是在槳葉背面形成較為穩定的氣穴，氣穴在尾部破裂，形成富含小氣泡的分散區，這些氣泡在離心力的作用下被率出，并隨液體的流動分散至槽內其它區域。氣速過大或攪拌轉速過低時，大氣穴合并，整個攪拌器被氣穴包裹，氣體穿過攪拌器直接上升到液面，從而發生氣泛。氣穴理論所揭示的氣－液分散機理對開發新型攪拌器具有重大意義！氣穴理論引言徑向流攪拌器1950‘s－RushtonTurbine六個平直葉片固定在圓盤上；典型的徑向流攪拌器；適合氣體或液體分散；功率準數4.5～6.2；單相流動中葉片后方存在尾渦；氣液兩相操作時，葉片后方有氣穴；徑向流攪拌器1980‘s－半彎管圓盤渦輪(HDY)六個彎曲葉片固定在圓盤上；典型的徑向流攪拌器；設計來源：英國JohnSmith及其合作人員的研究成果；功率準數2.8～3.2；同時期的類似攪拌器有：Lightnin-A130,Cheemineer-CD6,Philadelphia-SmithTurbine徑向流攪拌器1988~1993－Scaba&ICI更加凹入的葉片結構；葉片后部變得尖利；帶有或取消中間的圓盤；徑向流攪拌器徑向流攪拌器BT-6BT-6攪拌器(1998)結構：上下不對稱的葉片結構；葉片上下的曲線形狀是不同的，同時上部的葉片略長于下面的葉片；上部長出的部分葉片能將上升的氣體罩住，然后使其從葉片內部分散出去。BT-6BT-6的特性:低功耗：功率準數Np＝2.3；在雷諾數大于1000時，其功率準數基本上已經是常數；通氣條件下，其功率下降比較平緩；比較好的氣體分散能力，可達渦輪槳的5倍多；氣液傳質系數比渦輪可提高60%；BT-6計算流體力學(CFD)數值模擬非結構化網格，網格數50萬；滑移網格法；采用雷諾時均湍流模型和大渦模擬；攪拌槳處采用非常細的網格尺寸，以利于捕捉流動的細節。BT-6整體宏觀流動場BT-6攪拌槳附近的流動BT-6三種攪拌器的氣體分散實驗表觀氣速Vsg=0.1m/sBT-6氣體分散能力比較BT-6三種攪拌器的氣液傳質系數KLaPu/V=2.3kw/m3BT-6國外應用BT-6和HE-3（下壓操作）組合應用于發酵罐，裝機功率750kw；BT-6和Maxflo-Y(上提操作）組合應用于發酵罐，裝機功率162kw；BT-6和斜葉槳（PBT）組合應用在加氫反應器；HE-3Maxflo-YBT-6軸向流攪拌器軸向流攪拌器的特點近代流體力學的基礎上邊界層分離，機翼理論和船用螺旋槳理論能耗低；循環量大；剪切性能溫和；軸向流攪拌器典型的軸向流攪拌器LIGHTNIN公司－A310,A315,A340CHEMINEER公司－HE3,MAXFLO北京化工大學－CBY系列浙江長城減速機有限公司－ZCX,KSX華東理工大學－翼形槳江蘇石油化工學院－JH攪拌器……軸向流攪拌器軸向流攪拌器KSXKSX結構及特性寬葉結構，能有效控制氣體，防止液泛；低功耗：功率準數Np≈0.8；通氣條件下，其功率下降比較平緩；持氣量比渦輪槳提高80%，氣體分散量提高4倍；產量可以提高10~50%；剪切溫和，僅為渦輪槳的1/4。計算流體力學(CFD)數值模擬非結構化網格，網格數65萬；多重參考系法；采用雷諾時均湍流模型；攪拌槳處采用非常細的網格尺寸，以利于捕捉流動的細節。KSX整體宏觀流動場KSXKSXKSX多層攪拌器的數值模擬KSXKSX攪拌器優化設計應用優化設計發酵罐的發展趨勢型式多樣化

自吸式，氣升式，噴射式葉輪，外循環和多孔板塔式發酵罐；

機械攪拌標準式發酵罐應用最普遍。容積大型化

抗生素：80~200米3為主

氨基酸、檸檬酸：150~300米3為主

最大檸檬酸發酵罐400米3(長城)

味精行業：660米3發酵罐多層組合型式的攪拌器先進的輔助設計開發工具攪拌裝置工藝設計計算工具包優化設計攪拌裝置機械設計計算程序優化設計攪拌裝置三維設計軟件－CAXA優化設計完善的實驗測試裝置優化設計過硬的加工制造能力優化設計裝配現場加工完成的攪拌器優化設計數控機床大型壓力機XanthanGumFermentationMajorProducersofXanthanGumThecurrentmajorproducersofxanthangumare:COMPANY

No.OFPLANTS

ESTIMATED

ANNUALCAPACITCPKelco 3+1Contracted 25,000mT

Rhodia

Melle,France8,000mT

Jungbunzlauer

Pernhofen,Austria 2,500mTDegussa Baupte,France 1,200mTADM Clinton,USA5,000mT

ZiboZhong

Xuan Zibo,China 8,000mTGoldMilletWulian,China1000mT

ThecurrentestablishedxanthanmarketisestimatedtobemorethanUS$500million/year,Withannualrequirementofmorethan50,000metrictons.Foodgradexanthangumisgrowingbyabout10%ayear.Pricefrom8000-15000US$/

metrictonsXanthanmarketCPKelcoUS,Inc.TheproductionofXanthanbyfermentation

AirHighMixingHighTransferrateHighShearrateLowTransferRateandWellMixingTheInfluenceofImpellerTypeinPilotScaleXanthanFermentations(A.Amanullah,1998)Thescale-upcriteria:AconstantspecificoxygentransferratewasexperimentallyconfirmedtobevalidinxanthanbioprocessesbyHerbstetal.Inordertokeepthevolume-specificoxygentransferrateconstan