A. VINAROV, L. GORDEEV
A. KUCHARENKO, V. PANFILOV
FERMENTATION APPARATUS FOR
MOCROBiLOGICAL PROCESSES
Edited by V. Bykov
Allowed by Ministry of education and science of Russia
Federations as a scholastic textbook for students of
high schools, educating in the field of chemical tech-
nology and biotechnology
Moscow
DeLi print
2005
А. Ю. Винаров, Л. С. Гордеев,
А. А. Кухаренко, В. И. Панфилов
Ферментационные аппараты
для процессов
микробиологического синтеза
Под редакцией В. А. Быкова
Допущено Министерством образования и науки
Российской Федерации в качестве учебного по-
собия для студентов высших учебных заведений,
обучающихся по направлению подготовки дипло-
мированных специалистов «Энерго- и ресурсос-
берегающие процессы в химической технологии,
нефтехимии и биотехнологии»
Москва
ДеЛи принт
2005
УДК 663.1
ББК 36.87
В48
Рецензенты:
Доктор технических наук, профессор Московского Государствен-
ного Университета Прикладной Биотехнологии И. И. Протопопов
Доктор технических наук, профессор Тверского Государственного
Технического Университета Б. В. Палюх
Винаров А. Ю-, Гордеев Л. С., Кухаренко А. А., Панфилов В. И.
В48 Ферментационные аппараты для процессов микробиологического
синтеза / Под ред. В. А. Быкова. - М.: ДеЛи Принт, 2005. - 278 с.
ISBN 5-94343-087-3
В книге рассмотрены основные вопросы функционирования фер-
ментеров, особенности проведения в них процессов микробио-
логического синтеза на различных субстратах, вопросы расчета и опти-
мизации, а также конструктивные характеристики и показатели работы
большого числа отечественных и зарубежных ферментеров.
Книга предназначена для широкого круга специалистов - инжене-
ров, технологов, проектантов, работающих в микробиологической, пище-
вой, фармацевтической, химической, экологической и смежных отраслях.
Рекомендуется также в качестве учебного пособия для студентов
высших учебных заведений, специализирующихся в области биотехно-
логии и химической технологии.
УДК 663.1
ББК 36.87
© Винаров А. Ю., Гордеев Л. С.,
Кухаренко А. А., Панфилов В. И., 2005
© ДеЛи Принт, 2005
ISBN 5-94343-087-3
Reviewers:
D. Sci., Professor of Moscow State University
of Applied Biotechnology -1. Protopopov
D. Sci., Professor of Tver State Technical University - B, Paluch
A. Vinarov, L. Gordeev, A. Kucharenko, V. Panfilov
Fermentation apparatus for mocrobilogical processes / Edited by
V. Bykov. Moscow, DeLi Print, 2005. - 278 p.
ISBN 5-94343-087-3
In the book taking into consideration the main problems of operation of
fermenters, particularity of processes of microbiological syntheses on the
various substrates, questions of calculation and optimization, as well as
constructive characteristics and operation factors for native and foreign
apparatus.
Book is intended for the broad spectrum of specialists - engineers, tech-
nologists, designers, working in microbiological, food, pharmaceutical,
chemical, ecological and agricultural branches.
Recommended also for students and postgraduate students, specializing
in the field of biotechnology and chemical technology.
© A. Vinarov, L. Gordeev,
A. Kucharenko, V. Panfilov, 2005
© DeLi Print, 2005
ISBN 5-94343-087-3
Abstract
Presented book is denoted to the apparatus for the broad class of
microbiological processes which are broadly used in food, pharmaceutical,
biotechnological and chemical industry, as well as when deciding the eco-
logical problems for many branches. It is known that a rational choice of
equipment for this class of processes in many defines technical-economical
efficiency and competitiveness of applicable technologies and products.
Book includes 4 main chapters, covering both methodical questions,
and research aspects, connected with the analysis of operation of fer-
menter systems, conditions a heat- and mass-transferring, hydrodynamics
in apparatus, constructive particularities and main types of laboratory and
industrial fermenters, as well as questions of their optimum designing and
technical-economical comparison are presented. The authors considered
the question of classification of a great number of different design types
of fermenters. The most interesting and practically important apparatus
was analyzed and brought data with recommendations upon their using
depending on requirements of mass-transfer and conditions for optimum
running of microbiological process were presented. Some principle con-
trol systems and schemes of regulation by the process in the fermenters
are presented too.
Practically important problem, connected with a choice of optimal
fermenter, is considered on the basis of a criterion of efficiency. From
positions of system analysis the question of operation of industrial fer-
menters in biotechnological system and problem of optimum their calcu-
lation were also considered and illustrated by concrete examples.
The book is intended for specialists in the field of biotechnology and
bioengineering and will be useful for broad groups of engineers, tech-
nologists and design specialists, working in food, microbiological, phar-
maceutical and chemical branches of industry, as well as students and
graduate students, educating on professions, connected with technologies
and apparatus for microbiological syntheses, bio-remediation of sewage,
chemical-technological processes.
Резюме
Представленная для публикации книга посвящена аппаратур-
ному оформлению широкого класса микробиологических процессов
которые широко используются в пищевой, фармацевтической, био-
технологической, химической промышленностях, а также при реше-
нии экологических задач для многих отраслей. Именно рациональ-
ный выбор оборудования для этого класса процессов во многом оп-
ределяет технико-экономическую эффективность и конкурентоспо-
собность применяемых технологий и получаемых продуктов.
Книга включает 4 основных раздела, охватывающих как методи-
ческие вопросы, так и научно-технические аспекты, связанные с ана-
лизом функционирования систем ферментера, условиями тепло-
массообмена и гидродинамики в аппаратах, конструктивными осо-
бенностями и основными типами лабораторных и промышленных
ферментеров, а также вопросы их оптимального проектирования и
технико-экономического сравнения. Определенное внимание уделено
также важному с методической точки зрения вопросу классификации
многочисленных и различных по конструктивному выполнению фер-
ментеров согласно которой авторами рассмотрено и проанализирова-
но около 50 наиболее интересных и практически важных промышлен-
ных аппаратов. Приведены обобщенные показатели для ферментеров
различного типа и даны рекомендации по их применению в зависимо-
сти от требований массообмена и условий для оптимального протека-
ния микробиологического процесса. Рассмотрены также основные
принципиальные схемы систем управления процессом в аппарате.
Большое внимание авторы уделили обоснованию критерия эф-
фективности при решении практически важной задачи - выбора оп-
тимального ферментера. С позиции системного анализа рассмотрен
вопрос функционирования ферментеров в многоуровневой биотех-
нологической системе и вытекающие отсюда задачи оптимального
их расчета, проиллюстрированные конкретными примерами.
Книга предназначена для специалистов в области биотехнологии
и биоинженерии и будет полезна широкому кругу инженеров, техно-
логов и проектантов, работающих в пищевой, микробиологической,
фармацевтической и смежных отраслях промышленности, а также
студентам и аспирантам, обучающимся по специальностям, связанным
с технологиями и аппаратами микробиологического синтеза, биологи-
ческой очисткой сточных вод, химико-технологическими процессами.
ВВЕДЕНИЕ
Развитие микробиологической промышленности и смежных от-
раслей, где используются микробиологические процессы, во многом
определяется совершенствованием ферментационной аппаратуры.
По сущности протекающих процессов ферментер относится к био-
логическим системам. Конструктивно же аппарат для культивирова-
ния обычно оформлен как химический реактор, разработанный для
иных процессов. Несоответствие между процессом и конструкцией
является одной из причин низкой энергетической эффективности
ферментера, слабого использования кислорода воздуха, неустойчи-
вости процесса и стимулирует поиск более совершенных конструк-
ций. Эволюционный характер этого совершенствования объясняется
тем, что с самого начала для осуществления процессов микробиоло-
гического синтеза, протекающих с участием живых организмов, была
приспособлена аппаратура, предназначенная для неживой материи.
В то же время разрабатываются принципиально новые ферментеры,
например, мембранные биореакторы - более эффективные для био-
синтеза вторичных продуктов метаболизма клеток. Однако уровень их
разработки пока не вышел из лабораторных масштабов.
История создания ферментационного оборудования с 40-х годов
текущего столетия складывалась таким образом, что отдельные кон-
струкции разрабатывались для производства отдельных продуктов
путем постепенного приспособления аппаратов к процессам. Это
привело к большому разнообразию конструкций аппаратов в пище-
вой, медицинской и микробиологической отраслях промышленности,
которые различаются прежде всего системами аэрации и перемеши-
вания, определяющими гидродинамику и массообмен в культураль-
ных жидкостях.
Часть проблем ферментационной аппаратуры носит субъектив-
ный характер. Так, требования биотехнологов сводятся в основном к
повышению качества изготовления аппаратов, решению вопросов
контроля и управления процессом ферментации, а также обеспече-
нию стерильности проведения культивирования. Одно только по-
вышение качества изготовления и эксплуатации ферментеров может
существенно увеличить эффективность процессов биосинтеза.
9
С увеличением мощностей предприятий микробиологической
промышленности, а также с расширением ассортимента получаемых
микробиологическим синтезом веществ большого разнообразия дос-
тигли конструктивное оформление и принцип работы промышлен-
ных биореакторов. Применяемые на практике для крупнотоннажных
производств биореакторы характеризуются большим геометрическим
объемом (порядка 100—1000 м3), но с относительно невысокой удель-
ной производительностью процессов ферментации по целевому про-
дукту в аппаратах с низким массообменом кислорода при больших
мощностях предприятия в целом. В этих условиях характерно прояв-
ление неидеальных по объему аппарата условий перемешивания сре-
ды, различие массообменных характеристик по зонам аппарата, теп-
ловая и диффузионная неравномерность. Как правило, в аппаратах
такого объема не удается достичь равномерного распределения вкла-
дываемой энергии, что приводит к повышенным энергозатратам на
получение целевого продукта.
С другой стороны, наличие слабоперемешиваемых застойных зон
отрицательно сказывается на протекании микробиологического про-
цесса, приводит к инфицированию культуры, снижению активности
микробных клеток. Поиском более эффективных решений объясняет-
ся большое разнообразие рекомендуемых промышленных биореакто-
ров, отличающихся как конструктивно, так и по принципу работы.
Целью данной работы является ознакомление специалистов в
области биотехнологии и биоинженерии, а также студентов и аспи-
рантов, обучающихся по этим специальностям с различными типами
и конструкциями отечественного и зарубежного ферментационного
оборудования.
ГЛАВА 1
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ
ФЕРМЕНТЕРА
Рассматривая многообразие ферментационных аппаратов, приме-
няемых в настоящее время в биохимических производствах, можно
сделать вывод, что во всех реакторах происходят определенные физи-
ческие процессы (гидродинамические, тепловые и массообменные), с
помощью которых создаются оптимальные условия для проведения
собственно биохимического превращения вещества (биохимической
реакции). Для осуществления этих физических процессов биохимиче-
ский реактор снабжается типовыми конструктивными элементами,
широко применяемыми в аппаратах для проведения собственно физи-
ческих процессов (мешалки, контактные устройства, теплообменники,
диспергаторы и т. д.). Поэтому все ферментеры представляют собой
комплексные аппараты, состоящие из известных конструктивных эле-
ментов, большинство которых используется и для проведения техно-
логических операций, не сопровождающихся биохимическим превра-
щением перерабатываемых веществ. Количество таких конструктив-
ных сочетаний, а значит, и типов реакторов может быть достаточно
большим, что объясняется многообразием и сложностью протекающих
биохимических реакций.
В любом случае ферментер любой конструкции должен удов-
летворять основным требованиям процесса культивирования клеток,
обеспечивая:
-	подвод к каждой клетке в достаточном количестве всех пи-
тательных веществ;
-	отвод от каждой клетки продуктов метаболизма;
-	термостатирование микробной суспензии в каждой точке;
-	поддержание оптимальных рабочих параметров в каждой точке;
-	требуемый уровень аэрирования, перемешивания;
-	высокий уровень автоматизации процесса культивирования,
техники безопасности и условий труда операторов.
Для выполнения этих требований каждый ферментер должен
быть снабжен следующими системами:
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
11
-	подачи жидкостных (или сыпучих) потоков в аппарат;
-	ввода и вывода газовых потоков;
-	аэрирования ферментационной среды;
-	перемешивания ферментационной среды;
-	пеногашения ферментационной среды;
-	термостатирования ферментационного объема;
-	стерилизации ферментера и ферментационной среды;
-	вывода жидкостных (или сыпучих) потоков из аппарата;
-	контроля и регулирования заданных параметров процесса.
На рис. 1.1 приведена схема постановки исследований с исполь-
зованием на этапе получения данных о микрокинетике роста кле-
точной популяции лабораторного ферментера, а на этапе изучения
макрокинетики процесса в конкретном ферментере - опытного или
опытно-промышленного аппарата. Результатом такого поэтапного
исследования является разработка адекватной модели биореактора
для его расчета и оптимизации.
Рис. 1.1. Схема проведения исследований и получения
информации в лабораторном и опытно-
промышленном ферментерах
Рассмотрим далее назначение, основные функции и принципы
работы основных систем ферментеров. Пример технологической
схемы обвязки ферментера приведен на рис. 1.2. Представленная
схема не охватывает организации всего многообразия биотехноло-
гических процессов, но касается большого числа процессов микро-
биологического синтеза, протекающих в аэробных условиях - глу-
бинного жидкофазного культивирования, в периодических или не-
прерывных режимах.
12
ГЛАВА 1
1.1.	Аэрирование ферментационной среды
Для выращивания аэробных микроорганизмов глубинным культи-
вированием в биореакторе необходимо прежде всего обеспечить ин-
тенсивную массопередачу кислорода из газовой фазы к клеткам, че-
го можно достичь только при активном аэрировании и перемешива-
нии среды.
Несмотря на то, что в ряде аппаратов функции аэрирования и пе-
ремешивания ферментационной среды объединены в одном устройст-
ве, роль каждой из них совершенно различна.
Выход газа
Отбор к. ж.
Охлаждаю-
щая вода
Кислородг
Воздух
Рис. 1.2. Технологическая схема обвязки ферментера
Аммиак
Конденсат
Л-
Л—
Выход охлаждающей воды
Перемешивание в ферментерах необходимо для решения сле-
дующих задач:
-	интенсификации массопередачи газ-жидкость и жидкость-
клетка;
-	интенсификации теплопередачи при термостатировании среды;
-	диспергирования капель жидкости и пузырьков газа;
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫФЕРМЕНТЕРА
13
-	выравнивания температуры в объеме перемешиваемой среды;
-	выравнивания концентраций питательных веществ в объеме
среды.
Аэрирование же необходимо для насыщения ферментационной
среды кислородом с последующим подводом растворенного кисло-
рода к клеткам микроорганизмов, поскольку в культуральной жид-
кости непрерывно протекают два взаимосвязанных процесса:
-	абсорбция кислорода жидкостью из газа;
-	потребление кислорода клетками микроорганизмов из жидкости.
В соответствии со схемой, приведенной на рис. 1.3, можно вы-
делить ряд основных факторов, которые оказывают влияние на ско-
рость массопередачи кислорода к клеткам. Это: сопротивление по-
граничной газовой пленки, межфазное сопротивление на границе
раздела газ-жидкость, сопротивление жидкостной пленки, сопротив-
ление транспорту кислорода в жидкости, сопротивление жидкостной
пленки около клетки, внутриклеточное сопротивление, обусловлен-
ное также взаимодействием с ферментной системой клетки. Приве-
дена достаточно упрощенная схема реального многофазного процес-
са массопередачи кислорода. Из-за малой растворимости кислорода в
воде и водных растворах, основное сопротивление массопередачи
обычно связано с процессом массоотдачи кислорода в жидкую фазу.
В этих условиях уровень концентрации растворенного кислорода в
жидкости определяется соотношением скоростей абсорбции и по-
требления кислорода. Так, экспериментально показано, что для боль-
шинства аэробных культур слишком активная аэрация так же нежела-
тельна, как и недостаточная.
Поэтому очень важно не допустить как лимитирующего, так и
ингибирующего влияния кислорода на процесс биосинтеза.
Основными факторами, оказывающими влияющими на раство-
римость кислорода, являются парциальное давление кислорода в сме-
си, температура, вязкость, содержание в воде минеральных питатель-
ных солей и концентрация биомассы.
Влияние давления можно описать уравнением Генри, которое
справедливо для плохо растворимых газов.
Понижение растворимости кислорода в культуральной жидко-
сти в зависимости от температуры, вязкости, наличия минеральных
солей и содержания микробных клеток можно оценить по соответст-
вующим номограммам.
14
ГЛАВА 1
Газовая фаза
(кислородсодержащий газ)
Межфазная
поверхность
(газ-жидкость)
Жидкая фаза
(культуральная жидкость)
Пузырек
О2
I
Межфазная
поверхность
(жидкость-клетки)
Квазитвердая фаза
(клетки, агломераты)
Клеточный
агломерат
Рис. 1.3. Схема транспорта газообразного субстрата к клетке
Концентрация растворенного кислорода в ферментационной сре-
де в аппаратах при небольшом избыточном давлении воздуха состав-
ляет 7-8 г/м3. Учитывая, что скорость потребления кислорода для
большинства аэробов составляет qi ~ 0,7-2,0 кг О2/м3 • час, при отклю-
чении аэрации растворенного кислорода хватит всего на 10-20 секунд.
Минимально необходимое количество кислорода можно опре-
делить по формальным стехиометрическим уравнениям, а для оцен-
ки максимально возможной концентрации надо определить скорость
потребления кислорода. Обычно данный показатель растет с увели-
чением концентрации растворенного кислорода до определенной
величины qmax, а затем остается постоянным.
Влияние концентрации растворенного кислорода отражается
как на скорости роста микроорганизмов, так и на составе клеток.
Установлен ряд соотношений между парциальным давлением ки-
слорода и биохимическими и морфолого-физиологическим свойст-
вами микробных культур. Так, например, низкая концентрация рас-
творенного кислорода способствует биосинтезу аминокислоты ли-
зина, однако накопление биомассы происходит быстрее при высоких
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
15
значениях парциального давления кислорода. Установлено, что при
снижении парциального давления кислорода требуется больший
расход аденозинтрифосфата (АТФ) в клетке, что связано с дополни-
тельной затратой энергии. В то же время, при высоком парциальном
давлении также расходуется излишняя энергия, т. е. имеется опреде-
ленный диапазон концентраций растворенного кислорода, не влияю-
щий отрицательно на метаболизм клеток, а изменение их состояния
наступает при снижении парциального давления кислорода ниже
критического уровня. Этому уровню соответствует концентрация рас-
творенного в среде кислорода, называемая критической (С^,ит). Обыч-
но величина Скрит значительно меньше (как правило, менее 10-20%)
равновесной концентрации, определяемой по уравнению Генри.
Таким образом, стремление к максимальному насыщению жид-
кости кислородом, например, использование для аэрации кислорода,
может вызвать ингибирование роста микроорганизмов.
Однако реальная ферментационная среда представляет собой
многофазную систему, в которую входят пузыри газа, культуральная
жидкость (раствор солей, субстрат), твердая фаза - биомасса, а ино-
гда и эмульсия (ПАВ, капли парафина, пеногаситель). Все это изме-
няет физико-химические характеристики среды и оказывает замет-
ное влияние на процесс переноса кислорода к клеткам, которые мо-
гут находиться как в виде отдельных особей, так и в виде агломера-
тов, представляющих собой шаровидные или хлопьевидные коло-
нии. Радиус колоний, как правило, составляет 10-300 мкм. При хо-
рошей организации процесса культивирования колонии равномерно
распределены по объему. Приняв, что внутри колоний плотность
живых клеток постоянна, а сопротивление массопередаче обуслов-
лено диффузией кислорода к поверхности клеток по зазорам между
ними, распределение концентрации кислорода в колонии и вокруг нее
можно представить условной графической зависимостью (рис. 1.4).
Таким образом, видно, что некоторые клетки находятся как бы
в «концентрационных ямах» по кислороду. Поэтому при культиви-
ровании микроорганизмов необходимо удовлетворить потребность в
кислороде всей колонии, обеспечив радиус критической зоны гкр ~ 0
уменьшением радиуса колоний или увеличением коэффициента
диффузии за счет снижения вязкости жидкой фазы.
Следует отметить, что значение аэрации культуральной жидко-
сти не ограничивается лишь транспортом кислорода к клеткам (аб-
сорбцией), а имеет важное значение также для десорбции газообраз-
ных продуктов метаболизма (прежде всего - диоксида углерода).
16
ГЛАВА 1
Рис. 1.4. Распределение концентрации растворенного кислорода
в ферментационной среде:
R - радиус «третьих» зон колоний; г0 - радиус колонии; гкр - радиус зоны
колонии, внутри которой концентрация кислорода ниже критической; С*,
Скр - концентрации кислорода (равновесная и критическая соответственно)
Процесс аэрации всегда сопровождается перемешиванием жид-
кости, которое является обязательным условием повышения скоро-
сти процесса массопередачи вещества. При этом обеспечиваются:
достаточно интенсивная абсорбция кислорода из воздуха и десорб-
ция газообразных продуктов метаболизма из жидкости; равномерное
распределение биомассы в ферментационном объеме; необходимый
минимальный градиент концентрации растворенного кислорода;
механическое воздействие на клетки, разрушающее их конгломера-
ты (колонии). Однако действие последнего эффекта может иметь
неблагоприятное последствие, если при этом наблюдается разруше-
ние или повреждение клеток.
Оценить эффективность аэрации в ферментере можно по коэффи-
циенту массопередачи кислорода из воздуха в ферментационную среду.
Для этого широко используют метод абсорбции кислорода суль-
фитными растворами с измерением количества растворенного кисло-
рода полярографическими датчиками (так называемое «сульфитное
число») или непосредственные расчеты коэффициентов массопередачи
для каждого конкретного процесса (измерением удельной вводимой
мощности, или по данным материального баланса работы ферментера).
Объемный коэффициент массопередачи зависит от свойств
культуральной жидкости, гидродинамики потока, конструктивных
параметров аппарата и т. д. Объемный коэффициент массопередачи
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
17
является произведением собственно коэффициента массопередачи
KL на удельную межфазную поверхность контакта фаз а.
Величина KL практически не зависит от интенсивности переме-
шивания, тогда как удельная межфазная поверхность значительно воз-
растает за счет уменьшения диаметра пузырьков воздуха, увеличения
их количества и времени контакта фаз. Из-за сложности описания гид-
родинамики двухфазной газожидкостной системы для расчета величи-
ны К[О, используют эмпирические зависимости, коэффициенты для
которых определяют при обработке экспериментальных данных. Экс-
периментальные оценки массообменных характеристик чаще всего
получают на модельных средах с использованием сульфитного метода,
который дает завышенные значения объемного коэффициента массо-
передачи, что необходимо учитывать при переходе с модельной среды
на реальную.
Большинство применяемых на практике расчетных зависимо-
стей, определяющих влияние перемешивания на массообмен, содер-
жат величину удельной затрачиваемой мощности, которая в общем
случае складывается из мощностей, затрачиваемых на механическое
перемешивание и на подачу аэрирующего газа. Более подробно во-
просы оценки и расчета эффектов массопередачи кислорода будут
рассмотрены в главе 2.
1.2.	Перемешивание ферментационной среды
Перемешивание в ферментерах является основой интенсифика-
ции массопереноса кислорода из газовой фазы в жидкую по сле-
дующим причинам:
-	обеспечивает дополнительное диспергирование газа в мел-
кие пузыри, увеличивает поверхность контакта фаз;
-	увеличивает время пребывания пузырьков газа в жидкой фа-
зе, обеспечивая повышенное газосодержание и время кон-
такта фаз;
-	уменьшает размер колоний клеток и снижает эффективную
вязкость среды;
-	уменьшает толщину стационарной жидкой пленки, повышая
коэффициент массорепедачи.
По физическому механизму процессы, протекание которых ус-
коряется при перемешивании, можно подразделить на три группы.
18
ГЛАВА 1
Первая группа - процессы переноса растворенных веществ, ка-
пель, клеток, других взвешенных частиц, пузырей газа и тепла на
расстояния, соизмеримые с размерами аппарата. Их результат ха-
рактеризуется степенью однородности полей концентрации и тем-
ператур или временем достижения однородности и полностью оп-
ределяется макромасштабными характеристиками потока жидкости
в аппарате.
Вторая группа - дробление капель и пузырьков. Размеры их ма-
лы по сравнению с размерами аппарата, поэтому конечный резуль-
тат перемешивания - диаметр образующихся капель и пузырьков
или их поверхность - определяется главным образом интенсивно-
стью микромасштабной турбулентности, влияние которой проявляет-
ся на расстояниях действия сил межмолекулярного взаимодействия.
Скорость переноса в элементах столь малых масштабов (микросме-
шения) определяется в основном физико-химическими свойствами
среды и диффундирующих веществ, а также микромасштабной струк-
турой потока.
Третью группу образуют явления тепло- и массообмена на
границах раздела жидкость-газ, жидкость-клетка и жидкость-твердая
поверхность. Основное влияние на скорость переноса теплоты или
вещества при этом оказывают характеристики пограничного слоя,
которые зависят от условий течения перемешиваемой среды в непо-
средственной близости к межфазной поверхности.
Как правило, в результате перемешивания при культивировании
создается турбулентный режим движения жидкости, но создать вы-
сокую турбулентность по всему объему аппарата обычно не удается.
Поэтому стремятся к тому, чтобы вся жидкость прошла через зоны,
где турбулентность наиболее интенсивна. Следовательно, эффек-
тивность перемешивания зависит как от степени турбулентности,
так и от интенсивности циркуляции, которая определяется време-
нем, необходимым для того, чтобы вся жидкость прошла через оп-
ределенное сечение.
Наличие в ферментационной среде клеточных агломератов, пу-
зырей газа и зон жидкости с различной вязкостью позволяет рас-
сматривать ее как сегрегированную систему. Интенсивное переме-
шивание способствует десегрегированию, но для этого необходимо,
чтобы масштаб турбулентных пульсаций был меньше размера эле-
ментов сегрегированной системы.
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
19
Масштаб турбулентных пульсаций можно представить как рас-
стояние (/), на которое турбулентный вихрь может перенести мате-
риальную точку.
Самые быстрые пульсации имеют самый большой масштаб
турбулентности, в них заключена основная часть кинетической
энергии турбулентного движения. Скорости самых быстрых пульса-
ций равны максимальным значениям скорости движущейся жидко-
сти. Локальные значения числа Рейнольдса (Re) этих пульсаций
имеют тот же порядок, что и весь поток в целом. Для турбулентного
режима:
Re = со/р/ц> 104,	(1.1)
где со - скорость потока; I - характерный размер; р - плотность по-
тока; ц - вязкость среды.
В этом случае число Re выражает соотношение сил инерции и
сил молекулярного трения, т. е. отношение кинетической энергии,
заключенной в пульсациях, к количеству этой энергии, переходящей в
теплоту.
Поэтому самые быстрые пульсации практически не рассеивают
энергии и доля перехода кинетической энергии в тепловую доста-
точно мала.
Крупномасштабные пульсации непрерывно передают часть
энергии пульсациям меньшего масштаба (X), имеющим меньшие
скорости (соД. Те в свою очередь - еще более мелким пульсациям с
еще меньшими скоростями. Этот процесс передачи энергии продол-
жается до масштаба пульсации А#, называемого внутренним масшта-
бом турбулентности, при котором величина Re0 = 1. При этом мас-
штабе пульсаций вязкие силы гасят пульсации, а кинетическая энер-
гия переходит в тепловую. Это явление называется диссипацией
энергии.
Нижний предел масштаба пульсаций (когда влияние вязкости
системы становится определяющим и препятствует дальнейшему
снижению X) можно определить по формуле:
(1.2)
где v - кинематическая вязкость; Nv$ - удельная мощность перемеши-
вания. (Для реактора с удельной вносимой мощностью Nvd = 3 кВт/м3
масштаб пульсаций в среде вязкостью 6 спз составляет ~ 100 мкм).
20
ГЛАВА 1
Многие исследователи полагают, что интенсивное перемешива-
ние может оказывать влияние на массообмен только в тех случаях,
когда клетки образуют колонии размером более 100 мкм.
Интенсивной турбулизации и циркуляции в ферментерах дости-
гают тремя различными способами, которые, однако, часто совме-
щаются в одном аппарате: барботированием газа, применением ме-
ханических мешалок и использованием циркуляционных насосов.
Пневматическое перемешивание сжатым газом является ма-
лоинтенсивным процессом, хотя расход энергии сопоставим, а ино-
гда больше, чем при механическом перемешивании. Аппараты тако-
го типа снабжены газораспределительными устройствами - барботе-
рами, которые устанавливают в нижней части аппаратов. Они харак-
теризуются небольшой кратностью циркуляции, что часто приводит
к неравномерному распределению компонентов среды по высоте
аппарата.
Основными требованиями к барботерам являются равномер-
ность насыщения жидкости пузырями воздуха и образование пузы-
рей малого размера. Размер единичных пузырей, выходящих из от-
верстий при низкой скорости, определяется из уравнения, выра-
жающего равенство подъемной силы пузырька и силы, удерживаю-
щей его в отверстии:	F = Vbpg, отр	п г о >	(1-3)
		(1-4)
откуда:	з 1,5/?о г ~> gAp	(1-5)
где У„ - объем пузырька; г - радиус пузырька; R - радиус отверстия
барботера; Др — разница плотностей жидкости и газа; а - поверхно-
стное натяжение жидкости.
Из этого равенства можно установить соотношение между объе-
мом пузырька и диаметром отверстия в барботере:
Vn / D = тго/ gAp.	(1.6)
При малой скорости подачи газа образуются пузырьки сфериче-
ской формы, которые с увеличением скорости деформируются. При
высоких скоростях подачи газа возникает струйное течение пузырей.
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
21
Важным параметром является скорость подъема пузырьков (оп-
ределяющая время контакта фаз), которая зависит от ряда парамет-
ров среды и размера пузырька. Кроме того, необходимо учитывать
увеличение объема пузырька по мере всплытия за счет уменьшения
гидростатического давления. Пузырьки воздуха в барботажных
ферментерах обычно имеют диаметр от 1,5 до 10 мм. Скорость их
подъема колеблется от 20 до 30 см/с, если не наблюдается коалес-
ценции пузырьков в процессе аэрации, а также больших различий в
их размерах.
Всплывающие пузыри заставляют жидкость перемещаться, тем
самым перемешивая ее и проделывая определенную работу, которая
может быть оценена по уравнению Бернулли. Энергия, затрачивае-
мая на микросмешение, реализуется в дроблении пузырей воздуха и
клеточных агломератов, увеличивая удельную поверхность контакта
фаз и объемный коэффициент массопередачи. На рис. 1.5 представ-
лены основные типы барботеров, используемые в различных типах
ферментеров.
Для интенсификации тепло- и массооомена барботажные аппа-
раты снабжаются дополнительными устройствами - диффузорами -
и различными контактными элементами. Диффузоры обеспечивают
возможность циркуляции жидкости в аппарате. На рис. 1.6 показана
схема классического ферментера, работающего по системе Лефран-
суа, где применен эрлифтный принцип аэрации и перемешивания
среды, который широко используется в производстве кормовых
дрожжей из гидролизатов древесины.
Предложено большое количество разнообразных конструкций
барботажно-эрлифтных ферментеров, основные отличия которых
заключаются в форме трубы диффузора, количестве диффузоров,
устройстве воздухораспределителей, в сочетании диффузора и теп-
лообменника и др.
Существенной модернизацией барботажных аппаратов явилось
создание различных видов колонных ферментеров, снабженных все-
возможными контактными устройствами и внешними циркуляцион-
ными контурами.
Контактные устройства предназначены для увеличения поверх-
ности контакта между жидкой и газовой фазами, которое осуществ-
ляется следующим образом:
- дополнительным диспергированием газа;
Рис. 1.5. Основные типы барботеров:
i - прямоугольный; б  кольцевой; в - лучевой
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
23
-	разделением жидкой фазы на слои (секционированием) для
увеличения числа ступеней контакта фаз при их направлен-
ном движении;
-	увеличением времени пребывания пузырьков газа в жидкости;
-	созданием локальных зон с повышенным давлением.
Секционирование аппарата по высоте осуществляют различно-
го типа тарелками - с организованным переливом (колпачковые,
клапанные, ситчатые) и провального типа (дырчатые, решетчатые,
щелевые). Газ в каждой секции барботирует через небольшой слой
жидкости, при этом поверхность контакта фаз обновляется на каж-
дой тарелке, что увеличивает скорость растворения кислорода.
На рис. 1.7 показаны схемы тарельчатых устройств для колон-
ных ферментеров с контактными устройствами, которые имеют сле-
дующие преимущества по сравнению с аппаратами с механическим
перемешиванием:
Рис. 1.6. Эрлифтный многозонный ферментер системы Лефрансуа:
1 - корпус; 2 - диффузор; 3 - воздухоподводящие трубы; 4 - направляющий
зонт; 5  воздухораспределитель
24
ГЛАВА 1
б
4' кЯ М tZTFH 1ZI к/ 72.
Рис. 1.7. Схема ситчатой колонны:
а - тарелки с переливным устройством (1 - корпус; 2 - ситчатая тарелка;
3 переливная трубка; 4 - стакан); б - размещение змеевиков (5) на та-
релке (2) (трехрядный змеевик)
-	более высокую надежность в эксплуатации;
-	меньшие удельные затраты мощности и металла;
-	снижение уровня шума.
При необходимости обеспечения циркуляции жидкости колон-
ный ферментер соединяют с циркуляционной трубой, по которой
движется нисходящий поток. Циркуляция осуществляется за счет
разности плотностей жидкости и газо-жидкостной эмульсии. Колон-
ны соединяются вверху камерой, в которой создается большая по-
верхность, способствующая хорошему сепарированию газа и пено-
гашению. Различные варианты организации таких схем представле-
ны на рис. 1.8.
При конструировании газлифтных колонных аппаратов большое
значение имеет выбор отношения площадей сечения аэрированной и
неаэрированной зон. Оптимальной величиной является 1,0-1,5, а вы-
сота барботажной трубы - 15-20 м, выше которой циркуляция не уве-
личивается из-за значительно возрастающих гидравлических потерь
на преодоление сил трения.
Важное значение в конструкциях эрлифтных колонных фермен-
теров имеет принцип организации отбора газовой фазы (G) и куль-
туральной жидкости (Z) из аппаратов, определяющий во многом эф-
фективность их работы.
Рис, 1.8. Схемы вариантов (а - ж) организации барботажа и эрлифта в колонных
барботажных ферментерах с циркуляционными контурами
26
ГЛАВА 1
Механическое перемешивание в ферментерах обычно осуще-
ствляют мешалками. Конфигурации мешалки в химических реакто-
рах придается достаточно большое значение, и это привело к боль-
шому разнообразию конструкций. Практика же показывает, что
большинство задач перемешивания может быть успешно решено пу-
тем использования ограниченного числа конструкций мешалок, наи-
более отвечающих специфичным требованиям ферментационных
сред с микробными клетками. При этом для отдельных типов меша-
лок существуют наиболее характерные области применения и диапа-
зоны геометрических соотношений.
Эффективность работы каждого типа мешалки можно оценить
по уравнению:
Э = [^л.й-(^а)0]/^,	(1.7)
где KL • а - (KL • а)о - разность коэффициентов массопередачи при пе-
ремешивании и без него; Nvd- удельная мощность мешалки.
По типу создаваемого мешалкой потока жидкости в аппарате
различают мешалки, обеспечивающие тангенциальное, радиальное и
осевое течение.
При тангенциальном течении жидкость в аппарате движется
преимущественно по концентрическим окружностям, параллельным
плоскости вращения мешалки. Перемешивание происходит за счет
вихрей, возникающих на кромках мешалки. Качество перемешива-
ния будет наихудшим, когда скорость вращения жидкости равна
скорости вращения мешалки.
Радиальное течение характеризуется направленным движением
жидкости от мешалки к стенкам аппарата.
Осевое течение жидкости направлено параллельно оси вращения
мешалки.
В промышленных аппаратах с мешалками возможны, различ-
ные сочетания этих основных типов течения. На рис. 1.9 показаны
кинематические модели потоков жидкости при работе разных типов
мешалок.
При высоких скоростях вращения лопастных мешалок, которые
создают тангенциальное течения, перемешиваемая жидкость вовле-
кается в круговое движение и вокруг вала образуется воронка, глу-
бина которой увеличивается с возрастанием числа оборотов и
уменьшением плотности и вязкости среды. Для предотвращения это-
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
27
го в аппарате помещают отражательные перегородки, которые, кро-
ме того, способствуют возникновению вихрей и увеличению турбу-
лентности системы. Увеличение количества и величины отража-
тельных перегородок сопровождается увеличением потребляемой
мощности на перемешивание до определенной величины, которая
затем остается практически постоянной. Условия максимальной
мощности соответствуют полному подавлению вращения жидкости,
т. е. «полному отражению». Условия полного отражения можно
представить таким образом:
Bm/Da>0,5,	(1.8)
где В - ширина перегородки; т - количество перегородок; Da - диаметр
аппарата.
Рис. 1.9. Кинематические модели потоков жидкости при работе
турбинных (а) и пропеллерных (б) мешалок
Во многих работах показано, что K.La ~ (N/7ж)0,7, а мощность,
потребляемая мешалкой при перемешивании (Nyd), определяется по
уравнению:
= KN • п3-d5M-р ,	(1.9)
где п - количество оборотов мешалки; dM — диаметр мешалки; р - плот-
ность жидкости; - критерий мощности, показывающий соотноше-
ние внешних и внутренних сил, действующих в жидкости (определяют
по таблицам или номограммам).
Внешние силы обусловлены давлением или напором, создавае-
мым мешалкой, а внутренние - инерцией среды.
28
ГЛАВА 1
При перемешивании в системе газ-жидкость потребление энер-
гии значительно (на 10-50%) уменьшается за счет снижения плотно-
сти и вязкости среды.
Механические мешалки, которые наиболее часто используются
в конструкциях ферментеров в сочетании с барботерами, показаны
на рис. 1.10.
Из приведенных конструкций чаще применяются турбинные и
лопастные дисковые. Они имеют меньший проскок воздуха вдоль
вала и обеспечивают лучшее диспергирование воздуха.
Даже при интенсивной работе мешалки объем ферментера можно
разделить на несколько зон, где диссипация энергии или интенсив-
ность турбулентности резко различается. Например, при работе шес-
тилопастной дисковой мешалки, 20% энергии диссипирует непосред-
ственно в зоне вращения мешалки, 50% - в исходящем из нее потоке и
30% - в остальном объеме. Удельная диссипация энергии по объему
аппарата различается в 250 раз. При конструировании ферментеров с
механическим перемешиванием следует стремиться к тому, чтобы
наибольшая часть энергии затрачивалась на создание турбулентных
пульсаций (на микросмешение). Здесь уместна аналогия мешалки с
центробежным насосом. Макросмешение создается простым перека-
чиванием жидкости и пропорционально производительности, микро-
смешение обеспечивается за счет турбулизации потока и пропорцио-
нально создаваемому мешалкой-насосом напору (Н). Из подобия цен-
тробежных насосов следует, что:
Поэтому увеличивать отношение можно уменьшением диамет-
ра мешалки (dM) и увеличением числа оборотов (п). Таким образом,
чем быстроходнее мешалка и чем меньше ее диаметр, тем большая
часть энергии преобразуется в турбулентность, играющую сущест-
венную роль в массопередаче. Но вместе с этим возрастает неодно-
родность перемешивания объема жидкости и могут появиться за-
стойные зоны.
(1-Ю)
тогда
Выходом из этого положения является создание комбинирован-
ных многоярусных мешалок и снабжение ферментера несколькими
мешалочными валами. Экспериментально установлено, что опти-
мальное расстояние между ярусами мешалок зависит от диаметра
мешалки и составляет (2-3)dM.
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
29
Рис. 1.10. Механические мешалки:
лопастные (а с прямыми лопатками, б - с наклонными лопатками, в —
дисковая с прямыми лопатками, г - дисковая с загнутыми лопатками, д -
дисковая с накладными лопатками; е - с лопатками «ласточкин хвост»);
турбинные (ж- закрытая, з-с двойным направляющим аппаратом)
30
ГЛАВА 1
Конструктивно ферментеры с мешалкой выполняются в двух
вариантах - с верхним и с нижним приводом. С точки зрения управ-
ления процессом культивирования нижнее расположение привода
предпочтительнее, так как освобождается крышка аппарата для про-
ведения различных механических и технологических операций,
снижается нагрузка на аппарат и, значит, его металлоемкость. Одна-
ко оно осложняется необходимостью надежного уплотнения, и пре-
жде всего для работы в стерильных условиях.
В ферментерах, имеющих механическую мешалку и барботер,
важнейшим условием достижения удовлетворительных гидродинами-
ческих и массообменных характеристик является правильное сочета-
ние этих двух узлов: не только конструкция каждого из них, но и их
взаимное расположение. Исследования с целью получения данных для
расчета и проектирования промышленных ферментеров носят эмпири-
ческий характер из-за сложности протекающих в аппарате процессов.
Несколько проще в конструктивном отношении ферментеры с
совмещенным органом аэрирования и перемешивания - с так назы-
ваемыми самовсасывающими мешалками.
Самовсасывающая мешалка обеспечивает подачу аэрирующего
воздуха в ферментационную среду в результате разрежения, возни-
кающего благодаря центробежной силе при вращении мешалки,
отбрасывающей жидкость на периферию (рис. 1.11). Длительные
исследования, проводившиеся в ИркутскНИИхиммаш, позволили
разработать методику инженерного расчета конструктивных и ре-
жимных параметров ряда ферментеров с самовсасывающими ме-
шалками, исходя из заданной скорости поглощения кислорода.
Конструкция разработанной самовсасывающей мешалки приведена
на рис. 1.12.
Без механического перемешивания интенсивной аэрации можно
достигнуть при использовании эжекторов. В настоящее время полу-
чили распространение струйные ферментеры, в которых перемеши-
вание и аэрирование осуществляется с помощью эжекторов.
Суть такого способа аэрирования заключается в том, что с помощью
циркуляционного насоса жидкость закачивается из нижней части
корпуса и по напорному трубопроводу подводится к эжектору
(струйному элементу). Здесь за счет разрежения в жидкость засасы-
вается воздух, количество которого зависит от геометрических раз-
меров эжектора и расхода циркулирующей жидкости.
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
31
Рис. 1.11. Биореактор с самовсасывающей аэрационной
мешалкой системы Вальдгофа:
1 - ввод питательной суспензии; 2 - подача воздуха; 3 — привод мешалки;
4 - выход газа; 5 - отбор суспензии; 6 - самовсасывающая мешалка
Аэрационные устройства могут быть напорного и безнапорного
типа. В первом случае эжекционный эффект создается напором на-
соса. Во втором - свободно падающей струей (так называемый
шахтный перепад). Потенциальная энергия преобразуется в кинети-
ческую энергию падающей струи, которая пронизывает аэрируемую
жидкость до дна корпуса. Вследствие этого происходит турбулиза-
ция и перемешивание ферментационной среды.
Основным узлом, определяющим эффективность работы струй-
ных ферментеров, является центробежный насос специальной конст-
рукции. Особенность его в том, что перед попаданием на рабочее
колесо, насыщенная газом жидкость проходит камеру дегазации,
выводимый из насоса газ подводится либо к трубопроводу отходя-
32
ГЛАВА 1
щих газов, либо возвращается в ферментер выше уровня жидкости в
нем. На рис. 1.13 представлена схема организации потоков в струй-
ном ферментере с циркуляционным контуром.
Рис. 1.12. Самовсасывающая многощелевая мешалка
конструкции «ИркутскНИИхиммаш»
Специальным насосом, в котором микробную суспензию дега-
зируют, ее подают в верхнюю зону аппарата. Таких насосов может
быть несколько, каждый со своей циркуляционной трубой, на кото-
рой обычно устанавливают выносные теплообменники. В падающей
струе возникает область пониженного давления, куда засасывается
воздух. Во время падения воздух подвергается тонкой диспергации,
и на выходе струя представляет собой мелкодисперсную газожидко-
стную эмульсию. Благодаря высокой кинетической энергии струя
доходит до дна верхней реакционной камеры и создает в жидкости
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
33
интенсивные поля турбулентности. Конструктивно возможна подача
газо-жидкостного потока в любую зону аппарата, в том числе и в
слой жидкости за счет установки эжектора. Для более полного ис-
пользования потенциальной энергии поднятой жидкости ферментер
секционируют по высоте на камеры. Из верхней камеры жидкость
переливается в аэрирующие устройства нижней камеры, работаю-
щие аналогично. Таким образом, в ферментере возникает циркуля-
ционный контур. Достоинством струйных ферментеров является
высокая эксплуатационная надежность благодаря отсутствию слож-
ных внутренних устройств.
Рис. 1.13. Схема потоков в ферментере струйного типа
с внешним циркуляционным контуром
34
ГЛАВА 1
Таким образом, для интенсификации процесса аэрации в зави-
симости от способа его осуществления используют разнообразные
методы и технические средства. Так, в реакторах с циркуляционной
системой значительное увеличение скорости абсорбции кислорода и
сокращение энергетических затрат могут быть достигнуты за счет
создания направленных циркуляционных контуров (направленной
циркуляции). При этом можно вдвое уменьшить затраты мощности и
увеличить объемный коэффициент массопередачи на 30-40%.
Следует отметить, что для направленной циркуляции потоков в
биохимическом реакторе необходимо иметь дополнительное оборудо-
вание, например, насос высокой производительности, мешалки ра-
диального типа, элементы для турбулентного перемешивания (диспер-
гирования) газа в жидкости на пути газожидкостного потока. Исполь-
зование внешнего циркуляционного контура с эжекцией позволяет
образовывать замкнутую циркуляционную систему с вводом дополни-
тельного питания в ходе процесса.
Для интенсификации аэрации в условиях механического пере-
мешивания жидкости используют прежде всего различные переме-
шивающие устройства. Для улучшения аэрогидродинамических ус-
ловий и условий протекания процесса массообмена предложены раз-
нообразные геометрические и конструктивные формы роторов меша-
лок: сферический, с кольцевой проточной камерой, с винтообразным
каналом и др. Используются перемешивающие устройства многосту-
пенчатого, противоточного, импульсного типа, размещение аэри-
рующего устройства над уровнем жидкости. Интенсивного обновле-
ния поверхности межфазного контакта можно достигнуть с помощью
специальных микроперемешивающих устройств, которые создают
турбулентные потоки, обеспечивают непрерывное разрушение газо-
вых пузырьков.
Интенсифицировать процесс аэрации и перемешивания фер-
ментационной среды можно также с помощью вибрационных и
пульсационных устройств. Примерами могут служить организация
возвратно-поступательного движения жидкости с помощью специ-
ального механического устройства - многоярусных перфорирован-
ных тарелок, расположенных на валу с приводом от электромагнита,
использование ультразвукового инжектора или турбоинжектора.
В биохимических реакторах барботажного типа для улучшения
аэрации и межфазного обмена устанавливают пассивные контактные
элементы (например, контактные перфорированные тарелки), более
совершенные газораспределительные устройства и барботеры.
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
35
Так, в секционированном по высоте аппарате вводом газа со
скоростью 25 м/с можно ликвидировать пенообразование в реакторе
и создать плотный газожидкостный поток по всей его высоте.
Улучшения абсорбции кислорода можно добиться созданием
соответствующего гидростатического давления в нижней части ре-
актора. При этом десорбцию диоксида углерода оказывается воз-
можным провести в верхней части ферментера. Установка газо-
струйного насоса в верхней части аппарата позволяет использовать
энергию отработанных газов для интенсификации аэрирования жид-
кости. Использование в колонном аппарате псевдоожиженного слоя
орошаемой насадки также может привести к ускорению процесса
абсорбции кислорода жидкостью, а следовательно, и биохимическо-
го процесса в целом.
В ряде случаев, когда интенсификация процесса перемешивания
для повышения скорости массопередачи кислорода нецелесообразна,
используют другие способы, например, повышенное давление в аппа-
рате, применение кислорода или воздушно-кислородных смесей для
аэрации, воздействие электрического разряда (около 15000 В) в про-
цессе аэрации и др. Однако их эффективность должна быть предвари-
тельно экспериментально проверена непосредственно на биообъекте в
лабораторных условиях.
1.3.	Стерилизация ферментеров и сохранение
асептики
Для осуществления асептического культивирования необходи-
мо выполнение следующих основных требований:
-	стерилизация и герметизация всех элементов и узлов фер-
ментационного оборудования;
-	поддержание асептических условий в течение всего процесса
культивирования;
-	подача в ферментер стерильных твердых сыпучих, жидких и
газовых потоков.
Для стерилизации твердых сыпучих сред могут применяться как те-
пловые, так и «холодные» методы стерилизации, осуществляемые в пе-
риодическом или непрерывном режиме. К тепловым методам относятся:
-	стерилизация водяным паром (глухим или острым при раз-
личном давлении);
-	стерилизация электронагревом среды;
36
ГЛАВА 1
-	стерилизация инфракрасными лучами;
-	стерилизация высокочастотным и СВЧ нагревом.
К способам стерилизации, не вызывающим нагрева среды, мож-
но отнести:
-	ионизирующее излучение;
-	ультразвуковое воздействие;
-	воздействие химическими реагентами;
-	ультрафиолетовое облучение.
Выбор способа стерилизации определяется возможностью дос-
тижения заданной степени стерильности, а также экономическими
факторами и сложностью используемого оборудования. В промыш-
ленности нашел широкое применение периодический и непрерывный
термический способ стерилизации сыпучих веществ глухим (реже -
острым) водяным паром.
Для стерилизации жидких сред могут применяться все вышепе-
речисленные методы, а также декомпрессионное воздействие, стери-
лизующая фильтрация, центрифугирование и электростатическое
осаждение.
В наибольшей степени всем требованиям при выборе способа
стерилизации также отвечает метод стерилизации водяным паром,
который обладает следующими преимуществами:
-	легко транспортируется;
-	хорошо проникает в труднодоступные места;
-	обладает большой теплоотдачей при конденсации;
-	не токсичен для персонала и микроорганизмов;
-	относительно дешев;
-	не изменяет состава питательной среды.
Стерилизация жидких сред чаще всего проводится в непрерывном
режиме с использованием установки непрерывной стерилизации
(УНС), основным узлом которой является нагревательная колонка,
обеспечивающая быстрый нагрев среды до температуры стерилизации.
Схема УНС и нагревательной колонки приведена на рис. 1.14,1.15.
Для стерилизации газовых потоков могут быть использованы
практически все вышеперечисленные методы, однако, с учетом эф-
фективности, универсальности, экономичности и технологичности,
широкое распространение получил метод стерилизующей фильтра-
ции через слои пористого, волокнистого или зернистого материала.
Рис. 1.14. Установка непрерывной стерилизации (УНС) питательной среды:
секции выдержки стерилизатора; 2 - рекуператор тепла; 3 - теплообменник; 4 - нагревательная колонка;
38
ГЛАВА 1
Среда
Рис. 1.15. Нагревательная колонка производительностью 50 т
питательной среды в час:
1 - распределитель пара; 2 - тройник; 3 - прокладка; 4 - крышка; 5 ~ кор-
пус; 6 - рассеивающий зонт
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
39
Количественно эффективность процесса стерилизации твердых
и жидких сред характеризуется критерием стерилизации (Д):
A = ln(W7V),	(1.12)
где J — критерий стерилизации; No - начальное количество клеток микро-
организмов; N - количество клеток микроорганизмов, оставшееся после
стерилизации.
Качество очистки газовых потоков обычно оценивают по вели-
чине коэффициента проскока (К„):
Kn^{NINQ)- 100%	(1.13)
Наиболее распространенный метод стерилизации ферментацион-
ного оборудования, вспомогательных аппаратов и трубопроводов -
тепловая обработка насыщенным водяным паром. Этот метод на-
дежнее, экономичнее и удобнее в производственных условиях, чем
обработка химическими средствами.
При стерилизации важнейшим условием ее эффективности являет-
ся возможность создания во всех точках внутренних полостей необхо-
димой температуры и поддержания ее в течение заданного времени.
Однако в процессе тепловой обработки внутренних полостей
аппаратов происходит конденсация пара у стенки с образованием
пленки, под которой образуется слой воздуха - «воздушный барьер»,
резко снижающий коэффициент теплоотдачи от пара к стенке. В осо-
бо неблагоприятных условиях находятся такие элементы обвязки
ферментера как кольцевые зазоры в местах ввода датчиков КИП, ту-
пиковые штуцера, торцевые уплотнения и т. п. Заметное количество
воздуха, скапливающееся в них, вызывает снижение эффективности
стерилизации. Кроме того, за счет теплопроводности стенок штуце-
ров температура в них падает быстрее, чем в основном объеме аппа-
рата. Все это вынуждает увеличивать время стерилизации аппарата
из расчета достижения требуемого Д в наиболее трудностерилизуе-
мых местах.
Анализ схем обвязки ферментеров показывает, что они состоят
из одинаковых типовых элементов. Для предотвращения проникно-
вения посторонней микрофлоры все материальные линии аппаратов
должны быть оснащены термическими затворами, через которые
постоянно подается пар и удаляется в канализацию образующаяся
пароконденсатная смесь.
Принципиальное изображение такой монтажной схемы дано на
рис. 1.16.
40
ГЛАВА 1
Рис. 1.16. Принципиальная схема обвязки ферментера
с термическими затворами:
1 - ввод посевного материала; 2 - подача стерильного сжатого воздуха; 3 -
подача стерильной питательной среды; 3-4 - подача стерильного пеногаси-
теля; 5 -удаление отработанного технологического воздуха; 6-подача жид-
ких добавок; 7-выдача готового продукта; 8 - подача моющего раствора; 9 -
пробоотборник; Т- термометр; МВ - мановакуумметр; рН-рН-метр
Типовой термический затвор стерилизуется одновременно с ап-
паратом. При этом пар подают через полностью открытые вентили
на линии пара и на материальном трубопроводе, а вентиль на линии
конденсата приоткрывают так, чтобы в стерилизуемой линии обес-
печивалось требуемое давление.
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
41
Конструкционные решения некоторых узлов ферментера часто
заимствуются из химической технологии и поэтому они не всегда
соответствуют требованиям стерилизации. Наиболее опасными мес-
тами являются тупиковые полости, которые образуются в аппарате в
местах ввода различных встроенных элементов - змеевиков, барбо-
теров, трубы передавливания и т. п., а на трубопроводах - штуцером
и частью трубы до вентиля. На рис. 1.17 представлена полость сте-
рилизуемого аппарата с типичными тупиковыми объемами, возни-
кающими за счет ошибочных конструкционных решений.
Рис. 1.17. Схема конструкции ферментера
как объекта стерилизации:
1   труба передавливания; 2 - термометр сопротивления; 3 -  линия вывода
отработанного воздуха; 4 - - место установки манометра; 5 — место уста-
новки барботера; 6 - заглушенный штуцер; 7 - установка датчика КИП; 8-
нижний спуск
42
ГЛАВА 1
Расчетным путем можно показать, что для достижения равной
степени стерилизации в перечисленных «слабых» точках и в объеме
необходимая продолжительность выдерживания различается при-
мерно в 100 раз, если принять температуру пара в них 100° С.
Наиболее действенной мерой повышения эффективности сте-
рилизации оборудования и коммуникаций является ликвидация
«слабых» точек. Способы их устранения зависят от конструктивных
особенностей конкретного элемента. Например, стерилизуемость
тупиковых полостей может быть повышена либо уменьшением дли-
ны полости (штуцера), либо принудительной подачей в нее пара.
Второй процесс, определяющий конструктивные особенности
аппаратуры, - ее герметизация. Она решает две задачи - защиту
внутреннего объема от посторонней микрофлоры и защиту окру-
жающей среды от продуктов биосинтеза.
Проблема обеспечения герметичности обусловлена рядом при-
чин: различием параметров проведения разных стадий технологиче-
ского процесса (например, стерилизации и культивирования), виб-
рацией аппаратуры при работе перемешивающих устройств, возник-
новением крутящих моментов за счет разницы температур, различ-
ной степенью затяжки болтовых соединении и т. п.
Большинство случаев разгерметизации приходится на арматуру,
в которой наиболее опасные места - это уплотнение седло-клапан и
уплотнение штока, на фланцевые соединения, уплотнения валов ме-
шалок и места ввода датчиков КИП в аппараты.
Одним из важных направлений повышения эффективности гер-
метизации является переход на сварные соединения вместо фланце-
вых, на сильфонные или мембранные вентили вместо обычных, на
создание торцевых уплотнений для валов перемешивающих уст-
ройств с контролируемой герметичностью.
1.4.	Теплообмен в ферментерах
Эффективное удаление теплоты из ферментера наряду с про-
грессивными техническими и технологическими решениями на ста-
дии проектирования ферментеров в большой степени зависит от
правильной эксплуатации аппарата.
Поэтому при рассмотрении теплового баланса аппарата особый
интерес представляет момент, когда нагрузка на теплообменные уст-
ройства максимальна: при работе мешалки, микробиологическом
синтезе - тепло, вносимое с аэрирующим воздухом и отводимое с
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
43
охлаждающей водой, затрачиваемое при испарении жидкости и при
потерях в окружающую среду.
Температура, при которой ведется культивирование, оказывает
большое влияние на физиологическое состояние микроорганизмов.
Прежде всего это проявляется в изменении скорости роста микроор-
ганизмов. Данная зависимость носит экстремальный характер, по-
этому для каждого продуцента необходима оптимальная температу-
ра выращивания. В производственных условиях ее обычно поддер-
живают с точностью ±1 °C. Однако такая точность регулирования в
некоторых случаях недостаточна, особенно в лабораторных иссле-
дованиях и на опытно-промышленных установках.
Обеспечение оптимальной температуры процесса культивирования
является одной из сложных технических проблем. На практике теплоот-
вод связан с большими капиталовложениями и необходимостью строи-
тельства сложных систем оборотного водоснабжения, теплообменных
устройств в ферментерах, а иногда и дополнительных холодильных ус-
тановок.
Затраты на теплосъем соизмеримы с затратами на обеспечение
клеток кислородом, поэтому они могут быть решающими при выбо-
ре конструкции ферментера.
Проблема повышения эффективности теплоотвода обусловлена
следующими причинами:
-	низким коэффициентом теплопередачи, что связано с мало-
интенсивной теплоотдачей со стороны микробной суспен-
зии, а также с образованием отложений на внутренней сто-
роне охлаждающих элементов, которое объясняется практи-
чески ламинарным обтеканием их микробной суспензией;
-	небольшой величиной движущей силы теплопереноса,
т. е. перепада температур охлаждающей воды (в летнее вре-
мя 26-28° С) и микробной суспензии (обычно 32-34° С);
-	необходимостью отводить не только тепло, выделяющееся
при жизнедеятельности микроорганизмов, но и практически
все тепло, в которое превращается работа, затраченная на
перемешивание;
-	инерционностью теплообменных устройств, обладающих
большой металлоемкостью, которая, в свою очередь, обуслов-
лена необходимостью развития поверхности теплопередачи.
Суммарное тепловыделение в процессе культивирования, в ос-
новном, определяется двумя составляющими:
44
ГЛАВА 1
1. тепловым эффектом микробиологического синтеза, который
может существенно меняться в зависимости от состава пита-
тельной среды, количества биомассы и аппаратурного оформле-
ния процесса. Так, в литературе приводятся данные, что при
культивировании продуцентов ферментов количество выделяю-
щейся теплоты может колебаться от 4000 до 30000 кДж/(м3 • ч),
достигая 46000 кДж/(м3 • ч), а для продуцентов антибиотиков
величина тепловыделений может достигать 55000 кДж/(м3 • ч) и
более. Зависимость тепловыделений при микробиологическом
синтезе от времени имеет экстремальный характер, так как ин-
тенсивность тепловыделений определяется концентрацией био-
массы и скоростью роста;
2. теплотой, выделяющейся при перемешивании ферментационной
среды (при превращении механической энергии мешалки в теп-
ловую), которая определяется мощностью, затрачиваемой на пе-
ремешивание. Последняя устанавливается расчетом или экспе-
риментально по силе потребляемого тока или прямым калори-
метрированием - по количеству теплоты, выделяющейся при
перемешивании в культиваторе. При перемешивании аэрирова-
нием проделанная работа может быть определена по уравнению
Бернулли.
Расчет систем регулирования температуры культивирования и
теплообменных устройств ферментеров невозможен без знания сум-
марного тепловыделения и его составляющих.
В зависимости от объема тепловой нагрузки для отвода тепла
используют поверхность корпуса аппарата (типовые рубашки), а
также внутренние функциональные конструкции (стенки диффузора,
отражательные перегородки, тарелки, даже вал и лопасти мешалки)
или выносные теплообменники.
Охлаждение (обогрев) ферментера снаружи в большинстве слу-
чаев осуществляется через рубашку, что является широко распростра-
ненным способом теплообмена в биотехнологии вообще. Основным
преимуществом этого типа теплообменного устройства является ос-
вобождение внутреннего объема аппарата от конструктивных элемен-
тов, что значительно облегчает эксплуатацию ферментера и способст-
вует более простой и надежной герметизации его рабочего объема.
В тех случаях, когда тепловыделение велико, применяют раз-
личные встроенные теплообменники. В качестве внутренних тепло-
обменных устройств в ферментерах чаще всего применяют змееви-
ки. В аппаратах объемом менее 5 м3 используют один змеевик, рас-
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
45
положенный в центральной части, а в аппаратах большего объема -
несколько змеевиков, расположенных по периферии и выполняю-
щих функции отражательных перегородок. Очень важно при этом
правильно выбрать место размещения трубчатки, где можно обеспе-
чить интенсивный циркуляционный поток жидкости. Всегда необ-
ходимо помнить, что встроенные теплообменники повышают ве-
роятность инфицирования ферментеров, ухудшают гидродинамиче-
скую обстановку, уменьшают полезный объем, усложняют их про-
мывку, стерилизацию и ремонт.
Другим типом внутреннего теплообменного устройства являют-
ся вертикальные трубчатые отражательные перегородки, размещен-
ные радиально вблизи стенок аппарата. По сравнению со змеевика-
ми они имеют большее число сварных соединений и поэтому более
трудоемки и сложны в изготовлении и недостаточно надежны в экс-
плуатации. По этой причине они используются реже, чем змеевики.
Следует отметить, что конструкции внутренних теплообменных
устройств должны обеспечивать доступность и простоту осмотра,
чистки и стерилизации биохимического реактора, а также предот-
вращение вибрации при перемешивании путем жесткого их крепле-
ния к корпусу реактора. Расположение теплообменных устройств,
особенно нескольких, внутри реактора ухудшает условия перемеши-
вания и теплообмена в его реакционном объеме. Кроме того, нали-
чие патрубков для ввода и вывода теплоносителя из змеевика, кото-
рые могут располагаться на крышке, днище или стенках корпуса
аппарата, осложняет создание и поддержание герметичных условий
работы ферментера.
Наилучшим решением проблемы является использование вы- •
носных теплообменников (кожухотрубных, пластинчатых и т. д.),
располагаемых на внешних циркуляционных трубах, если такие
имеются. В микробиологической промышленности допустимо уст-
ройство выносного пластинчатого теплообменника или самоочи-
щающегося спирального с циркуляцией через него культуральной
жидкости насосом. При производстве биологически активных соеди-
нений специалисты связывают появление внешнего циркуляционно-
го контура, снабженного насосом, с достаточно большой вероятно-
стью проникновения посторонней микрофлоры, наносящей ущерб
биосинтезу, затрудняющей пеногашение и фильтрацию культураль-
ной жидкости. Лишь специальное дефицитное и дорогостоящее обо-
рудование, типа применяющегося в ядерных реакторах, может обес-
печить надлежащую герметичность.
Рис. 1.18. Схемы движения потоков в аппаратах с различными контактными устройствами
и теплообменником:
1 - корпус, 2  контактное устройство; 3 - контур макроциркуляции; 4 - теплообменник; ад - схемы взаимодей-
ствия потоков в аппаратах с контактными устройствами без теплообменных элементов; е-и - схемы использова-
ния теплообменных элементов в составе контактных устройств аппаратов
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
47
Рис. 1.19. Конструкция
облегченных наружных
змеевиков в ферменте-
рах емкостью 120 м3
В ряде случаев можно исключить применение внутренних змее-
виков. Этим достигается уменьшение инфицирования культуральной
жидкости, улучшение гидродинамической обстановки в ферментере,
увеличение его полезной емкости, облегчение промывки и ремонта.
Избавление от внутренних змеевиков может иметь место в следую-
щих случаях: 1) малая емкость ферментера; 2) большое габаритное
отношение корпуса; 3) отказ от стерилизации среды в ферментере;
4) использование для охлаждения воды с низкой температурой; 5) ма-
лая тепловая мощность ферментера; 6) содержание в чистом состоя-
нии поверхности теплообмена.
Однако есть два условия, которые
препятствуют отказу от внутренних змее-
виков: это стерилизация питательной сре-
ды в ферментере, требующая большой
скорости охлаждения, и разработка таких
температурных программ культивирова-
ния, при которых в отдельные периоды
биосинтеза необходимы пониженные
температуры культуральной жидкости.
На рис. 1.18 показано, как можно
сочетать функции распределителя газо-
жидкостных потоков в колонных фер-
ментерах с контактными устройствами с
функциями внутреннего теплообменника.
Наиболее часто применяются в совре-
менных ферментерах теплообменники-
змеевики: внутри - из труб, на поверх-
ности - из полутруб. Наименьшую массу
имеют наружные змеевики, изготовлен-
ные из тонкой ленты полуэллиптическо-
го профиля (рис. 1.19). Недостатком на-
ружного змеевика, изготовленного из
швеллеров, является чрезмерно большая
масса - около 5 т в ферментере емкостью 50 м3. Вследствие высокой
теплопроводности стального корпуса ферментера нет необходимо-
сти покрывать змеевиком всю поверхность аппарата (рис. 1.20). При
этом оставляют незакрытыми горизонтальные сварные швы.
48
ГЛАВА 1
3800
Рис. 1.20. Расположение змеевиков для наружного и внутреннего
теплообмена в ферментере емкостью 150 м3
(мощность привода 500 кВт, поверхность
змеевиков 160 м, масса аппарата 57,5 т):
1 - наружные змеевики, семь секций; 2 внутренние змеевики; 3 - отра-
жательные перегородки; 4 - нижний ярус мешалки - диспергатор воздуха;
5 - три верхних яруса мешалки, каждый с шестью изогнутыми лопастями;
6 - барботер; 7 - опора ферментера; 8 — привод мешалки
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
49
Для проверки качества сварных швов обечайки корпуса фер-
ментера нежелательно закрывать их наружными змеевиками. Следует
также указать, что для улучшения условий теплосъема перспектив-
ным является способ отвода теплоты при пленочном стекании охла-
ждающей воды по корпусу аппарата. Корпус при этом закрывается
легким кожухом. Этот метод позволяет также снизить давление ох-
лаждающей воды, что целесообразно как с точки зрения экономики,
так и с точки зрения ослабления механического воздействия на стен-
ки аппарата.
В качестве хладагентов используются так называемая оборотная
вода - вода замкнутого через градирню оборотного водоснабжения (ле-
том /\tcp ~ 7 град.), артезианская вода (Ал.;? ~ 12 град.) и так называемая
«захоложенная» в холодильной установке вода (Atcp ~ 20 град). Выбор
хладагента, подобно выбору температуры воздуха, определяется
технико-экономическим расчетом.
В результате применения наружных змеевиков коэффициент
теплоотдачи от стенки к охлаждающей воде составляет около
3000 Вт/м2град и превышает коэффициент теплоотдачи от культу-
ральной жидкости к стенке, равный 2000 Вт/м2град. Однако вследст-
вие отложений на теплообменной поверхности в некоторых случаях -
органических веществ из питательной среды и во всех случаях - со-
лей, обусловливающих жесткость воды («водяного камня»), коэффи-
циент теплопередачи на действующих предприятиях низок и состав-
ляет 200-300 Вт/м2град.
В конечном итоге, при тепловом расчете необходимо опреде-
лить нагрузку на теплообменное устройство аппарата из уравнения
теплового баланса и оценить возможность теплообменного устрой-
ства (змеевика, рубашек) отводить избыток выделяющегося тепла.
1.5. Пенообразование и пеногашение
в ферментерах
В гетерогенных многофазных технологических процессах на-
личие газовой фазы при соответствующих гидродинамических ус-
ловиях часто приводит к образованию пены. Пенообразование свя-
зано с наличием в жидкой фазе поверхностно-активных веществ
(ПАВ), резко уменьшающих поверхностное натяжение, что в свою
очередь увеличивает устойчивость поверхности раздела взаимодей-
ствующих фаз газ - жидкость. При пропускании газовых пузырей
50
ГЛАВА 1
через слой такой жидкости (чистые жидкости практически не пе-
нятся) происходит стабилизация пленки пузырьков, что и приводит
к возникновению пены.
В процессах биосинтеза культуральные жидкости обычно содер-
жат значительное количество белковых веществ, обладающих свойст-
вами поверхностно-активных соединений (в основном продукты мета-
болизма микроорганизмов). Поэтому эти процессы, как правило, со-
провождаются интенсивным пенообразованием. Пенообразование зна-
чительно осложняет ведение биохимического процесса, поскольку
вспенивание культуральной жидкости служит причиной уменьшения
коэффициента заполнения реактора, увеличения потерь продукта, ин-
фицирования посторонней микрофлорой и загрязнения окружающей
среды вследствие уноса, а также выхода из строя фильтров для очист-
ки аэрирующего воздуха. Следует, однако, отметить, что наличие пены
может ускорить растворение кислорода в жидкой среде, так как обра-
зуется большая поверхность массообмена, а осуществление процесса в
газожидкостной эмульсии или в подвижной пене - снизить энергети-
ческие затраты на сжатие воздуха, поступающего на аэрацию.
Ввиду того, что пена является сложной физико-химической
системой, задача пеногашения является многосторонней, и решение
ее невозможно без знания механизма и кинетики пенообразования.
В связи с этим для предотвращения выброса пены из реакционного
аппарата применяют разнообразные методы: физические, физико-
химические и технологические.
Физические методы пеногашения
Акустический метод пеногашения основан на действии звуковых
или ультразвуковых колебаний, создаваемых аэродинамическими или
магнитострикционными излучателями. Эти колебания в пределах
10—100 кГц (волны, звуковое давление, вибрации, турбулентность)
передаются ячейкам пены и постепенно разрушают ее пузырьки в за-
висимости от интенсивности звука (сначала первый слой, затем вто-
рой и т. д.). При этом нельзя не учитывать, что в пене могут постепен-
но накапливаться микроорганизмы, на которые высокие частоты
(свыше 20 кГц) действуют летально. Использование ультразвука эко-
номически оправдано только для гашения малых количеств пены.
Применение теплового метода пеногашения ограничивается
чувствительностью многих микроорганизмов к высокой температу-
ре. Действие теплового эффекта достигается с помощью струи ост-
рого пара или нагретой поверхности. При соприкосновении с ними
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
51
пены (или вблизи них) происходит испарение жидкости, что приво-
дит к разрушению пузырьков и прекращению пенообразования.
Электрический метод пеногашения основан на том, что электри-
ческое поле может разрушать или ослаблять пену в электропроводя-
щих жидкостях. Наиболее эффективным является способ обработки
пены в импульсном электрическом поле высокого напряжения. Он
технически современен, экономичен и позволяет автоматизировать
процесс пеногашения. Однако из-за малой изученности влияния элек-
трического поля на микроорганизмы его применение пока ограничено.
Гидроаэродинамический метод пеногашения предполагает ис-
пользование разнообразных конструктивно сложных, энергоемких
струйных пеногасящих устройств. Разрушение пены происходит под
действием ударной силы струи жидкости, разбрасываемой на зерка-
ло жидкости, или в результате завихрения пенных слоев потоком
воздуха при изменении его скорости и направления.
В случаях, когда химические синтетические пеногасящие веще-
ства вызывают в биохимических средах нежелательные побочные
явления, для разрушения пены применяют механический метод, ко-
торый из всех физических методов получил наиболее широкое рас-
пространение. Механический метод пеногашения основан на умень-
шении размеров пузырьков пены или их полном разрушении при ме-
ханическом ударном воздействии на пену. Для этого применяют раз-
личные механические вращающиеся устройства (ротор, турбину,
крыльчатку, пакет тарелок и т. д.), которые устанавливают на одном
валу с перемешивающим устройством реактора или самостоятельно.
Все эти устройства являются составной частью конструкции биохи-
мического реактора.
Все механические пеногасящие устройства требуют дополни-
тельного, иногда значительного расхода энергии, надежной гермети-
зации с применением в некоторых случаях смазочно-охлаждающей
жидкости. Эти недостатки отсутствуют в циклонных пеногасителях.
Использование центробежного поля и лабиринтов различного типа
значительно облегчает и улучшает процесс обработки пены. Однако
в большинстве случаев, особенно при интенсивном ведении биохи-
мического процесса, ограничить пенообразование только с помощью
этих пеногасителей оказывается невозможным без применения ме-
ханических устройств.
52
ГЛАВА 1
Физико-химические методы пеногашения
В этих методах используют как природные, так и синтетические
вещества. В качестве природных веществ пеногашения используют
растительные масла (например, подсолнечное, касторовое, соевое и
др.) и животные жиры (например, бараний, говяжий, костный и т. д.),
добавление которых в количествах до 2-2,5% (по объему) является
наиболее простым способом предотвращения вспенивания. Будучи
более поверхностно-активным веществом, чем вещества-пенообразо-
ватели, пеногаситель вытесняет их из поверхностного слоя пены. При
этом толщина стенок пузырьков пены под воздействием молекул хи-
мического пеногасителя постепенно уменьшается и они разрушаются
(лопаются). Следует иметь в виду, что эти вещества могут принимать
участие не только в пеногашении, но также и в процессах биосинтеза,
часто отрицательно влияя на условия снабжения культуральной жид-
кости кислородом. В связи с тем, что расход пищевых жиров в биохи-
мических производствах может быть достаточно высоким, в последнее
время все шире применяются синтетические пеногасители. К ним от-
носятся, прежде всего, специально синтезированные кремнийоргани-
ческие и полиэфирные соединения (например, полиметилсилоксан
ПМС-200, пропинол Б-400 и др.). Использование синтетических пено-
гасителей является наиболее перспективным физико-химическим спо-
собом борьбы с пенообразованием, так как их расход в десятки и сотни
раз меньше, чем природных пеногасящих веществ.
Для эффективного действия жидких химических пеногасителей
необходимо обеспечить их тонкое распределение в пенящейся жидко-
сти. Этой цели не всегда можно достичь механическим способом, по-
этому используют также жидкие пеногасители в виде эмульсий. При
этом уровень пены в аппарате обычно снижается до нуля. Кроме жид-
ких пеногасящих веществ в отдельных случаях выгодно применять
сухие пеногасители в форме брикетов и порошков. Постепенно рас-
творяясь в жидкой среде, они предупреждают образование в ней пены.
В целом физико-химический метод пеногашения не является
универсальным, так как не во всех случаях эффективен, удорожает
стоимость получаемых продуктов, требует предварительной стери-
лизации пеногасителей.
В большинстве случаев пеногашение осуществляют с помощью
химических пеногасителей - поверхностно-активных веществ природ-
ного или синтетического происхождения. Однако в последние годы все
больше внимания обращается на механические пеногасители, исполь-
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
53
зование которых исключает или резко сокращает введение химических
пеногасителей, которые иногда являются ингибиторами ферментов.
Технологические методы пеногашения
Эти методы предусматривают стабилизацию уровня пены за
счет действия следующих факторов: снижения интенсивности аэра-
ции (сокращение или полное прекращение подачи воздуха), пере-
мешивания (уменьшение частоты вращения мешалки или ее полная
остановка), вывода пены из реакционного объема аппарата с помо-
щью флотатора.
Резкое изменение давления в газожидкостной системе (ее ва-
куумирование), снижающее высоту слоя пены, не получило пока
распространения из-за дорогостоящего оборудования и трудности
сохранения стерильных условий. Следует отметить, что пенообра-
зование в биохимических реакторах можно уменьшить за счет их
конструктивных и геометрических факторов, например, увеличения
отношения диаметра аппарата к его высоте, или за счет подбора со-
ответствующей конструкции мешалки, барботера и т. д.
Комбинированный метод пеногашения
Технически этот метод следует считать наиболее современным.
Как правило, основой его является наличие механического пенога-
сителя, а химические пеногасители используются только в критиче-
ских случаях.
Принцип действия механических пеногасителей заключается в
разрушении пузырьков воздуха или их дроблении при контакте с
рабочим органом. Применяются как встроенные в аппарат, так и вы-
носные механические пеногасители.
Все механические пеногасители разделяются на два типа - ро-
торные и циклонные. В первом случае объектом творчества конст-
рукторов является форма вращающегося органа. К числу простейших
относится гладкий диск, на работу которого затрачивается мини-
мальное количество электроэнергии. На рис. 1.21 показана конструк-
ция пеногасителя с гладким диском и сепарационной камерой. Для
повышения эффективности диск выполняют с различными прорезя-
ми, радиальными лопастями, снабжают его выступами, пальцами и т. п.
Иногда ротор помещают в различной формы камеры, предназначенные
для организации потока пены и подвода ее к пеносбивателю. Пенога-
ситель монтируют на фланце штуцера в месте выхода воздуха. Наи-
более перспективными механическими пеногасителями являются
пакеты конических тарелок (рис. 1.22).
54
ГЛАВА 1
Рис. 1.21. Механический пеногаситель с гладким диском:
1 - электромотор; 2 - шпилька; 3 - нажимная гайка; 4 - пружина; 5 -
патрубок для подачи химического пеногасителя; б - нажимная гильза; 7 -
обратный холодильник; 8 - фторопластовое уплотнение; 9 - диск; 10 -
опорный подшипник; 11 - патрубок вывода воздуха из ферментера
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
55
Рис. 1.22. Механический пеногаситель
с пакетом конических тарелок:
1  • клиноременная передача; 2 - фланец штуцера; 3 - ротор; 4 - двойное
торцевое уплотнение
56
ГЛАВА 1
Рис. 1.23. Принципиальная схема комбинированного
способа пеногашения:
1 - ферментер; 2 — патрубок для ввода пены; 3  - регулятор подачи пенога-
сителя к аппарату; 4, 5, 6 — система автоматического управления пенога-
шением; 7 - регулятор подачи пеногасителя к циклону; 8 - датчик; 9 - элек-
тродвигатель; 10 — патрубок отвода газа; 11 —разделительная вставка; 12 —
ввод пеногасителя; 13 - ротор; 14 - гильза; 15 — циклон; 16 - патрубок воз-
врата жидкости
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
57
Довольно широко используются пеногасители циклонного типа.
Исследование показало, что при нормальных условиях эксплуатации
ферментера сочетание их с химическим пеногасителем дает наи-
больший эффект. На рис. 1.23 показана схема такого комбинирован-
ного способа пеногашения.
Пена поступает в устройство тангенциально по патрубку 2 со
скоростью 10-14 м/с и сепарируется в кольцеобразном лабиринте
между корпусом циклона и вставным цилиндром 14. Жидкость сте-
кает по патрубку 16, газ отводится через патрубок 10. Непогашенная
в лабиринте пена гасится ротором 13, а также химическим пеногаси-
телем, поступающим через патрубок 12 по сигналу датчика 8. При
размещении циклонных устройств вне ферментера образуется цир-
куляционный контур. Интенсивность циркуляции по нему может
достичь 7 и более рабочих объемов ферментера в час. В этом случае
можно говорить о культивировании микроорганизмов в гомогенной
газожидкостной эмульсии.
1.6. Контроль и управление процессами
культивирования
Основное искусство технолога при проведении управляемого
культивирования состоит в умении создать наиболее комфортные
условия для растущей культуры. Для этого необходимо прежде все-
го знать, каковы эти условия, или иными словами: 1 - состояние
процесса в пределах бесконечно малого приращения времени; 2 -
реакцию микроорганизмов на любые изменения подвергаемых из-
мерению и контролируемых окружающих условий. Одной из основ-
ных проблем биотехнологии является отсутствие датчиков, посколь-
ку общепромышленная номенклатура приборов и средств автомати-
зации не соответствует асептическим условиям процессов, не вы-
держивает многократной термической стерилизации, не может рабо-
тать в сложных по составу ферментационных средах, включающих
биомассу, пузыри воздуха, жировые компоненты, жидкие эмульсии
и твердые частицы.
Основными управляющими воздействиями являются режимы
аэрации и перемешивания, подача теплоносителя, регулировка вели-
чины кислотности среды, поддержание уровня пены, скорости дози-
рования входящих компонентов. Физиологическое состояние куль-
туры оценивается по различным кинетическим параметрам процес-
са: скорости роста, потреблению кислорода и различных субстратов,
58
ГЛАВА 1
выделению углекислого газа и других продуктов метаболизма (в том
числе и целевых), скорости закисления или защелачивания, тепло-
выделению и т. д.
Рассмотрим техническую сторону проблемы.
Дозирование жидких компонентов. В условиях асептических
производств лучшими дозирующими насосами являются перисталь-
тические и мембранные. Возможно дозирование и без насоса, с по-
мощью дозировочных емкостей (рис. 1.24). Давление в линиях
должно на 50-100 кПа превышать давление в ферментере. Скорость
дозирования определяется временем и частотой открытия клапана, а
также величиной избыточного давления.
Рис. 1.24. Система ферментер с дозировочным сборником:
1 — ферментер; 2 - сборник дозируемого раствора; 3 - дозировочный ба-
чок; 4 - клапан наполнения бачка; 5 - клапан слива дозы; 6 - датчик уровня;
7 - управляющее устройство
Концентрация водородных ионов. Измерение pH без особых
проблем осуществляют с помощью стеклянных электродов сравнения.
Они выдерживают паровую стерилизацию. Иногда используют вынос-
ные системы с циркуляцией через них ферментационной жидкости.
Растворенные газы. Наибольшее распространение получили
амперометрические датчики (рис. 1.25), у которых между концен-
трацией растворенного кислорода и напряжением наблюдается ли-
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
59
Рис. 1.25. Конструкция сте-
рилизуемого паром датчика
растворенного кислорода:
1 - стеклянный корпус; 2 - фто-
ропластовый вкладыш с отвер-
стиями; 3 - платиновый элек-
трод; 4 — газопроницаемая мем-
брана; 5 — эпоксидная смола; 6 -
свинцовый электрод; 7 -резиновый
штуцер; 8 - электропровода; 9 -
соединительная труба
нейная зависимость, поскольку
проникающий селективно через
мембрану кислород вызывает на
электроде электрохимическую ре-
акцию. Показано, что датчики вы-
держивают 20-кратную стерилиза-
цию паром, не теряя чувствитель-
ности. Перед началом фермента-
ции нужна периодическая градуи-
ровка.
Концентрация СО2 и выхо-
дящих газов. Этот параметр мож-
но измерять по температуропро-
водности газов. Иногда пользуют-
ся инфракрасными анализаторами.
Температура. При биосинтезе
температура может изменяться по
определенной программе, обеспечи-
вающей максимальный выход про-
дукта. Температуру можно контро-
лировать ртутными термометрами,
термопарами или металлическими
термометрами сопротивления.
Давление. Для измерения это-
го параметра используются относи-
тельно простые диафрагмовые ма-
нометры, способные работать в ус-
ловиях стерильности. Результи-
рующий пневматический сигнал
может быть реализован непосредст-
венно на исполнительном устройст-
ве или преобразован в электронный
сигнал. Давление в ферментерах
может регулироваться простым
клапаном обратного давленйя.
В случаях аварийного выклю-
чения компрессора, сопровождаю-
щегося падением избыточного дав-
ления в ферментере, необходимо
60
ГЛАВА 1
загерметизировать аппарат для защиты от посторонней микрофлоры.
Эта задача выполняется с помощью схемы, изображенной на
рис. 1.26. При снижении давления ниже допустимого включается
звуковая сигнализация, и одновременно автоматически закрываются
обе заслонки, что обеспечивает герметизацию аппарата.
Рис. 1.26. Схема поддержания давления воздуха в ферментере:
1 — манометр на трубопроводе; 2 - - заслонка на линии ввода газа; 3 ~ за-
слонка на линии вывода газа; 4 - манометр в ферментере
Скорость подачи газа и жидкости. Предпочтение отдается
расходомерам переменного сечения - ротаметрам и диафрагмам.
Положение поплавка в ротаметре трансформируется в электриче-
ский сигнал с использованием емкостного принципа. Этот сигнал
затем с помощью регулятора управляет вентилем на трубопроводе.
ОСНОВНЫЕ ФУНКЦИИ И СИСТЕМЫ ФЕРМЕНТЕРА
61
Уровень жидкости в ферментере. Наличие пены, интенсивное
перемешивание не позволяют применять обычные методы измере-
ния уровня, распространенные в химической технологии.
В биотехнологии целесообразно применять весовой тип уров-
немера, в котором датчики, фиксирующие массу аппарата, передают
свой сигнал на прибор, отградуированный в единицах уровня.
Комплексы ЭВМ-ферментер. Бурное развитие производства
микропроцессоров позволило включать их непосредственно в фермен-
тационные системы и обеспечивать косвенные измерения параметров
процесса путем соответствующих анализов и обработки полученных
результатов. Благодаря большой скорости расчетов компьютеры на-
капливают информацию о ходе процесса и выдают мгновенную ин-
формацию о концентрации клеток, субстрата, продуктов и т. п. Ком-
пьютер рассматривается в настоящее время также как потенциальное
устройство для решения задач по охране труда и как беспристраст-
ный контролер.
В комплексе ЭВМ-ферментер основными элементами являются:
-	ферментер с набором датчиков, измерительных и
исполнительных устройств;
-	ЭВМ со своими периферийными устройствами;
-	устройства связи с объектом, осуществляющие сопряжение
ЭВМ и ферментера;
-	математическое обеспечение, включающее операционные
системы и программы пользователя.
Цели, преследуемые вводом ЭВМ в контур управления, можно
сформулировать следующим образом:
1.	сделать производство более экономичным за счет оптимизации
технологии;
2.	увеличить надежность функционирования производства;
3.	сделать производство мобильным;
4.	иметь оперативный доступ к информации о ходе процесса;
5.	уменьшить объем трудоемких операций.
При выборе схем управления микробиологическими процесса-
ми приходится решать вопросы организации контуров контроля и
регулирования различных режимных параметров.
Сочетание этих связей позволяет получить множество вариан-
тов схем. При этом могут быть не только одноконтурные схемы, но
62
ГЛАВА 1
и совокупность контуров, когда разные параметры «приписаны» к
разным управляющим воздействиям. Возможны также схемы, в ко-
торых один и тот же параметр управления последовательно поддер-
живается разными управляющими воздействиями по мере достиже-
ния ограничений по каждому из них.
К сожалению, компьютеризацию биотехнологических произ-
водств сдерживает сложность микробиологического процесса и сла-
бая оснащенность его измерительной техникой.
Более подробное описание работы такого комплекса приведено
в разделе «Лабораторные ферментационные установки».
ГЛАВА 2
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
НА РАЗЛИЧНЫХ СРЕДАХ, УЧЕТ ТЕПЛОВЫХ,
МАССООБМЕННЫХ И ГИДРОДИНАМИЧЕСКИХ
ЭФФЕКТОВ В БИОРЕАКТОРАХ
2.1.	Характеристика основных источников сырья -
субстратов для процесса ферментации
Питательная среда необходима для обеспечения жизнедеятель-
ности, роста и развития микроорганизмов, синтеза целевого продук-
та. Основу питательных сред для культивирования микроорганизмов
составляют источники углерода.
Питательные среды для культивирования микроорганизмов со-
держат большое количество необходимых компонентов, основным из
которых обычно считают тот, который служит микроорганизмам ис-
точником углерода и энергии. Это вещество или смесь веществ назы-
вают субстратом, а все остальные - вспомогательными веществами.
Многообразие микроорганизмов делает число таких соединений
почти безграничным, так как, с одной стороны, существуют культу-
ры, способные при биосинтезе потреблять углерод только из высо-
коорганизованных молекул, например, белков, а с другой - многие
бактерии и некоторые дрожжи утилизируют такие простейшие угле-
родосодержащие соединения, как метан, метанол, углекислоту. Кро-
ме углерода клетки микроорганизмов в процессе роста испытывают
необходимость в источниках азота, фосфора, макро- и микроэлемен-
тов. Все вещества этого рода находятся в питательных средах в виде
солей (исключением являются среды, где азот и фосфор могут ус-
ваиваться растущими культурами из органических источников, на-
пример, автолизатов или гидролизатов микробного или животного
происхождения).
При рассмотрении сырьевой базы промышленного микробио-
логического синтеза оценивают доступность, методы получения,
свойства и необходимые качественные характеристики тех продук-
тов или отходов родственных отраслей промышленности, которые в
биотехнологии употребляются как субстрат или многокомпонентная
смесь, содержащая необходимый клеткам субстрат и, возможно,
другие полезные или балластные компоненты.
64
ГЛАВА 2
В подавляющем большинстве случаев в промышленных средах
для культивирования заранее содержатся все необходимые элементы
питания, кроме кислорода и (в некоторых производствах) углерода,
если он вводится в виде газообразного соединения. Основной ча-
стью питательной среды является вода, и все процессы жизнедея-
тельности протекают только в водной среде. Питательные вещества
образуют в водной среде истинные (минеральные соли, сахара, ами-
нокислоты, карбоновые кислоты, спирты, альдегиды и т. д.) или
коллоидные (белки, липиды, неорганические соединения типа гид-
роксида железа) растворы. Отдельные компоненты питательной сре-
ды могут находиться в твердом агрегатном состоянии на поверхно-
сти раствора (частицы угля, серы), а также в виде взвеси или осадка.
Жидкие углеводороды при внесении в воду формируют особую не
смешивающуюся фазу. При твердофазном культивировании вода
только увлажняет твердую поверхность субстрата. Вещества, необ-
ходимые для культивирования, могут представлять собой газы, рас-
творимые в воде: хорошо растворимые (NH3, H2S), умеренно (СО2)
или плохо растворимые (N2, О2, Н2, СН4).
Питательные среды могут иметь и неопределенный состав 
включать биогенные (растительные, животные, микробные) добавки -
мясной экстракт, кукурузную муку, морские водоросли и т. д. Извест-
ны также среды, приготовленные из чистых химических соединений
(синтетические среды), однако с экономической точки зрения наибо-
лее целесообразно употребление более дешевого природного сырья.
Компонентный состав сред зависит от потребностей объекта.
Жидкие и твердые источники углерода обычно вводятся в готовую
питательную среду непосредственно перед ферментацией, так как это
устраняет опасность ее заражения посторонней микрофлорой, вероят-
ность которого резко возрастает при хранении питательной смеси.
Поэтому, в частности, при непрерывном культивировании в произ-
водстве микробного белка потоки углеводородов и питательных солей
вводятся в биореактор раздельно, а смешение нерастворимых в воде
н-алканов происходит уже в самом биореакторе. При периодической
ферментации источники углерода обычно вводятся непосредственно
перед засевом определенной дозы микроорганизмов, а во многих про-
изводствах отдельные компоненты среды дополнительно вводят по
мере их потребления культурой, поддерживая оптимальную концен-
трацию, которая на разных этапах ферментации может меняться.
В зависимости от жесткости принятых условий возникает необ-
ходимость либо только в создании заданного значения pH, обеспе-
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
65
чивающего подавление посторонних микроорганизмов, либо в полной
стерилизации всех подаваемых в аппарат потоков и самого биореакто-
ра. Вопросы стерилизации питательных сред рассмотрены ранее, в
разделе 1.3.
Теперь кратко рассмотрим наиболее распространенные угле-
родсодержащие субстраты.
Углеводородное сырье для промышленной
биотехнологии
Источником углеводородов в промышленном микробиологиче-
ском синтезе являются продукты переработки нефти, в первую очередь
дизельная фракция прямой перегонки, содержащая в своем составе
нормальные парафиновые углеводороды, структура и молекулярная
масса которых оптимальна с точки зрения их потребления дрожжами.
Получение нефтяных дистиллятов прямой перегонкой нефти
Главным источником жидких парафинов и дизельной фракции,
используемых в микробиологической промышленности, является
нефть, которая состоит главным образом из парафиновых, нафтено-
вых и ароматических углеводородов с большей или меньшей при-
месью кислородсодержащих и сернистых соединений. В зависимо-
сти от месторождения соотношение в нефти различных классов угле-
водородов варьирует. В наиболее распространенных нефтях содер-
жится 50-60% нафтенов, 20-30% углеводородов с открытой цепью и
15-30% ароматических. Каждый класс углеводородов представлен в
нефти многочисленными гомологами и изомерами. Поэтому при пе-
реработке нефти получают фракции, представляющие собой сложные
смеси углеводородов.
Перед перегонкой сырая нефть, содержащая до 1% (по массе) во-
ды и до 1800 мг/л хлоридов, обязательно подвергается обессоливанию
и обезвоживанию, это снижает содержание воды в нефти до 0,1% (по
массе) и хлоридов до 3 4 мг/л. После этого нефть подается для пере-
гонки на атмосферно-вакуумную трубчатую (АВТ) установку.
После разгонки нефти на АВТ получается ряд продуктов в сле-
дующем количестве (в процентах от исходного количества нефти) и
выкипающих в следующем температурном диапазоне (°C):
Продукты	Количество	Температура
Сжиженный газ	1,0-1,2	до 50
Бензиновая фракция	12-18	50-140
Керосиновая фракция	16-18	120-240
66
ГЛАВА 2
Дизельная фракция	17 21	200-360
Вакуумный дистиллят	22 23	350-500
Гудрон		20-30	свыше 500
Наиболее экономичным и доступным сырьем для производства
кормовой биомассы могут служить дизельные фракции парафини-
стой и высокопарафинистой нефти, содержащие не менее 15%
н-алканов. Более низкое содержание н-парафинов делает процесс
прямого получения биомассы неэффективным и требует предвари-
тельного выделения н-алканов для их последующего использования.
Микробиологическая депарафинизация дизельной фракции
(нефтяных дистиллятов) позволяет осуществить комплексную пере-
работку сырья, получая одновременно три целевых продукта: кор-
мовую биомассу, технический биожир, компонент дизельного топ-
лива с пониженной температурой застывания.
Получение н-парафинов для культивирования микроорганизмов
Для получения кормовой биомассы широко используются очи-
щенные жидкие парафины с температурой кипения от 180 до 350° С
следующего состава (в %):
н-Алканы	87-98
Ароматические углеводороды	не более 0,5
Сера		не более 0,05
Выделение парафинов с температурой плавления ниже 30° С
(жидкие парафины) можно осуществлять несколькими способами.
При получении н-алканов с длиной цепи С]0-С2о как сырья для мик-
робиологической промышленности используют методы карбамид-
ной депарафинизации дизельной фракции или адсорбционного из-
влечения жидких парафинов. Одновременно с выделением парафи-
нов в обоих случаях получают низкозастывающее дизельное топли-
во (депарафинизат, нормализат) с температурой застывания от ми-
нус 35 до минус 45° С.
Получение н-алканов карбамидной депарафинизацией дизельной
фракции
Выделение н-парафинов из дизельной фракции основано на их
способности образовывать с мочевиной (карбамидом) легко разла-
гаемые кристаллические соединения.
Полученные карбамидным способом жидкие парафины содер-
жат до 85-92% н-алканов и до 5% алкилароматических соединений.
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
67
Снижение содержания ароматических углеводородов до тре-
буемого микробиологической промышленностью (не более 0,5%)
достигается с помощью дополнительной очистки серной кислотой
или олеумом. После такой очистки содержание ароматических угле-
водородов составляет 0,2-0,4% и парафины можно использовать при
получении кормовой биомассы.
Адсорбционное извлечение жидких парафинов
Выделение жидких парафинов фракции Сщ-Сго из нефтяных
дистиллятов основано на способности цеолитов избирательно сорби-
ровать вещества с определенными размерами и конфигурацией моле-
кул. Процесс состоит из двух стадий: адсорбции н-алканов на цеоли-
тах (с размером пор до 0,5 нм) и их десорбции из пор цеолита. Де-
сорбцию можно проводить с помощью снижения давления, повыше-
ния температуры или вытеснением другим веществом (н-пентаном,
н-гексаном, аммиаком и т. д).
Полученные жидкие парафины имеют следующий состав (в %):
н-Алканы	не менее 98
Ароматические углеводороды	не более 0,2
Сера		не более 0,05
Таким образом, полученные жидкие парафины пригодны для даль-
нейшей микробиологической переработки без дополнительной очистки
и могут быть поданы на стадию культивирования микроорганизмов.
Этанол как биотехнологическое сырье
Основным источником этанола является нефтехимический син-
тез, использующий реакцию гидратации этилена в присутствии раз-
личных катализаторов. Известны также промышленные способы
получения так называемого гидролизного спирта сбраживанием гек-
соз, содержащихся в гидролизатах растительного сырья, и высоко-
качественного «пищевого» этанола, образующегося в процессе бро-
жения продуктов ферментативного гидролиза крахмала.
Первый из способов производства синтетического этанола ос-
нован на сернокислотной двухступенчатой гидратации этилена.
Другим методом получения этанола является прямая гидрата-
ция этилена водяным паром в присутствии катализатора - фосфор-
ной кислоты на пористом носителе.
68
ГЛАВА 2
В промышленности существуют оба эти процесса получения
этанола. Полученный этанол в виде азеотропа с водой (96% этанола и
4% воды) с минимальным содержанием ингибирующих примесей (не
более 0,007%) является товарным продуктом и может с успехом ис-
пользоваться в микробиологической промышленности в качестве
субстрата при культивировании микроорганизмов как кормового, так
и пищевого назначения.
Сырье для культивирования метилотрофов
Одним из перспективных процессов биотехнологии является
промышленное культивирование метилотрофов, которые уже сего-
дня рассматриваются как важный источник белка одноклеточных, а в
дальнейшем, очевидно, могут найти еще более широкое применение.
Известно, что метилотрофы способны утилизировать так называемые
«одноуглеродные» соединения, т. е. производные метана - метанол,
формальдегид, метиламины и т. д. Важнейшим из этих веществ явля-
ется метанол, поскольку это один из крупнотоннажных продуктов
химической промышленности и, что особенно важно, он может быть
получен как из нефтехимического (метан), так и из углехимического
(кокс) сырья, через образование синтез-газа (СО + 2Н2) и его даль-
нейшее превращение в метанол.
Ряд авторов высказывают точку зрения, что метанол является
своего рода «веществом будущего», так как позволяет в принципе
перестроить многие нефтехимические процессы, основанные сейчас
на использовании все более дефицитного этилена.
В силу своей высокой селективности эта технология позволяет
получать метанол с концентрацией выше 99,9% и содержанием не-
желательных для биотехнологии примесей не более 0,005%.
Получение синтез-газа. Раньше монооксид углерода (СО) в виде
смеси с другими газами (водяной газ) получали из каменноугольного
кокса. В этом случае твердое топливо подвергается газификации при
атмосферном или повышенном давлении.
Ввиду дефицитности кокса и несовершенства технологии его
газификации эти методы были вытеснены другими, основанными на
переработке природного газа.
В настоящее время в связи с возникшими энергетическими про-
блемами вновь возрос интерес к газификации каменного угля с пе-
реработкой его через монооксид углерода в синтетические продукты
и моторное топливо.
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
69
Процесс газификации может быть как периодическим, так и не-
прерывным, последний нашел применение на заводах по получению
искусственного жидкого топлива. Полученный синтез-газ имеет со-
отношение СО : Н2 = 1,9-2,0 и может быть использован при синтезе
метанола без дополнительной конверсии монооксида углерода.
Получение синтез-газа из углеводородного сырья основано на
конверсии метана водяным паром, диоксидом углерода или непол-
ном его окислении кислородом.
Очищенный синтез-газ после компримирования подается на
стадию синтеза метанола.
Получение метанола из синтез-газа. Для получения метанола
необходим синтез-газ, имеющий состав, близкий к соотношению
СО : Н2 = 1 : 2.
На промышленных установках синтеза метанола чаще всего про-
цесс проводят при давлении 20-35 МПа, температуре 370-420° С и
объемной скорости синтез-газа (10-35)  103 ч-1 (время контакта 10-40 с).
В этих условиях степень конверсии в реакторе составляет 10-20%.
В последнее время с целью снижения энергетических затрат
реализованы в промышленности способы синтеза метанола при бо-
лее низком давлении (5-10 МПа) и температуре (300-350° С). Этого
удалось достичь с помощью применения новых более активных ок-
сидных цинк-медь-хромовых катализаторов и обеспечения лучшей
очистки синтез-газа от сернистых соединений, дезактивирующих эти
катализаторы.
Для получения товарного продукта метанол-сырец подвергается
ректификации.
Метанол-ректификат имеет следующий состав (в % по объему):
Метанол	не менее 99,9	Альдегиды, кетоны	не более 0,006
Вода	не более 0,05	Железо	не более 0,00005
Органические кислоты	не более 0,02		
Такой метанол является товарным продуктом и может непо-
средственно использоваться для культивирования микроорганизмов.
Подготовка сырья для микроорганизмов,
утилизирующих метан
Альтернативой использования метанола для получения мик-
робного белка является культивирование метанотрофов, способных
утилизировать непосредственно метан. Этот процесс, безусловно,
перспективен, поскольку метан - основной компонент природного
70
ГЛАВА 2
газа и его концентрация может приближаться (для некоторых ме-
сторождений) к 100%. Вместе с тем круг метанотрофов сравнитель-
но ограничен, а имеющийся в нашей стране природный газ требует
перед подачей в ферментер дополнительной очистки, в первую оче-
редь от сероводорода и других серосодержащих соединений, сильно
ингибирующих рост клеток.
Очистка метана от меркаптанов, сероводорода и воды осуществ-
ляется с помощью моноэтаноламина (МЭА).
Полученный после очистки природный газ имеет следующий
состав (% по объему):
Метан	не менее 95	Диоксид углерода	не более 1
Гомологи: этан	не более 2	Сероводород	не более 0,01
		Серосодержащие соединения	не более 0,001
пропан	не более 1		
сумма остальных	не более 1		
Такой природный газ является товарным продуктом, полностью
соответствует требованиям микробиологической промышленности и
может быть использован для культивирования микроорганизмов.
Углеводсодержащее растительное сырье
Гидролиз растительного, главным образом древесного сырья
служит почти исключительно для изготовления гидролизатов как
сырья для аэробного культивирования дрожжей. Гидролизаты со-
держат смесь моносахаридов состава С5 и Сб - пентоз и гексоз - и
примеси, к сожалению, в большинстве своем нежелательные для
микробиологического синтеза, но трудно отделяемые из получаю-
щегося разбавленного раствора углеводов. Важнейшим побочным
продуктом гидролиза оказывается лишь фурфурол, химический син-
тез которого пока слишком затруднителен и не реализован в про-
мышленности. Вследствие этого все схемы гидролиза предусматри-
вают тщательное отделение фурфурола, а для так называемого пен-
тозансодержащего сырья - подсолнечной и хлопковой шелухи, куку-
рузных кочерыжек и т. п. - режим гидролиза подбирается специально
в расчете на наибольший выход фурфурола.
Химический состав растительного сырья, перерабатываемого на
гидролизных заводах, неодинаков и колеблется в широких пределах.
Главной частью этого сырья являются полисахариды, количество
которых составляет 40-75%, и лигнин, содержание которого может
варьировать от 15 до 60%. В гидролизной промышленности под лиг-
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
71
нином обычно понимают все нерастворимые при кислотном гидро-
лизе полисахаридов компоненты растительного сырья.
Полисахариды растительного сырья делятся на легко- и трудно-
гидролизуемые. Легкогидролизуемая часть полисахаридов состоит из
гемицеллюлоз и пектиновых веществ, количество которых составляет
15-40%. Трудногидролизуемая часть полисахаридов состоит из цел-
люлозы с небольшой примесью гемицеллюлоз, общее количество
которых - 25-50% в зависимости от вида растительного сырья.
Соотношение между гексозами и пентозами не имеет сущест-
венного значения при выращивании кормовых дрожжей, поскольку
обе группы моносахаров утилизируются микроорганизмами. Уроно-
вые кислоты усваиваются дрожжами значительно хуже, чем моноса-
хариды. Поэтому сырье, богатое уроновыми кислотами, образует
гидролизаты более низкого качества.
Ацетильные группы, входящие в состав многих гемицеллюлоз,
легко отщепляются и при полном гидролизе образуют уксусную ки-
слоту, которая при культивировании кормовой биомассы усваивается
наравне с моносахаридами. Легкоотщепляемые метоксильные группы
при гидролизе образуют метиловый спирт, содержание которого мо-
жет достигать 2-7 кг на 1 т абсолютно сухого сырья (АСС). Азоти-
стые вещества в большей степени состоят из белков, которые при
гидролизе распадаются до аминокислот. Небольшая часть негидроли-
зовавшегося белка остается во фракции лигнина. При производстве
кормовой биомассы аминокислоты легко усваиваются микроорганиз-
мами и способствуют их росту.
Лигнин - нерастворенный при гидролизе остаток растительного
сырья - находит ограниченное применение и в большинстве случаев
является балластом. При гидролизе хвойных пород, содержащих от
2 до 10% смолистых веществ, часть смолы образует эмульсию и
вместе с коллоидным лигнином и продуктами распада сахаров осе-
дает на стенках труб и приемников.
Основным способом гидролиза растительного сырья был и ос-
тается перколяционный гидролиз разбавленной серной кислотой при
повышенном давлении и температуре. По этому способу горячая
разбавленная кислота (жидкая фаза) непрерывно протекает через
слой неподвижной твердой фазы (измельченное растительное сы-
рье), которая полностью погружена в жидкость. Имеющиеся разно-
видности перколяционного гидролиза позволяют изменять удельную
производительность гидролизаппаратов, варьировать температуру
гидролиза и уменьшать расход кислоты.
72
ГЛАВА 2
При использовании гидролизата для культивирования микроор-
ганизмов необходимо оценить его биологическую доброкачествен-
ность, под которой понимают показатель, отражающий степень
влияния вредных примесей среды на процесс выращивания дрожжей
или выход целевых продуктов их жизнедеятельности. Доброкачест-
венность сред определяют биологическим методом по таким показа-
телям, как выход биомассы в единицу времени, физиологическая
активность клеток микроорганизмов и т. д.
В гидролизных средах основной примесью, подавляющей об-
мен веществ, рост и размножение дрожжей, является фурфурол,
тормозящее действие которого проявляется при концентрациях вы-
ше 0,02%. Оксиметилфурфурол (ОМФ) - также ингибитор процесса
культивирования дрожжей, проявляет угнетающее действие при
концентрациях выше 0,1%.
Поскольку полного удаления всех ингибирующих примесей дос-
тигнуть не удается, установлены минимально допустимые концентра-
ции (в %) основных ингибирующих примесей в питательной среде:
Фурфурол	не более 0,03-0,04
ОМФ	0,05-0,1
Лигногуминовые вещества	до 0,1
Для получения биологически доброкачественных гидролизатов
проводят их обработку, включающую: нейтрализацию минеральных
и части органических кислот; отделение осадков и коллоидных час-
тиц; охлаждение субстрата до 30-35° С; удаление вредных летучих
примесей.
Основными недостатками процесса перколяционного гидролиза
древесины являются образование крупнотоннажного отхода - лиг-
нина - и низкое качество гидролизата с точки зрения микробиологи-
ческого синтеза: наличие в смеси и пентоз, и гексоз, а также замет-
ных количеств ингибирующих примесей ограничивает применение
гидролизата только производством белково-витамцнного концентра-
та (гидролизные дрожжи) и спирта. Во всех остальных биотехноло-
гических производствах это сырье оказывается неприемлемым.
В настоящее время интенсивно разрабатываются более совер-
шенные процессы гидролиза растительного сырья, которые решают
задачу повышения качества углеводного раствора и утилизации лиг-
нина. Перспективными можно считать методы кислотного гидролиза
или так называемого автогидролиза (без добавления кислот-
катализаторов), предваряемые механическим или механохимическим
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
73
воздействием на древесину. Особенно интересные возможности от-
крываются при проведении не исчерпывающего, как это делается сей-
час, а ступенчатого гидролиза с постепенным извлечением пентоз и
гексоз, которые в этом случае могут быть получены раздельно.
Необходимо подчеркнуть, что растительность как единственный
источник возобновляемого сырья, образующегося ежегодно в крайне
широких масштабах за счет утилизации энергии солнца, углекислоты и
воды, должна в принципе служить основой получения субстратов для
микробиологического синтеза, который характеризуется высокими рас-
ходными коэффициентами по сырью. Можно полагать, что в недалеком
будущем биотехнология будет базироваться на углеводном сырье рас-
тительного происхождения, чему в немалой степени должно способст-
вовать и то обстоятельство, что подавляющее большинство промыш-
ленных штаммов-продуцентов быстро и эффективно растут на угле-
водных средах, предпочитая их многим другим источникам углерода.
Уксусная кислота как биотехнологическое сырье
Пищевая уксусная кислота издавна получается путем окисления
этанола культурами бактерий рода Acetobacter.
В последние годы было установлено, что уксусная кислота пред-
ставляет собой очень перспективный субстрат для биотехнологии; на
ней хорошо развиваются дрожжи как источник микробного белка, одна-
ко наиболее интересно применение уксусной кислоты в биосинтезе ли-
зина. Очевидно, что в этих случаях ввиду большой потребности в уксус-
ной кислоте она должна быть получена каким-либо крупнотоннажным
методом, в частности химическим синтезом из этилена через ацетальде-
гид или карбонилированием метанола. Прямое каталитическое окисле-
ние этилена обеспечивает получение ацетальдегида, а затем и уксусной
кислоты из дешевого сырья с суммарным выходом не менее 90%.
Полученная таким способом и очищенная ледяная уксусная ки-
слота является товарным продуктом, имеет 99,9% основного веще-
ства и удовлетворяет всем требованиям микробиологической про-
мышленности.
Получение уксусной кислоты карбонилированием метанола в
промышленности основано на взаимодействии спирта с оксидом
углерода при катализе комплексами Со и Rh или смесью СоН(СО)4 +
Col?. Этот метод позволяет базировать производство уксусной ки-
слоты на природном газе (метан —> синтез-газ —> метанол —> уксус-
ная кислота) или на каменном угле (водяной газ —> метанол —> ук-
сусная кислота) и относится к одному из самых экономичных и пер-
74
ГЛАВА 2
спективных вариантов получения уксусной кислоты. Товарная ук-
сусная кислота представляет собой готовый субстрат для нужд мик-
робиологической промышленности.
Меласса как субстрат для биотехнологии
Меласса, содержащая до 50% сахарозы, является отходом са-
харного производства и очень широко используется в микробиоло-
гическом синтезе, так как многие продуценты белка и биологически
активных веществ прекрасно утилизируют углеводы из мелассы.
Современная технология позволяет снизить содержание сахара в
мелассе, доводя его до 30 и даже 20%. Естественно продукт будет пред-
ставлять тем меньший интерес для биотехнологии, чем ниже содержа-
ние в нем сахарозы. Это делает весьма актуальной задачу использова-
ния углеводов из гидролизатов растительного сырья взамен мелассы.
Тем не менее меласса пока остается важнейшим, часто незаме-
нимым сырьем, особенно для синтеза метаболитов типа аминокис-
лот, средств защиты растений и т. п.
В зависимости от качества сахарной свеклы и технологических
режимов переработки состав мелассы колеблется в следующих преде-
лах (в % по массе): сухих веществ 76-84, в том числе сахарозы 46-51;
общего азота 1,5-1,8; бетаина 4-7; редуцирующих веществ 1,0-2,5;
раффинозы 0,8-1,2; молочной кислоты 0,2-0,5; красящих веществ 4-8;
уксусной кислоты 0,2-0;5; муравьиной кислоты 0,2-0,5; золы 6-10.
Дополнительные источники сырья для производства
белка одноклеточных
Как уже отмечалось, многие смеси органических веществ, осо-
бенно углеводов и некоторых других кислородсодержащих соедине-
ний, могут служить субстратами для выращивания кормовых дрож-
жей. Наиболее интересными из них являются гидролизаты торфа и
сульфитные щелока - отход варки целлюлозы, поскольку эти про-
дукты уже нашли практическое применение в биотехнологии.
Получение гидролизатов торфа
Одним из перспективных источников углеводного сырья для
получения кормовых дрожжей является верховой торф со степенью
разложения не выше 20%, содержащий в своем составе до 50% по-
лисахаридов и до 15-17% уроновых кислот.
При мягком гидролизе до 80% уроновых кислот торфа переходят
в раствор и, легко декарбоксилируясь, превращаются в пентозы. Таким
образом, торф, содержащий значительные количества азота и фосфора
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
75
в легкоусвояемой форме, после предварительной подготовки может
служить хорошим сырьем для микробиологической промышленности.
Подготовка отходов целлюлозно-бумажной промышленности
Основными отходами целлюлозно-бумажной промышленности
являются предгидролизаты и сульфитный щелок.
Предгидролизаты образуются при первичной обработке древесной
щепы горячей водой для удаления гемицеллюлоз. При этом отделяется
содержащаяся в древесине связанная уксусная кислота и, переходя в
водный раствор, создает в нем слабокислую реакцию (pH ~ 4,5). Это
способствует протеканию частичного гидролиза гемицеллюлоз и
накоплению в водном растворе продуктов деполимеризации. При
варке целлюлозы образуется до 6 м3 предгидролизатов на 1 т пере-
рабатываемой древесины. Технология подготовки предгидролизатов
для культивирования микроорганизмов аналогична процессу обра-
ботки гидролизатов растительного сырья.
Вторым отходом целлюлозно-бумажной промышленности яв-
ляется сульфитный щелок, объем которого составляет 6,5-8,0 м3 на
1 т полученной целлюлозы.
В промышленности для выделения целлюлозы из древесины ши-
рокое распространение получил сульфитный метод, при котором дре-
весину обрабатывают при повышенном давлении и температуре вод-
ным раствором солей сернистой кислоты. Нецеллюлозные компонен-
ты древесного сырья, переходящие при такой обработке в раствор
(сульфитный щелок), можно после соответствующей обработки и под-
готовки использовать в микробиологической промышленности.
Состав образующегося сульфитного щелока зависит от вида ис-
пользуемого сырья, режима варки и выхода целлюлозы. Для микро-
биологической переработки пригодны сульфитные щелока бисуль-
фитной и кислой бисульфитной варок.
Отобранный сульфитный щелок в зависимости от сырья и усло-
вий варки (pH 1,5-2,0 или pH 3,54,2) имеет следующий состав (% по
объему):
Общее содержание РВ	1,7 3,1
Летучие органические кислоты	0,2-0,5
Сернистая кислота (в пересчете на SO2)	0,06-0,1
Метиловый спирт	0,03-0,06
Формальдегид	0,02-0,05
Фурфурол	0,02-0,06
Лигносульфоновые кислоты	3,5-7,0
Гидросульфит кальция		0,03-0,8
76
ГЛАВА 2
Помимо концентраций ряда примесей, определяющих биологиче-
скую доброкачественность субстрата, здесь необходимо отметить при-
сутствие диоксида серы, наиболее угнетающе действующего на рост и
размножение дрожжей. Концентрация свободного SO2 не должна пре-
вышать 0,005%, непосредственно титруемого SO2 - 0,03-0,06, альде-
гидносвязанного SO2 - 0,2-0,3%, содержание волокон целлюлозы - не
более 0,05 г/л.
Для снижения концентраций вредных примесей до значений
ПДК сульфитные щелока перед культивированием проходят обра-
ботку: отделение волокон целлюлозы; десульфитацию, включаю-
щую как удаление свободного диоксида серы, так и выведение из-
бытка сульфитов, разрушение карбоксилсульфитных соединений,
окисление ряда сульфитов в сульфаты; нейтрализацию щелока с его
последующим охлаждением и отстаиванием (для щелоков кислой
бисульфитной варки).
Для повышения содержания усваиваемых моносахаров в 1,5-2 ра-
за рекомендуется проведение инверсии сульфитных щелоков, аналогич-
ное инверсии предгидролизатов и гидролизатов растительного сырья.
Сульфитный щелок после кислой бисульфитной варки имеет pH 2-2,5 и
должен подаваться на стадию нейтрализации. После такой обработки
сульфитный щелок с температурой 30-35° С и pH 3,7-4,2 поступает на
стадию ферментации для культивирования микроорганизмов.
2.2.	Особенности процессов ферментации на
различных субстратах
Особенности культивирования микроорганизмов
на углеводородном сырье
Углеводородное сырье является одним из основных источников
углерода при получении кормовой биомассы. Поэтому в первую
очередь будут рассмотрены углеводородные субстраты, используе-
мые для культивирования микроорганизмов: очищенные н-пара-
фины и нефтяные дистилляты.
Культивирование микроорганизмов на очищенных н-парафинах.
Очищенные жидкие н-парафины с температурами кипения в
пределах 200-340° С и длиной углеродной цепи Сю-С2о> позволяют
использовать в качестве продуцентов как бактериальные, так и
дрожжевые культуры, однако в настоящее время получили распро-
странение почти исключительно дрожжи рода Candida'. С. utilis,
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
77
С. maltosa, С. sake, среди которых имеются и термотолерантные
штаммы. Эти микроорганизмы при оптимальных условиях культи-
вирования (pH, t°) способны обеспечить высокий экономический
коэффициент усвоения субстрата (н-алканов) - до 110%, накапливают
большое количество белка (свыше 60%) при достаточно высокой
скорости протока (до 0,22 ч ') на оптимально составленной пита-
тельной среде.
При использовании н-парафинов вопрос состава питательной сре-
ды становится особенно актуальным ввиду практически полного от-
сутствия макро- и микроэлементов в самом сырье. Кроме того, очень
заметное влияние на количество накапливаемого клетками дрожжей
белка оказывают количество и соотношение вносимых в среду источ-
ников азота и фосфора, а также природа соединений добавляемых эле-
ментов. Для поддержания постоянным значения pH, снижающегося в
процессе культивирования, в ферментер подается аммиачная вода,
служащая одновременно дополнительным источником азота.
Условия культивирования дрожжей во многом определены на-
личием в данном случае четырехфазной системы (газ-вода-жидкие
парафины-клетки дрожжей).
Изучение распределения клеток в жидких фазах показало, что
~1/3 клеток растет в водной фазе, потребляя капли парафина диамет-
ром менее 3 мкм, а —2/3 клеток адсорбируются на поверхности пара-
финовых капель диаметром от 3 до 5 мкм. Адсорбция на каплях
большего диаметра незначительна, поэтому диспергирование
н-парафинов в водной фазе играет важную роль в процессе культиви-
рования. Кроме перемешивания на эффективность диспергирования
влияет поверхностное натяжение. Введение ПАВ снижает поверхно-
стное натяжение и повышает удельную скорость роста дрожжей.
На эффективность процесса большое влияние оказывает аэрация
среды. На окисление н-парафинов требуется в 2,6-2,8 раза больше ки-
слорода, чем на окисление углеводов, что вызывает и большее тепло-
выделение в процессе культивирования. Таким образом, одновременно
с проблемой повышения интенсивности аэрации возникают вопросы
обеспечения эффективного теплоотвода во время ферментации.
Большое влияние на рост и развитие клеток дрожжей оказывает
pH и /° среды, значение которых в процессе ферментации поддержи-
вается на уровне 4,0-4,5 и 32-34° С соответственно.
На биохимзаводах, работавших на жидких парафинах, процесс
культивирования проводился в ферментерах марки Б-50 (АДР-900) с
эжекционной системой аэрации, представляющих собой емкость в
78
ГЛАВА 2
форме тора, общим объемом 800 м3 (рабочий объем 320 м3), разде-
ленную перегородками на 12 секций (см. рис. 3.31). Непрерывный
процесс ферментации был организован таким образом, что суспензия
клеток и подаваемый в первую секцию субстрат последовательно
проходят все секции аппарата и из последней выходит суспензия с
максимальной концентрацией биомассы и минимальным содержанием
н-парафинов за счет наличия в ферментере стадии «дозревания» (или
голодания) дрожжей. Это упрощает их выделение, исключает необхо-
димость экстрактивной очистки биомассы от остаточных углеводо-
родов и обеспечивает более полное использование н-парафинов и
высокое качество получаемого продукта.
Время выращивания дрожжей составляет 8-8,5 ч; производи-
тельность по АСВ > 35-40 т/сутки; исходная концентрация парафи-
на ~ 3,5% (по объему); содержание остаточных н-алканов в фермен-
тационной среде девятой секции 2—4 г/л, а на выходе из ферментера
0,4—0,6 г/л; расход воздуха на единицу рабочего объема 110 м3/м3 • ч.
Готовый продукт (паприн), полученный на очищенных жидких
парафинах, имеет следующий состав (в %): сырой протеин - 50-60 и
выше; жиры - до 5; углеводы - 10-20; зола, влага - до 10; остаточ-
ные углеводороды - не более 0,1. Он является товарным продуктом,
пригодным для использования в качестве добавки в корм сельскохо-
зяйственным животным.
Культивирование микроорганизмов на нефтяных дистиллятах
При проведении возможно получение сразу трех целевых про-
дуктов: кормовой биомассы, низкозастывающего дизельного топлива
и биожира. Кроме того, в этом процессе не требуется выделять и
очищать н-парафины, так как микроорганизмы сами селективно ути-
лизируют фракцию н-алканов из дистиллятов. Экономически целесо-
образно использовать дистилляты нефти, выкипающие при темпера-
турах 240-360° С и содержащие не менее 15% н-парафинов.
По условиям культивирования, составу питательной среды и ис-
пользуемому штамму-продуценту этот процесс практически анало-
гичен получению паприна. В связи с присутствием в среде широкой
фракции углеводородов обязательной стадией при выделении био-
массы является экстракция из кормовых дрожжей остаточных угле-
водородов, прежде всего непарафиновой структуры, в процессе кото-
рой идет и извлечение биожира. Полученный при экстракции биожир
подается на стадию выделения и фракционирования липидов.
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
79
Кормовая дрожжевая биомасса, полученная на нефтяных дис-
тиллятах, характеризуется следующим составом (%): сырой протеин -
58-65; липиды - менее 3; остаточные углеводороды - не более 0,05;
зола - до 10; влажность - до 10. Выход биомассы составляет от 100 до
300 кг на 1 т нефтяных дистиллятов.
Культивирование микроорганизмов на природном газе
Природный газ - один из перспективных источников углерода в
решении проблемы получения белковых продуктов из непищевого
сырья. Помимо широкой распространенности и хорошей транспор-
табельности к его преимуществам следует отнести невысокую стои-
мость метана, практически полное отсутствие в нем ингибирующих
примесей, а также легкое и полное удаление его из среды на всех
стадиях переработки.
Однако при получении белковых веществ из метана возникает
ряд технологических трудностей: медленный рост микроорганизмов
и их повышенная потребность в кислороде (в 5 раз выше, чем на уг-
леводах, и в 2-2,5 раза выше, чем на н-парафинах); низкая раство-
римость метана в культуральной жидкости (не более 0,02 г/л при
атмосферном давлении); взрывоопасность (в интервале концентра-
ций 5-15% по объему метан образует с воздухом взрывоопасные
смеси). Все эти трудности обусловливают необходимость сложного
аппаратурного оформления стадии ферментации.
В качестве продуцентов при культивировании на метане ис-
пользуются метанокисляющие бактерии, основными из которых яв-
ляются Methylococcus capsulatus, относящиеся к облигатным мети-
лотрофным микроорганизмам. Заслуживает внимания применение в
процессе биосинтеза смешанных культур, одни из которых усваива-
ют метан, а другие - продукты окисления гомологов метана, что по-
зволяет смешанной популяции развиваться более активно, чем чис-
тые культуры.
В составе питательной среды для культивирования необходимо
наличие источников азота, фосфора, калия, микроэлементов и дру-
гих ростовых факторов.
Специфичность процесса культивирования метанокисляющих
бактерий на природном газе заключается в том, что основные пита-
тельные вещества - это газы (метан и кислород), которые необходи-
мо подвести в достаточном количестве к стенкам клеток. Потреб-
ность бактерий в кислороде в 2-3 раза превышает их потребность в
метане. Однако такое стехиометрическое соотношение метан:воздух
80
ГЛАВА 2
лежит в интервале взрывоопасных концентраций, и с учетом этого
фактора процесс культивирования ведут при составе газовой фазы,
отличающемся от оптимального в сторону избытка метана при соот-
ветствующем лимите по кислороду.
Одновременно с этим отмечено, что присутствие в газообразной
смеси диоксида углерода в концентрациях от 3 до 10% (по объему)
улучшает рост бактерий, а содержание кислорода выше 18% (по
объему) вызывает гибель клеток. Метанокисляющие бактерии рас-
тут при pH 6,5-7,1 и температуре 34-38° С. Для обеспечения эффек-
тивного роста клеток обычно используются ферментеры с интенсив-
ным тепло- и массообменом, который обеспечивается увеличением
скорости газового потока, улучшением перемешивания и повышением
рабочего давления в аппарате для повышения растворимости газов.
К ферментерам, наиболее полно удовлетворяющим этим
требованиям, можно отнести струйные ферментеры (см. рис. 1.13).
Поскольку в прямоточной системе за один цикл степень утили-
зации метана не превышает 20%, то предложены системы с рецир-
куляцией газовой смеси. В этом случае вместо воздуха возможно
применение кислорода и степень утилизации метана и кислорода в
зависимости от степени рециркуляции достигает 90 и 95% соответ-
ственно, а концентрация суспензии, выходящей из ферментера, дос-
тигает 4-6% АСВ.
Получаемая на метане кормовая бактериальная биомасса имеет
следующий состав (% по массе): сырой протеин - до 75; липиды - до 5;
зола - до 10; влага - до 10; нуклеиновые кислоты - до 10.
Полученный таким образом кормовой белок по своей питатель-
ной ценности и сбалансированности по аминокислотному составу
сравнивают с рыбной мукой или соевым шротом.
Получение микробного белка на низших спиртах
Применение в качестве углеводсодержащего сырья спиртов во
многом облегчает аппаратурное оформление процесса ферментации,
т. к. в этом случае субстрат хорошо растворим, неутилизируемые
компоненты практически отсутствуют.
Культивирование микроорганизмов на метаноле
За последние годы как у нас в стране, так и за рубежом много
внимания уделяется разработке технологии получения кормовой
биомассы на метаноле.
Основными преимуществами этого субстрата являются высокая
чистота метанола, отсутствие канцерогенных примесей, хорошая
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
81
растворимость в воде, высокая летучесть, позволяющая легко уда-
лять его остатки из готового продукта. Наличие в молекуле метанола
атома кислорода снижает тепловыделение, а следовательно, и затра-
ты на охлаждение (по сравнению с н-парафинами). Кроме того, био-
масса, полученная на метаноле, не содержит нежелательных приме-
сей, что дает возможность исключить из технологической схемы
стадии очистки, а строительство установки производства кормовой
биомассы в комплексе с цехом получения метанола - утилизировать
теплоту синтеза метанола на стадиях выделения биомассы.
Одновременно с этим, однако, необходимо учитывать при про-
ведении процесса и такие особенности метанола, как горючесть и
возможность образования с воздухом взрывоопасных смесей в диапа-
зоне концентрации 6-35% (по объему), а также высокую токсичность
метанола, требующие при работе с ним определенных мер предосто-
рожности.
В качестве продуцентов, использующих метанол в конструктив-
ном обмене, были изучены как дрожжевые, так и бактериальные
штаммы. Из дрожжей были рекомендованы в производство Candida
boidinii, Hansenula polymorpha и Pichia pastoris, оптимальные условия
развития которых (температура 34-37° С; pH 4,2-4,6) позволяют про-
водить процесс с экономическим коэффициентом усвоения субстрата
до 0,40 при скорости протока в интервале 0,12-0,16 ч-1. Среди бакте-
риальных культур применяется Methylomonas clara, Pseudomonas rosea
и другие, способные развиваться при температуре 32-34° С, pH 6,0-6,4
с экономическим коэффициентом усвоения субстрата до 0,55 при ско-
рости протока до 0,5 ч-1.
Очень перспективными при культивировании являются смеси
культур, одна из которых потребляет только метиловый спирт, а дру-
гие - остальные субстраты и продукты собственного метаболизма.
В этом случае наблюдаются значительное увеличение скорости рос-
та клеток, повышение оптимальной скорости протока (с 0,2 до 0,64 ч”1),
большая устойчивость к инфицированию, возможное повышение
температуры культивирования и возрастание коэффициента выхода.
При подготовке питательной среды помимо традиционных неор-
ганических источников макро- и микроэлементов желательно в каче-
стве дополнительного источника азота, а также биологических стиму-
ляторов и витаминов внесение дрожжевого автолизата, так как мак-
симальная скорость роста дрожжей наблюдается при содержании
82
ГЛАВА 2
биотина 10 мкг/л, тиамина 100 мкг/л или дрожжевого экстракта в ко-
личестве 50 мг/л.
Особенности процесса культивирования во многом обусловле-
ны применяемым штаммом-продуцентом (дрожжи или бактерии) и
условиями асептики (асептическая или частично неасептическая
ферментация). Так, ряд зарубежных фирм предлагает использовать
дрожжевые штаммы и проводить выращивание без строгой асепти-
ки. В этом случае технологический процесс протекает в ферментере
эжекционного типа производительностью до 75 т АСВ в сутки, а
удельный расход метанола составляет 2,5 т/т АСВ.
При культивировании дрожжей в асептических условиях реко-
мендованы аппараты колонного или эрлифтного типа производи-
тельностью 75-100 т АСВ/сут при расходе метанола до 2,63 т/т АСВ.
В том и другом случае процесс культивирования проводится одно-
стадийно, без стадии «доутилизации», с невысокой концентрацией
субстрата (8-10 г/л), так как при концентрации выше 15 г/л наблю-
дается угнетение роста и гибель клеток. Остаточное содержание ме-
танола в отходящей на сгущение суспензии не превышает 50 мг/л, а
концентрация биомассы достигает 30 г/л. Низкое исходное содержа-
ние метанола в среде, его малая остаточная концентрация в суспензии
наряду с устранением недостатков ферментационного оборудования
позволяют снизить потери спирта из-за его летучести, облегчить очи-
стку сточных вод и повысить степень использования метанола.
В ряде стран в качестве продуцентов применяются бактериаль-
ные штаммы, процесс проводится в асептических условиях в фер-
ментерах эрлифтного или струйного типов производительностью
100-300 т/сут и расходом метанола до 2,3 т/т АСВ. Ферментация
осуществляется одностадийно при невысоких концентрациях спирта
(до 12 г/л) с высокой степенью утилизации метанола.
На стадии выделения для всех видов продуцентов предусмотрен
процесс грануляции с целью получения готового продукта в гранулах.
Кормовые дрожжи, полученные на метаноле, имеют следующий
состав (%): сырой протеин - 56-62; липиды - 5-6; зола - 7-11; влага -
8-10; нуклеиновые кислоты - 5-6. Бактериальная биомасса характе-
ризуется следующим составом (%): сырой протеин - 70-74; липиды -
7—9; зола - 8-10; нуклеиновые кислоты - 10-13; влажность - 8-10.
Культивирование микроорганизмов на этаноле
К достоинствам этого высококачественного сырья можно отне-
сти его малую токсичность, хорошую растворимость в воде, доста-
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
83
точно высокую летучесть, небольшое количество примесей и легкость
его утилизации практически всеми микроорганизмами. Кроме того, за
счет наличия в молекуле спирта кислорода потребность в кислороде
или воздухе ниже, а значит, меньше тепловыделение и интенсивность
аэрации, чем при использовании н-алканов, что снижает затраты на
получение продукта. Одновременно с этим необходимо учесть, что
этанол - легковоспламеняющаяся жидкость, образующая с воздухом
взрывоопасные смеси и при концентрации 3 20% (по объему).
В качестве микроорганизмов - продуцентов белка на этиловом
спирте как единственном источнике углерода могут использоваться
дрожжи (С. utitis^ S. lambica, Hansenula anomald) и бактерии Acineto-
bacter calcoaceticus, которые, однако, имеют гораздо меньшее практи-
ческое значение.
В случае использования дрожжевых культур оптимальное зна-
чение pH составляет 4,0- 4,5, температура 31-34° С, а при культиви-
ровании бактерий - температура 32-35° С, pH 6,5-7,5.
При подготовке питательной среды для дрожжей здесь, как и
для любого синтетического субстрата, готовятся отдельно растворы
макро- и микроэлементов.
Процесс культивирования проводят одностадийно в ферментерах
с высокими массообменными характеристиками при концентрации
этанола не более 15 г/л (более высокие концентрации спирта вызыва-
ют ингибирование роста дрожжей). Обычно процесс выращивания
проводят в асептических условиях без избытка кислорода в среде, ко-
торый только усиливает холостое окисление спирта и снижает эконо-
мический коэффициент усвоения субстрата. Во время ферментации
имеет место интенсивное пенообразование, которое тем больше, чем
выше концентрация спирта в среде и инфицированность в аппарате.
Дрожжи, выращенные на этаноле, содержат (%): сырого про-
теина 60-62; липидов 2-4; золы 8-10; влаги до 10.
Культивирование микроорганизмов на углеводном сырье
Исторически одним из первых субстратов, используемых для
получения кормовой биомассы, были гидролизаты растительных
отходов, предгидролизаты и сульфитный щелок - отходы целлюлоз-
но-бумажной промышленности. Интерес к углеводному сырью как
основному возобновляемому источнику углерода значительно воз-
рос еще и с экологической точки зрения, так как оно может служить
основой для создания безотходной технологии переработки расти-
тельных продуктов.
84
ГЛАВА 2
Особенности культивирования микроорганизмов на гидролиза-
тах растительного сырья и сульфитных щелоках
В связи с тем, что гидролизаты представляют собой сложный
субстрат, состоящий из смеси гексоз и пентоз, среди промышленных
штаммов-продуцентов получили распространение виды дрожжей
С. utilis, С. scottii и С. tropicalis, способные наряду с гексозами ус-
ваивать пентозы, а также переносить наличие фурфурола в среде.
Сейчас на большинстве гидролизных заводов внедрены наибо-
лее продуктивные штаммы кормовых дрожжей С. scottii, удовлетво-
рительно утилизирующие наиболее трудноусвояемую арабинозу и
развивающиеся при температуре 36-38° С и pH 4,2-4,6. На гидро-
лизных заводах широко используется также совместное культивиро-
вание С. scottii и С. tropicalis, так как штаммы С. tropicalis более
урожайные, но в отличие от С. scottii они не являются прототрофами
и не способны сами синтезировать все витамины. Совместное выра-
щивание этих культур обеспечивает высокий выход биомассы при
относительно невысоких требованиях к субстрату.
Состав питательной среды при культивировании на углеводном
сырье значительно отличается от применяемого при выращивании
микроорганизмов на углеводородном субстрате.
В гидролизатах и сульфитных щелоках имеются в небольшом
количестве практически все необходимые для роста дрожжей мик-
роэлементы, перешедшие в раствор из растительных тканей, основ-
ных и вспомогательных материалов и внесенные с водой. Недос-
тающие количества азота, фосфора и калия вводятся в виде общего
раствора солей аммофоса, хлорида калия и сульфата аммония в ко-
личествах, обеспечивающих оптимальную концентрацию каждого
элемента в среде.
Помимо неорганических добавок с сырьем в ферментационную
среду поступает большое количество органических веществ, причем
кроме углеводов, там содержатся и органические кислоты. В суль-
фитных щелоках это уксусная и муравьиная кислоты. Дрожжи утили-
зируют уксусную кислоту совместно с сахарами в такой последова-
тельности: глюкоза > уксусная кислота > манноза > ксилоза > галак-
тоза > арабиноза.
При использовании смешанных культур наблюдается практиче-
ски полное потребление субстрата в случае применения двухступен-
чатой последовательной или параллельно-последовательной схемы
соединения ферментеров, что является одной из основных особенно-
стей процесса культивирования.
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
85
Процесс культивирования дрожжей во всех рассмотренных ап-
паратах осуществляется в непрерывном режиме при скорости прото-
ка, равной 0,27-0,25 ч-1 и значении pH 4,2-4,6, что обеспечивает
преимущественное развитие основного штамма-продуцента. Повы-
шение кислотности среды за счет накопления в среде сульфат-ионов
компенсируется подачей аммиачной воды.
Кормовые дрожжи, полученные при культивировании на гидро-
лизатах растительного сырья или сульфитных щелоках, имеют сле-
дующий состав (%): белок 43-58; липиды 2,3-3,0; углеводы 11-23;
зола - до 11; влажность - не более 10.
В случае использования гидролизатов растительного сырья воз-
можно осуществление процесса комплексной переработки гексоз и
пентоз. По этой технологии в качестве готовых продуктов получают
этанол, углекислоту и кормовые дрожжи.
В этом случае гидролизаты растительного сырья с большим со-
держанием гексоз на первой стадии подвергаются культивированию в
анаэробных условиях, при этом гексозы сбраживаются дрожжами до
этилового спирта и углекислоты с последующей отгонкой этанола рек-
тификацией. Оставшаяся послеспиртовая барда, содержащая в основ-
ном пентозы и органические кислоты, поступает в ферментер, где в
аэробных условиях дрожжи утилизируют остаточные углеводы и ки-
слоты, давая в качестве конечного продукта кормовую биомассу.
Так, при переработке 1 т абсолютно сухой хвойной древесины
по прямой схеме получается 200-240 кг кормовых дрожжей, а в
комплексном процессе - 175-180 л этанола, до 70 кг углекислоты и
до 35 кг кормовой биомассы.
Особенности культивирования микроорганизмов на гидролиза-
тах торфа
Одним из перспективных субстратов в производстве кормовой
биомассы являются гидролизаты торфа, имеющие в своем составе
большое количество легкоусвояемых моносахаров (в основном пен-
тоз) и органических кислот.
В процессе культивирования наиболее урожайных дрожжей
С. tropicalis используется гидролизат торфа, разбавленный отрабо-
танной культуральной жидкостью до содержания РВ 1,6-1,7% (по
массе). Дополнительно в состав питательной среды вводятся лишь
наибольшие количества суперфосфата и хлорида калия. Все осталь-
ные ингредиенты присутствуют в гидролизате торфа в достаточных
количествах. Источником азота служит аммиачная вода, подаваемая
в ферментер для поддержания pH в интервале 4,2-4,6.
86
ГЛАВА 2
Для обеспечения максимальной степени утилизации источников
углерода процесс культивирования проводят в двух последовательно
соединенных ферментерах по схеме, аналогичной ранее рассмотрен-
ной для гидролизатов растительного сырья. Выход дрожжей дости-
гает 65-68% от РВ. По качеству (особенно по аминокислотному со-
ставу и содержанию золы - 6-8% в готовом продукте) кормовая
биомасса, полученная на гидролизатах торфа, превосходит дрожжи,
выращенные на отходах растительного сырья.
Особенности культивирования микроорганизмов на зерно-
картофельной и мелассной барде
Барда, являющаяся отходом спиртового и ацетонобутилового
производства, содержит в своем составе до 12% сухих веществ, сре-
ди которых в наибольшем количестве из усваиваемых микроорга-
низмами форм углерода (в % от АСВ) присутствуют карбоновые
кислоты - до 20, редуцирующие вещества - до 7, аминокислоты - до 3,
глицерин и другие спирты - до 6. Учитывая, что наличие таких ис-
точников углерода позволяет получить из 1 м3 барды до 13-14 кг
сухой кормовой биомассы, эти отходы также могут являться суб-
стратом для производства микробных кормов. Для повышения вы-
хода дрожжей в перерабатываемую барду приходится добавлять до-
полнительные вещества: свеклосахарную мелассу, кукурузный экс-
тракт и другие углеродсодержащие вещества, что повышает себе-
стоимость кормовых дрожжей. Поэтому экономически выгодным
является выращивание дрожжей С. utilis на смеси барды и гидроли-
затов растительного сырья.
В связи с утилизацией дрожжами содержащихся в субстрате
карбоновых кислот кислотность среды прогрессивно снижается (pH
растет), поэтому для поддержания pH среды необходима добавка
минеральных кислот. Наибольший выход биомассы наблюдается
при pH 5,5-6,0, (до 74 г/л), но в этом случае культуральная жид-
кость сильно вспенивается, что ухудшает условия ферментации и
выделения дрожжей. Поэтому в процессе культивирования поддер-
живают значение pH на уровне 4,5-4,8, при этом выход биомассы
достигает 69 г/л при температуре 30-33° С.
Состав кормовых дрожжей, полученных культивированием на
зерно-картофельной и мелассной барде, следующий (в %): сырой про-
теин 47-56; липиды 2-5; углеводы 14—22; зола 7-10; влажность до 10.
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
87
Культивирование водородных бактерий и водорослей
Культивирование водородных бактерий с получением микроб-
ного белка пока реализовано на уровне опытного производства.
В качестве источника водорода, помимо электролизного, могут
быть использованы различные газы, включая синтез-газ и отходы
ряда химических и нефтехимических производств.
Производство белка одноклеточных на основе водородокис-
ляющих бактерий по сравнению со способом получения белка одно-
клеточных на метане имеет ограничения (труднорастворимый и
взрывоопасный газовый субстрат).
При неасептической ферментации в аппаратах, оснащенных
эжекторами или самовсасывающими турбинными мешалками, ско-
рость протока среды составляла 0,4 ч-1, концентрация клеток в куль-
туре - 10 20 кг/м3; затраты водорода - 0,7 т, углекислоты - 2,0 т,
кислорода - 3,0 т на 1 т АСВ биомассы.
Фотосинтез и рост водорослей обусловливается многими
внешними факторами, среди которых определяющими являются ос-
вещение, минеральное питание, температура и уровень pH среды.
В управляемых условиях важнейшим фактором продуктивности яв-
ляется метод культивирования. Наибольший выход по органическо-
му веществу и другим продуктам, а также высокая относительная
устойчивость процесса фотобиосинтеза водорослей достигаются при
непрерывном управляемом культивировании.
Применительно к фототрофным микроорганизмам процесс куль-
тивирования имеет ряд особенностей. Главные из них связаны со спе-
цификой энергетического фактора (лучистой энергии) и фотосинтети-
ческого аппарата клеток, поглощающего эту энергию. Так, абсорби-
руемый фототрофными клетками лучистый поток полностью отделен
от поступающих в них биогенных веществ, в отличие от гетеротроф-
ных микроорганизмов. Отличен и характер поглощения энергии фото-
трофными клетками, при котором не играют заметной роли свойства
клеточной поверхности и внутриклеточных транспортных путей. Свет
целиком обеспечивает энергетический обмен клеток, а биогенные эле-
менты среды в процессе минерального питания выполняют конструк-
тивный обмен, не неся при этом сколько-нибудь значительного коли-
чества свободной энергии для организма. Таким образом, источники
энергетического и конструктивного обменов разделены полностью
уже «на входе» в клетку и могут взаимодействовать только в самом
организме через продукты фотосинтеза и других процессов.
88
ГЛАВА 2
При культивировании хлореллы выход биомассы в производст-
венных установках в 3-4 раза превышает максимальные урожаи зер-
новых культур. Промышленный вариант установки включает фото-
реактор, циркуляционный насос и массообменный аппарат, где про-
исходит обмен суспензии. При работе на чистой углекислоте аппа-
рат работает как десорбер кислорода, а углекислота подается во вса-
сывающую магистраль насоса. В случае же работы на газах, содер-
жащих небольшое количество углекислоты, массообменный аппарат
одновременно абсорбирует СО2 и десорбирует О2. Потребность в
углекислом газе на синтез 1 г биомассы водорослей составляет око-
ло 2 г, то есть более чем на порядок превышает потребность в ос-
тальных компонентах питания.
Известны также установки для полной переработки жидких сто-
ков, состоящие из двух ступенчатых водоемов. В первом водоеме вы-
ращиваются водоросли, которые затем отделяются фильтрацией, во
втором - азотфиксирующие сине-зеленые водоросли (питательные
вещества для их роста поступают из первого водоема). Для увеличе-
ния продуктивности используются промышленные отходы, содержа-
щие углекислый газ. Из собранной биомассы путем сбраживания по-
лучают метан (в пересчете на энергию - 1,1 МДж на килограмм водо-
рослей). Отходы от такой переработки содержат практически весь
азот и фосфор биомассы водорослей. Один гектар водорослевых пру-
дов может давать удобрения для 10-50 гектаров полей. При оптими-
зации урожаев удается получить в форме метана до 200 кДж с гектара
в год с учетом энергозатрат и потерь.
2.3.	Физико-химические свойства
ферментационных сред
Важнейшими из физических свойств по степени влияния на
ферментационный процесс являются реологические характеристики
ферментационных жидкостей, которые зависят от состава питатель-
ных сред, вида микроорганизмов и свойств продуктов метаболизма.
Дрожжи образуют среды, которые с реологической точки зрения
являются ньютоновскими жидкостями. Объясняется это тем, что
клетки дрожжей имеют форму частиц, близкую к сферической.
В противоположность дрожжевым суспензиям мицелиальные фер-
ментационные среды представляют собой суспензию микроорганиз-
мов, характеризующихся большим отношением длины к диаметру, и
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
89
имеют ярко выраженные неньютоновские характеристики даже при
низком содержании биомассы.
Вязкость среды. Наибольший практический интерес представ-
ляет исследование корреляции изменения вязкости жидкости с из-
менением концентрации микроорганизмов, так как влияние взве-
шенных частиц на вязкость среды значительно сильнее влияния рас-
творенных веществ. Экспериментально установлено, что с увеличе-
нием концентрации дрожжевой суспензии на стадии выращивания
от 0 до 2,5% сухого вещества коэффициент динамической вязкости
возрастает линейно и при температуре 35° С может быть рассчитан
по формуле:
ц = 0,23х +0,3385+0,725,	(2.1)
где ц - коэффициент динамической вязкости, Па • с; S - содержание
углеводов, %; х - концентрация биомассы.
Коэффициент динамической вязкости концентрированной
дрожжевой суспензии увеличивается при увеличении содержания
сухого вещества и зависит от температуры (табл. 2.1).
2,1, Коэффициент динамической вязкости дрожжевой суспензии
Температура, °C	Содержание сухого вещества,			%
	17	18	22	26
	ц • 103, Па • с			
20	13,3	16,6	26,6	50
30	12,0	15,5	24,4	46
40	11,0	14,5	22,2	42
50	10,0	13,3	20,0	39
60	9,8	12,2	19,0	35
70	9,0	11,0	17,0	31
80	8,0	10,0	15,0	28
90	7,8	9,0	13,0	25
Зависимость коэффициента динамической вязкости культу-
ральной среды при выращивании хлебопекарных дрожжей может
быть представлена в виде:
ц • 103= 9 + 0,02л - 0,0267- 0,00247 ехр(0,36л) + 0,78ехр(0,36л), (2.2)
где п — содержание сухого вещества, %.
90
ГЛАВА 2
Формула справедлива при температуре от 275 до 295 К и концен-
трации сухого вещества от 1,25 до 16,25%.
Коэффициент кинематической вязкости дрожжевой суспен-
зии. Изучение значения коэффициента кинематической вязкости
ферментативной среды бактерий при периодическом выращивании в
процессе накопления биомассы показали, что с повышением кон-
центрации бактерий в объеме биореактора от 0 до 16,7 кг/м3 коэф-
фициент кинематической вязкости культуральной жидкости возрас-
тает линейно и при температуре среды 30° С может быть рассчитан
по формуле:
v = (0,0197х + 0,793) • 106,	(2.3)
где г - коэффициент кинематической вязкости, м2/с; х — концентрация
биомассы, кг/м3.
Зависимость коэффициента кинематической вязкости дрожже-
вой суспензии культуры Candida scottii от концентрации биомассы в
диапазоне х = 0-81 кг/м3 при температуре 38° С представлена в виде:
v = 7,397- 10'7+2,113 1(Г8х,	(2.4)
где v - кинематическая вязкость дрожжевой суспензии, л//с; х - концен-
трация микроорганизмов, кг/л/.
При концентрации дрожжей более 90 кг/м3 происходит резкое
увеличение вязкости, что объясняется структурированием суспензии
и служит подтверждением существования верхней границы ньюто-
новской вязкости в суспензиях, которая сохраняется только до кри-
тического значения концентрации 90-100 кг/м3.
Результаты измерения коэффициента кинематической вязкости
ферментативных сред, содержащих редуцирующие вещества, пока-
зало, что значения v для мелассы и смешанного гидролизата при
одинаковой температуре и концентрации редуцирующих веществ
(5), примерно одинаковы, возрастают с увеличением концентрации
редуцирующих веществ и для температуры 35° С могут быть рас-
считаны по уравнению:
v = 9- Ю11№ + 2- 1085+6- 10~7,	(2.5)
где v - коэффициент кинематической вязкости среды, м2/с; S - кон-
центрация редуцирующих веществ, %.
Поверхностное натяжение жидкости. Поверхностное натяже-
ние культуральной жидкости изменяется в течение всего периода
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
91
ферментации. При температуре 35° С при увеличении концентрации
биомассы от 0 до 2,5% сухого вещества значение коэффициента по-
верхностного натяжения дрожжевой суспензии, содержащей неутили-
зированные углеводороды, уменьшается от 72 • 10” до 52 • 10”3 Н/м
(см. табл. 2.2), а на стадии концентрирования от 2,5 до 15% сухого
вещества уменьшается от 58 • 10”3 до 30 • 10”3 Н/м.
2.2. Коэффициент поверхностного натяжения дрожжевой
суспензии при температуре 40 ° С
Концентрация био- массы, % АСВ	Содержание углеводородов, %		
	0	0,8	1,6
		q • 10~3, Н/м 69	66
0,5	69	66	64
1,0	66	64	61
1,5	64	61	59
2,0	61	59	56
2,5	58	56	52
5,0	48	45	—
7,5	43	40	—
	10,0		38	36	
При росте содержания углеводородов в дрожжевой суспензии, с
одной стороны, увеличивается межфазный коэффициент поверхно-
стного натяжения на границе вода-углеводород, с другой - снижает-
ся коэффициент поверхностного натяжения системы в целом на гра-
нице с воздухом. Увеличение межфазного коэффициента поверхно-
стного натяжения способствует образованию структуры системы.
Оно становится особенно заметным при повышении содержания
углеводородов в суспензии до 5-10% (при выращивании дрожжей на
дизельном топливе).
В интервале концентрации биомассы от 10 до 2,5% сухого веще-
ства и содержании углеводородов от 0 до 1,6% при температуре 35° С
значения коэффициента поверхностного натяжения можно вычис-
лить по формуле:
а = 71,2-3,25%-5,25,	(2.6)
где х - концентрация биомассы, %; S - содержание углеводородов, % об.
92
ГЛАВА 2
Зависимость коэффициента поверхностного натяжения дрож-
жевых концентратов от температуры и концентрации может быть
представлена в виде:
о • 103 = 119,92 - 0,2(8,42и + Т),	(2.7)
где п - содержание сухого вещества в концентрате, %.
Формула справедлива при Т от 275 до 295 К и п от 1,25 до 7,5%.
Присутствие микроорганизмов в среде дополнительно приводит
к снижению поверхностного натяжения. Так, для значения коэффи-
циента поверхностного натяжения ферментационной углеводсодер-
жащей среды можно выделить две характерные области: при 5 < 6%
наблюдается линейное снижение а при увеличении S, а при S > 6%
изменение концентрации РВ практически не влияет на величину о.
Величина поверхностного натяжения в смешанном гидролизате
примерно на 10% ниже, чем у мелассы (при прочих равных условиях),
однако она значительно выше, чем в культуральной жидкости.
Плотность среды. Для большинства продуктов биосинтеза плот-
ность дрожжевой суспензии в интервале температуры от 273 до 353 К и
влажности от 5 до 75% изменяется не более чем на 10% (от 990 до
1100 кг/м3).
Значения плотности дрожжевой суспензии представлены в
табл. 2.3.
2.3. Плотность дрожжевых суспензий
Температура, К	Содержание сухого вещества, %			
	10	15	20	22
	р, кг/м3			
303	1025	1045	1065	1070
333	1015	1035	1059	1060
353	1005	1025	1045	1050
363	1002	1015	1030	1040
Для суспензий бактериальной биомассы наблюдается некото-
рый рост плотности среды - на 0,5-1% выше плотности дистиллиро-
ванной воды - при увеличении концентрации до 100 кг/м3.
Теплофизические параметры среды. Коэффициент теплопро-
водности суспензий кормовых дрожжей при увеличении концентра-
ции биомассы снижается неравномерно. Теплофизические характе-
ристики при температуре 308 К представлены в табл. 2.4.
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
93
2.4. Теплофизические характеристики дрожжевой суспензии
Содержание сухих веществ, %	Коэффициент теплопроводности, X, Вт/(м • К)	Удельная теплоемкость, с, Дж/(кг • К)
2,5	0,45	3560
5,0	0,44	3394
7,5	0,43	3310
10,0	0,42	3184
12,5	0,41	3100
	15,0		0,41			3016	
2.4.	Методы исследования гидродинамических
и массообменных характеристик
ферментеров
Рост и развитие микроорганизмов в ферментере происходят в
результате взаимодействия разнообразных явлений биохимической,
химической и физической природы. Внутриклеточные процессы,
связанные с метаболической деятельностью клетки, характеризуют-
ся значительным числом ферментативных реакций и биохимических
превращений, обусловливающих «переработку» питательного суб-
страта на конструктивные и энергетические потребности клетки.
Обобщенно указанные процессы учитываются кинетическими и сте-
хиометрическими зависимостями, отражающими скорость процес-
сов утилизации субстрата, образования биомассы и количественные
соотношения перехода компонентов питательного субстрата в био-
массу и продукты метаболизма клеток. Однако данные процессы
составляют только часть процессов, протекающих в биореакторе, и
относятся к так называемому микроуровню описания его работы.
На рост клеточной популяции влияют внешние факторы, свя-
занные с эффективностью транспорта питательного субстрата к клет-
кам, условиями перемешивания, отводом (или подводом) тепловой
энергии, массообменом в аппарате. Указанные факторы относятся к
макроуровню описания процессов в биореакторе. При этом гидроди-
намические, тепловые и диффузионные процессы крупномасштабно-
го характера в значительной степени определяются конструктивными
особенностями биореактора, характером и способом подвода внеш-
ней энергии, принципом аэрации и перемешивания среды.
Конструктивное разнообразие биореакторов, сложная внутрен-
няя «начинка» аппаратов не позволяют в большинстве случаев про-
94
ГЛАВА 2
вести с достаточной степенью достоверности расчет основных пара-
метров его работы. В первую очередь это относится к точности
оценки гидродинамической обстановки и массообменных характе-
ристик биореакторов. Данные вопросы и являются на практике ос-
новными при экспериментальном исследовании биореактора.
2.4.1.	Гидродинамическая структура потоков
Количественная оценка гидродинамики многофазных потоков
представляет собой основу для расчета биореакторов. Ввиду чрез-
вычайной сложности описания реальной картины движения много-
фазного потока с учетом распределения скоростей отдельных фаз и
условий их взаимодействия, на практике прибегают к модельным
представлениям о гидродинамике потоков. При этом используются
хорошо разработанные в настоящее время модели структуры пото-
ков, представляющие объем аппарата в виде одной или нескольких
ячеек полного смешения, с прямыми или обратными потоками меж-
ду ними, с циркуляционными или байпасными потоками, с наличием
застойных зон и т. д. Выбор модели структуры потоков в значитель-
ной степени определяется конструктивным оформлением биореак-
тора. Так, для аппаратов с мешалками, имеющих отношение Н/О не
более 2, используют модель идеального перемешивания или комбини-
рованные модели, учитывающие топологию потоков для данного типа
мешалок. Для аппаратов, имеющих значительную протяженность по
сравнению с диаметром (Н/О > 8... 10), применяют диффузионную мо-
дель или модель идеального вытеснения. Для секционированных по
высоте (или длине) аппаратов используют ячеечную модель.
Предварительный выбор структуры модели для описания гид-
родинамики потоков в биореакторе уточняется экспериментальным
исследованием. При этом для жидкофазных биореакторов преиму-
щественно оценивается структура потоков жидкости, так как квазит-
вердая фаза (малорастворимый субстрат, пузырьки газа) распреде-
лена в жидкой фазе и незначительно влияет на распределение эле-
ментов потока по времени пребывания в объеме аппарата.
Сущность экспериментальной оценки структуры потоков заклю-
чается в том, что на вход аппарата вводят индикатор, замеряют его
концентрацию как функцию от времени  функцию отклика системы
на возмущение. На практике применяют преимущественно два вида
возмущений: импульсное (на входе в аппарат практически мгновен-
но вводится определенное количество индикатора) и ступенчатое
(концентрация индикатора на входе скачком меняется от нуля до
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
95
некоторого значения). К выбираемому для опытов индикатору
предъявляется ряд требований, в том числе: индикатор должен иметь
ту же физическую природу, что и исследуемый поток; индикатор
должен быть инертен к среде; индикатор должен быть легко замеряем.
Обычно для водных сред рекомендуются соли КС1, NaCl, красители;
для биологических сред - радиоактивные изотопы (йод, золото).
Продолжительность эксперимента определяется с учетом объема
ферментера и среднего потока среды через него. Например, V = 1 м3;
= 0,25 м3. Время эксперимента тжся > Зт , где т = VIQX .
Получим тжси > 3  1 / 0,25 > 12 ч.
Смысл введения индикатора и регистрация его на выходе из ис-
следуемой системы состоит в том, что индикатор как бы «помечает»
элементы потока жидкости. Поэтому он должен иметь ту же физиче-
скую природу, что и исследуемый поток. На практике обычно приго-
тавливают растворы низкой концентрации каких-либо веществ, беря
в качестве растворителя среду потока. Применительно к фермента-
ционным средам это могут быть красители, радиоактивные препара-
ты. В модельных опытах (на воде) используют раствор NaCl с по-
следующим кондуктометрическим измерением потока.
Рассмотрим некоторую систему, в которую поступает поток
жидкости с объемной скоростью V. Пусть в этом потоке содержится
индикатор постоянной концентрации С". В стационарных условиях
на выходе из системы также будет поток v состава С".
Пусть теперь в момент времени t — 0 произошло изменение
концентрации трассера мгновенно от С до С+ ив течение всего по-
следующего времени это значение сохраняется.
Рассмотрим произвольный момент времени t > 0. В выходном
потоке в этот момент будут находиться элементы поступающего по-
тока С+, время пребывания которых меньше, чем t. Если принять,
что количество этих элементов пропорционально концентрации
трассера, то количество вещества, которое выносится в выходной
поток, равно vF(t)C+, где F(t) - функция РВП (распределения време-
ни пребывания).
В выходном потоке будут элементы потока v с С. время пребы-
вания которых больше, чем t, и которые поступили в аппарат до мо-
мента t = 0; при этом, количество вещества, выносимое этими эле-
ментами, составит v[l - F(/)]C .
96
ГЛАВА 2
Если обозначить через C(f) среднюю концентрацию трассера в
выходном потоке в момент времени t > 0, то можно записать уравне-
ние материального баланса для трассера:
vC(0= vF(f)C++ v [1 - F(0](T,	(2.8)
которое является основой экспериментального определения F(t):
(2-9)
или, если производить отсчет от нулевого уровня, т. е. при С~ = О,
=	(2.9а)
Это соотношение означает, С(/) представляет функцию распре-
деления F(t) в некотором масштабе, определяемом величиной С*.
Если трассер вводится в поток в виде импульса, то в промежу-
ток времени от t до t + dt доля трассера, которая покинет аппарат,
составит:
где М - количество трассера, введенного в момент t = 0.
Из этого соотношения определяется плотность распределения:
/(0=-^С(0,	(2.10)
м
т. е. C(t) при импульсном вводе трассера представляет в некотором
масштабе плотность распределенияДг).
Кривые отклика системы на импульсное (С-кривая) или ступенча-
тое (/^-кривая) возмущения обрабатываются статистическими метода-
ми. Для кривой распределения z-й момент определяется по формуле:
р'ОДЛ
------•	(2.Н)
|С(Г)Л
о
Первый момент характеризует среднее время пребывания эле-
ментов жидкости в аппарате и определяется по зависимости:
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
97

	jrC(/)A £/.С, =	•	(2.12) Jc(O^ Xе- 0	'
Пр линейн(	и аппроксимации экспериментальной С-кривой кусочно- эй функцией расчетная зависимость имеет вид: х2Х,+с,)(/м+/,) ТСР=-^—т	,	(2.13) £(£,.,+С,) i
где т — Вт из выра	число точек разбиения кривой. □рой момент, определяющий дисперсию кривой, находится жения: □0	( 00 t/Ci ttCi = 	(2.14) ZG £с, i=l	\ ;=1 J
или в б(	гзразмерной форме, обозначив 0 = — : т <yl = 4 -	(2-15) т
Пр линейн<	иближенный расчет при аппроксимации кривой кусочно- □й функцией производится по зависимости: +СЖ, +',2) 	•	(2-16) £(С„,+С,)
При оценке параметра диффузионной модели - критерия Пекле -
используют зависимость:
^—Грси+е-1-].	(2.17)
ге
98
ГЛАВА 2
Для модели последовательно соединенных ячеек идеального
перемешивания С-кривая имеет вид:
и "А"-1
/«—(2-18)
Дисперсия кривой:
=	=	(2-19)
п Gm п
Известен способ преобразования соотношения плотности ве-
роятности РВП для ячеечной модели в следующую табулирован-
ную функцию:
g(0 = 2“г/2 [г(^)J ' У^еу11,	(2.20)
где r(7V) — гамма-функция любого числа N.
Наличие в реакторе застойных зон оказывает большое влияние
на определение параметров модели структуры потоков по кривой
отклика. Если в аппарате нет застойных зон, то
e=^ = i.	(2.21)
К/т
При застойной зоне 0 < 1 доля рабочего объема, соответствую-
щая застойной зоне (Иа), определяется из зависимости:
V
у=1-6,	(2.22)
а измеренное индикатором среднее время пребывания составит:
(2-23)
где тА, та - время пребывания в активной и застойной зонах аппарата.
В случае обмена между застойной зоной и основным реакцион-
ным объемом (Рл), баланс по индикатору имеет вид:
+ VG +	- С2) = М5(f),	(2.24)
dt
где М — количество введенного индикатора; Сь Сг - концентрации в
зонах VA, Va; К - скорость обмена; 8(0 - дельта-функция.
Обычно полагают, что скорость обмена соответствует измене-
нию концентрации в застойной зоне:
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
99
ед-С2) = К —<	(2.25)
at
Дисперсия кривой отклика на импульсное возмущение для этой
модели:
ТУ 2
=	(2.26)
Экспериментально полученные кривые отклика системы на воз-
мущение сравниваются с расчетными кривыми функций РВП для
классических моделей структуры потоков в аппарате, и выбирается
наиболее адекватная модель для расчета ферментации с учетом
структуры жидкостных потоков в ней.
Эффективным средством оценки различных неоднородностей в
потоке, в том числе застойных зон и байпасных потоков, является
функция интенсивности Х(0. Использование ее для оценки экспери-
ментальных данных по РВП частиц в аппарате позволяет достаточно
просто и наглядно установить отклонение системы от идеальной.
Приведем в качестве примера результат исследований по оценке
функции интенсивности в горизонтальном трубчатом реакторе с
перфорированными перегородками. Трассером служил изотоп на-
трия. Расчет функции интенсивности для различных режимов рабо-
ты аппарата позволил установить оптимальные режимные парамет-
ры, обеспечивающие отсутствие застойных зон.
Функция интенсивности характеризует вероятность выхода из
системы частиц, уже находившихся в ней определенное время t.
Между функцией Д7), обозначаемой E(t) (внешняя функция распре-
деления возвратов), и функцией интенсивности существует следую-
щая зависимость:
E(t) = Л(/)ехр -J X(?)Jf
о
(2.27)
Рисунок 2.1 иллюстрирует вид функции интенсивности для ап-
паратов с различной структурой потоков. На графике при отсутствии
в системе проскока или застоя минимум отсутствует. Минимум на
участке кривой до 0 = 1 свидетельствует о проскоке части вещества
через аппарат. Если минимум расположен после 0 = 1, в системе есть
застойные зоны.
Графики на рис. 2.2 иллюстрируют характерные кривые отклика
(функции РВП) для типовых моделей структуры потоков, которым
100
ГЛАВА 2
Рис. 2.1. Кривые функции интенсивности для аппаратов
с различной структурой потоков:
1 - идеальное вытеснение; 2 - идеальное перемешивание; 3 - система с
байпасированием; 4 - система с застойной зоной
соответствуют известные математические модели, учитывающие
гидродинамическую обстановку в аппарате.
Рис. 2.2. Кривые функции РВП для ячеечной модели (1, 2, 3) и
комбинированной (вытеснение-смешение) модели (4)
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
101
2.4.2. Оценка массообменных характеристик
Применяемые методы исследования массообменных характери-
стик биореактора основаны на определении скорости утилизации ки-
слорода в результате химической реакции или в результате биохими-
ческого потребления. В результате эксперимента определяется ско-
рость транспорта кислорода и величина объемного коэффициента мас-
сопередачи кислорода.
Влияние перемешивания на массообменные процессы проявляет-
ся в увеличении коэффициента массоотдачи и поверхности контакта
фаз (в системах жидкость-газ и жидкость-жидкость). Поэтому для
оценки качества перемешивания в таких случаях целесообразно
пользоваться: объемным коэффициентом массоотдачи Ку^ К^а (где а -
удельная поверхность контакта фаз, м2/м3).
Коэффициент массоотдачи Kl, отнесенный к поверхности кон-
такта фаз, обычно определяют из критериальных уравнений вида:
Nu,=/(Re.„Pr,, ГО,	(2-28)
v
где NUd = — - диффузионный критерий Нусселъта; Рг = — - диффу-
»д	Вд
зионный критерий Прандтля; Гi — симплексы геометрического подобия.
Удельная поверхность контакта фаз увеличивается при переме-
шивании систем, включающих жидкую или газовую дисперсные фазы,
вследствие их дробления:
где <р - объемная доля дисперсной фазы (в системе газ-жидкость, от-
носительное газосодержание); d - диаметр частиц дисперсной фазы.
Удельная поверхность контакта фаз в системах жидкость-жид-
кость и жидкость-газ зависит от удельной мощности перемешивания:
/	\0,25
дгО.4 0,2 I
‘’ = С^&£-Ф,р=-	,	(2.30)
где С — постоянная; i - показатель степени: для систем жидкость-
жидкость i = 0,5; С = 4,25; для систем газ-жидкость (растворы элек-
тролитов) i = 0,6; С = 0,423; для систем газ-жидкость (водные рас-
творы спиртов) i = 0,35; С = 0,50; рж - плотность дисперсионной фазы,
кг/м3; <зж - поверхностное натяжение, Н/м; р.ф, цж - динамическая вяз-
кость дисперсной и дисперсионной фаз, Па • с.
2.5. Зависимости для определения коэффициента массопередачи кислорода
Область применения	Расчетная зависимость					Примечание
1	2					3
Барботажный реактор с мешалкой	ГхУ'1					N т. =0,81—<10 кВт/м3; 1	V С, = 0,06
Аэрируемый реактор с перемешива- нием среды	(xY'2 w?					т2 = 0,95; п2 — 0,67
Реактор с турбинной мешалкой						т3 — 0,68; п3 = 0,33
Реактор с лопастной мешалкой	( N Y'4					G = 0,33; т4 = 0,44; п4 = 0,67
Барботажный реактор	AX =<	2 + К}	(л XY’72' Rel,4,Sc”14 EYi J	*2'	•	К, = 0,0187; К2 = 1,61
Реактор с перемешиванием вязких сред						т6 = -0,67; п6 = 0,33
Продолжение таблицы 2.5.		
1	2	3
Реактор колонного типа, тарельчатый	KLdn = £^Re"'7Pr'’7 ]	т7 = -0,33...0,70 ; «7 = 0,5
Реактор колонного типа с шаровой насадкой	^ = СЛ^°'53ехр(0,22И7)	С8 = 0,08
Реактор колонного типа барботажный	KLa = Е [0,6Pr°’5Ga*3 We*4 ср*5 ]	>5 и и н — р р
Секционированный противоточный газожидкостный реактор	Nuo = 71Rem Рг"(1+ /) Г ( I А*6 1 К. а = £ //2 Л Re"'11'Pr"11' 1 + С,„ — L	J	1 = фз1рт% ; А = 19 103; т!0 = 0,34; Пю ~ 0,5;	= 0,4 ; С/о = 0,05
Примечание: N/V — удельная мощность; Wr - удельная скорость газа; d - диаметр мешалки; п - число оборотов;
ф - газосодержание; d„ - диаметр пузыря; Е - коэффициент диффузии кислорода; L - плотность орошения (на-
грузка по жидкости); Qr - поток газа; Nu - критерий Нуссельта; Re - критерий Рейнольдса; We - критерий Вебе-
ра; Рг - критерий Прандтля; Sc критерий Шмидта; Ga - критерий Галилея.
104
ГЛАВА 2
При сорбции газов чистыми жидкостями уравнение (2.30) при-
нимает вид:
(2-31)
Аг0,4 0,2 (	А0’5
. л Л NV Рж W
а = 1,44"	—
<7.ж I wo J
где w - скорость дисперсной фазы, отнесенная к полному поперечному
сечению аппарата, м/с; wo - скорость свободного подъема пузырьков
газа, м/с (при установившемся режиме vv0 = 0,25 м/с).
Поскольку экспериментально определить поверхность дисперс-
ных жидкой и газовой фазы сложно, расчетные уравнения, получен-
ные при обработке экспериментальных данных по массоотдаче,
представляют в таком виде:
Ky=f(Nv, Ф),
где (р - относительное содержание дисперсной фазы.
Значение ф при перемешивании систем газ-жидкость турбин-
ными мешалками можно рассчитать по известному уравнению
Кольдербанка:
(2.32)
(2.33)
(	V’5	АГ0-4 °-2 (	А0,5
<? = К +3,42.10-’^Н -
Например, для массообмена в системе газ-жидкость применитель-
но к процессам культивирования микроорганизмов уравнение массопе-
редачи при перемешивании турбинными мешалками имеет вид:
KLa = КУ = О,171ДГ°’44ф0’67 ,	(2.34)
где Ny =N/V—удельная мощность, затрачиваемая на перемешивание.
Другие виды уравнений для расчета коэффициентов
массопередачи кислорода приведены в таблице 2.5.
Расмотренные в табл. 2.5 зависимости не охватывают возмож-
ного разнообразия вариантов организации массообменного взаимо-
действия в системе газ-жидкость, которые могут встречаться в раз-
личных типах ферментеров, и во многих случаях нужно эксперимен-
тальное исследование на моделях аппаратов.
Для наиболее распространенных способов взаимодействия газа
с жидкостью, реализуемых в различных конструкциях ферментеров,
расчетные показатели коэффициентов массопередачи кислорода да-
ны в табл. 2.6.
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
105
2.6. Основные способы контакта газа с жидкостью и средн значения коэффициентов массопередачи кислорода					ие ма	
Способ	Основные параметры	Схе				
Барботаж	KLa = 180-500 ч1 (при Ц= 0,5-2 м/с); KL= (1-32)-10^ м/с; KLa *		—1— 	i	 I сж> 	1				□	^газ
Г азлифт	KLa = 270-5-1000 ч”1 (при Ц= 0,6-1 ,5 м/с); KL = (1,5-5-4)-10^* м/с; KLa « Ц^Ц1’7		—!— 	i	 ? i ? ыд 	1			—q ^газ	
Механическое перемешивание	KLa = 450-1200 ч-1; KL = (5-6)-10^ м/с; KLa »(t/g°’5/D)0’7		гр		—*^газ d	
Смешение в трубах	KLa = 300-600 ч"1 (при Ц= 4-10 м/с)	ЖИДКОСТЬ —►				аз
Струйное орошение	KLa =200-350 ч’1; ^=(0,4-0,6)-10^ м/с; KLa » Re						
Капельное распиливание	KLa = 40-400 ч’1; KL =(1-2,5)-10^ м/с; KLa « С//’46						
							
				4 газ			
Пленочное течение	KLa = 1500-4000 ч'1; KL= (2-5)-10*1 м/с; KLa ~ Re0’8; 6^ = 1-25 мм	жидкое		0	газ		
Обозначения: KL - поверхностный коэффициент массоотдачи, м/с; Ug,
Ui - линейная скорость газового, жидкого потока, м/с; Ьпл - толщина
пленки, мм; D - диаметр аппарата, м
106
ГЛАВА 2
Приведенные в табл. 2.6 числовые значения, основанные на тео-
ретических и экспериментальных исследованиях массообменных
процессов в различных типах аппаратов, могут использоваться как
оценочные и быть уточнены для конкретного конструктивного вари-
анта ферментера.
2.5. Массо-теплопередача в процессе
биосинтеза
Процессы переноса массы и тепла в ферментерах непосредст-
венно связаны с кинетикой утилизации субстрата, скоростью роста
клеток и образования продуктов метаболизма. К важным технологи-
ческим требованиям, предъявляемым к ферментерам, относятся
обеспечение микробной популяции питательными веществами со
скоростью, необходимой для нормального ее развития, а также под-
держание требуемой температуры культивирования с учетом выде-
ляемого клетками тепла в процессе биосинтеза.
2.5.1. Массопередача кислорода в процессе аэробной
ферментации
Уравнение, описывающее изменение концентрации кислорода в
культуральной жидкости при его потреблении клетками, имеет вид:
^- = V[C*(t)-C£(t)]-^,	(2.35)
at
где qo_ характеризует скорость потребления кислорода микроорганиз-
мами и непосредственно связана со скоростью роста клеток:
Чо2 =а°I 2 ^ = а°2№ 	(2-36)
Используя зависимость стехиометрического (расходного) ко-
эффициента а°2 от скорости роста микроорганизмов а °2 = а+Ь/ц,
получим уравнение для расчета скорости потребления кислорода
клетками в процессе их роста:
+	(2.37)
Первый член полученного выражения определяет необходимое
количество кислорода, потребляемое клетками в процессе их роста
I — ф 0 |. Второе слагаемое характеризует потребление кислорода
V dt J
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
107
существующей в данный момент клеточной популяцией (с концен-
трацией клеток х) и определяет затраты кислорода на поддержание
жизнедеятельности клеток. Экспериментальные коэффициенты а, b
характерны для культивируемых микроорганизмов и применяемого
углеродсодержащего субстрата.
На рис. 2.3 приведена кривая изменения при периодическом
выращивании дрожжей, построенная с использованием кинетиче-
ского уравнения:
«ех-0х2.	(2.38)
Рис. 2.3. Зависимости концентрации микроорганизмов х,
скорости роста dx/dt и скорости потребления кислорода
q02 от времени в периодическом процессе выращивания
дрожжей С. guilliermondii:
1 - концентрация дрожжей; 2 - скорость роста; 3 - скорость потребле-
ния кислорода дрожжами
Как следует из графической интерпретации и эксперименталь-
ных данных, скорость потребления кислорода значительно меняется
108
ГЛАВА 2
при периодическом процессе накопления микробной биомассы.
В первый период роста имеем:
Чо2 < (?О2 )тах ’
(2.39)
так как х < хтах.
Затем с увеличением концентрации биомассы
Яо2 (^7о, )тах *
В последний момент имеем:
чО1 < (q01>
(2.40)
(2-41)
dx ( dx\
так как — < —
dt \dt)^
Таким образом, для осуществления периодического процесса
культивирования микроорганизмов без ограничения его скоростью
транспорта кислорода необходимо выполнить условие:
(2.42)
kLa [С* -CL ] = 1 а — +
I d^ J max
Из рассмотренного графика следует, например, что требуемая
скорость транспорта кислорода составляет примерно 7,5 кг/м3 • ч.
Для непрерывного одностадийного процесса культивирования
система уравнений модели, учитывающей абсорбцию и потребление
кислорода, имеет вид:
— = ц(5)х - Dx
dt
^~ = kia(C*-CL)~a°2p(S)x-DCL
dt
dt as dt
В случае периодического процесса накопления биомассы, когда
X = х^
(2.43)
(2.44)
получим уравнение скорости изменения концентрации растворенно-
го в воде кислорода:
=	(2.45)
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
109
Первый член уравнения учитывает влияние скорости массопе-
редачи кислорода из газовой фазы в жидкость, а второй отражает
интенсивность потребления кислорода растущими клетками. Реше-
ние уравнения позволяет получить зависимость для текущей кон-
центрации растворенного кислорода:
СЛ = С *	+ (Со _	+	.	(2.46)
kLa + ц	kta + ц
Преобразуем полученное уравнение (2.46), выделив члены, ха-
рактеризующие эффект транспорта кислорода и эффект его потреб-
ления и приняв величину Со = 0:
CL = С * (1 - е^-") + а 2ЦХ°еИ (1 -	).	(2.47)
Как видно из данного уравнения, с увеличением величины kLa
рабочая концентрация кислорода повышается, а увеличение скоро-
сти роста клеток или их концентрации снижает уровень растворен-
ного кислорода. Следует заметить, что величина ц изменяется в ходе
периодического процесса и при достижении величины в экспо-
ненциальной фазе роста потребление кислорода наибольшее. При
этом концентрация растворенного в среде кислорода минимальна.
На рис. 2.4 показано изменение концентрации клеток и растворенно-
го кислорода в процессе периодического накопления дрожжевой
биомассы.
Оценим влияние параметров уравнения (2.47) на концентрацию
растворенного кислорода. Примем следующие численные значения
величин: С* = 6 • 10~3 г/л; a °2 = 2 г О2/г биомассы; ц = 0,1 ч-1; Ао = 2 г/л;
kLa = 200 ч-1. Подстановка данных значений в уравнение показывает,
что практически влияние величины kLa » ц, т. е. переходный про-
цесс для микробиологического потребления кислорода значительно
медленнее, чем для массопередачи кислорода. Для принятых значе-
ний величин концентрация растворенного кислорода составит: для
момента времени через 2 ч после начала накопительного процесса
CL = 2,7 • 103 г/л; для момента времени через 5 ч после начала нако-
пительного процесса Q = 1,4 • 10-3 г/л.
110
ГЛАВА 2
Рис. 2.4. Изменение концентрации растворенного в среде
кислорода в ходе периодического накопления
дрожжевой биомассы:
1 - концентрация дрожжей; 2 - концентрация растворенного кислорода,
Cl/C*; 3 — скорость транспорта кислорода в среду	= kLa\C *— CL]
Рассмотренные выше соотношения были получены в предпо-
ложении, что процесс роста микроорганизмов не ограничивается
концентрацией растворенного в среде кислорода. При стационарном
процессе ферментации устанавливаются соответствующие данной
рабочей концентрации кислорода, определяемой скоростью его
транспорта, режимные параметры: концентрация микроорганизмов,
скорость роста, степень использования углеродсодержащего суб-
страта и т. д.
При этом для каждого типа и конструкции ферментера опреде-
ляется величина достигаемой скорости массопередачи кислорода на
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
111
основе значений KLa и движущей силы (С* - С£). В частности, для
расчета KLa можно применять зависимости:
для барботажного ферментера с мешалкой
^£а = 0,06^/И)М1,	(2.48)
где N/V - удельная мощность, кВт/м3;
для биореактора с лопастной мешалкой и барботером
KLa = 0,33(W/r)°’4V67,	(2.49)
где <р - газосодержание;
для колонного реактора с насадкой
KLa = О,О8^72Т°’653е0’22^ ,	(2.50)
где hcm — высота слоя насадки, м; L - плотность орошения, м2/м2; Wr —
скорость газового потока;
для секционированного противоточного ферментера
Nug = 19  103 • Re0/4 Рг0’5 [1 + 0,5(1 / G)0,4 ],	(2.51)
.	VT К,al2	п Wrlow	„ ц	, I	а г _
где	Nur = —-----;	Rer = - г ;	Рг = —“—;	/ = /---; L/D	-
Djk	Мх	Рж»ж V Рж£
соотношение нагрузок по жидкой и газовой фазам.
Однако можно представить ситуацию, когда концентрация рас-
творенного в жидкости кислорода снижается до минимальной вели-
чины, вызывающей снижение интенсивности роста клеток. При изу-
чении процессов выращивания аэробных микроорганизмов широко
используется понятие критической концентрации растворенного ки-
слорода Скрит. В большинстве таких исследований под Скрит пони-
мают ту минимальную концентрацию растворенного кислорода, ни-
же которой рост микроорганизмов ограничивается данным компо-
нентом. В то же время увеличение концентрации кислорода свыше
критической не сказывается на показателях процесса роста клеток.
Известны числовые значения Скрит для целого ряда культур [мг/л]:
Escherichia coli - 0,26; Saccharomyces cerevisiae - 0,60; Pseudomonas
denitrificans - 0,29.
Как видно из приведенных данных, величина мала и состав-
ляет от 2 до 10% от концентрации насыщения среды кислородом воз-
духа. Типичная кривая влияния концентрации кислорода на скорость
потребления кислорода дрожжами приведена на рис. 2.5.
112
ГЛАВА 2
Концентрация растворенного
кислорода CL
Рис. 2.5. Влияние концентрации
растворенного кислорода на ско-
рость дыхания микроорганизмов
Рис. 2.6. Влияние концентрации рас-
творенного кислорода на удельную
скорость роста микроорганизмов
Исходя из значения
Скрит осуществляют выбор
рабочей концентрации ки-
слорода Ci по условию
Cl » Скрит. В то же время
для данного уровня аэрации и
перемешивания величина Cl
может значительно меняться
при различных режимах
культивирования, что связано
с потребностью клетки (кле-
точной популяции) в кисло-
роде в данный момент.
Влияние низких кон-
центраций растворенного
кислорода на удельную ско-
рость роста микроорганиз-
мов показано на рис. 2.6.
В рассмотренных ранее
моделях не учитывалось
ограничивающее влияние
концентрации растворенно-
го кислорода на скорость
роста микробных клеток.
Однако, как было показано
выше, при уменьшении кон-
центрации кислорода ниже
критической величины сни-
жается дыхательная актив-
ность культуры и скорость
ее роста. В этих случаях ве-
личина удельной скорости
роста микроорганизмов оп-
ределяется уже не концен-
трацией углеродсодержащего субстрата, а концентрацией кислорода.
Используя наблюдаемую в большинстве случаев гиперболическую
зависимость ц =J(Cl)> удовлетворительно описываемую уравнением,
аналогичным уравнению Михаэлиса-Ментен,
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
113
(2.52)
получим уравнения модели роста клеточной популяции на протоке:
dx ц^2 С,
— = .......
dt Кс + CL
= kLa(C * -С,) - а
dt	1	L
dx	1	dS
dt	as	dt
°2 i.x_DC
Kc+CL
(2-53)
Puc. 2.7. Влияние низких концентра-
ций растворенного кислорода на ско-
рость роста (1) и продуктивность
(2) процесса выращивания биомассы
Данная система уравне-
ний уточняет рассмотренную
выше модель в области низ-
ких концентраций растворен-
ного кислорода, учитывая
уменьшение удельной скоро-
сти роста в соответствии с
зависимостью (2.52).
Как видно из графика
рис. 2.7, удельная скорость
роста микроорганизмов и
продуктивность процесса
резко снижаются с уменьше-
нием концентрации кисло-
рода в жидкой фазе, несмот-
ря на увеличение движущей
силы процесса массопереда-
чи кислорода (С* - Q).
Из рассмотренного вы-
ше можно сделать вывод, что
концентрация кислорода в
жидкой фазе Q является
практически важной величи-
ной, основываясь на которой, можно оценивать технологические па-
раметры процесса ферментации в аппарате. Проведенный анализ по-
казал, что, учитывая малую растворимость кислорода в жидкой фазе,
стадией, ограничивающей скорость массопередачи, является стадия
114
ГЛАВА 2
перехода из газа в жидкость. Однако в ряде практических случаев
скорость транспорта кислорода определяется уравнением:
[И ]
-MC£(0-Cs(0]-	(2-54)
Для одиночных микробных клеток, с учетом их размера, разли-
чие в концентрации кислорода в массе жидкости и у поверхности
клетки незначительно. Однако, как было показано, ферментационная
среда в целом ряде случаев может рассматриваться как сегрегирован-
ная система, отдельные частицы которой включают клеточные агло-
мераты и глобулы. Такие крупномасштабные скопления затрудняют
транспорт кислорода к отдельным клеткам, находящимся внутри аг-
ломерата, что может привести к уменьшению скорости их роста.
Количество передаваемого в единицу времени кислорода к кле-
точному агломерату радиусом R составляет:
до, ~ ^l-s	~~ Cs) ’
(2-55)
где С$ - концентрация кислорода на поверхности клеточного агломерата.
Внутри агломерата концентрация кислорода изменяется в соот-
ветствии с уравнением диффузии для сферических частиц с учетом
потребления кислорода клетками.
Если рассматривать клеточный агломерат как сферу радиусом
R, внутри которой определенной плотностью упаковки находятся
квазитвердые частицы - микробные клетки, а субстрат (в данном
случае кислород, растворенный в жидкой фазе) доставляется к
внутренним точкам сферы путем диффузии и потребляется клетка-
ми в процессе их роста, то для элемента на расстоянии г + dr от
центра справедливо соотношение:
4rc(r + <fr)2Z>03
dC d2C ,
--+ —Tdr
dr dr
4тгг2Do --------= ^Ttr2qx0 dr,
2 1* 2
(2-56)
которое после преобразований принимает вид:
d2C 2 б/С 1 х
dr’ + г dr ~ D„ Ч°
(2-57)
где г — текущий радиус клеточного агломерата, 0<r<R;C, Со, Cs -
концентрация кислорода в точке с радиусом г, в центре агломерата и
на поверхности соответственно, Са < С < Cs ; qlo - удельная ско-
рость потребления кислорода клетками:
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
115
(2.58)
X
Величина удельной скорости потребления кислорода определяет-
ся уравнением вида:
Яо2 =ао2^ = ^тСГг •	<2-59)
’ ко2
Таким образом, для определения технологических параметров
процессов аэробной ферментации необходимо провести оценку реаль-
ной массообменной обстановки в ферментере и расчет скорости
транспорта в системе газ-жидкость-клетка.
2.5.2. Тепловой эффект процесса ферментации
Материальную основу роста и размножения клеток составляет
ассимиляция веществ из окружающей среды, так называемый конст-
руктивный (строительный) обмен, или анаболизм. Конструктивный
обмен требует определенного расхода энергии и невозможен без
энергетического обмена, или катаболизма. В большинстве случаев
процессы конструктивного обмена неотделимы от процессов энерге-
тического обмена.
Микроорганизмы, ведущие автотрофный образ жизни, в конст-
руктивном обмене используют углерод диоксида углерода, т. е. они
создают органические вещества из неорганических. К таковым отно-
сятся нитрифицирующие бактерии, серо- и железобактерии и т. п.
В зависимости от источника энергии автотрофные микроорганиз-
мы делятся на фотосинтетические и хемосинтетические. Микроорга-
низмы, ведущие гетеротрофный образ жизни (гетеротрофы), исполь-
зуют в процессе анаболизма готовые органические соединения, на-
пример, углеводы. Подавляющее большинство продуцентов, исполь-
зуемых в микробиологической промышленности, являются гетеротро-
фами. Энергетические процессы у различных микроорганизмов обыч-
но иллюстрируются следующими схемами:
аэробный процесс
С6н12о6 + 6О2 -► 6СО2 + 6Н2О + 2824 кДж
или
2С6Н12О6 + 9О2 -> 6С2Н2О4 + 6Н2О + 2070 кДж;
щавелевая кислота
116
ГЛАВА 2
анаэробный процесс
С6Н12О6 2СО2 + 2С2Н5ОН + 117 кДж
этиловый спирт
или
С6Н12О6 -> 2С3Н6О3 + 75 кДж
молочная кислота
или
С6Н12О6 -> ЗСН3СООН + 63 кДж
уксусная кислота
фотосинтез
6СО2 + 12Н2О + 2900 кДж С6Н12О6 + 6Н2О + 6О2
(световая энергия)
Реальные процессы идут не по этим упрощенным схемам, а по
более сложным, представляющим цепь окислительно-восстанови-
тельных реакций. В связи с этим исходные продукты (например, угле-
воды) далеко не всегда полностью превращаются в конечные (напри-
мер, СО2 и Н2О), а расходуются на анаболизм или накопление проме-
жуточных продуктов.
Потребность микроорганизмов в питательных веществах тем
выше, чем менее совершенным оказывается окисление энергетиче-
ских веществ. Наибольшее количество энергии при аэробных про-
цессах получается при фиксировании водорода, взятого из субстра-
та, на молекулярном кислороде.
Из общего количества энергии, полученной микроорганизмами
при окислительных процессах, на конструктивный и основной обмен
расходуется обычно не более 4(Н45%. Остальная энергия в виде тепла
теряется в окружающей среде. Это объясняется тем, что биологиче-
ские процессы протекают при постоянных температуре и давлении,
поэтому работа, которая совершается в биологических системах, в со-
ответствии со вторым законом термодинамики должна сопровождать-
ся соответствующим уменьшением свободной энергии. Энергия, кото-
рая высвобождается при превращении органических веществ субстра-
та, частично теряется в виде тепла, что служит необходимым условием
того, чтобы реакция могла протекать самопроизвольно в термодина-
мическом смысле этого слова.
Итак, жизнедеятельность любого гетеротрофного микроорганиз-
ма невозможна без выделения тепла. В лабораторных условиях при
использовании сосудов небольшого объема тепловой эффект процесса
незаметен. В производственных условиях при использовании аппара-
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
117
тов большого объема рост и ферментация сопровождаются выделением
большого количества тепла, и пренебрегать экзотермичностью про-
цесса уже нельзя.
Температура, при которой ведется культивирование, оказывает
большое влияние на физиологическое состояние микроорганизмов.
Прежде всего это проявляется в изменении скорости роста микроор-
ганизмов. Данная зависимость носит экстремальный характер, по-
этому для каждого продуцента необходима оптимальная температу-
ра выращивания. В производственных условиях ее обычно поддер-
живают с точностью ± 10 С. Однако такая точность регулирования в
некоторых случаях недостаточна, особенно в лабораторных иссле-
дованиях и на опытно-промышленных установках.
Расчет систем регулирования температуры культивирования не-
возможен без знания теплового эффекта микробиологического синтеза.
Суммарный тепловой эффект микробиологического синтеза
может существенно меняться в зависимости от состава питательной
среды, количества биомассы и аппаратурного оформления процесса.
Часто при проектировании тепловой эффект микробиологического
синтеза учитывался лишь ориентировочно.
Литературные данные обычно дают значительный интервал зна-
чений, например, при культивировании продуцентов ферментов коли-
чество выделяющейся теплоты может колебаться от 4000 до
30000 кДж/(м3 • ч).
Для продуцентов антибиотиков величина тепловыделений мо-
жет достигать 55000 кДж/(м3  ч) и более.
Зависимость тепловыделений при микробиологическом синтезе
от времени имеет экстремальный характер, так как интенсивность
выделений определяется концентрацией биомассы и скоростью роста.
Рядом исследователей было показано, что интенсивность теп-
ловыделений при росте микроорганизмов прямо пропорциональна
интенсивности потребления кислорода и не зависит от вида субстра-
та и микроорганизма. Поэтому, по аналогии с представлениями о
том, что кислород потребляется микроорганизмами при росте и для
поддержания жизнедеятельности, можно предположить, что зависи-
мость тепловыделений от времени при микробиологическом синтезе
можно выразить с помощью аналогичного уравнения:
q0=aX + b^~,	(2.60)
ат
где q,, - удельное тепловыделение при микробиологическом синтезе,
кДж/(м3  ч); а - количество теплоты, выделяющееся при поддержании
118
ГЛАВА 2
жизнедеятельности единицы биомассы, кДж/(млрд. клеток  ч); X - кон-
центрация микроорганизмов, кг/м3; b — количество теплоты, выделяю-
щееся при синтезе единицы биомассы, кДж/млрд, клеток; dXjdi - ско-
рость роста клеток кг/(м3  ч).
ловыделения при микробиологиче-
ском синтезе от времени протекания
процесса
Зависимость (2.60)
представлена на рис. 2.8.
В начальный период роста
аХ « bdX/dx , и основная
доля тепловыделений свя-
зана с ростом популяции.
В максимальной стацио-
нарной фазе, наоборот,
аХ » bdX/dT., так как
dX/dx^Q, и основная
доля тепловыделений свя-
зана с поддержанием жиз-
недеятельности.
Тепловой баланс
ферментера. Теплообмен-
ные устройства фер-
ментеров должны обеспе-
чивать поддержание нормальной температуры в течение всего цик-
ла. Поэтому при рассмотрении теплового баланса аппарата особый
интерес представляет момент, когда нагрузка на теплообменные
устройства максимальна. Если допустить, что тепловыделения по-
стоянны, тепловой баланс ферментера для установившегося процес-
са может быть представлен в следующем виде:
+ Q.6 + Qe - Q03Ul + Qu +Qn,	(2.61)
где QM, Q6, Qe, QOXJI, Qu, Q„ - соответственно количество теплоты, вы-
деляющейся при работе мешалки, микробиологическом синтезе, вноси-
мое с аэрирующим воздухом, отводимое с охлаждающей водой, затра-
чиваемое при испарении жидкости и при потерях в окружающую сре-
ду, Дж/с.
Конечной целью теплового расчета культиватора при проектиро-
вании является определение возможности теплообменного устройства
(змеевика, рубашек) отводить избыток выделяющегося тепла. Как из-
вестно:
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
119
Qo^ WgCe (/к	(2.62)
Qpac4 ~ KF&tcpjuHi	(2.63)
где ivs - расход охлаждающей воды, кг/с; св — удельная теплоемкость
воды, Дж/(кг  К); tH и tK- начальная и конечная температура охлаж-
дающей воды, °C; К - коэффициент теплопередачи, Вт/(м2 • К); F -
площадь поверхности теплообмена, м2; бЛсрлиг - средняя логарифмиче-
ская разность температур.
В результате расчета должно быть установлено, что Qpac4 > Qoxt
Таким образом, при тепловом расчете необходимо определить
нагрузку на теплообменное устройство аппарата из уравнения теп-
лового баланса Q0X1 = Q,t + Q6 + Qe - Qu - Qn и коэффициент тепло-
передачи К.
Задача определения количества теплоты при превращении меха-
нической энергии в тепловую сводится к определению мощности, за-
трачиваемой на перемешивание. Последняя устанавливается расчетом
или экспериментально по силе потребляемого тока или прямым Ало-
римегрированием по количеству теплоты, выделяющемуся при пере-
мешивании в культиваторе. Удельные тепловыделения процесса пере-
мешивания определяют по формуле:
Сл, = 3,6-10’^	(2.64)
где Nvd - удельная рабочая мощность мешалки, кВт/м3; QM - удельное
тепловыделение от перемешивания, кДж/(м3 • ч).
Поскольку при культивировании удельная мощность, затрачивае-
мая на перемешивание, составляет 1-5 кВт/м3, то удельное тепловыде-
ление от перемешивания qM составляет обычно 4000-15000 кДж/(м3  ч).
Величины Qe, Qu и Qn обычно малы, и ими можно пренебречь
по следующим соображениям.
Удельное количество теплоты, вносимое с аэрирующим возду-
хом qe, как правило, невелико, так как удельная теплоемкость воздуха
незначительна (1 кДж/(кг  К)), а его температура почти не отличает-
ся от температуры процесса культивирования. Общее количество
воздуха, подаваемое на 1 м3 культуральной жидкости в час, составляет
30-60 м3 (кратность аэрации 0,5-1) или в единицах по массе 40-80 кг.
При охлаждении этого количества воздуха на один градус в жидкость
может перейти количество теплоты порядка 40-80 кДж/м3. Таким
образом, если температура воздуха будет отличаться от температуры
культуральной жидкости на 10° С, то количество теплоты, вносимое
120
ГЛАВА 2
с аэрирующим воздухом, будет измеряться сотнями килоджоулей,
т. е. величинами, которые на порядок ниже, чем qM и q,j.
Примерно такой же порядок, как и qe, будет иметь удельное коли-
чество теплоты, затрачиваемое на испарение qu. Воздух, подаваемый
на аэрацию, имеет относительную влажность порядка 60%, а отходя-
щий - 90%. Если принять, что температура воздуха на входе и выходе
одинакова (30° С), а давление отличается на 0,05 МПа (0,20 МПа на
входе и 0,15 МПа на выходе), то 1 кг сухого воздуха может испарить
примерно 7 г воды. Таким образом, при кратности аэрации 0,5-1 объем
на объем жидкости в минуту из 1 м3 жидкости в час может испариться
около 300-600 г воды.
Удельное количество теплоты, которое необходимо для испаре-
ния этого количества воды, можно определить по формуле:
qu = D(i- cetcp),	(2.65)
где D - масса воды, испаряемой из 1 м3 в час, кг/(м3  ч); i - удельная
энтальпия пара; кДж/кг; tcp - средняя температура испарения, Т'.
Величина qn = 700-1400 кДж/(м3 • ч) для D порядка 0,3-0,6 кг,
т. е. qu существенно меньше, чем q6 и q^
Еще меньше Qn  потери тепла стенками аппарата вследствие
конвекции и излучения. Обычно температура поверхности аппарата
отличается от температуры окружающей среды не более, чем на 5° С.
В этих условиях с 1 м2 площади стенки может быть потеряно тепло-
ты примерно 200 кДж/ч, т. е. около 240 кДж с 1 м3 объема 50 м3.
Учитывая, что составляющие теплового баланса Qe, Qu и Qn, как
правило, не имеют общего знака, а наибольшая из них Qu всегда от-
рицательна, то для практических расчетов можно пренебречь вели-
чинами Qe, QukQ„ii записать уравнение теплового баланса в виде:
Q0XJI = QM + Qc	(2.66)
Как уже указывалось, qM = 4000-15000 кДж/(м3 • ч). Средняя ве-
личина удельных тепловыделений от микробиологического синтеза
qe имеет тот же порядок. Однако, в отличие от qM, она изменяется в
ходе культивирования, и максимальные значения q6 могут превы-
шать средние в несколько раз.
Таким образом, в реальных условиях процесс теплообмена идет
при переменных тепловыделениях и колебаниях температуры жид-
кости. В дифференциальной форме тепловой баланс культиватора
имеет следующий вид:
ОСОБЕННОСТИ ПРОЦЕССОВ ФЕРМЕНТАЦИИ
121
dQ = -МСжаТ +qVpd,	(2.67)
где М — масса жидкости в культиваторе, кг; сж - удельная теплоем-
кость культуральной жидкости, кДж/(кг • К); Т - температура куль-
туральной жидкости, °C; q — суммарные удельные тепловыделения (от
биосинтеза и перемешивания), кДж/(м3 • ч); Vp- рабочий объем культи-
ватора, м3; d — доля жидкой фазы в ферментере.
Тепло dQ передается через стенку теплообменного устройства и
удаляется с охлаждающей водой. В связи с этим
(Т-Р)-(Т-tK) ,	tK-tn ,
dQ = KF---------------di = KF —-----di 	(2.68)
, 1 - tn	. 1 ~tn
dQ = wece(tK - tH)d,	(2.69)
где К - коэффициент теплопередачи, кДж/(м2 К  ч); F - поверхность
теплообмена, м; tK - переменная температура охлаждающей воды на
выходе, °C; tH - температура охлаждающей воды на входе, °C; we -
расход охлаждающей воды, кг/ч; св - удельная теплоемкость охлаж-
дающей воды, кДж/(кг  К).
Из уравнений (2.68) и (2.69) можно вывести следующее выра-
жение для температуры tK:
Т(Л-1) + /,
к А
(2.70)
где А = ev',c‘ .
Исключив из уравнения (2.69) tK, получим:
dQ =
T(A-l) + tH
А
w с
-tH di = -^(A-V>(T-Qdi.
А
(2.71)
Используя уравнения (2.67) и (2.71), можно записать:
-Мсж dT + qV di =	(А - 1)(Т - tH )dx .	(2.72)
А
Если Т = const, то dT = 0 и уравнение (2.73) можно преобразо-
вать так
{A-l\T-tH)di-qVpdi = ^
(2-73)
122
ГЛАВА 2
В выражении (2.73) q =fl/), с учетом того, что основными со-
ставляющими теплового баланса являются тепловыделения от ме-
шалки и микробиологического синтеза, оно может быть представле-
но как q = qM + q6 , где q6 рассчитывается по уравнению (2.60).
Приняв X = flf) и — = fl/), на основании выражений, выте-
dt
кающих из уравнения логистической кривой, и заменив А
окончательно имеем:
KF
-1)(Г-О = а
К/,
е
KF
на ew,Ct
(2-74)
Л------у +
У	р
+Ь--------- -...-------—----------V + а V
хут + 2ХН (Хк - Хн) + (Хк - Хн У е~^ р р
Уравнение (2.74) позволяет найти зависимость и6. = flf), т. е.
теоретическое текущее значение расхода воды с температурой tH,
которое должно обеспечить постоянство температуры в ферментере.
ГЛАВА 3
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ,
ИХ КЛАССИФИКАЦИЯ, КОНСТРУКЦИИ
И ХАРАКТЕРИСТИКИ
3.1.	Исследовательские (лабораторные)
ферментационные установки
Лабораторные ферментеры для культивирования микроорга-
низмов и ферментационные установки, оснащенные вспомогатель-
ным оборудованием, приборами КИПиА, а в ряде случаев микро-
ЭВМ, находят в настоящее время все более широкое применение в
исследовательской и производственной работе микробиологических
предприятий.
Основой расчета технологических и конструктивных параметров
промышленных биореакторов являются экспериментальные данные,
получаемые на лабораторных и опытных ферментационных установках.
Применение лабораторных ферментационных установок для
исследовательских работ на микробиологических заводах и биохим-
комбинатах позволяет решать следующие задачи:
1.	проведение микробиологических селекционных работ по отбору
более эффективных штаммов микроорганизмов в процессе их
культивирования;
2.	оперативный анализ влияния качества сырья, минеральных со-
лей, воды и других факторов на показатели роста микроорга-
низмов;
3.	изучение воздействия на метаболизм клеток и технологические
показатели процесса ферментации различных стимулирующих
добавок биологической и физико-химической природы;
4.	уточнение в производственных условиях оптимальных пара-
метров процесса культивирования (температура, pH среды, уро-
вень аэрации и перемешивания и т. д.);
5.	изучение кинетических и стехиометрических зависимостей раз-
личных штаммов микроорганизмов;
6.	исследование влияния внешних факторов на качественный со-
став биомассы и продуктов вторичного метаболизма клеток.
124
ГЛАВА 3
Решение указанных задач в научно-исследовательских центрах
и лабораториях и оперативная выдача рекомендаций непосредствен-
но на производство позволяет значительно улучшить использование
крупногабаритного производственного оборудования, повысить тех-
нико-экономические показатели микробиологического предприятия.
Основные требования, которым должны отвечать лабораторные
ферментационные установки, можно условно разделить на следующие:
-	требования к конструкции ферментационной установки;
-	требования к технологической схеме, обеспечивающей воз-
можность проведения заданного технологического режима и
варьирования параметров процесса;
-	требования к измерительной (датчиковой), регулирующей
(или управляющей) части схемы.
Конструктивно лабораторная ферментационная установка вклю-
чает комплект устройств или блоков и схематично изображена на
рис. 3.1.
Основой установки является биореактор-ферментер. Для лабо-
раторных установок применяют аппараты объемом от 2 до 100 л,
преимущественно это ферментеры емкостью 10-20 л. Камеральные
и опытные установки используют в основном ферментеры объемом
0,5-2,0 м3, при этом энергетические затраты на процесс фермента-
ции не являются определяющим фактором при выборе типа и конст-
рукции ферментера. Вместе с тем особенности используемого сырья,
состава и физико-химических свойств ферментационных сред, а
также применяемых культур микроорганизмов (например, наличие
гиф у мицелиальных грибов) приводят к необходимости выбора
ферментеров с альтернативными способами перемешивания и аэра-
ции среды. При этом в аппаратах такого объема сравнительно про-
сто решаются вопросы равномерного и интенсивного перемешива-
ния ферментационной среды, ее аэрации и теплообмена.
В этой связи могут быть использованы ферментеры различного
типа, обеспечивающие необходимые требования по массопередаче
кислорода, отсутствие неперемешиваемых зон, а в ряде случаев «мяг-
кое» гидродинамическое воздействие на клетки микроорганизмов.
В таблице 3.1 приведены основные типы ферментационных ап-
паратов, используемые для проведения аэробных процессов глубин-
ного жидкофазного культивирования в лабораторном и опытном
масштабах и даны их возможные характеристики по скорости транс-
порта кислорода.
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
125
Блоки	Измерение, регулирование, управление технологическими процессами
Рис. 3.1, Блочная схема комплексной ферментационной установки
Технологическая схема обвязки ферментера предусматривает
подачу в процесс необходимых компонентов питательной среды
(соли, субстрат, вода), титрующего агента, аэрирующего газа и от-
бор суспензии из ферментера. В качестве примера можно рассмот-
реть технологическую схему обвязки ферментера с механической
многоярусной мешалкой, встроенным барботером и охлаждающей
рубашкой (см. рис. 1.2). Особую проблему для целого ряда процес-
сов микробиологического синтеза представляет задача создания и
126
ГЛАВА 3
3.1. Основные типы ферментеров для аэробного глубинного
культивирования микроорганизмов
Тип ферментера			Характеристики перемешивания и аэрации	Скорость абсорбции О2, кг/м3 • ч
А	ппарат с и X	!L	/	дешалкой 3 ' воздух	Высокая интенсивность пере- мешивания среды и диспер- гирования газа. Возможное механическое по- вреждение клеток (для грибов). Влияние на уровень раство- ренного в среде кислорода.	5-20 (изменение за счет варьирования числа оборотов мешалки, расхода газа, давле- ния в аппарате)
Э	рлифтньн	1 аппарат J воздух	Отсутствие вращающихся ча- стей, мягкое механическое воз- действие на клетки. Взаимосвязь аэрации и пере- мешивания среды.	2-8 (изменение массооб- мена и кратности цир- куляции расходом воз- духа)
Цир1 ст	<уляцион	ный аппарат воздух	Отсутствие застойных зон и механических частей в аппа- рате; интенсивное гидравли- ческое перемешивание сре- ды. Невысокое газонасыще- ние среды и уровень аэрации.	3-12 (изменение харак- теристик за счет про- изв одительности циркуляционного насоса и эжектирова- ния воздуха)
Колонный		аппарат воздух	Отсутствие механических частей; высокая интенсив- ность массопередачи О2. Удобство стерилизации газо- вого потока. Возможность организации многостадийно- го процесса ферментации.	5-15 (изменение путем под- бора скорости расхода газовой фазы, числа и типа секционирую- щих перегородок по высоте колонны)
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
127
поддержания стерильных условий в процессе ферментации. Однако
наибольшее распространение в практике лабораторных ферментаци-
онных установок получили ферментеры с механическим перемеши-
ванием и барботажной аэрацией среды, обеспечивающие в объеме до
1000 л возможность широкого варьирования режима перемешивания
и аэрации среды, а следовательно, показателей массопередачи. При
этом определенная сложность состоит в поддержании асептических
условий в самом ферментере. Наличие механических перемешивающих
устройств с сальниковыми или торцевыми уплотнениями затрудняют
решение этой задачи. В связи с этим более эффективно для стерильных
процессов ферментации в лабораторных условиях применять аппараты
с барботажной системой перемешивания, например, колонного типа.
Другим специфичным для процессов микробиологического синтеза
вопросом является интенсивное пенообразование, сопровождающее
процесс ферментации. Разработаны различные пути решения, включая
химические способы, физико-механические и др., которые были рас-
смотрены выше (раздел 1.5). В лабораторных ферментационных уста-
новках наиболее предпочтительно использовать принцип механическо-
го пеногашения, что позволяет не изменять физико-химические свойст-
ва ферментационной среды, а следовательно, не влиять на кинетиче-
ские и диффузионные процессы в ферментере.
Конструктивные особенности различных лабораторных устано-
вок связаны со спецификой процессов культивирования дрожжей,
продуцентов антибиотиков, мицелиальных культур, микроводорос-
лей, тканевых культур и др. В табл. 3.2 приведены некоторые техни-
ческие данные отечественных и зарубежных ферментационных ус-
тановок и аппаратов, используемых в исследовательской практике.
В последние годы особое место среди исследовательских фер-
ментационных аппаратов занимают мембранные ферментеры.
На сегодняшний день мембранный биореактор является доста-
точно простым в техническом исполнении и перспективным с точки
зрения расширения возможностей исследования и управления про-
цессом ферментации, в котором развитие популяции происходит в
постоянно обновляемой среде.
Это обновление осуществляется за счет постоянной подпитки
субстратом и постоянного удаления метаболитов (всех или части)
через полупроницаемую мембрану. В зависимости от типа мембра-
ны различают три режима работы мебранных реакторов: режим диа-
лиза, режим ультрафильтрации и режим микрофильтрации.
3.2. Техническая характеристика лабораторных ферментационных установок
Установка
Характери- стика Рабочий объем фер- ментера, л	АНКУМ-2 1—1,5 (до 6)	Биостенд 0,5-1	ФС-5 _=	ФУ-6 (30) 2,5-5(20)	Абите кс =_	Хемап (Швейцария)	Биотек (Швеция) —	Нью- Брансвик (США) 0,5-11
Перемешива- ние	Механи- ческое	Пневмати- ческое	Механи- ческое	Механи- ческое	Механи- ческое	Механи- ческое	Механи- ческое	Механи- ческое
Скорость вра- щения мешал- ки, об/мин	200-1500	—	200-1500	до 2000	до 1500	до 3000	100-900	100-800
Тип мешалки и уплотнение привода	Турбинная, магнитная муфта		Турбинная двухъярус- ная с ниж- ним гибким приводом	Двухъярус- ная открытая турбина с нижним приводом	Турбинная с нижним приводом	1 пропеллер- ная и 3 тур- бинные с торцевым сальником	Шестило- пастная турбина с магнитной муфтой	2 четырехло- пастные тур- бины, сальник с паровой стерилизацией
Способ аэра- ции	Барботер	Пористое дно	Сопловой аэратор	Барботер	Кольцевой барботер	Кольцевой барботер	Сопло	Сопло и коль- цевой барботер
Регулирова- ние расхода воздуха через ферментер	Предусмот- рено, через ротаметр, до 10 л/мин	Ротаметр	Ротаметр, до 50 л/мин	Ротаметр, до 10 л/мин	Предусмот- рено, до 100 л/мин	Ротаметр	Предусмот- рено	Предусмот- рено

Продолжение таблицы 3.2
Характери- стика	Установка							
	АНКУМ-2	Биостенд	ФС-5	ФУ-6 (30)	Абитекс	Хемап (Швейцария)	Биотек (Швеция)	Нью- Брансвик (США)
Возможность проведения стерильного процесса, стерилизации	Имеется, химическая или в авто- клаве	Не имеется	Имеется, в автоклаве	Имеется, тепловая	Имеется, тепловая, химическая	Имеется, су- хим паром	Имеется, паром	Имеется в автоклаве
Тип насосов- дозаторов	Мембран- ные герме- тичные	Мембран- ные герме- тичные	Автоматиче- ские регули- руемые пе- ристальтиче- ские	Автоматиче- ские регули- руемые	Регулируе- мые пери- стальтиче- ские	Мембранные герметичные	Шланговые герметичные	Шланговые герметичные
Пеногашение	Механи- ческое	Отсутствует	Механиче- ское, хими- ческое	Механиче- ское, вра- щающийся диск	Механи- ческое	Химическое, механическое	Химическое	Химическое
Теплообмен- ное устрой- ство	Рубашка	Встроенный змеевик	Рубашка	Рубашка	Встроенный змеевик	Рубашка и встроенный змеевик	Встроенный теплооб- менник	Встроенный, в виде отра- жательных перегородок
130
ГЛАВА 3
Сегодня уже накоплен достаточно большой опыт исследований
и испытаний мембраных биореакторов, который доказывает их пер-
спективность. Однако исследования в этом новом для биотехноло-
гии направлении пока не доведены до промышленных масштабов.
Две основные схемы организации работы мембранных реакто-
ров (со встроенной и вынесенной мембраной) приведены на рис. 3.2.
На рис. 3.2, а показана установка, содержащая реактор со встроенной
полупроницаемой мембраной. Обычно это реакторы трубчатого типа,
в которых поддерживают режим идеального вытеснении. Установка
на рис. 3.2, б содержит вынесенный мембранный аппарат, а в реакто-
ре поддерживают режим идеального смешения. Субстрат с постоян-
ным расходом, пропорциональным выходу продукта, подают в сис-
тему. Фермент, фактически иммобилизованный в контуре, задержи-
вается мембраной, которая свободно пропускает продукты реакции.
В случае снижения активности катализатора в систему добав-
ляют его новую порцию для поддержания скорости реакции на не-
обходимом уровне. Степень задержания мембраной фермента долж-
на быть максимально высокой.
Для реакторов типа идеального смешения (см. рис. 3.2, б) ха-
рактерно гомогенное распределение как катализатора, так и реаген-
тов. Он работает при выходных концентрациях субстрата и продук-
тов и его продуктивность (производительность на единицу массы
фермента) постоянна во времени.
Рис. 3.2. Схемы организации мембранного реактора:
а - с совмещенной мембраной (реактор идеального вытеснения); б - с вы-
несенной мембраной (реактор идеального перемешивания)
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
131
Аппараты первого типа обычно трубчатые и концентрация суб-
страта в них уменьшается по длине реактора, а его продуктивность
выше, т. к. он работает при более высоких концентрациях субстрата.
Поэтому при необходимости получения максимальной конверсии
субстрата процесс надо проводить в трубчатых реакторах идеально-
го вытеснения.
Повысить эффективность работы аппарата можно в каскаде
мембранных реакторов, различные схемы которых представлены на
рис. 3.3, а, б, в.
По варианту «а» предусматривается удаление продукта после
каждой стадии концентрирования. По варианту «б» используют
только одну разделительную ячейку.
Второй вариант каскада легко трансформируется в установку с
одним трубчатым реактором. При тех же показателях уменьшается
количество единиц оборудования, движущихся деталей, снижаются
капитальные и текущие расходы, энергозатраты, облегчается обслу-
живание установки.
Важнейшим фактором с точки зрения работы трубчатого реак-
тора является исключение в нем обратного перемешивания. Как из-
вестно, при низких скоростях реакционная среда в трубчатых реак-
торах движется как идеальный поршневой поток, поскольку отсут-
ствует конвекционный перенос. Для выравнивания радиального
концентрационного профиля используют различные турбулизирую-
щие вставки. При хорошей организации работы один метр длины
реактора может быть эквивалентен 5—40 смесительным ячейкам в
зависимости от диаметра трубы.
По схеме 3.3, в каждый мембранный аппарат имеет циркуляци-
онный контур, а конечный продукт собирается из всех параллельных
аппаратов. В этом случае гораздо менее остро стоит проблема пред-
варительной очистки потока субстрата от мелких механических при-
месей, которые не осаждаются на мембранах благодаря возможности
создания в циркуляционных контурах любой требуемой гидродина-
мической обстановки. Возможна последующая регенерация фермента
и субстрата. Такая схема весьма перспективна и в случае работы с
высокомолекулярными субстратами, которые вместе с ферментом
задерживаются мембраной. Поскольку контроль скорости конверсии
субстрата затруднен, то в любой другой схеме сложно осуществить
точную дозировку субстрата, которая не позволяла бы ему накапли-
ваться в системе, но и не лимитировала бы скорость образования
продукта.
132
ГЛАВА 3
Продукт
Продукт
Рис, 3.3. Схемы организации процессов с мембранными реакторами:
а - с выводом продукта после каждого мембранного элемента; б - с выво-
дом продукта после конечного мембранного разделения; в - с рециркуляцией
на каждом мембранном элементе и общим выводом продукта
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
133
Более прогрессивным решением является совмещение реактора
и разделительной ячейки в единый аппарат. Однако в трубчатом
мембранном аппарате возникает противоречие между необходимо-
стью предотвращения обратного перемешивания снижением скоро-
сти протекания жидкости и необходимостью устранения отрицатель-
ного влияния концентрационной поляризации повышением скорости
протекания. Преодолеть это противоречие можно, если разорвать
связь между скоростью потока и скоростью реагирования веществ,
что достигается в каскадной схеме трубчатых мембранных реакторов
с постадийной рециркуляцией.
На рис. 3.4 приведены схемы организации процесса культивиро-
вания с применением мембранных аппаратов. Схемы позволяют реа-
лизовать различные процессы культивирования: в периодическом, по-
лупериодическом и непрерывном режимах.
Рис. 3.4. Способы культивирования микроорганизмов
в мембранном реакторе:
а - периодический процесс; б - полупериодический процесс; в - непрерыв-
ный процесс (пунктиром показан ввод диализата в режиме диализа)
134
ГЛАВА 3
Сегодня пока не разработаны конструкции мембранных реакто-
ров для промышленного использования, но существует и серийно вы-
пускается ряд исследовательских установок, которые должны удов-
летворять следующим требованиям:
-	полное задержание клеток в объеме реактора, если он рабо-
тает в режиме хемостата;
-	длительное проведение процесса культивирования без сни-
жения объемного расхода пермеата;
-	возможность контролирования и поддержания постоянного
объема среды;
-	возможность регенерации и стерилизации мембран.
Все известные конструкции мембранных реакторов можно раз-
делить на две группы: ферментеры со встроенной мембраной и фер-
ментеры с вынесенной мембранной ячейкой (см. рис. 3.2).
Аппараты второй группы наиболее перспективны для промыш-
ленного использования, поскольку в них возможно применять про-
мышленные мембранные модули известных конструкций с мини-
мальными переделками, совмещенные со стандартными ферменте-
рами. Преимуществом этой группы является также возможность
развивать рабочую поверхность мембран до любой необходимой
величины, а также создавать в контуре любой необходимый гидро-
динамический режим. Однако для исследовательских целей исполь-
зовать аппараты второй группы нецелесообразно, поскольку во вре-
мя нахождения среды в выносном контуре управлять процессом
культивирования практически невозможно.
Принципиальные схемы мембранных реакторов первой группы
представлены на рис. 3.5.
Особо необходимо остановиться на группе мембранных реакто-
ров, разработанных в РХТУ им. Д. И. Менделеева. Это ферментеры
«Елен-5», «Елен-6», «Елен-7» и «Елен-9». «Елен-5» и «Елен-6»
(рис. 3.5, а, б) снабжены мембраной, расположенной на нижнем
фланце. Все необходимые датчики вводятся через штуцеры на верх-
нем фланце. Аэрация осуществляется через пористый барботер, к
которому прикреплена магнитная мешалка, не касающаяся мембра-
ны. Термостатирование осуществляется через погружные змеевико-
вые теплообменники. Ферментер «Елен-6» выполнен в виде кониче-
ской камеры для увеличения удельной (на единицу объема среды)
поверхности мембраны.
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
135
Рис. 3.5. Схемы мембранных реакторов для культивирования
микроорганизмов в ферментерах «Елен-5» (а),
«Елен-6» (б), Виестура (в), Маргаритиса (г),
«Елен-7» (д) и «Елен-9» (е):
I - мембрана; 2 - барботер; Wo - - поток питательной смеси; WG - поток
аэрирующего газа; Wf- поток микробной суспензии; Wn - поток пермеата;
WA - поток отработанных газов
136
ГЛАВА 3
Ферментер Виестура (рис. 3.5, в) объемом 5 л позволяет более
интенсивно перемешивать среду. Датчики вводятся через штуцеры на
стенке нижнего стакана, мембрана выполнена в форме кольца. Фер-
ментер снабжен термостатирующим устройством и механическим
пеногасителем. Предусмотрена регенерация мембраны обратной про-
дувкой сжатым воздухом. Основной недостаток конструкции - очень
низкая удельная поверхность мембраны, поэтому ферментер реко-
мендовано использовать для работы в режиме микрофильтрации.
Принципиально иное решение предложено Маргаритисом.
Мембрана в его аппарате (рис. 3.5, г) расположена на вращающемся
роторе, соединенном с нижним приводом. Это позволяет длительное
время поддерживать УПМ на высоком уровне. В объеме ферментера
создается избыточное давление, достаточное для осуществления
мембранного процесса. Ферментер может быть снабжен внешним
рециркулирующим контуром. Датчики расположены на стенках
корпуса, для подачи воздуха используется кольцевой барботер. Не-
достатками аппарата являются низкая удельная поверхность мем-
браны, плохое перемешивание среды и сложность конструкции. В
значительной степени вышеперечисленные недостатки устранены в
аппаратах «Елен-7» и «Елен-9» (рис. 3.5, д, е). В каждом из них вы-
сокая удельная поверхность мембраны и обеспечено интенсивное
перемешивание среды.
Вращение мембранного элемента в аппарате «Елен-9» позволяет
длительное время сохранять начальную УПМ. Оба аппарата снабже-
ны комплектом измерительной аппаратуры и системой термостати-
рования. Отвод пермеата из внутреннего перфорированного стакана
осуществляется по трубке, опущенной до его дна. Аэрирующий воз-
дух подается через кольцевой барботер. Мешалка в первом аппарате
используется магнитная, во втором - турбинная, закрепленная на
роторе.
Тип выбранной мембраны определяется способом культивиро-
вания. Для режима диализа используют обычные диализные мем-
браны из регенерированной целлюлозы, которые хорошо задержи-
вают высокомолекулярные соединения - ферменты, токсины, но
пропускают сахара и соли. Для диализа можно использовать микро-
пористые мембраны с размером пор до 25 нм. Их изготавливают из
ацетата целлюлозы, керамики, пористого металла и стекла, асбеста.
Наконец, в режиме диализа можно использовать чисто диффузион-
ные непористые мембраны из силиконовой резины или тефлона.
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
137
Для режима ультрафильтрации используют выпускаемые про-
мышленностью мембраны из ацетата целлюлозы, полиамида, поли-
сульфонамида или этилцеллюлозы.
Для режима микрофильтрации можно применить серийные оте-
чественные мембраны из нитрата целлюлозы, поливинилхлорида,
фторопласта, поликарбоната.
При выборе материала мембраны следует учитывать прежде
всего его совместимость с культурой-продуцентом, поскольку сам
полимер может быть субстратом для микроорганизмов. Важным об-
стоятельством является отсутствие ингибирующих веществ в мате-
риале мембраны. Резко ограничивает выбор мембран их способность
сохранять свои свойства после неоднократной термической или хи-
мической стерилизации. Необходимо принимать в расчет также ме-
ханическую прочность и удельную производительность мембран.
В любом случае полезно провести экспериментальное испыта-
ние мембраны путем сравнительного выращивания культуры-
продуцента в присутствии и в отсутствии образцов мембраны.
Принципиально иным использованием мембранной техники и
процесса микробиологического синтеза является иммобилизация кле-
ток в пористых мембранах, прежде всего в полых волокнах. Существо
метода заключается в адсорбционном связывании клеток продуцента
в порах анизотропных полых волокон и прокачивании через полые
волокна потока питательной смеси. За время прохождения субстрата
вдоль волокна происходит его микробиологическая трансформация, и
с другой стороны выводится поток, обогащенный продуктом. Подача
кислорода осуществляется путем предварительного насыщения им
питательной среды.
Разновидностями метода являются подача субстрата с наружной
стороны волокон, проникновение его через поры в каналы и отвод из
них продукта. Кислород при этом может подаваться импульсами
внутрь пучка волокон. Возможен также отвод продуктов с наружной
стороны волокон после их проникновения через мембрану, если мо-
лекулярная масса продуктов значительно меньше, чем у субстрата.
Для осуществления всех этих процессов вполне пригодны уже
разработанные мембранные аппараты.
3.2. Лабораторные установки «ферментер-ЭВМ»
Как уже отмечалось, конструктивные особенности лаборатор-
ных ферментационых установок, характеризирующие надежность
138
ГЛАВА 3
проведения процесса и удобство варьирования основных технологи-
ческих параметров, являются в настоящее время скорее необходимым
требованием, чем достаточным. Современные требования, предъяв-
ляемые к исследовательским ферментационным установкам, заклю-
чаются в наличии системы сбора информации о процессе и ее пере-
работки с целью контроля и управления ферментацией. Таким обра-
зом, оснащенность ферментеров датчиками, автоматическими про-
боотборниками, локальными контурами управления параметрами
процесса, а также связью с управляющими ЭВМ является тем крите-
рием, по которому целесообразно оценивать совершенство лабора-
торных ферментационных установок. Такая информационная осна-
щенность установок позволяет с большей достоверностью и в более
короткие сроки получать необходимые экспериментальные данные
для различных математических моделей, расчета производственных
биореакторов и прогнозирования технологических режимов фермен-
тации в них.
Таким образом, отвечающая рассмотренным выше требованиям
лабораторная ферментационная установка должна иметь в качестве
одного из основных - блок измерения, регулирования и управления
параметрами процесса.
Использование данных с ферментационных установок для рас-
чета и управления процессом биосинтеза
Получаемая на ферментационных установках с помощью датчи-
ков информация о конкретном процессе микробиологического синте-
за может быть использована для решения следующих основных за-
дач: анализа и расчета технологических показателей процесса фер-
ментации; регулирования и управления по заданным параметрам
данного процесса ферментации; разработки математических моделей
процесса ферментации в биореакторах с целью их оптимизации,
масштабирования и оптимального проектного расчета.
Всю совокупность данных, получаемых инструментальными
методами в процессе ферментации, можно условно разделить на две
основные группы: I - физические и физико-химические; II -  физио-
лого-биохимические.
К I группе относятся такие параметры, как расходы ингредиен-
тов, вводимая мощность на перемешивание или число оборотов ме-
шалки (и), уровень аэрации (0, вязкость, поверхностное натяжение
(о), pH среды и т. д.
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
139
Ко II группе относятся параметры, характеризующие концен-
трацию клеточной массы, органического субстрата в среде, содер-
жание кислорода и углекислого газа в отработанном газе, соотноше-
ние фосфора, азота в среде и др. На рис. 3.6 приведены регулируе-
мые и измеряемые параметры (параметры состояния), используемые
для непосредственного осуществления режимов ферментации, а
также для получения данных, необходимых при решении задач мо-
делирования и оптимального расчета процессов в ферментерах.
Рис. 3.6. Схема измерения основных параметров в ферментере
при непрерывном процессе биосинтеза клеточной
массы (звездочкой отмечены параметры управления)
В зависимости от поставленной задачи расчета показателей про-
цесса ферментации может использоваться определенная часть изме-
ряемых параметров, что иллюстрирует табл. 3.3. Наличие в составе
ферментационной установки системы разнообразных датчиков по-
зволяет получать текущую информацию в процессе биосинтеза. Од-
нако при этом возникает проблема сбора и обработки информации.
140
ГЛАВА 3
3.3. Параметры для расчета кинетических и массообменных
показателей процесса ферментации
Параметры	Обозначение
Измеряемые	
для кинетических расчетов	х, S, Р2O5, CL, Yo_>, Yco2-> u
для массообменных расчетов	p02,CL,t0,P,V,Q„Yo2,YCOz,n
Расчетные	
для кинетических расчетов	Rx, as, p
для массообменных расчетов	go2, gay, dfa klQ	
Примечание: Rx- скорость образования биомассы (целевого продукта);
Rx = рл; Rs - скорость потребления субстрата (элемента питательной
среды, N, Р2О5);
Rs = aspx, KLa — объемный коэффициент массопередачи;
q о fa со-, ~ скорость потребления (выделения) кислорода (углекислого газа);
aofaco) —удельное потребление кислорода (выделениеуглекислого газа).
Успешное решение этой проблемы достигается подключением к
ферментеру ЭВМ, выполняющей следующие основные функции:
-	отображение процесса - предусматривает сбор информации с
датчиков и ее представление в удобном для оператора виде (на
дисплее, в форме распечатки, графиков, таблиц), поступающая
информация может накапливаться в памяти ЭВМ и периоди-
чески по мере надобности (запрос оператора) выдаваться;
-	обработка информации - подразумевает проведение стати-
стического анализа, оценку достоверности данных, получе-
ние корреляционных и регрессивных зависимостей для па-
раметров процесса; это качественно более высокий уровень
представления информации о процессе в виде комплексных
показателей, например, скорости роста клеток, углеродного
баланса, коэффициента дыхания, выхода, расхода энергии на
биосинтез и т. д.
Рассмотрим схему использования комплекса ферментер-ЭВМ
для получения и обработки информации о процессе ферментации.
Анализ целого ряда физико-химических и физиолого-биохими-
ческих характеристик процесса осуществляется в соответствии со
схемой, приведенной ниже.
Измеряемые параметры при организации процесса биосинтеза
в ферментере:
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
141
•	аэрация - расход воздуха, температура, давление, концентра-
ция О2 на входе и выходе, концентрация СО2 в газе на входе и
выходе;
•	перемешивание - скорость вращения, вкладываемая мощность,
плотность, вязкость и газосодержание среды;
•	ферментация - концентрация клеток (начальная и текущая),
субстрата, продуктов метаболизма, температура, pH среды,
концентрация растворенного кислорода.
Расчетные параметры, получаемые с использованием ЭВМ:
•	кинетические - скорость роста клеток, скорость утилизации
субстрата, удельная скорость образования целевого продукта;
•	массообменные - коэффициенты массопередачи, кислородный
баланс, скорость транспорта О2, скорость транспорта СО2;
•	стехиометрические - удельное потребление О2, выделение СО2
на единицу клеточной массы, дыхательный коэффициент,
удельное выделение продуктов метаболизма.
На рис. 3.7 представлена структурная схема для реализации
программы анализа информации датчиков, работающая как подпро-
грамма математического обеспечения. Эта подпрограмма позволяет
пользователю (оператору, исследователю) контролировать работу
ферментера, так как она представляет ему следующие данные: ха-
рактеристики массообмена {KLa\ величину скорости роста микроор-
ганизмов, массу клеток, количество получаемого продукта, расход
энергии, общую эффективность процесса ферментации. Все эти по-
казатели вычисляются по данным, полученным от датчиков, и пред-
ставляются в численном и графическом виде на дисплее.
Управление процессом является частью программы обработки
информации, в которой формируется рабочая стратегия по ведению
процесса. Можно выделить три основных типа управления процес-
сом: регулирование, программное (неадаптивное) управление и оп-
тимизация.
Регулирование подразумевает поддержание определенных ло-
кальных контуров управления на заранее выбранном уровне, хотя
каждый из контуров может представлять систему управления по
иным параметрам. Примером может служить контур поддержания
концентрации растворенного кислорода в ферментере на заданном
уровне. Этот пример является хорошей иллюстрацией функций
ЭВМ в системе управления. На рис. 3.8, а, б изображены варианты
Рис. 3.7. Структурная схема подпрограммы обработки информации датчиков
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
143
структурной схемы «оксистата», управляемого ЭВМ. Схемы содер-
жат датчик растворенного кислорода, усилитель, ЭВМ с преобразо-
вателем (аналог-код) и регулятор, который вызывает изменения в
коэффициенте массопередачи по кислороду К^а в соответствии с
командами, поступающими на ЭВМ. Этим регулятором может быть
вентиль подачи газа, двигатель, вращающий мешалку, или клапан,
поддерживающий давление в аппарате. Поступающая от датчика
информация анализируется сначала программой-тестом, а затем об-
рабатывается программой управления, с помощью которой выраба-
тываются сигналы управления. Все программы работают в реальном
масштабе времени. Поскольку управляющее воздействие вырабаты-
вается в ЭВМ при сравнении текущего значения концентрации рас-
творенного кислорода с установленной заранее величиной, то в уста-
новке имеется возможность программно изменяя величину установ-
ки, изменять во времени концентрацию кислорода в аппарате, обес-
печивая заранее выбранный профиль. Структурная схема управле-
ния для этого случая представлена на рис. 3.8, б.
Оптимизация как тип управления подразумевает выбор наилуч-
шей (в смысле максимализации некоторого функционала) линии пове-
дения в каждый момент времени. В случаях хорошей повторяемости
экспериментов (процессов) эта линия поведения (временной профиль
изменения управляющих воздействий) может быть выбрана заранее.
Установленная в эксперименте поверхность, которую образуют
всевозможные траектории процесса, позволяет вне эксперимента
заранее вычислить оптимальную траекторию и управления, которые
выводят процесс на эту траекторию. Однако более перспективной
является адаптивная оптимизация в условиях случайного изменения
характеристик управления системы. Но адаптивная оптимизация
подразумевает непрерывную идентификацию модели системы и ис-
пользование ее для сложных моделей мнкробиосинтеза требует спе-
циальных алгоритмов и высокоскоростных ЭВМ.
Важной областью использования данных, полученных на лабора-
торных ферментационных установках, является включение их в со-
став математических моделей биореакторов с целью решения задач
масштабного перехода, оптимального проектирования и др. Следует
отметить, что получаемые на них характеристики процесса составляют
основу этапа микрокинетического исследования процесса фермента-
ции. Выявленные на этом этапе биохимические, микробиологические
и физико-химические параметры процесса позволяют осуществить
разработку кинетической модели процесса биосинтеза. В задачу
a
iv »>ея

б
Рис. 3.8. Структурные схемы программного управления концентрацией растворенного кислорода:
а - с поддержанием заданного значения рО2; б -с изменением концентрации О2 по выбранному закону
146
ГЛАВА 3
исследований входит также установление влияния концентраций
компонентов питательной среды на кинетические и стехиометриче-
ские закономерности роста конкретного штамма микроорганизмов,
выбор оптимального состава питательной среды, физико-химических
(t, pH, Eh и т. д.) параметров процесса.
Дальнейшим шагом разработки моделей биореакторов является
этап макрокинетических исследований. Согласно схеме (табл. 3.3)
этот этап связан с получением экспериментальных данных о процес-
се ферментации в опытных или опытно-промышленных аппаратах.
Ход и показатели процесса биосинтеза в этих условиях определяют-
ся не только кинетическими закономерностями популяции микроор-
ганизмов, но и характером протекания процессов межфазной передачи
вещества, энергии, зависящих от реальной гидродинамической об-
становки в биореакторе. Синтез данных, полученных на этапах мик-
ро- и макрокинетических исследований, позволяет оценить характер
протекания процесса ферментации в реальных промышленных био-
реакторах и осуществлять оптимальное их проектирование.
Если на I этапе исследований тип аппарата, его конструктивные
особенности не являются определяющими для получения выходных
данных, так как в ходе опытов необходимо обеспечить кинетический, а
не диффузионный характер протекания процесса, то на II этапе подхо-
дят к выбору типа биореактора. При этом математическая модель био-
реактора с учетом процессов на микро- и макроуровнях должна быть
ориентирована на конкретный процесс микробиологического синтеза
(штамм, сырье и т. д.) и конкретный тип биореактора, в том числе на
условия перемешивания, тепло-массопередачи, а также вопросы энер-
гопотребления.
3.3.	Основные типы ферментационных
аппаратов и принципы их классификации
С увеличением мощностей предприятий микробиологического
синтеза, а также с расширением ассортимента получаемых продук-
тов биосинтеза растет количество вариантов конструктивного
оформления и принципов работы промышленных биореакторов -
ферментеров. Отсутствие универсальности в конструктивном реше-
нии аппаратов вызвано стремлением увеличить объем единичного
аппарата (до 1000 м3 и более) и одновременным усложнением реше-
ния массообменных и теплообменных проблем в них. Однако чем
больше объем жидкости в аппарате, тем сильнее проявляется в нем
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
147
неидеальность перемешивания, тепловая и диффузионная неравно-
мерность, а также неравномерность распределения вносимой энергии,
что все вместе создает резко различающиеся условия жизнеобеспече-
ния клеток в различных частях аппарата. Естественно желание конст-
рукторов пойти на некоторые усложнения аппаратуры, что и вызвало
появление уже десятков новых конструкций.
Так, при культивировании дрожжевых и других быстрорасту-
щих одноклеточных организмов в производстве биомассы потребляет-
ся большое количество кислорода. Здесь требуется эффективная
система массопередачи кислорода, обеспечивающая большую ско-
рость процесса. Вместе с тем жидкость слабо пенится, а посторонняя
микрофлора не приносит большого ущерба технологическому про-
цессу. Для этих производств получили развитие относительно про-
стые, часто негерметичные и недорогостоящие при изготовлении
аппараты, в которых перемешивание осуществляется воздухом пу-
тем создания различных циркуляционных контуров для массопере-
носа кислорода в жидкость, совмещенного с его барботажем. Куль-
тивирование грибов и актиномицетов, образующих в глубине жид-
кости колонии и их скопления больших размеров, по сравнению с
клетками, предъявляет особые требования к интенсификации массо-
передачи от жидкости к клеткам. Процесс затрудняется большой вяз-
костью культуральной жидкости. При использовании таких организ-
мов в производстве биологически активных соединений получили
распространение герметичные стерилизуемые реакторы, изготовлен-
ные из дорогостоящих сталей, легированных цветными металлами, и
снабженные многоярусными мешалками. В настоящее время полу-
чают развитие и аппараты комбинированного типа с пневматическим
и механическим перемешиванием, обладающие высокими массооб-
менными характеристиками.
В связи с этим становится очевидной необходимость разработ-
ки систем классификации всего многообразия существующих и раз-
рабатываемых типов биореакторов.
Рассматривая комплектные системы ферментации, в которые
ферментер входит как основной, но не единственный элемент, можно
подойти к классификации ферментеров в зависимости от осуществ-
ляемых в них процессов, которые разделяются на следующие группы:
1.	аэробные, анаэробные;
2.	периодические, непрерывные;
3.	асептические, нестерильные;
148
ГЛАВА 3
4.	целевой продукт в клетках, вне клеток;
5.	культивирование поверхностное и глубинное;
6.	культивирование глубинное на растворимых и на нераствори-
мых субстратах;
7.	гидродинамические условия в ферментере, близкие к идеально-
му перемешиванию, идеальному вытеснению.
Перечисленные группы процессов не равноценны по влиянию
на конструкции ферментеров. В качестве примера рассмотрим схему
классификации, в которой сделана попытка обобщить все вышепе-
речисленное (рис. 3.9). Как следует из схемы, конструктивные раз-
личия ферментеров определяются по данной классификации только
на основании использования различных по своим физическим свой-
ствам субстратов, а также условиям перемешивания в аппарате.
Рис. 3.9. Схема классификации ферментеров по условиям
проведения процесса культивирования
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
149
В то же время на практике часто одни и те же ферментеры по
этой классификации используют для проведения разных процессов.
Так же неопределенна классификация ферментеров по чисто конст-
руктивным признакам, поскольку такой способ не отражает функции
аппаратов.
Наиболее универсальна и чаще всего применяется на практике
классификация ферментеров, в которой конструктивные различия
биореакторов определяются в основном способом ввода энергии в
аппарат: 1 - с газовой фазой, 2 - с жидкой фазой, 3 - с газовой и
жидкой фазами (комбинированные). Для каждой из этих групп мо-
гут быть разработаны методики инженерного расчета основных кон-
структивных элементов и режимов работы. На рис. 3.10, а представ-
лена общая схема такой классификации, которая включает различ-
ные типы аппаратов, относящиеся к указанным выше группам, но
имеющие различное конструктивное оформление. Продолжением и
развитием этой общей схемы в части конструктивных различий
ферментеров является схема на рис. 3.10, б, согласно которой рас-
смотрим основные типы аппаратов.
Ферментеры (по способу подвода энергии)
С подводом энергии
газовой фазой
С подводом энергии
жидкой фазой
>
>
>
>
>
>
>
>
Пульсационные
С плавающей насадкой
колонные
Трубчатые
Тарельчатые колонные
Газлифтные колонные
рециркуляционные
петлевые
Барботажные
газлифтные
Барботажные колонные
Барботажные
Эжекторные
С комбинированным
подводом энергии
Струйные
С затопленной струей
С падающей струей
С самовсасывающими
мешалками
С одновальными
мешалками
С многовальными
мешалками
>	Комбинированные
	
>	С перемешивающими устройствами
	С вибромешалками С одновальными мешалками С многовальными мешалками С мешалками колонные
150
ГЛАВА 3
б
Рис. 3.10. Схемы классификации:
а - ферментеров по способу ввода энергии; б - биореакторов с учетом спо-
соба ввода энергии
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
151
Ферментеры с подводом энергии газовой фазой
(рис. 3.11)
Общим признаком этих аппаратов является ввод энергии с газо-
вой фазой, которая является ее носителем. Эта группа ферментеров
характеризуется прежде всего простотой конструктивного исполне-
ния и высокой эксплуатационной надежностью в связи с отсутствием
движущихся узлов и деталей.
К этой группе ферментеров относятся барботажные аппараты
(рис. 3.11, а, б) с различной конструкцией барботеров, а также эрлифт-
ные или барботажно-эрлифтные ферментеры (рис. 3.11, в, г, Э). Особое
место занимают колонные ферментеры, секционированные по высоте
тарельчатыми устройствами (рис. 3.11, е, ж, з).
Ферментеры с подводом энергии жидкой фазой
(рис. 3.12)
Обычно энергия в аппаратах этой группы передается жидкой
фазе самовсасывающей мешалкой или насосом. В последнем случае
жидкость вводится в аппарат через специальное устройство (сопло,
эжектор, диспергатор и т. п.) конструкций ферментеров этой группы.
К этой же группе относятся широко распространенные фер-
ментеры с самовсасывающими мешалками (рис. 3.12, а, б, в). Эти
аппараты характеризуются тем, что не требуют специальных возду-
ходувных машин для подачи воздуха в аппарат. Это является важ-
ным достоинством аппаратов. Поступление воздуха осуществляется
за счет разрежения, возникающего в воздушной камере мешалки,
которая одной стороной соединяется воздуховодом с атмосферой, а
другой - с жидкостью, отбрасываемой лопатками мешалки. Аппара-
ты этого типа нашли широкое применение в отечественной практике
в производстве кормового белка. К недостаткам аппаратов этой
группы следует отнести трудность создания асептических условий,
оптимизации и управления интенсивностью гидродинамических и
массообменных процессов в связи с использованием принципа само-
всасывания.
Ферментеры эжекционные (рис. 3.12, г). Достоинством аппара-
тов этого типа является возможность рецикла газовой фазы, что осо-
бенно существенно в случае использования в качестве сырья природ-
ного газа и при аэрации среды воздухом с повышенным содержанием
кислорода. Недостатком таких аппаратов является необходимость
применения специальных насосов для перекачивания газосодержащих
культуральных жидкостей.
152
ГЛАВА 3
Рис. 3.11. Ферментеры с подводом энергии газовой фазой:
а ферментер барботажный, H/D < 2; б - ферментер барботажный
колонный, H/D < 2; в - ферментер барботажно-газлифтный, H/D < 2; г -
ферментер газлифтный колонный, H/D > 2; д - - ферментер газлифтный
петлевой колонный; е - ферментер газлифтный рециркуляционный колон-
ный; ж - ферментер тарельчатый колонный; з — ферментер с плавающей
насадкой колонный; и - ферментер трубчатый; к - - ферментер газлифт-
ный пульсационный; 1 - корпус; 2 - воздухораспределитель; 3 - диффузор;
4 - диспергатор; 5 - теплообменник; 6 - циркуляционная труба; 7 - тарел-
ка; 8  пеногаситель; 9 - переливная труба; 10- насадка; 11 - клапан
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
153
д
Рис. 3.12. Ферментеры с подводом энергии жидкой фазой:
а - ферментер с одной самовсасывающей мешалкой; б  ферментер с не-
сколькими самовсасывающими мешалками; в — ферментер с самовсасываю-
щими мешалками и внешним циркуляционным контуром; г — ферментер
эжекционный; д - ферментер струйный с затопленной струей; е -  фермен-
тер струйный с падающей струей; 1 - корпус; 2 - самовсасывающая мешал-
ка; 3 - циркуляционный контур; 4 - насос; 5 - диффузор; б - теплообменник;
7 - эжектор; 8 - воздухозаборник; 9 - рассекатель; 10 - труба с насадкой
154
ГЛАВА 3
Ферментеры струйные (рис. 3.12, д, е). Характерной особенно-
стью этих аппаратов является наличие внешнего циркуляционного
контура, включающего насос, эжекционное устройство (одно или ба-
тарею), систему циркуляционных трубопроводов. Возможность ре-
цикла газовой фазы и сравнительно простое устройство отличает этот
тип аппаратов от других. Известны два типа струйных аппаратов - с
«затопленной» и с падающей струей. Недостатком струйных аппара-
тов является необходимость применения специальных высоконапор-
ных насосов для перекачивания сред с большим содержанием газа.
Ферментеры с подводом энергии к жидкой и газовой
фазам (рис. 3.13)
Основным конструктивным элементом таких аппаратов являет-
ся перемешивающее устройство, обеспечивающее высокую интен-
сивность растворения кислорода и высокую степень диспергирова-
ния газа, нерастворимых субстратов и гомогенизации среды. К этой
группе аппаратов относятся также ферментеры, у которых энергия к
жидкой фазе подводится одновременно перемешивающим устройст-
вом и насосом или только насосом. В то же время энергия с газовой
фазой вводится обычным способом. На рис. 3.13 показаны схемы
основных конструкций ферментеров этой группы.
Ферментеры с перемешивающими устройствами и барбота-
жем (рис. 3.13, а, б, в, г). Перемешивающее устройство таких фер-
ментеров выполняется в виде вала с установленными на нем одной
или несколькими мешалками. Под нижней мешалкой у днища обыч-
но расположен газораспределитель, который может быть как вра-
щающимся, так и неподвижным. Внутри аппарата размещают цирку-
ляционные стаканы и теплообменники. Известны конструктивные
решения с использованием выносных теплообменников.
Ферментеры комбинированные с циркуляционным контуром
и аэрацией (рис. 3.13, д, е, ж). Характерным признаком этих аппара-
тов является подвод энергии к жидкой фазе осевой мешалкой или
насосом. Воздух в аппарат подается обычным способом, используя
газодувки.
3.4.	Основные типы промышленных ферментеров
В качестве основного ферментационного оборудования рас-
смотрим наиболее интересные и практически реализуемые конст-
рукции аппаратов, включая и аппараты для культивирования микро-
организмов на твердых питательных средах. Однако наибольший
Рис. 3.13. Ферментеры с подводом энергии к жидкой и газовой фазам:
а - ферментер с мешалками одновальными; б - ферментер с мешалками многовальными; в -- ферментер с мешалкой
колонный; г  ферментер с вибромешалкой; д - ферментер с комбинированным вводом энергии колонный; е - фермен-
тер с комбинированным вводом энергии; ж — ферментер с циркуляционным контуром; 1 - корпус; 2 - вал; 3 - мешал-
ка; 4 - воздухораспределитель; 5 - теплообменник; 6 - диффузор; 7 - насос; 8 - переливные устройства; 9 - тарелка
156
ГЛАВА 3
практический интерес, учитывая их высокую интенсивность и про-
изводительность, представляют ферментеры для глубинного культи-
вирования, и в частности более сложные по своим функциям - аппа-
раты для аэробных микробиологических процессов, в связи с чем
конструкциям этих ферментеров уделяется большее внимание.
Как отмечалось выше, все разнообразие типов и конструкций
ферментеров удобно условно разделить на три основные группы:
-	с подводом энергии к газовой фазе;
-	с подводом энергии к жидкой фазе;
-	комбинированного принципа работы.
Следует отметить, что такое разделение не может отражать
большого разнообразия конструкций аппаратов в каждой группе,
однако в определенной мере учитывает принцип взаимодействия
газо-жидкостных потоков, воздействие «побудителя» энергии и ус-
ловий перемешивания на клеточную популяцию, а также эффектив-
ность массопередачи кислорода в системе газ-жидкость-клетка с
учетом энергозатрат на процесс. Согласно этой классификации ниже
будут рассмотрены различные конструкции промышленных фер-
ментеров. Учитывая специфику аппаратов для культивирования на
твердых средах, эти ферментеры представлены отдельно.
3.4.1.	Ферментеры для твердофазного культивирования
микроорганизмов
Для выращивания микроорганизмов - продуцентов биологиче-
ски активных веществ - на твердых питательных средах применяют
так называемые растильные установки. В промышленности эксплуа-
тируются растильные установки различных конструкций (табл. 3.4).
В аппаратах для твердофазного культивирования должны обес-
печиваться:
-	рост культуры микроорганизмов в слое твердой питательной сре-
ды высотой не менее 50 мм с одновременным биосинтезом белка;
-	стерильность процесса;
-	максимальная биотрансформация питательных веществ сы-
рья в белок.
Аппараты периодического действия обычно выполняют в виде
горизонтальных барабанов. Аппаратами непрерывного действия, как
правило, являются колонные, разделенные на определенное количест-
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
157
во секций, в зависимости от производительности и технологии куль-
тивирования.
Камерные растильные установки с горизонтальным располо-
жением кювет. Количество растильных установок зависит от произво-
дительности по культуре гриба. Ориентировочно для получения 1 т
сухой культуры грибов в сутки необходимы 3^4 растильных камеры.
3.4. Характеристикарастильныхустановок
	Установка	 Растильная камера	Способ культивирования Циклический	Конструкция Горизонтально располо- женные кюветы
Растильная установка	Циклический	Вертикально располо- женные кюветы
ВИС-42Д	Непрерывно-циклический	Горизонтально располо- женные полки
4ГКСК-30 (45ю90)	Непрерывно-циклический	Горизонтально располо- женные ленты
Вибрационные	Непрерывный	Горизонтально, наклонно или вертикально распо- ложенные пластины
Колонного типа с приме- нением объемного мето- да аэрирования	Непрерывный	Горизонтально располо- женные секции
Барабанного типа	Непрерывный или периоди- ческий		Горизонтально располо- женные полки	
Растильная камера представляет собой прямоугольное герметизи-
рованное помещение длиной 10, шириной 2,8 и высотой 2,1 м. Она
оборудована двумя дверями, одна открывается в загрузочный коридор,
а другая - в разгрузочный. В камере с одной стороны установлены воз-
духоводы с тремя патрубками для подачи кондиционированного возду-
ха, а с другой - воздуховоды для удаления отработавшего воздуха. Ка-
мера рассчитана на единовременную загрузку 18-20 этажерок с кюве-
тами по 9-10 на каждой стороне. В пересчете на суховоздушные отруби
это соответствует 700 кг. Расстояние между полками 80-100 мм. Эта-
жерки устанавливают в камере широкой стороной так, чтобы между
ними был свободный проход для удобства обслуживания шириной
1000-1200 мм и расстояние до стен 200-300 мм.
Через индивидуальные кондиционеры, установленные над рас-
тильными камерами, подают кондиционированный воздух температу-
158
ГЛАВА 3
рой 22-32° С и относительной влажностью 96-98%. Воздух в камере
рециркулирует, при этом дополнительная подача свежего воздуха
через главный кондиционер составляет 10%. Загрузочные и разгру-
зочные коридоры растильных камер рекомендуется изолировать от
соседних помещений. В них необходимо обеспечить приточно-
вытяжную вентиляцию с кратностью обмена воздуха до 8 и с тща-
тельной фильтрацией удаляемого воздуха от спор. Масса кюветы со
средой составляет 6-7 кг, а масса тележки с кюветами - 150 кг.
Механизированные растильные установки с вертикальным
расположением кювет
Растильная установка конструкции Соловьева. Растильная ка-
мера представляет собой прямоугольную металлическую емкость,
установленную на опорной конструкции с помощью упругих связей.
Сверху она закрывается откидной крышкой, а снизу - откидным
днищем. Внутри камеры на расстоянии 50 мм друг от друга распо-
ложены двухстенные перфорированные кассеты для аэрации среды.
Ячейки вертикального канала, образующиеся между кассетами, и
являются кюветами. Нижняя часть их имеет решетчатое днище-
дверцу, предохраняющую среду от просыпания при загрузке.
Камера снабжена штуцерами для подвода пара, воды и отвода
конденсата. К ней прикреплен дебалансированный вибратор, с по-
мощью которого культура гриба выгружается.
Растильная камера с разъемными кассетами и автоматиче-
ской выгрузкой. Прототипом этой установки послужила установка
Соловьева. Растильная камера представляет собой металлический
прямоугольный короб с вмонтированными в него разъемными вер-
тикальными кассетами. Камера установлена на раме с кюветами и
может перемещаться по рельсовому пути (рис. 3.14). Для фиксиро-
вания на рельсах в заданном положении камера снабжена фиксато-
ром. Кюветы образованы двумя полукюветами, шарнирно связан-
ными в верхней части камеры и стыкуются при помощи рукоятки.
Кюветы закрывают снизу шиберами, управляемыми рычагами. Для
аэрации культуры во время роста в них имеются воздушные каналы.
Разъем кюветы происходит в ее торцах за счет отбортованных краев,
которые в сомкнутом положении входят один в другой. В 7 растиль-
ных камерах можно выращивать в сутки 1200 кг культуры гриба.
Вместимость растильных камер 500 кг, габаритные размеры
1600х 1300х 1020 мм, масса Т11 кг.
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
159
Рис. 3.14. Устройство для автоматической разгрузки культуры
гриба из камер с разъемными кассетами:
1 - рельсовый путь; 2 - фиксатор; 3 - рама; 4 - упор; 5 -- собачка; 6 -
планка; 7 - шток; 8 - башмак; 9 - платформа; 10- звездочка
Растильная установка ВИС-42-Д. В качестве растильной установ-
ки может быть использована шахтная непрерывнодействующая автома-
тическая сушилка ВИС-42-Д. Она имеет камеру, два калорифера, три
вентилятора и три циклона. Камера представляет собой металлический
корпус, обшитый листовым железом и покрытый слоем теплоизоляции.
Внутри камеры на расстоянии 120 мм по высоте расположено
20 горизонтальных подвижных полок, размеры которых соответствуют
габаритам камеры (2000x1100 мм). Полка состоит из 16 отдельных пла-
160
ГЛАВА 3
стин размером 120x60 мм, которые в заданные промежутки времени ав-
томатически поворачиваются на 90°, затем возвращаются в исходное
горизонтальное положение.
С помощью внутренних перегородок камера разделена на 3 час-
ти, что позволяет рационально распределять воздух по зонам. В пер-
вой боковой верхней части камеры расположено 6 полок, во второй,
средней, зоне - 8 полок, и в третьей, нижней, части - 6 полок. В пе-
редней боковой части камеры расположены 3 дверцы, к которым
имеется свободный доступ. А во второй (задней) боковой части рас-
положены воздуховоды, соединенные двумя вентиляторами и кало-
риферами, а также воздуховод отработавшего воздуха к вытяжному
вентилятору и циклонам.
Стерильная питательная среда загружается на верхнюю полку
камеры и с помощью транспортной ленты или каретки распределяет-
ся по полке при движении каретки по направляющим вдоль полки.
Через каждые 90 мин рычаги полок, начиная с нижней (первой), ав-
томатически поворачивают две пластины на 90°. При этом среда пе-
ресыпается с полки на полку и разрыхляется. Во второй и третьей
зонах с помощью вентиляторов и пара устанавливается температура
паровоздушной смеси 27-29° С. На каждую полку можно загрузить
24-27 кг (в пересчете на сухие отруби) и за сутки вырастить до 300 кг
культуры гриба. На 1 м3 камеры ВИС-42-Д можно загрузить 41 кг
суховоздушных отрубей (вместо 9-10 кг, как в растильных камерах).
Удельный съем культуры гриба с единицы площади камеры увели-
чивается с 12 до 61 кг в сутки.
Таким образом за время перемещения среды и выращиваемой
культуры по всем двадцати полкам заканчиваются ее рост и накоп-
ление ферментов. С первой (нижней) полки выходит выращенная
культура гриба, поступает в приемный бункер, затем - в дробилку и
после измельчения - на сушку.
Растильно-конвейерная установка типа 4Г-КСК. Устройство
паровых конвейерных сушилок 4Г-КСК, как и сушилок ВИС, позво-
ляет без существенных конструктивных изменений приспособить их
для периодического и непрерывного выращивания культур грибов на
твердых питательных средах.
Установка типа4Г-КСК представляет собой металлический шкаф,
внутри которого расположены 4-5 ветвей сетчатого транспортера
(рис. 3.15). Транспортерные ленты выполнены из проволочной сетки
из нержавеющей стали с ячейками размером 2х 1,5 мм. Они натянуты
Рис. 3.15. Растильная ленточно-конвейерная установка типа 4Г-КСК:
1 — вентилятор; 2 — фильтр Рекка; 3 — бактериальный фильтр; 4 — кондиционер; 5 — растильная камера; 6 — сетчатая
лента; 7 - разрыхлители; 8 - калориферы; 9- -воздуховод для отсоса воздуха; 10- стерилизатор; 11 - течка; 12 - транс-
портер
162
ГЛАВА 3
на металлические барабаны, установленные в шарикоподшипниках.
Размеры транспортерных лент зависят от типа сушилки. Каждая лента
может иметь самостоятельный привод с вариатором скорости либо
общий привод, который позволяет изменять скорость движения лент
от 0,14 до 1,0 м/мин. На каждой ленте монтируют уравнительные
планки, позволяющие распределять питательную среду по всей шири-
не и длине ленты ровным слоем высотой от 30 до 100 мм.
Для разрыхления среды над верхними лентами установлены ва-
лы с лопастями в виде игл, вращающиеся в направлении движения
лент. Разрыхление происходит при перегрузке среды с верхней ленты
на нижнюю. Под холостыми ветвями транспортеров расположены
очистители-валы с лопастями, к которым прикреплены резиновые по-
лосы. Очистители вращаются в направлении, противоположном дви-
жению холостых лент. Между ветвями транспортеров установлены
секции ребристых паровых калориферов. В растильной камере обра-
зуются три зоны: верхняя, где температура среды составляет 32-35° С,
средняя (вторая) - с температурой 30° С для отвода физиологическо-
го тепла, выделяемого культурой в процессе активного роста, и ниж-
няя (третья) с температурой до 28° С. Установка должна быть полно-
стью герметизирована и смонтирована в обособленном герметичном
и стеридьном помещении. Над установкой монтируют зонт с вытяж-
ной трубой высотой 5-10 м. Вытяжной вентилятор обеспечивает по-
дачу и удаление воздуха. На подающей и вытяжной линиях воздуха
устанавливают фильтры для его бактериальной очистки. Количество
необходимого кондиционированного воздуха составляет 5000 м3 на
1 т культуры гриба, и поэтому один кондиционер типа КД-10 может
обслуживать 2-3 растильные установки.
Длительность выращивания культуры 36-48 ч. По окончании
цикла выращивания растильный аппарат моют горячей водой и сте-
рилизуют горячим воздухом при температуре 120-130° С в течение
2-3 ч. На одну ветвь транспортера сушилки 4Г-КСК-90 можно за-
грузить 600-700 кг питательной среды или 270-300 кг в пересчете на
суховоздушные отруби при высоте слоя среды на ленте 50 мм.
Вибрационная растильная установка винтового типа состо-
ит из вибростерилизатора и четырех герметизированных вертикаль-
ных вибрационных конвейеров лоткового типа, соединенных после-
довательно. Собственно растильной частью установки являются
первые три конвейера, соответствующие первой, второй и третьей
зонам роста, а четвертый предназначен для сушки культуры. Каж-
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
163
дый виброконвейер снабжен индивидуальным приводом с дебаланси-
рованными вибраторами.
Скорость движения среды по лоткам виброконвейеров равна
2-3 мм/с. Их диаметр и число витков рассчитаны так, чтобы среда на-
ходилась в постоянном непрерывном движении. Из верхнего лотка
третьего виброконвейера выращенная культура гриба по трубе посту-
пает в нижний приемный лоток четвертого конвейера - сушилку. Уст-
ройство этого виброконвейера идентично второму, но в рубашку лот-
ков подают воду температурой 70° С и дополнительно подводят воз-
дух температурой 70-80° С. Выращенная и высушенная культура гри-
ба из четвертого виброконвейера поступает к месту назначения, а воз-
дух, освобожденный от пыли и микроорганизмов, удаляется. Стериль-
ный кондиционированный воздух, необходимый для аэрации в коли-
честве 500-1000 м3 на 1 т культуры, подается кондиционером КД-10.
Установки колонного типа. Колонный аппарат представляет
собой вертикальный цилиндр, разделенный на шесть секций, с ради-
ально установленными на полом валу лопастями с соплами для под-
вода воздуха и перфорированными пластинами, укрепленными кон-
сольно на поворотных осях (рис. 3.16). В аппарате расположены ох-
лаждающий змеевик, коллектор для стерильного воздуха и коллек-
тор для отвода отработанного газа.
В верхней части аппарата имеется загрузочный люк, в нижней
части - люк для выгрузки выросшей культуры. Средняя часть аппа-
рата, где происходит активное развитие микроорганизмов с выделе-
нием тепла, снабжена охлаждающей рубашкой.
Среда загружается через люк в простерилизованный аппарат,
равномерно распределяется по площади перфорированных пластин
первой секции аппарата высотой 300 мм. Через определенное время
перфорированные пластины, на которых находится среда, перевора-
чиваются вертикально. Среда с них сбрасывается во вторую секцию
и там распределяется ровным слоем на перфорированных пластинах.
В освободившуюся первую секцию загружают новую порцию среды.
По окончании очередной фазы выращивания среда из второй секции
сбрасывается в третью, а из первой - во вторую, после чего в первую
секцию вновь загружают среду. Так заполняются все шесть секций
аппарата. Через определенное время после загрузки среды в первую
секцию культуру из нижнего отделения выгружают и направляют
для дальнейшей переработки. Процесс идет непрерывно. В процессе
культивирования в аппарат подают воздух. Тепло, выделяемое куль-
турой, отводится водой, подаваемой в змеевики и рубашку.
164
ГЛАВА 3
Рис. 3.16. Аппарат для механизированного выращивания
микроорганизмов в слое среды высотой 300 мм:
1 - люк для выгрузки; 2 - валик секции; 3 - опора; 4 - коллектор подвода
стерильного воздуха; 5 - охлаждающие змеевики; 6 - лопасть вала; 7 -
коллектор отвода отработавшего воздуха; 8 - крышка; 9 - бобышка ма-
нометра; 10 - штуцер; 11 - воздушник; 12 - шестерня привода вала; 13 -
вал; 14- люк для загрузки; 15- корпус
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
165
3.4.2.	Ферментеры для аэробного культивирования
микроорганизмов на жидких средах
Ферментер для культивирования микроорганизмов глубинным спо-
собом с использованием жидкофазных питательных сред - наиболее
специфичный аппарат микробиологического производства. Основными
требованиями к таким ферментерам являются обеспечение в культураль-
ной жидкости заданной концентрации растворенного кислорода, отвод
диоксида углерода, создание однородного поля концентраций компонен-
тов культуральной жидкости, обеспечение тепло-массообменных про-
цессов, требуемых для роста и развития микроорганизмов.
З.4.2.1.	Аппараты с подводом энергии к газовой фазе
К этой группе аппаратов относятся широко распространенные в
микробиологической промышленности барботажные и эрлифтные
ферментеры. Перемешивание и аэрация среды в них происходит за
счет хорошо организованной эрлифтной циркуляции жидкости.
К ним относятся барботажные, барботажно-эрлифтные с контакт-
ными устройствами и колонные ферментеры.
Барботажные ферментеры - это вертикальные емкости цилиндри-
ческой формы, на дне которых располагаются барботеры. Скорость
подвода газа к жидкости подбирают так, чтобы он поднимался в виде
отдельных пузырьков. Основной недостаток барботажных ферменте-
ров - неравномерность распределения микроорганизмов и компонентов
питательной среды. Поэтому барботажные аппараты хорошо применять
в качестве инокуляторов и посевных аппаратов небольших объемов.
В барботажно-эрлифтных аппаратах над барботером расположен
диффузор в виде полого цилиндра. Частично дезаэрированная жид-
кость спускается по кольцевому пространству между диффузором и
корпусом аппарата и циркулирует непрерывно. К барботажно-эр-
лифтным относится ферментер системы Лефрансуа (см. рис. 1.6). Его
недостатки - сравнительно низкий объемный коэффициент массопе-
редачи кислорода (200-300 ч1) и невысокая удельная скорость сорб-
ции кислорода в жидкости - до 1,2 кг О2/(м3 • ч).
В качестве примера промышленного аппарата аналогичного
принципа действия на рис. 3.17 представлен цилиндрический эрлифт-
ный ферментер объемом 320 м3, предназначенный для непрерывного
выращивания дрожжей на сусле, получаемом на гидролизно-
дрожжевых заводах. Более совершенными по сравнению с аппаратом с
единичным диффузором являются ферментеры большего объема Укр-
НИИСПа с рассредоточенным вводом воздуха в жидкость. В этих ап-
166
ГЛАВА 3
паратах больше поверхность контакта жидкой и газовой фаз и ско-
рость сорбции кислорода - до 2 кг О2/(м3 • ч). На рис. 3.18 представлен
такой эрлифтный ферментер, имеющий несколько циркуляционных
труб (до 12 штук), обеспечивающих за счет эрлифта перемешивание и
аэрацию среды. Аппарат представляет собой стальной сварной резер-
вуар с днищем в виде усеченного конуса с конической крышей,
имеющей отверстие в центре. Внутри аппарата установлены четыре
диффузора, которые создают четыре самостоятельно циркулирующих
потока. Через коллектор в центральные трубы каждого диффузора,
оканчивающиеся конусом и кюветой, подается сжатый воздух. На
крыше аппарата установлен распределительный бачок, в него посту-
пают бражка, сусло, засевные дрожжи и аммиачная вода. Все компо-
ненты смешиваются и образуют питательную смесь, которая свобод-
ным потоком по трубам диаметром 100 мм поступает вниз в кюветы
аэрирующего устройства. Питательная смесь, переливаясь через край
кюветы, смешивается с воздухом, выходящим через щели под кюве-
той. Образовавшаяся воздушно-жидкостная эмульсия поднимается
вверх по диффузору, выполняющему и роль теплообменника, откуда,
разрушаясь, стекает вниз. Для наружного охлаждения стенок аппарата
установлен ороситель в виде коллектора.
Техническая характеристика промышленных эрлифтных фер-
ментеров различных объемов приведена в табл. 3.5.
Ферментеры такого типа широко используются для промыш-
ленных процессов микробиологического получения кормовых дрож-
жей на жидких гидролизатах растительных субстратов, содержащих
до 2% РВ. В связи с низкими массообменными характеристиками
переработка более концентрированных питательных сред на них не-
возможна.
3.5. Технические характеристики промышленных эрлифтных
ферментеров
Показатель	320 м3	600 м3	1300 м3
Расход воздуха, тыс. м3/ч	4-5	8-10	18-20
Избыточное давление воздуха в воз- духоводе, МПа	0,06	0,04	0,06
Число диффузоров	1	1-4	4-12
Площадь поверхности охлаждения диффузора, м2	30	50	200
Масса аппарата, кг	18150	33800	63000
Диаметр, мм	5700	7500	11000
Высота, мм	13350	15600	14500
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
167
Рис, 3.17, Цилиндрический эрлифтный ферментер объемом
320 м3 для гидролизной промышленности:
1 - вход воды в коллектор; 2 -указатель уровня; 3 - вход питательных солей;
4 - вход чистой культуры дрожжей; 5 - вход воды; 6 - вход сусла; 7 - отбор
проб; 8 - выход воды из змеевика; 9 - отбор проб для анализа pH среды; 10-
вход воды в змеевик; 11 - карман для термометра; 12 - выход дрожжевой
суспензии; 13, 14 - слив в канализацию; 15 - вход воздуха; 16-штуцер
168
ГЛАВА 3
Рис. 3.18. Ферментер с рассредоточенной системой аэрации
(конструкции УкрНИИСП):
1 -- циркуляционная труба; 2 - отражатель; 3 - воздуховод; 4 - теплооб-
менная рубашка; 5 - корпус; 6 - воздухораспределитель; 7 - коллектор
питательной среды
15600
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
169
Ферментеры имеют следующие технико-экономические показа-
тели:
Коэффициент заполнения	30-35%
Удельный расход воздуха	0,8-1,0 м3/м3  мин
Степень использования кислорода	10-15%
Удельная скорость массопередачи О2	1,5-2,0 кг/м3  час
Удельные затраты электроэнергии на 1 кг О2	0,8-1,0 кВт  ч/кг
Аналогичные по принципу действия эрлифтные ферментеры
меньшего объема - 6,3 и 63 м3 - используются в производственных
технологических линиях на стадии получения чистой культуры и вы-
ращивания засевных дрожжей.
На рис. 3.19 изображен ферментер ЭВЦ 6,3-1 К.
Аппарат предназначен для выращивания чистой культуры дрож-
жей на гидролизных средах с содержанием РВ до 2%, входит в ком-
плектную промышленную установку гидролизно-дрожжевого завода
мощностью 50 тыс. т/год.
Ферментер - вертикальная цилиндрическая цельносварная ем-
кость с эллиптическими крышкой и днищем, оснащен аэратором, из-
готовленным из перфорированного листа, и цилиндрическим диффу-
зором, расположенным над аэратором. Теплообменные поверхности
ферментатора представляют собой рубашку с кольцевыми каналами,
расположенную на диффузорах.
Ферментер изготовлен из стали 08Х22Н6Т.
Рабочая среда: в аппарате - коррозионная, pH = 4,6-4,8; в теп-
лообменнике - охлаждающая вода.
Техническая характеристика
»—!"					 Объем, м :	
номинальный	6,3
рабочий	2,1
Давление, МПа (кгс/см2):	
в ферментере	атмосферное
в рубашке диффузора	0,3 (3)
Температура, °C:	
рабочей среды	36-38
стерилизации	100
Площадь поверхности теплообмена, м2	5
Габаритные размеры, мм	2090x1610x3880
Масса, кг	1590
170
ГЛАВА 3
3680
2254
Рис. 3.19. Ферментер ЭВЦ 6,3-1 К
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
171
Назначение штуцеров
Обозначение	Назначение
А	Подача сусла
Б	Подача аммиачной воды
В	Подача солей
Е	Подача технологической воды
Ж	Подача промывной воды
И	Подача пара
К	Подвод воздуха
л	Слив
м	Выход воздуха
н	Ввод охлаждающей воды
п	Выход охлаждающей воды
р	Отбор проб
с	Установка термометра
т	Установка датчика рН-метра
У	Установка указателя уровня
ф	Смотровое окно
ц	Люк-лаз
я	Технологический люк
На рис. 3.20 изображен аналогичный аппарат объемом 63 м3
(ЭВЦ63-1К).
Техническая характеристика
д					 Объем, м :	
номинальный	63
рабочий	21
Давление, МПа (кгс/см2):	
в ферментере	атмосферное
в рубашке диффузора	0,3 (3)
Температура, °C:	
рабочей среды	36-38
стерилизации	100
Площадь поверхности теплообмена, м2	28
Габаритные размеры, мм	3400x3630x9120
Масса, кг	9470
172
ГЛАВА 3
О
см
V-
о>
Рис. 3.20. Ферментер ЭВЦ63-1К (V= 63м3)
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
173
Назначение штуцеров
Обозначение	Назначение
А	Подача сусла
Б	Подача аммиачной воды
Е	Подача технологической воды
И	Подача пара
К	Подвод воздуха
Л	Слив
м	Выход воздуха
н	Вход охлаждающей воды
п	Выход охлаждающей воды
р	Пробоотборник
с	Установка термометра
т	Установка pH-метра
У	Установка показателя уровня
ц	Люк-лаз
ш	Засев дрожжей
я	Технологический люк	
Другим вариантом ферментеров этого типа являются аппараты
конструкции Лефрансуа-Марине, содержащие внутренний цилиндр
(диффузор) для циркуляции жидкости, также исполняющий роль те-
плоотводящего устройства. В данном типе аппаратов аэратором слу-
жит щель между конусным фланцем и нижним дисковым фланцем,
роль которого часто выполняет днище. Для малотоннажных произ-
водств диффузор имеет небольшой диаметр и газо-жидкостная
эмульсия поднимается по диффузору. Для крупнотоннажных произ-
водств, как это показано на рис. 3.21, диффузор увеличен и восходя-
щий поток жидкости возникает между стенкой и диффузором. Для
усиления циркуляции иногда применяется специальный пропеллер.
В институте ВННИИгидролиз предложена и внедрена на предпри-
ятиях вибрационная система воздухораспределения. Между фланцами
щелевого аэратора установлен дисковый механический вибратор, уси-
ливающий диспергирование воздуха, что позволило отказаться от диф-
фузора.
Эрлифтные аппараты в основном используются в производстве
дрожжей на гидролизатах растительного сырья или при переработке
разбавленной послеспиртовой барды.
174
ГЛАВА 3
Рис. 3.21. Дрожжерастильный аппарат Лефрансуа
с диффузором увеличенного диаметра
и пропеллером для интенсификации циркуляции:
1 - диффузор; 2 - пропеллер; 3 - фланец аэратора; 4 - подача воздуха
Примерами ферментеров, где перемешивание и аэрация осуще-
ствяется за счет циркуляции газо-жидкостного потока, являются
трубчатые - газлифтные аппараты для культивирования, разработан-
ные в ЛТИ им. Ленсовета с участием ВНИИгидролиз, принцип дей-
ствия которых иллюстрирует рис. 3.22. Аппарат состоит из одного
или нескольких реакторов кожухотрубного типа и циркуляционной
трубы, в верхней части которой имеется камера тонкой сепарации,
содержащая механический пеногаситель. Реактор состоит из сле-
дующих камер (снизу вверх): подачи воздуха, подсасывания жидко-
сти, контакта и грубой сепарации. Из камеры подачи воздуха в ниж-
ние отверстия 4/5 всех труб камеры контакта введены трубы-
барботеры диаметром 4 мм, оканчивающиеся для предупреждения
засорения отверстий фторопластовой насадкой (форсункой). В труб-
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
175
ках камеры контакта с диаметром 56 мм находится культуральная
жидкость. Трубы занимают 4/5 емкости камеры контакта. Межтруб-
ное пространство отведено для хладагента. Вытекающий из труб-
барботеров воздух создает газожидкостную смесь, поднимающуюся в
камеру грубой сепарации. По 1/5 труб камеры контакта жидкость
возвращается в камеру подсасывания.
Внутренний циркуляционный контур служит для создания тур-
булентности и улучшения условий массопередачи. Внешний цирку-
ляционный контур обеспечивает тонкую сепарацию, отвод отрабо-
танного газа и возвращение жидкости в камеру подсасывания.
176
ГЛАВА 3
Такая конструкция позволяет создать однородную турбулент-
ность во всех трубах, отсутствие застойных зон. Достоинством ее яв-
ляется хорошая масштабируемость: режим, отработанный в модель-
ном аппарате с несколькими трубами, успешно воспроизводится в
промышленном аппарате с большим количеством труб, благодаря той
же длине и диаметру труб. Поверхность теплообмена развитая и про-
порционально возрастает с увеличением емкости реактора. Коэффи-
циент заполнения аппарата равен 0,5. Аппарат герметичен, успешно
испытан в полупромышленной конструкции в производстве микроб-
ной биомассы на водорастворимых субстратах. Конструкция такого
газлифтного ферментера, разработанного для гидролизных сред в
ГПИ «Гипробиосинтез», приведена на рис. 3.23.
Для стерильных процессов ферментации разработан газлифтный
ферментер объемом 100 м3, имеющий механический пеногаситель,
что позволяет более полно использовать его рабочий объем. Конст-
рукция аппарата приведена на рис. 3.24. Аппарат предназначен для
проведения процесса биосинтеза, например, в производстве кормово-
го и кристаллического лизина в стерильных условиях.
Газлифтный ферментер с контактными устройствами выполнен
в виде вертикальной емкости с эллиптическим днищем и крышкой,
наружной рубашкой для нагрева и охлаждения.
В корпусе аппарата размещены расположенное в днище кон-
тактное устройство для диспергирования входящего воздуха, тепло-
обменные устройства в виде спиральных змеевиков, контактные
диспергирующие устройства в цилиндрической части корпуса, за-
щитные обечайки в виде стаканов циркуляционного контура, отбой-
ники в нижней части спиральных змеевиков, лестница и встроенная
моечная головка.
К ферментерам, работающим по «эрлифтному» принципу, от-
носится также широко рекламируемый за рубежом ферментер фир-
мы «Ай-Си-Ай» (рис. 3.25). Принцип работы аппарата заключается в
непрерывной циркуляции ферментационной среды, содержащей
субстрат и микроорганизмы, за счет разности плотностей аэриро-
ванной и дегазированной жидкостей. Высота проектируемых про-
мышленных аппаратов данной конструкции составляет 30-60 м.
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
177
Рис. 3.23. Трубчатый аппарат конструкции ГПИГипробиосинтез:
1 - воздуховод; 2 - указатель уровня со шкалой; 3 - штуцер для отвода воды;
4 - трубопроводы для барды и раствора питательной соли; 5 - пенная каме-
ра; 6 - корпус сепаратора газа; 7 - электродвигатель; 8 - труба для выхода
воздуха; 9 - гидродинамический диск пеногасителя; 10- штуцер для кислоты,
поступающей в циркуляционный трубопровод; 11 - трубопроводы для холод-
ной и горячей воды; 12 - штуцер для электродоврН-метра; 13 - трубопровод
для отбора среды на сепаратор; 14 - камера для диспергирования воздуха
форсунками; 15 — камера входа воздуха; 16- трубчатый реактор
178
ГЛАВА 3

Рис. 3.24. Газлифтный ферментер
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
179
Техническая характеристика
Объем, м3:	
геометрический	100
рабочий	70
Давление, МПа (кгс/см2):	
рабочее	0,02-0,07 (0,2-0,7)
избыточное	
при стерилизации	0,3 (3)
в рубашке и змеевиках	0,3 (3)
Температура, °C:	
рабочей среды	31
стерилизации	140
охлаждающей воды	И
Расход, м3/ч:	
стерильного воздуха	2250-6650
охлаждающей воды	до 92,5
Площадь поверхности теплообмена, м2:	
рубашки	75
змеевиков	116
Электродвигатель привода механического пеногасителя:	
тип	А02-71-8
мощность, кВт	13
частота вращения, с-1 (об/мин)	12 (730)
Габаритные размеры, мм	3992x3560x15460
Масса, кг		43000
Эрлифтная система газоснабжения и перемешивания использована
и в конструкции промышленных биореакторов фирмы «Ликвихимика».
Принцип «высокого эрлифта» в колонном биореакторе исполь-
зован также фирмой «Хекст» для процесса получения бактериальной
биомассы из метанола, схема которого приведена на рис. 3.26. К пре-
имуществу данных аппаратов относится простота конструкции (полая
колонна) и малые удельные энергозатраты (около 0,5-0,6 кВт • ч на
1 кг О2). Однако использование этих биореакторов в процессах фер-
ментации на малорастворимых субстратах и гетерофазных средах не-
эффективно вследствие низкой турбулизации среды и невысоких зна-
чений скорости массопередачи кислорода в системе газ-жидкость-клет-
ка (2,5-3,5 кгО2/м3 • час).
Работа барботажных аппаратов форсуночного «соплоконусного»
типа основана на подаче воздуха в нижнюю часть аппарата, выпол-
180
ГЛАВА 3
ненную обычно в виде конуса, через одно или несколько отверстий,
представляющих собой сопла или форсунки. Схема аппарата приве-
дена на рис. 3.27. Биосинтез протекает в них в основном в пенном
слое. Аппараты этого типа широко изучены в Институте микробио-
логии им. А. Кирхенштейна АН Латвии и показано, что при биосин-
тезе многих продуктов, особенно лизина, применение их эффективно
как в лабораторных, так и промышленных условиях.
Рис. 3.25. Эрлифтный биореактор фирмы «1С1» с выносным
циркуляционным контуром:
1 - отвод выбросного газа; 2 - сепарационная зона; 3 - отвод дрожжевой
суспензии; 4 - дополнительныый распределитель воздуха; 5 - зона выращи-
вания; 6 - барботер; 7 - труба питания; 8 - подвод питания; 9 - теплооб-
менное устройство; 10 - циркуляционная труба. Характеристика:
3:1 < D:d < 8:1; Н > 20 м (50-60 м);	= 60-80%; Q2/Qo^ = 20-40%>;
Wj = 0,2-0,8 м/с; IV2 = 2-5 м/с
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
181
Рис. 3.26. Эрлифтный био-
реактор со встроенным цир-
куляционным контуром (W3 =
= 0,1-0,2 м/с; W4 = 2-2,5 м/с)
Рис. 3.27. Схема колонного фер-
ментера, разработанного
в Институте микробиологии
им. А. Кирхенштейна (Латвия)
В последние годы большое внимание уделяется проектированию
колонных ферментеров, в которых аэрирующий газ поступает в
нижнюю часть колонны и поднимается вверх, а культуральная жид-
кость с помощью циркуляционного насоса перекачивается из ниж-
ней части колонного аппарата в верхнюю.
Конструктивно колонные ферментеры представляют собой цилин-
дрические емкости с отношением высоты к диаметру не менее 10, в ко-
торых перемешивание среды производится сжатым воздухом. Они от-
182
ГЛАВА 3
личаются простотой конструкции и достаточно высокой интенсивно-
стью массопередачи. Ферментеры с контактными устройствами - это
вертикальные цилиндрические сосуды, разделенные на секции контакт-
ными устройствами различных конструкций. Контактные устройства
обеспечивают развитую поверхность контакта фаз и высокую скорость
сорбции кислорода. К числу таких аппаратов принадлежит большинство
конструкций аппаратов колонного типа, часто используемых для про-
цессов непрерывного культивирования. Основное различие между ними
заключается в конструкциях перегородок, разделяющих секции. Они
могут быть выполнены в виде плоских или сегментных ситчатых таре-
лок, в виде колпачковых тарелок, тарелок со специальными аэрирую-
щими приспособлениями, тарелок с радиальными щелями и т. п.
Наиболее широко представлены провальные ситчатые тарелки
(см. рис. 1.7). Воздух или аэрирующая смесь, подаваемые снизу, со-
бираются под каждой тарелкой конической или сферической формы
с помощью борта тарелки. По кольцевой щели между бортом тарелки
и корпусом аппарата культуральная жидкость может противотоком
газу перетекать вниз, что позволяет осуществить противоточное не-
прерывное культивирование. Газ барботирует через небольшой слой
жидкости, что обеспечивает интенсивный массообмен и обновление
поверхности контакта фаз на каждой тарелке. Конструкция колонно-
го ферментера с контактными устройствами приведена на рис. 3.28.
Оригинальная конструкция колонного ферментера разработана
во ВНИИсинтезбелок (рис. 3.29). Аппарат имеет тарельчатые кон-
тактные элементы и верхнюю концентрационную часть, позволяю-
щую концентрировать клетки из пенной фазы и выводить эту биомас-
су из ферментера.
Между тарелками аппарата для повышения турбулизации и
диспергирования фаз может располагаться плавающая насадка. Та-
кая конструкция колонного ферментера объемом 100 м3 и более эф-
фективно работает на углеводородном сырье (н-парафине), а также
на спиртах и углеводных средах. Основные технико-экономические
показатели колонного барботажного ферментера составляют:
коэффициент заполнения	35—40%
удельный расход воздуха	0,9-1,2 м3/м3 мин
степень использования кислорода	15-22%
удельная скорость массопередачи О2	3,0-4,0 кг/м3 • час
удельные затраты электроэнергии на 1 кг О2	0,6-0,8 кВт • ч/кг
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
183
Рис. 3.28. Вариант ферментера с контактными устройствами:
1 - механический пеногаситель; 2 - корпус; 3 - змеевиковый теплообмен-
ник; 4 - тарелка; 5 - рубашка; 6 - горизонтальный теплообменник; 7 ~
воздуховод; 8 - барботер
184
ГЛАВА 3
Сгущенная
среды
Рис. 3.29. Колонный биореактор с плавающей насадкой:
1 - эжектор; 2 - концентрационная камера; 3 - перфорированные перего-
родки; 4 - корпус колонны; 5 - теплообменник; 6- циркуляционный насос; 7 -
плавающая насадка
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
185
Колонные аппараты, обеспечивающие многостадийное культи-
вирование, также широко применяются для анаэробных процессов,
например, для сбраживания пивного сусла, и для некоторых процес-
сов биосинтеза, например, окисления сорбита в сорбозу.
3.4.2.2.	Аппараты с подводом энергии к жидкой фазе
К высокоэффективным аппаратам относятся ферментеры с меха-
ническим перемешиванием и барботажем. В аппаратах с механиче-
скими перемешивающими устройствами различного вида достигается
высокая скорость процессов массопередачи кислорода
(KLa = 1000-2000 ч-1) и близкая к идеальному перемешиванию струк-
тура потоков.
К аппаратам этой группы относятся ферментеры с самовсасываю-
щими мешалками, с эжекционной системой аэрации, а также струйные
ферментеры. Объем промышленных биореакторов с одним механиче-
ским перемешивающим устройством достигает 100 м3. Для равномер-
ного перемешивания среды аппарат снабжается многоярусной турбин-
ной мешалкой, обеспечивающей создание мелкодисперсной смеси
жидкости и газа и необходимую циркуляцию ферментационной среды.
Биореакторы с самовсасывающей аэрационной мешалкой, имею-
щей полый вращающийся вал, на котором и закреплена мешалка спе-
циальной конструкции, нашли достаточно широкое применение в
микробиологической промышленности. Такие аппараты, работающие
по принципу системы Вальдгофа, имеют самое различное конструк-
тивное оформление.
Конструкция ферментера объемом 2 м3 с самовсасывающей ме-
шалкой, обеспечивающей интенсивное диспергирование и аэрацию
среды, приведена на рис. 3.30. В корпусе ферментера установлен диф-
фузор, а под ним, с небольшим зазором, мешалка, которая может быть
различной конструкции, наиболее часто - диск с изогнутыми полыми
лопастями или турбинная мешалка. Благодаря вращению, внутри лопа-
стей создается разрежение в несколько метров водяного столба. Само-
всасывание достаточного количества воздуха из верхней части аппарата
или снаружи достигается при глубине жидкости не более 1,5-2 м.
В промышленные аппараты большого объема при необходимо-
сти, например, для подачи стерильного газа на аэрацию, воздух мо-
жет подаваться принудительно. Вращающийся аэратор, перемеши-
вая жидкость, вместе с тем обеспечивает ее засасывание из диффу-
зора. Жидкость вместе с пеной переливается из периферической час-
ти аппарата через верхний край диффузора.
186
ГЛАВА 3
Рис. 3.30. Ферментер для выращивания дрожжей
на углеводородах нефти 1-2-0,32-1:
1 - корпус; 2 - циркуляционный контур с теплообменным устройством; 3 -
самовсасывающий турбоэжектор; 4 - электродвигатель; 5 - опора; 6 -
штуцер для ввода охлаждающей воды; 7 - штуцер для слива
1200	1200 .	1200 ,	1200	ВидХ
Рис. 3.31. Ферментер с пятью самовсасывающими турбинными мешалками объемом 50 м
188
ГЛАВА 3
Рис. 3.32. Самовсасывающая
турбинная мешалка:
1 - лопаточный статор; 2 - турбин-
ная мешалка закрытого типа; 3 -
всасывающая труба-диффузор
В Японии разработан аппарат типа ферментера Вальдгофа, в
котором нижняя часть диффузора выполнена подвижной, что позво-
ляет менять величину зазора между диффузором и мешалкой. Фер-
ментеры большой емкости с эжекционной системой перемешивания
часто выполнены в виде горизонтального тора, по окружности кото-
рого равномерно размещены самовсасывающие турбинные мешалки.
Этот же принцип исполь-
зован в конструкции ферменте-
ра объемом 50 м3 с пятью само-
всасывающими мешалками
(рис. 3.31). Конструкция само-
всасывающей турбинной ме-
шалки (рис. 3.32) обеспечивает
эффективное перемешивание и
массообмен в объеме 10-15 м3.
Такой аппарат имеет ряд пре-
имуществ, в том числе: аэрация
среды осуществляется без уста-
новки воздушных нагнетателей
за счет подсоса вращающейся
турбиной воздуха из окружаю-
щей среды; интенсивное цирку-
ляционное перемешивание обес-
печивается без циркуляционных
насосов за счет насосного эф-
фекта мешалки.
Рассмотренный принцип
перемешивания и аэрации реали-
зован в промышленных биореак-
торах типа Б-50 и АДР-76
(рис. 3.33), установленных на
биохимических заводах по про-
изводству белковой биомассы из
н-парафинов нефти. Эти аппараты имеют объем 800-900 м3 и выпол-
нены в виде горизонтального тора, по окружности которого равномер-
но размещены 12 самовсасывающих турбинных мешалок.
С целью создания однородного перемешивания в аппаратах
этого типа применяются многоярусные мешалки и отражательные
перегородки. Применение отражательных перегородок, препятст-
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
189
вующих вращению жидкости и обращающих круговое движение в
турбулентное изотропное, увеличивает потребляемую мощность, по
сравнению с аппаратом без перегородок и внутренних труб, в не-
сколько раз. Это, однако, не считается недостатком, т. к. только при
достаточной мощности и изотропной турбулентности массопередача
достаточно интенсивна. При необходимости мощность может быть
снижена уменьшением скорости вращения мешалки или ее диамет-
ра. Количество отражательных перегородок в зависимости от емко-
сти аппарата может колебаться от 4 до 6, ширина отражательных
перегородок составляет, как правило, 0,1-0,12 от диаметра аппарата.
Основные технико-экономические показатели аппаратов с са-
мовсасывающими турбинными мешалками включают:
коэффициент заполнения аппарата	0,45-0,55
удельный расход аэрирующего воздуха	0,8-1,2 м3/м3мин
степень утилизации кислорода	20-30%
удельная скорость массопередачи О2	5-8 кг/м3 • час
удельные энергозатраты на транспорт О2	0,9-1,2 кВт • ч/кг
Такие ферментеры эффективны при работе на малорастворимых
и дисперсных субстратах (углеводороды, растительное сырье) для
получения биомассы микроорганизмов в качестве целевого продукта.
Большое распространение получили аппараты с циркуляцион-
ным (струйным) перемешиванием. Циркуляция обычно осуществ-
ляется с помощью высокопроизводительного насоса. На рис. 3.34
представлен один из вариантов аппарата такого типа с внешними
циркуляционными контурами. В вертикальный сосуд воздух подается
сверху, при этом преодолевается только избыточное давление в аппа-
рате. Культуральная жидкость насосом перекачивается через одно или
несколько сопел, расположенных в аппарате. Попадание струй в мас-
су жидкости сопровождается захватыванием пузырей воздуха, отли-
чающихся монодисперсностью и небольшими размерами. Жидкость,
устремляющаяся вниз по аппарату, увлекает пузыри. После прохож-
дения сепарационной зоны, жидкость посредством насосов вновь по-
дается в верхнюю часть аппарата. Для обеспечения работы и гермети-
зации аппарата необходим насос в специальном исполнении, напри-
мер, бессальниковый.
Рис. 3.33. Схема ферментера АДР-900-76:
I - корпус; 2 - крышка; 3 - секции; 4 - устройство для циркуляции; 5 - самовсасывающая мешалка; 6 - тепло-
обменник
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
191
Рис. 3.34. Струйный биореактор:
1 - корпус; 2 - струйная насадка (эжектор); 3 - насос; 4 - циркуляционный
стакан (труба); 5 - воздуховод
Струйные ферментеры, характеризуются высоким массообме-
ном и кратностью циркуляции среды. Аппараты применяют при по-
лучении бактериальной биомассы на газообразных источниках угле-
рода. Они могут работать как при атмосферном, так и при избыточ-
ном давлении. На рис. 3.35 приведена схема струйного ферментера
колонного типа. В корпусе колонны одна над другой расположены
192
ГЛАВА 3
Рис. 3.35. Схема струйного ферментера емкостью 1000 м3:
1 - насос; 2 - вход свежего воздуха; 3 - шахтная труба; 4 - выход отра-
ботанного газа; 5 - аэрируемая жидкость; 6 - корпус
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
193
секции, соединенные между собой одной или несколькими сливными
трубами. Жидкость специальными насосами подается в верхнюю
секцию колонны, из которой по системе сливных труб стекает вниз.
При этом струя жидкости захватывает воздух, поступающий через
газовводную трубу. Перемешивание среды в аппарате обеспечивает-
ся внешним циркуляционным контуром. В струйных ферментерах
достигаются следующие показатели:
удельная скорость сорбции кислорода_____5-7 кгО2/м3 • ч
удельные энергозатраты на 1 кг О2 0,6-0,9 кВт  ч/кг
3.4.2.3.	Аппараты с комбинированным подводом энергии
К аппаратам этого типа относятся ферментеры с механическим
перемешиванием и барботажем, колонные ферментеры с циркуляци-
онным контуром и принудительной подачей воздуха. Аппараты с
механическим перемешиванием и барботажем нашли самое широкое
применение в медицинской и микробиологической промышленности.
В настоящее время используются аппараты такого типа объемом до
150 м3. Они предусмотрены для работы в асептических условиях и
рассчитаны на давление до 3 МПа и коэффициент заполнения 0,5-0,7.
Ферментеры такого типа, но меньшего объема широко применяют в
качестве посевных аппаратов.
В качестве примера можно привести вертикальные ферментеры
с механическим перемешиванием и со сложными внутренними цир-
куляционными контурами фирмы «Хемап», которые используются для
ферментационных процессов, требующих интенсивной турбулизации
среды и массообмена.
На рис. 3.36 приведена схема такого аппарата с многоярусной
мешалкой, отражательными перегородками и механическим пенога-
сителем. Такой аппарат объемом 30-60 м3 обеспечивает равномер-
ное и достаточно интенсивное перемешивание во всем объеме.
Наиболее часто встречающейся конструкцией привода приме-
нительно к ферментерам различной емкости, является привод, раз-
мещенный на верхней крышке ферментера, однако фирма «Хемап»
во многих конструкциях размещает двигатель и привод снизу, что
дает определенные преимущества, как-то: снижение шума в цехе
культивирования, снижение нагрузки на обечайку и освобождение
места для установки различной вспомогательной аппаратуры.
194
ГЛАВА 3
Рис. 3.36. Ферментер
производства фирмы
«Process Engineering
Company», снабжен-
ный турбинной ме-
шалкой с плоскими
лопастями и пенога-
сителем, предназна-
ченный для культи-
вирования микроор-
ганизмов, образую-
щих мицелий:
1 -- барбатер; 2 - - тепло-
обменник; 3 - турбинная
многоярусная мешалка;
4 - нижний привод; 5 —
ввод аэрирующего аген-
та (воздух); 6 -- пенога-
ситель; 7 - опора фер-
ментера
Более сложная конструкция ферментера фирмы «Хемап» при-
ведена на рис. 3.37. Внутренний диффузор, заключенный в дополни-
тельный цилиндр, выполнен с отверстиями разного диаметра. На
валу расположены на различных уровнях несколько рабочих колес -
пропеллерных или турбинных многоярусных мешалок. Под цилин-
дром на валу находятся лопасти центробежного насоса. Для гашения
пены применен механический пеногаситель тарельчатого типа.
Наиболее отработанной конструкцией ферментера с механиче-
ским перемешиванием и внутренним диффузором можно считать
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
195
Воздух
Рис. 3.37. Вертикальный ферментер с механическим переме-
шиванием со сложными внутренними
циркуляционными контурами фирмы «Хемап»:
1 - механический пеногаситель; 2 - верхняя крышка; 3 - перемешивающее
устройство; 4 - корпус; 5 - рубашка; б - диффузор; 7 - цилиндр; 8 - барбо-
тер; 9 - нижний привод перемешивающего устройства
196
ГЛАВА 3
аппарат фирмы «Хемап», приведенный на рис. 3.38. Ферментер имеет
внешний циркуляционный контур, обеспечиваемый насосом, и распо-
ложенный во внутреннем диффузоре теплообменник. Нижний привод
аэрационной турбины и верхний механический пеногаситель тарельча-
того типа обеспечивают наиболее полное использование рабочего объе-
ма аппарата (до 65%). За счет высокой вкладываемой на перемешива-
ние мощности (Nyd = 5-6 кВт/м3 жидкости) и эффективного распреде-
ления потоков в ферментере обеспечиваются интенсивное диспергиро-
вание фаз, тепло- и массообмен (величина KLa = 900-1300 час-1).
Удельные энергозатраты на массоперенос кислорода составляют для
ферментеров фирмы «Хемап» 0,6-1,0 кВт • ч/кгО2.
Технические характеристики данных аппаратов большого объема
приведены в табл. 3.6.
3.6. Техническая характеристика ферментеров фирмы «Хемап»
Геометрический объем, м3	150	75
Рабочая емкость, м3	100	50
Коэффициент заполнения	0,7	0,66
Число оборотов перемешивающего устройства в минуту	135-175	175-220
Мощность, кВт	600/465	240/300
Число оборотов двигателя в минуту	1500-1650	1485
Избыточное давление при стерилизации, кгс/см2	2	2
Расход воздуха, м3/м3 • ч	12000	6000
Интересна оригинальная конструкция шарового биореактора с
аэрационной турбиной, обеспечивающей циркуляционное переме-
шивание ферментационной среды и диспергирование в ней газовой
фазы. Схема аппарата объемом 1000 м3, разработанного фирмой РЕС-
«Хемап», приведена на рис. 3.39. Ограничительные перегородки, рас-
положенные радиально в аппарате, выполнены в виде пластинчатых
теплообменников. Удельная вкладываемая на перемешивание мощ-
ность примерно 5 кВт/м3. В данном биореакторе эффективно прове-
дение процессов культивирования микроорганизмов под избыточ-
ным давлением (до 6 атм), при этом за счет повышенного парциаль-
ного давления кислорода достигается высокая скорость массопере-
дачи (8-10 кгО2/м3  час). Удельные энергозатраты на транспорт ки-
слорода составляют 0,5-0,6 кВт • ч/кгО2.
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
197
Рис. 3.38. Конструкция ферментера с центральным диффузором
и механическим перемешиванием:
1 - теплообменник: 2 - диффузор; 3 - корпус; 4 -- насос; 5 - аэрационная
турбина; б - механический пеногаситель
198
ГЛАВА 3
Рис. 3.39. Шаровой биореактор объемом 1000 м3
фирмы РЕС-«Хемап»:
1 - механический пеногаситель; 2 -- шаровой корпус аппарата; 3 - тепло-
обменные пластины; 4 - - гидравлический привод; 5 - аэрационная турбина;
6 - центральный диффузор
К аппаратам с комбинированным подводом энергии можно от-
нести и биореактор японской фирмы «Канегафучи». В этом фермен-
тере суспензия микроорганизмов из верхней зоны аппарата поступа-
ет во внешний циркуляционный контур, где за счет расположенной
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
199
вдоль осевой линии мешалки подается в нижнюю зону аппарата, ку-
да также поступает аэрирующий газ. Аппарат такого принципа дей-
ствия разработан на большие объемы (до 1300 м3) и имеет средний
объемный коэффицент массопередачи К^а = 1300 час 1 при степени
использования кислорода воздуха 28-30%. Схема аппарата приведе-
на на рис. 3.40.
Рис. 3.40. Схема
биореактора с прину-
дительным циркуля-
ционным переме-
шиванием фирмы
«Канегафучи»:
1 - колонна; 2 - циркуля-
ционная труба; 3 - вин-
товое перемешивающее
устройство; 4  - тепло-
обменник; 5 - аэратор
Практический интерес представляют циркуляционные фермен-
теры конструкции ЛенНИИхиммаш в горизонтальном и вертикаль-
ном исполнении. На рис. 3.41 приведен горизонтальный ферментер с
барботажным аэратором и верхним приводом перемешивающего
устройства. Аппарат представляет собой замкнутую систему из двух
горизонтально расположенных труб с герметичными приводами.
Корпус ферментера состоит из отдельных секций, соединенных между
перемешивающего и пеногасящего устройства:
сепаратор; 2 - привод; 3 — дроссельная заслонка; 4 — секция труб; 5 — пластинчатый успокоитель
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
201
собой на фланцах. Каждая секция снабжена рубашкой для отвода теп-
ла и встроенными трубчатыми теплообменниками. На корпусе фер-
ментора расположены герметичные приводы с винтовым перемеши-
вающим устройством. Аэрирующий газ подается в поток жидкости
перед винтом. Внутри аппарата смонтированы пластинчатые успо-
коители, представляющие набор тонких вертикальных пластин, ко-
торые расположены вдоль потока среды по всей высоте секции.
С помощью пластинчатого успокоителя турбулентное движение
среды переходит в ламинарное и из циркулирующей смеси частично
выделяется газ. Из успокоителей среда с пеной поступает в сепара-
торы, внутри которых расположены механические пеногасители. Газ
из сепаратора удаляется, а отсепарированная среда возвращается в
ферментер. Преимущество горизонтального ферментера по сравне-
нию с вертикальным - меньшая металлоемкость и энергоемкость,
лучшая транспортабельность.
Вертикальный ферментер объемом 40м3 с внутренним циркуля-
ционным контуром и нижним перемешивающим устройством конст-
рукции ЛенНИИхиммаш приведен на рис. 3.42. Пеногашение в аппа-
рате обеспечивается механическим пеногасителем тарельчатого типа.
В аппарате за счет работы осевого перемешивающего устройства
обеспечивается интенсивная вертикальная циркуляция среды, а меха-
нический пеногаситель способствует стабилизации процесса пенооб-
разования. За счет вкладываемой на циркуляционное перемешивание
энергии (А^. = 4—5 кВт/м3) и аэрации в аппарате достигается доста-
точно интенсивная массопередача кислорода.
Данные ферментеры имеют хорошие технико-экономические
показатели, в том числе:
коэффициент заполнения	0,5 0,6
удельный расход воздуха	0,7-1,0 м3/м3 • мин
степень использования кислорода	25-30%
удельная скорость массопередачи О2	4-6 кгО2/м3 • час
удельные энергозатраты на транспорт О2	0,6-0,8 кВт • ч/кг
202
ГЛАВА 3
12000
Рис. 3.42. Вертикальный ферментер конструкции
ЛенНИИхиммаш ФВО-40-0,6:
1 - механический пеногаситель; 2 - отбойник; 3 - теплообменная камера; 4 -
корпус; 5 - теплообменная рубашка; 6 - перемешивающее устройство; 7 -
электродвигатель; 8 - шкив; 9 - станина; 10 - сливной патрубок
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
203
Аналогичная задача интенсификации вертикальной эрлифтной
циркуляции за счет механического перемешивающего устройства
решается в конструкции ферментера, изображенного на рис. 3.43.
Расположенный в нижней части аппарата под мешалкой барботер
обеспечивает заданный расход воздуха, а эффект диспергирования и
циркуляционное перемешивание достигается за счет мешалки и
циркуляционного стакана, выполняющего также роль встроенного
теплообменника. Как правило, такой ферментер снабжается механи-
ческим пеногасителем, т. к. при больших линейных скоростях газо-
жидкостного потока в верхней зоне аппарата не происходит доста-
точное разделение фаз и гашение пены.
Рис, 3.43. Газлифтный ферментер с пневматическим
перемешиванием:
1 - корпус; 2 - циркуляционный стакан; 3 - барботер; 4 - рубашка; 5 -
механическое перемешивающее устройство; 6 -- механический пеногаси-
тель; 7 - ребро
204
ГЛАВА 3
За счет интенсификации эрлифтного (газлифтного) перемешива-
ния путем установки мешалок возможно перерабатывать более кон-
центрированные гидролизные субстраты (до 3-3,5% РВ) и обеспечи-
вать при равном рабочем объеме в 1,3-1,5 раза большую производи-
тельность ферментера. Однако удельные энергозатраты на процесс
будут несколько выше.
Для стерильных процессов ферментации разработаны широко
распространенные в микробиологической промышленности ферменте-
ры объемом 63 и 100 м3, использующие для перемешивания и аэрации
многоярусные мешалки различного типа, внутренний теплообменник
и барботер для ввода аэрирующего газа. Конструкции ферментера не-
мецкой фирмы «Рудислебен» с нижнем приводом и отечественного
ферментера аналогичного принципа приведены на рис. 3.44, а, б.
Конструктивно близкие отечественные серийные ферментеры
объемом 10 м3 и 63 м3 используются для процессов стерильной фер-
ментации при производстве аминокислот, в частности лизина и пи-
щевых кислот, например, лимонной кислоты. На рис. 3.45 изображен
ферментер (ВМ10-1 К-01) объемом 10 м3, предназначенный для вы-
ращивания посевной биомассы продуцента L-лизина.
Ферментер - вертикальная цилиндрическая емкость с устройст-
вами для аэрации, перемешивания и теплообмена.
Устройство для аэрации и перемешивания - двухъярусное: в
нижнем ярусе размещен диспергатор воздуха (самовсасывающая
щелевая турбинка), в верхнем ярусе - мешалка (открытая турбинка).
Теплообменное устройство представляет собой витую рубашку
на корпусе ферментера.
В верхней части ферментера установлено торцовое уплотнение,
обеспечивающее его герметичность во время работы.
Климатическое исполнение - УЗ по ГОСТ 15150-69.
Ферментатор изготовлен из стали 08Х22Н6Т, вал перемешиваю-
щего устройства - из стали 14X17Н2, детали наружных устройств - из
стали ВСтЗсп5.
Производственный серийный ферментер (Ф-63-1К-01) для сте-
рильных процессов объемом 63 м3 приведен на рис. 3.46.
Ферментер предназначен для глубинного культивирования
микроорганизмов в стерильных условиях в технологической линии
микробиологического синтеза.
Ферментер выполнен в виде вертикальной цилиндрической ем-
кости с эллипсоидными днищами. В корпусе аппарата размещены
теплообменники, перемешивающее устройство, барботер и отража-
тельные перегородки. На корпусе - секционная рубашка.
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
205
Рис. 3.44. Ферментер с нижним приводом (а) фирмы «Рудислебен»
и с верхним приводом (б) Дзержинскхиммаш:
а: 1 - корпус; 2 - вал; 3 - открытая дисковая мешалка; 4 - барботер; 5 -
теплообменник; 6 - привод мешалки; б: 1 - корпус; 2 — вал; 3 - турбинная
мешалка с криволинейными лопастями; 4 — статор: 5 барботер; 6 — про-
пеллерная мешалка; 7 - змеевиковый теплообменник; 8 - турбинная мешал-
ка с прямыми лопастями
206
ГЛАВА 3
3200___________
2680	260
Рис. 3.45. Ферментер ВМ10-1К-01
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
207
Техническая характеристика
111	ТУ'11	и-™1	111 Объем, м :	
минимальный	10
рабочий	6
Давление, МПа (кгс/см2):	
рабочее	0,03-0,05 (0,3-0,5)
избыточное	
при стерилизации	0,3 (3)
в рубашке	0,3 (3)
Температура, °C:	
рабочей среды	25-31
стерилизации	133-146
охлаждающей воды	10-12
Расход воздуха, м3/ч	432
Площадь поверхности теплообмена, м2	14,8
Мощность привода, кВт	15
Частота вращения вала, с~' (об/мин)	4,23 (254)
Габаритные размеры, мм	2360x2100x7112
Масса, кг		5702
Обозначение штуцеров
Б	Вход воздуха
Г	Вход хладагента
Д	Выход хладагента
Е	Подача питательной среды и посевного материала
Ж	Замер уровня пены
Л	Люк-лаз
м	Установка термометра
р	Установка датчика рН-метра
Перемешивающее устройство - открытые турбинные мешалки,
установленные в 3 яруса. Привод размещен на двухопорной стойке.
Для герметизации ввода вала в аппарат применено торцовое уп-
лотнение с термическим затвором типа ТТ.
Вал установлен в промежуточную и концевую опоры. Воздухо-
вод выведен наружу в нижней части аппарата и прикреплен к корпу-
су. Теплообменник состоит из четырех вертикальных секционных
спиральных змеевиков. Корпус ферментера изготовлен из двухслой-
ной стали 09Г2С + 12Х18Н10Т, внутренние устройства - из стали
12Х18Н10Т, рубашка-из СтЗ.
208
ГЛАВА 3
800	2100	,	2100
12980
Рис. 3.46. Ферментер Ф-63-1К-01
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
209
Техническая характеристика
Объем, м"	63
Давление, МПа (кгс/см2):	
избыточное:	
при ферментации	0,02-0,05 (0,2-0,5)
при стерилизации	0,3 (3)
в рубашке и змеевиках	0,3 (3)
расчетное:	
в аппарате	0,3 (3)
в рубашке	0,3 (3)
Температура, °C:	
рабочей среды	26-34
стерилизации	140
охлаждающей воды	8-14
Площадь поверхности теплообмена, м2:	
рубашки	50
змеевиков	40
Перемешивающее устройство:	
мощность привода, кВт	90
частота вращения, с-1 (об/мин)	3,27 (196)
Габаритные размеры, мм:	
высота	12980
ширина	3790
внутренний диаметр аппарата	3200
Масса, кг:	
аппарата	27055
аппарата при гидроиспытаниях		90055	
Учитывая специфику штаммов-продуцентов и требования техно-
логии, в данных аппаратах вкладываемая на перемешивание и аэра-
цию суммарная мощность составляет (при коэффициенте заполнения
40-50%) в среднем 3-3,5 кВт/м3 жидкости, при этом достигается не-
высокая скорость массопередачи кислорода до 4,0-Л,5 кгО2/м3 • час с
удельными затратами электроэнергии 0,8-1,1 кВт • ч/кгО2.
Задача повышения скорости массопередачи кислорода без уве-
личения вкладываемой на перемешивание мощности, решаемая мно-
гими разработчиками, привела к созданию биореакторов пленочного
типа, пока не нашедших еще широкого применения в промышлен-
ных ферментациях. Пленочные биореакторы характеризуются высо-
кими тепло-массообменными показателями, достигаемыми за счет
процессов переноса в тонких слоях пленки. По данным разработчи-
210
ГЛАВА 3
ков, в пленочных аппаратах достигается высокая массопередача ки-
слорода (10 кгОг/м3  час).
Однако достаточно сложная внутренняя «начинка» аппаратов и
неустойчивость пленочных режимов при изменении физико-хими-
ческих свойств ферментационной среды, а также сравнительно высо-
кие показатели удельной металлоемкости сдерживают создание кон-
курентоспособных промышленных пленочных ферментеров большо-
го объема.
Рис. 3.47. Схемы течения пленки в элементах трубчатых аппаратов:
а - противоток; б - гравитационное стекание и нисходящий прямоток;
в - восходящий прямоток
На рис. 3.47 приведены реализуемые в пленочных аппаратах
схемы течения пленок. К преимуществам пленочных биореакторов,
разработанных красноярскими учеными, следует отнести их сравни-
тельно небольшие габариты при высокой производительности, что
обеспечивается проведением процесса ферментации при избыточ-
ном давлении и высокой степени насыщения жидкости кислородом.
В пленочном биореакторе исключается эффект флотации биомассы и
ФЕРМЕНТЕРЫ: ОСНОВНЫЕ ТИПЫ
211
пенообразования, что позволяет увеличить рабочий объем биореак-
тора и обеспечить равномерное распределение микроорганизмов и
питательной среды в аппарате, осуществляя масштабный переход от
лабораторного аппарата.
Конструкция одноступенчатого пленочного ферментера с нис-
ходящей пленкой приведена на рис. 3.48. В пленочных биореакторах
со стекающей пленкой культуральная жидкость непрерывно подает-
ся насосом через циркуляционные трубы в верхнюю часть аппарата,
проходит в трубчатые насадки, где стекает в виде пленки по внут-
ренней поверхности труб. При этом происходит интенсивное насы-
щение жидкости газом, отвод продуктов метаболизма и тепла.
В многоступенчатом биореакторе на каждой ступени осуществ-
ляется насыщение жидкости газом и его исчерпывание микроорга-
низмами. Это позволяет уменьшить расход перекачиваемой жидко-
сти через аппарат, разместить большее количество культуральной
жидкости в рабочей зоне биореактора. На рис. 3.49, а, б приведены
конструктивные схемы пленочных многоступенчатых биореакторов с
восходящей пленкой.
В аппаратах с восходящей пленкой взаимодействие между га-
зом и жидкостью осуществляется за счет ввода жидкости в полость
контактной трубы, где она распределяется в виде жидкостной плен-
ки на ее поверхности и транспортируется потоком газа вверх по по-
верхности.
В пленочных биореакторах также осуществляется комбиниро-
ванный ввод энергии. Удельный расход энергии на процесс в пленоч-
ном аппарате составляет 0,6 -1,4 кВт - ч/кг. В зависимости от конст-
рукции аппарата циркуляция жидкости в нем может быть обеспечена
встроенным осевым насосом или выносным циркуляционным насо-
сом, а подача воздуха на аэрацию от нагнетателя или компрессора.
Рассмотренные в данном разделе конструкции и характеристи-
ки ферментеров, используемых в лабораторной практике и в про-
мышленных биотехнологических производствах, не охватывают все-
го многообразия существующих и вновь предлагаемых аппаратур-
ных решений. В то же время наглядно видны основные направления
и типы разрабатываемых ферментеров, которые различаются как
интенсивностью процессов массопередачи и гидродинамики в аппа-
рате, так и принципом организации этих процессов, обеспечиваю-
щих условия для роста и развития микроорганизмов.
212
ГЛАВА 3
Рис. 3.48. Пленочный биореактор с нисходящей
пленкой жидкости:
1 - корпус; 2 - - труба; 3 - искусственная шероховатость; 4 — газовый пат-
рубок; 5 - циркуляционная труба; 6 - насос; 7 - камера для ввода газа; 8 -
теплообменная камера; 9 — камера для выращивания микроорганизмов
Рис. 3.49. Пленочные биореакторы с восходящей пленкой жидкости:
1 - корпус; 2 - труба; 3 - отбойник; 4 - сепаратор; 5 - переток; 6 - теплообменная камера; 7 - камера для выра-
щивания микроорганизмов; 8 - камера для ввода газа; 9 - пластины; 10 - желоб для создания пленки
214
ГЛАВА 3
Наиболее актуальный вопрос, стоящий перед специалистами,
разрабатывающими технологии для промышленных производств, -
вопрос выбора эффективного аппарата, обеспечивающего наиболь-
шую производительность по биопродукту с минимальными энерго-
затратами на процесс. Вместе с тем правильный экономический ана-
лиз и рациональный выбор могут быть сделаны исходя из опреде-
ленного технико-экономического критерия эффективности, который
в свою очередь должен учитывать работу ферментера в общей схеме
биотехнологического производства с учетом существенного взаимо-
влияния технологических стадий в такой сложной биотехнологиче-
ской системе.
ГЛАВА 4
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ
БИОТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО ПРОИЗВОДСТВА
Проведение процессов микробиологического синтеза в фермен-
терах различной конструкции и принципа действия определяет эф-
фективность функционирования стадии ферментации в целом. Од-
нако в свою очередь стадия ферментации является одной из техно-
логических стадий сложной системы, которая описывает поведение
всего биотехнологического производства.
При этом на стадии ферментации решается задача оптимального
аппаратурного оформления процесса микробиологического синтеза -
расчет процесса и конструктивная оптимизация ферментеров, а затем
проводится анализ функционирования всей схемы производства и ее
структурная оптимизация.
4.1.	Биотехнологическое производство -
сложная многоуровневая система
Эффективность работы биотехнологического производства, ха-
рактеризуемого многоуровневой иерархической схемой связей эле-
ментов и явлений различной природы, определяется не только ус-
пешным функционированием отдельных стадий и технологических
аппаратов производства, но и слаженной, взаимосвязанной работой
всех его подсистем и элементов. Применение методологии системно-
го анализа позволяет систематизировать и подчинить единой цели
все технологические процессы. При этом исследования биохимиче-
ской системы в целом основываются на анализе процессов и явлений,
протекающих на всех ее иерархических уровнях. Разделение системы
на иерархические уровни, соответствующие блокам общей матема-
тической модели, позволяет, проведя детальный анализ нижних
уровней, обобщить информацию при передаче ее на верхние уровни
и выявить основные факторы, влияющие на глобальный критерий
оптимальности биотехнологической системы (БТС).
Оптимизация процессов на каждом уровне иерархии подчиняется
частным критериям оптимальности, формирующим в аддитивной или
мультипликативной форме глобальный критерий, в качестве которого
используется технико-экономический показатель производства. Ис-
216
ГЛАВА 4
следование и оптимизация БТС на основе критерия оптимальности
включает среди прочих две основные группы задач: выбор оптималь-
ных условий функционирования технологических элементов и подсис-
тем, их входных, выходных и управляющих параметров для БТС за-
данной структуры; выбор оптимальной технологической структуры и
определение эффективной последовательности связей между техноло-
гическими элементами и подсистемами, характеризуемыми опреде-
ленными условиями функционирования.
Первая группа задач связана с анализом функционирования и
оптимизацией действующих или спроектированных биохимических
производств, созданием систем автоматизированного управления
ими. Вторая группа задач наиболее актуальна на этапах предпроект-
ной и проектной проработки новых биохимических производств и
связана с разработкой систем автоматизированного проектирования.
Современные технологические линии и биотехнологические
производства, характеризующиеся сложной многоуровневой струк-
турой взаимосвязей эффектов физической, химической и биологиче-
ской природы, наличием прямых и обратных потоков между техно-
логическими аппаратами, могут рассматриваться как сложные ки-
бернетические системы, при изучении которых используется страте-
гия системного анализа.
Стратегия системного анализа предполагает в каждом из рас-
смотренных случаев использование формализованных представле-
ний в виде математических моделей технологических элементов и
подсистем общей БТС. Системный анализ в настоящее время является
основным методом научного изучения сложных систем, включаю-
щих совокупность процессов и явлений различной физической, хи-
мической и биохимической природы. С позиций системного анализа
решаются задачи математического моделирования и оптимизации
отдельных аппаратов и подсистем технологических схем, а также и
системы в целом. При этом методология системного подхода сохра-
няется при анализе иерархических уровней системы. При рассмотре-
нии биотехнологического производства с позиций системного анали-
за в нем можно выделить ряд элементов, каждый из которых в свою
очередь может рассматриваться как отдельная подсистема.
Каждый из этих элементов (подсистем) характеризуется слож-
ной иерархической структурой связей, к которой также применим
системный подход. Так, клетка как сложная система может быть
представлена многосвязной метаболической схемой, соответствую-
щей внутриклеточным процессам.
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
217
Ферментер (биореактор) с позиции системного анализа пред-
ставляет многоуровневую систему, состоящую из гидродинамиче-
ских, тепло-массообменных и биохимических процессов, осуществ-
ляемых в определенном конструктивном оформлении.
БТС в целом включает технологические процессы и аппараты,
связанные материальными и энергетическими потоками, и обеспечи-
вает производство целевого продукта микробиологического синтеза.
Согласно системному подходу к анализу сложной системы, в
качестве которой рассматривается БТС, на первом этапе качествен-
ного анализа ее структуры необходима разработка иерархической
схемы, отражающей взаимосвязь отдельных уровней в системе. Та-
кой подход позволит выделить основные этапы исследования слож-
ной системы, установить взаимодействие между ними и органически
увязать теоретические и экспериментальные данные, полученные
при анализе каждого уровня системы. Возможны различные подхо-
ды к составлению иерархической схемы БТС.
Основной подход к разработке иерархической схемы БТС свя-
зан с задачами математического моделирования и оптимального
расчета системы. Разбиение системы на иерархические уровни соот-
ветствует отдельным блокам общей математической модели. При
этом происходит последовательная детализация процессов и явле-
ний от высших уровней к низшим и обобщение информации при
продвижении к вышестоящим уровням. Иерархическая схема БТС,
соответствующая данным принципам, представлена на рис. 4.1.
Первый (нижний) уровень иерархии включает в себя процессы
внутри клетки, в результате которых происходит рост клетки, метабо-
лическое превращение субстрата в целевой продукт биосинтеза. В свою
очередь данный уровень допускает и более глубокую детализацию, на-
пример, описание отдельных стадий ферментативных реакций, взаимо-
действия молекул фермента и субстрата и т. д.
Второй уровень иерархии, характеризующийся как микроуро-
вень для элементов БТС, составляют массообменные процессы в
элементарном объеме, процессы переноса питательных веществ к
клетке, отвод от нее продуктов метаболизма. Кинетическая состав-
ляющая включает описание динамики утилизации субстрата клеткой,
скорости ее роста и образования продукта. Гидродинамическая со-
ставляющая детализируется на процессы микросмешения, дисперги-
рования, коалесценции, сегрегации, характеризующие гидродинами-
ку в локальном объеме.
218
ГЛАВА 4
Рис. 4.1. Иерархическая многоуровневая схема БТС
Третий уровень - уровень макросоставляющих элементов БТС -
включает процессы массопередачи, теплопередачи, гидродинамики
в объеме биореактора, а также в обобщенном виде кинетические за-
кономерности роста популяции микроорганизмов в объеме биореак-
тора. Аналогично могут быть детализированы макро- и микросо-
ставляющие для других элементов БТС.
Элементы БТС, составляющие четвертый иерархический уро-
вень, представлены технологическими аппаратами, в которых осу-
ществляются типовые процессы биотехнологии. Математическая
модель аппарата формируется на основе его макро- и микросостав-
ляющих в виде блочной структуры.
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
219
Подсистемы БТС (пятый уровень иерархии) характеризуются
отдельными технологическими стадиями производства и включают
несколько технологических элементов - аппаратов, связанных меж-
ду собой материальными и энергетическими потоками.
Верхний шестой уровень иерархии составляет биотехнологиче-
ская система в целом, формируемая из взаимосвязанной совокупно-
сти подсистем и элементов БТС.
Рассмотренная на рис. 4.1 иерархическая схема может быть углуб-
лена и дополнена в соответствии с особенностями исследуемой БТС.
Ферментер в качестве технологического элемента БТС в зави-
симости от топологической схемы производства может функциони-
ровать в следующих вариантах (рис. 4.2):
-	как отдельный аппарат в схеме (рис. 4.2, а). когда в ферментер
подаются исходные компоненты, а получаемый продукт по-
ступает на дальнейшую переработку в другие технологические
аппараты;
-	в последовательной схеме (рис. 4.2, б);
-	в схеме с рециркуляцией (рис. 4.2, в);
-	в параллельной схеме (рис. 4.2, г);
-	в сложных технологических схемах (рис. 4.2, 3), когда совме-
стно с ферментерами функционируют другие технологические
аппараты (в этих условиях ферментер рассматривается уже как
элемент более сложной биотехнологической системы).
Биотехнологическая система характеризуется большим разно-
образием технологических процессов и их аппаратурного оформле-
ния, наличием прямых и обратных связей между элементами. Кон-
кретное аппаратурное оформление БТС зависит от особенностей
подготовки питательных сред и сырья для культивирования микро-
организмов и получаемого целевого продукта микробиологического
синтеза. В биотехнологической системе реализуются различные
процессы обработки материалов: механические, химические, тепло-
вые, гидродинамические, диффузионные и биохимические.
Рассмотрим в качестве примера технологическую схему произ-
водства белковой биомассы из углеродсодержащего сырья (рис. 4.3).
Схема включает ряд основных стадий производства, в которых про-
исходит последовательная переработка исходного сырья в целевой
продукт.
Рис. 4.2. Варианты схем функционирования ферментеров в БТС.
А - сепаратор; о - смеситель; X- концентрация микроорганизмов,
S - концентрация субстрата
Подготовка
сырья
Ферментация
Концентрирование,
сушка
Вода
Засевная
биомасса
Субстрат
Минераль-
ные соли
Микро-
элементы
продукт
Рис. 4.3. Упрощенная схема биотехнологического производства:
1 - смесители; 2 — теплообменники; 3 — насосы; 4 ~ биореактор; 5 — сепаратор; 6 — выпарная установка; 7 — сушил-
ка; 8 - биоочистка
222
ГЛАВА 4
Стадия подготовки засевной биомассы I обеспечивает подачу в
производственные ферментеры необходимого количества посевного
материала - активной культуры микроорганизмов, выращенной в
периодически или непрерывно работающих инокуляторах. На ста-
дии подготовки минеральной питательной среды II осуществляется
растворение минеральных солей, фильтрация растворов и доведение
концентраций элементов в них до заданных соотношений. В качест-
ве минеральных источников питания используют соли калия, маг-
ния, железа, аммофос, сульфат аммония, а также микроэлементы -
соли марганца, цинка, железа и меди. Подготовка углеродсодержа-
щего субстрата (стадия III) включает различные процессы (в зависи-
мости от вида сырья), в том числе: подогрева, перемешивания и до-
зированной подачи в производственные ферментеры.
Основной стадией биотехнологического производства является
IV стадия - стадия ферментации, представленная несколькими (в за-
висимости от мощности производства) параллельно работающими
ферментерами, в которых осуществляется непрерывный процесс вы-
ращивания биомассы микроорганизмов в условиях аэрации и пере-
мешивания ферментационной среды. Отбираемая суспензия микро-
организмов поступает на стадию сгущения V, где с помощью сепара-
торов концентрируется (в одну или две стадии), и затем на стадию
теплообработки и выпарки VI для дальнейшего концентрирования.
Готовый продукт - белковая биомасса микроорганизмов - получает-
ся на стадии сушки VII, куда подается упаренная суспензия микроор-
ганизмов. Одновременно с сушкой может осуществляться гранули-
рование продукта в сушилках-грануляторах.
Культуральная жидкость или непосредственно, или после стадии
биохимической очистки VIII может повторно использоваться в про-
цессе после осуществления химической или тепловой стерилизации
(стадия IX).
В представленной схеме наглядно видно многообразие техноло-
гических элементов, их взаимосвязь и целенаправленное функциони-
рование. Так, из схемы ясно, что одна из основных стадий - стадия
ферментации - будет работать эффективно лишь в том случае, если
качественно функционируют стадии подготовки сырья и засевной
биомассы. В то же время работа стадии ферментации во многом опре-
деляет работу последующих стадий - сгущения, сушки, очистки.
Имеющиеся замкнутые циклы по жидкостным и газовым потокам
создают возможность обратного влияния на процесс ферментации
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
223
процессов подготовки сырья, сгущения и обработки биомассы. Ис-
пользование, например, отработанной культуральной жидкости на
стадии ферментации представляется выгодным и целесообразным с
точки зрения минимизации потребления свежей воды. Однако по-
вторное потребление культуральной жидкости в известной степени
ухудшает работу стадии ферментации, так как в этой воде содержатся
продукты метаболизма, неутилизируемый субстрат и т. п.
Из рассмотренного примера следует, что анализ и синтез опти-
мальной технологической схемы, отвечающей высоким требованиям
современного производства, невозможен без рассмотрения работы
системы в целом, без учета взаимодействия элементов системы. По-
следнее возможно только при высокой степени формализации функ-
ционирования системы с использованием количественных оценок.
При этом эффективность производства будет определяться как усло-
виями взаимодействия между элементами системы - технологически-
ми аппаратами, так и качеством функционирования самих аппаратов.
4.2.	Критерии эффективности БТС и принципы
ее оптимизации
К основным положениям системного анализа относятся: четкая
формулировка цели исследования, постановка задачи по реализации
этой цели с использованием критерия эффективности решения зада-
чи. В общем случае под критерием эффективности БТС следует по-
нимать некоторую характеристику системы, отражающую выполне-
ние поставленной цели. При этом критерий эффективности должен
учитывать технологические особенности функционирования БТС, ее
технологию и взаимодействие с внешней средой.
Выбор критерия эффективности зависит от рассматриваемого
уровня иерархии БТС. При анализе БТС в целом в качестве критериев
эффективности используют в основном экономические критерии,
составляющие которых включают следующие основные показатели:
производительность В (выпуск) - количество продукции в единицу
времени; объем капитальных вложений Ф (фонды) в данное произ-
водство; эксплуатационные расходы Э (текущие затраты) на осуще-
ствление процесса. При этом качественные показатели целевого
продукта либо выступают как ограничения на экономический крите-
рий, либо приводят к дискретным изменениям себестоимости про-
дукции (сортности).
224
ГЛАВА 4
Одним из основных экономических показателей в качестве кри-
терия оптимальности является себестоимость выпускаемого целево-
го продукта рпр. Величина себестоимости представляет собой пол-
ные затраты на выпуск единицы продукции.
Рассмотрим систему балансовых уравнений процесса получения
биомассы микроорганизмов из углеродсодержащего субстрата. Урав-
нения баланса для ферментера имеют вид:
vSo-uS-a5|iXK = O;
и%0 + рАТ-иХ = 0;	(4.1)
иС° + К,а(С* -Сп)-а°грХУ-\уСп =0,
где v - поток через ферментер; So, S - концентрации субстрата в по-
токе; Хо, X - концентрации биомассы микроорганизмов в потоке; a.s,
а°2 - стехиометрические (расходные) коэффициенты по субстрату и
кислороду; V - объем аппарата; С*о2, Со2 ~ концентрации кислорода в
среде (равновесная и рабочая); ц — удельная скорость образования био-
массы; Kia - коэффициент массопередачи кислорода; индекс «Q» - на-
чальное значение.
В соответствии с данной системой выражение для затрат при
получении биомассы включает:
стоимость сырья - (Sa -5')р5и = psasB или Sop5u , если в схе-
ме отсутствует рециркуляция неиспользованного в ферментере за
время ферментации сырья; рс - стоимость сырья;
текущие расходы - р?-5, связанные, например, с затратами элек-
троэнергии на аэрацию и перемешивание в ферментере -
pr = f(KLa), с затратами на охлаждение, стерилизацию среды и т. д.;
постоянные расходы - pj + рр, где pj - амортизационные отчис-
ления; рр--расходы на профилактический ремонт, реализацию и т. д.;
где Е - норма амортизации.
Отсюда для выражения себестоимости единицы продукта по-
лучим:
Ри/> = Рз«5 + рг + (EKIB 4- рр/В).	(4.2)
Количественный анализ влияния большого числа переменных
на полученный критерий представляет собой сложную задачу. Од-
нако качественный анализ показывает, что зависимость р„р = /(5)
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
225
имеет экстремум, определяющий оптимальный объем выпуска про-
дукции. Для учета качественных показателей получаемого продукта
применяют такие экономические критерии, как прибыль (77) или
норма прибыли Нп. Прибыль рассчитывают по формуле:
77=5(р1/-риД	(4.3)
где рч - стоимость реализации, отражает спрос на продукт с учетом
его качества (г).
Например, для биомассы микроорганизмов - это содержание
белка в продукте, т. е. рц = рц (г), при этом (dp^'dr) = 0.
Поскольку величина 77 зависит от выпуска, возможны ситуации,
когда два рассматриваемых варианта БТС будут иметь одинаковую
прибыль при разных себестоимости продукта и его выпуске:
^1(Рг/ ~ Pnpl) — $2(,Рц ~ Pnpl)-	(4-4)
В этом случае более глубокий анализ возможности увеличения
эффективности производства дает показатель нормы прибыли, ха-
рактеризующей прибыль на единицу затрат:
77л — 7?(р^— Pnp)/(7^Pnp) - Pt/pnp ~~ 1 	(4-5)
Далее могут быть рассмотрены условия, когда цена зависит или
не зависит от объема выпуска. В общем случае при оптимизации
производства по данному критерию выпуск продукта получается
меньше, чем из условия оптимизации по критерию себестоимости.
Наиболее полному решению задач оптимизации аппаратурного
оформления технологических схем БТС соответствует критерий
технико-экономической эффективности Ф, аналогичный показателю
приведенных затрат:
Ф = (р^ рд') + Э/В + ЕК/В.	(4.6)
В зависимости (4.6) первый член учитывает затраты на суб-
страт стоимостью р5 и компоненты минерального питания клеток
стоимостью pt, второй член учитывает текущие затраты, связанные,
например, с удельными энергозатратами на процесс Э/В, третий
член отражает удельные капитальные К затраты с учетом норма-
тивного коэффициента Е.
Рассмотренные технико-экономические критерии применяются в
основном при анализе либо БТС в целом, либо отдельных подсистем.
Для исследования и оптимизации технологических аппаратов, в
том числе ферментеров, более эффективно использовать технологи-
226
ГЛАВА 4
ческие критерии, такие как выход целевого продукта, степень разде-
ления и др. Для процесса ферментации применяют показатель про-
дуктивности, или удельной производительности:
G = vX/V- v(S0 - S)/(asV).	(4.7)
На более низких уровнях иерархии могут быть использованы в
качестве критериев показатели отдельных сторон процесса, напри-
мер, показатели процесса биосинтеза, такие как:
-	коэффициент дыхания клеток - К()ых = ас°2/а°2;
-	удельный расход элемента питания на единицу образованно-
го в процессе биосинтеза продукта all(dX/dt)',
-	или с учетом стоимости элементов питания aLpxl(dX/dfy,
-	степень утилизации субстрата (So - S)/S0-
Показателями процесса аэрации и перемешивания среды являют-
ся: газосодержание <рг; коэффициент массопередачи кислорода KLcr,
удельные энергозатраты на аэрацию, удельная, вкладываемая на пе-
ремешивание мощность, масштаб турбулентных пульсаций и др.
Таким образом, аналогично иерархии уровней рассмотрения
элементов и подсистем БТС можно представить иерархическую схе-
му критериев оптимальности, приведенную в качестве примера в
табл. 4.1. Чем ниже уровень рассмотрения иерархической схемы
БТС, тем более конкретный, приближенный к исследуемому процес-
су вид имеет показатель эффективности. На верхних иерархических
уровнях используют более общие показатели, аналогичные показа-
телям, применяемым в других производствах.
Обобщенный показатель эффективности системы в целом - гло-
бальный критерий оптимизации - является функцией достаточно об-
щих экономических характеристик БТС. Связь глобального и ло-
кальных критериев оптимизации в большинстве случаев имеет адди-
тивную форму:
R = Yk*,	(4.8)
1=1
где R* -локальный критерий.
Например, в задачах оптимизации объемов ферментеров
Г((/=1...п) в технологической схеме, обеспечивающей получение
продукта в заданном количестве:
V\ + V2 + ...	—> min
(4.9)
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
227
4.1. Схема применения критериев эффективности
при исследовании БТС
Уровень рас- смотрения БТС	Критерий оптимальности	Примеры показателей эффективности	
БТС в целом, подсистемы БТС	Экономический Т ехнико-экономи- ческий, эксергети- ческий	^(рц Рпр) П.З. = (pscts+ P.ct') + Э/В + ЕК/В	«Прибыль», «Приведенные затраты»
Элементы БТС	Т ехнико-экономи- ческий, технологи- ческий, эксергети- ческий	Э/В —> min В = u¥-^ max	«Удельные энер- гозатраты», «Про- изводительность по продукту»
Т ехнологические аппараты	Технологический, эксергетический	G = XvlV —> max, Ф = (So - S)/So —> max a' = A/(S0 - S) —> max	«Продуктивность процесса», «Сте- пень использова- ния субстрата», «Экономический коэффициент»
Составляющие технологиче- ских аппаратов	Кинетический, массообменный, гидродинамиче- ский и др.	p. =f (S, T) —> max, KLa -f (Nr+N^) —> max, X.0 =	—> min	«Удельная ско- рость роста», «Ко- эффициент массо- передачи»
Оптимизация сложной БТС или ее подсистем основывается на
декомпозиции общей задачи оптимизации на частные подзадачи,
соответствующие нижестоящим уровням иерархии. Так, поиск оп-
тимума системы в целом осуществляется на двух уровнях: на ниж-
нем уровне подсистемы БТС оптимизируются независимо друг от
друга, а на верхнем согласуются частные критерии оптимизации с
целью достижения общего оптимума. Аналогично при оптимизации
одной подсистемы БТС выполняется задача поиска частных опти-
мумов для входящих в данную подсистему элементов, а затем ищет-
ся общий оптимум подсистемы. Таким образом, общий алгоритм
оптимизации сложной БТС представляет собой многоуровневую
иерархическую структуру. Это позволяет осуществлять независимо
друг от друга решение более простых (частных) оптимальных задач
на нижних уровнях, сравнивать результаты с опытными данными,
сократить размерность задачи и упростить расчет на ЭВМ. Если рас-
сматриваемая система состоит из двух подсистем, то задача оптими-
зации, или поиска максимума функции Лагранжа, разбивается на две
подзадачи.
228
ГЛАВА 4
В качестве достаточно общего и информативного критерия эф-
фективности при рассмотрении БТС, ее подсистем и элементов це-
лесообразно использовать технико-экономический показатель, непо-
средственно связанный с характеристиками БТС и включающий
следующие основные составляющие: технологические (Фт)> энерге-
тические (Фэ) и конструктивные (Фк) критерии:
Ф * = Фтт [Фг+Фэ+Фк],	(4.10)
UJ
где вид уравнения ц, определяется конкретным уровнем рассмотре-
ния БТС, а ограничения зависят от регламентных требований и каче-
ства получаемого продукта.
При оптимизации БТС на основе глобального критерия воз-
можны два класса задач:
- для БТС заданной структуры, т. е. для действующей техноло-
го-аппаратурной схемы, необходимо определить оптимальные
управления каждой подсистемы, минимизирующие, в конеч-
ном счете, Ф*;
- для БТС заданной производительности по готовому продук-
ту требуется определить оптимальную структуру и управ-
ляющие переменные, обеспечивающие оптимум Ф *.
Представим глобальный критерий эффективности в виде адди-
тивной функции частных критериев, входящих в БТС:
ф’=£ф,=£ф,(ад,1э,
где Xt - вектор входных переменных i-ой подсистемы; Ui - вектор
управляющих элементов i-ой подсистемы; Уг — вектор выходных пере-
менных i-ой подсистемы.
Вариант структурной схемы БТС приведен на рис. 4.4.
Рассмотрим на примере структурной схемы БТС (рис. 4.4) воз-
можные варианты взаимодействия подсистем, учитываемых матрицей
структурных переменных:
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
229
вариант	I	И	ш	IV
1	1	0	0	1
2	1	0	0	0
3	1	1	0	0
[а]=	4	0	1	0	0
5	0	0	1	0
6	0	0	0	1
7	1	1	0	0
8	1	0	0	1
(4-12)
Данная структурная схема, представленная на рис. 4.4, может
быть сведена к обобщенной структуре БТС, включающей две под-
системы - «ферментация» и «разделение», например, согласно схеме
рис. 4.5, где происходит микробиологический синтез продукта и его
выделение из жидкой фазы.
Рис. 4.4. Вариант структурной схемы БТС:
1 - стадия подготовки питательной среды; 2 - стадия ферментации; 3 —
стадия концентрирования суспензии (сепарация); 4 -- стадия выпарки; 5 -
стадия сушки; 6 - стадия биоочистки; А, А’ - потоки сырья и минерального
питания; Б  - готовый биопродукт; В - очищенный поток; Г — рециркули-
руемая культуральная жидкость
В этом случае, к первой подсистеме относятся процессы подго-
товки питательного сырья и микроэлементов, выращивание засевной
биомассы и непосредственно процесс ферментации, а вторая под-
система объединяет процессы выделения, концентрирования и суш-
ки биопродуктов. Уравнение процесса для каждой из подсистем:
230
ГЛАВА 4
Рис. 4.5. Блок-схема алгоритма оптимального расчета БТС
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
231
Y^fXX^U,), 1 = 1,2,	(4.13)
с ограничением на процесс Р(ХЬ Uh У,) > 0.
(4.14)
где Qj - технологический поток в i-тую подсистему; St, Clr Xi - концен-
трации в потоке сырья, микроэлементов, микроорганизмов.
Задача оптимизации состоит в поиске экстремума критерия:
Ф* = min Ф = min (Ф[ + Ф2],	(4-15)
«1, «2
или
Ф* = min [OjQG, Х3, Уь (Д) + Ф2(Х2, У2, У3, (У2)].	(4.16)
Щ, и2
Таким образом, используя декомпозиционный принцип систем-
ного анализа, возможно разделить задачу большой размерности на
ряд задач подоптимизации меньшей размерности. При этом Х2 = Уь
Аз = Г3.
На нижней ступени оптимизации для заданных Уь У2 с помо-
щью вектора управления w„ конкретный состав которого зависит, в
частности, от вида биореактора, входящего в подсистему «фермен-
тация», определяется минимум Ф{. Например, для колонного сек-
ционированного биореактора имеем:
(4-18)
где т -- время ферментации; 0 - обратный поток между секциями био-
реактора, Н- высота колонны.
Для заданных У], У2 с помощью вектора управлений и2, характе-
ризующего подсистему «разделение» с учетом ограничений Р2 (Х2,
У2, U2) > 0, и определяется минимум критерия Ф2. Управление и2
зависит от:
232
ГЛАВА 4
U2 ~
кг
к.
(4.19)
т
[а]
где К], К2, К3 - коэффициенты сгущения или концентрации по стадии
флотации, сепарации, выпарки; т - модуль промывки биопродукта;
[а] — матрица структурных переменных подсистемы разделения.
На верхней ступени оптимизации решается задача поиска гло-
бального экстремума:
Ф*п, = [Ф] + Ф2] -* min	(4.20)
С учетом ограничений ^з(Кз) = 0, Рз(Уд > 0, вектор управления
имеет вид:
и3 =
Уг
(4-21)
Учитывая большое число управляющих переменных на верхней
ступени оптимизации, необходим анализ технологической взаимозави-
симости элементов БТС, позволяющий путем ввода комплексов без-
размерных переменных понизить размерность вектора управления.
В частности, вектор управления щ можно связать с комплексными
переменными К'иК", характеризующими эффективность разделения
биосуспензии (А’’) и степень повторного использования культуральной
жидкости со стадии разделения на стадии ферментации (№’)• При этом
критерий оптимизации учитывает экономический фактор - снижение
расхода свежей воды, а модель процесса ферментации - ингибирую-
щий эффект продуктов метаболизма в рециркулируемой культуральной
жидкости.
Некоторые результаты моделирования и оптимизации БТС
применительно к процессу получения биомассы микроорганизмов
согласно рассмотренному подходу иллюстрируют графики на
рис. 4.6, 4.7, 4.8.
Для колонного секционированного биореактора зависимость кри-
терия Ф] от управления щ (для параметра Н) приведена на рис. 4.7.
Влияние управления и2 (для параметра [а]) на критерий Ф2 показано
на рис. 4.6, откуда следует вывод о важности выбора структурной
схемы подсистемы разделения биосуспензии.
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
233
Рис. 4.6. Зависимость критерия Ф2 от вариантов
структурной схемы
Рис. 4.7. Зависимость критерия Ф2 от высоты ферментера (Н)
Рис. 4.8. Зависимость глобального критерия Ф от переменной К”
234
ГЛАВА 4
При расчете технико-экономического критерия Ф* для каждой
подсистемы и элемента БТС осуществляется анализ его составляющих
согласно с учетом технологических, энергетических и амортизацион-
ных затрат.
На графике рис. 4.8 показано влияние управляющей переменной
верхнего уровня из (обобщенный параметр К”) на глобальный кри-
терий Ф*. Увеличение К” приводит сначала к снижению Ф*, что
связано с сокращением расхода свежей воды, уменьшением расхода
субстрата и минеральных элементов питания клеток. При дальней-
шем повышении К” происходит накопление в системе ингибирую-
щих продуктов метаболизма, неутилизируемых элементов, что при-
водит к падению интенсивности роста микроорганизмов, уменьше-
нию скорости утилизации субстрата и большим экономическим за-
тратам на биосинтез, а так как это не компенсируется снижением
затрат на биоочистку, то происходит увеличение глобального крите-
рия эффективности.
Таким образом, рассмотренный системный подход к анализу
биотехнологических систем позволяет осуществить выбор опти-
мальных режимных и структурных переменных по отдельным ста-
диям, элементам и БТС в целом. В свою очередь выбор оптимальных
режимных параметров для технологических элементов БТС (отдель-
ных аппаратов, например, ферментеров) осуществляется путем их
расчета и оптимизации на базе математических моделей протекаю-
щих в них процессов с учетом влияния макрофакторов.
4.3. Расчет и оптимизация процессов
биосинтеза в ферментерах
Полный расчет процесса ферментации является достаточно
сложной многоэтапной задачей и должен проводиться на основе ки-
нетического тепло-массообменного и гидродинамического расчета с
учетом рассмотренных выше зависимостей. Однако в первом при-
ближении, а также для ферментеров малого объема с нелимитирую-
щей процесс массопередачей, оценочные параметры могут быть оп-
ределены на основе кинетического расчета.
4.3.1. Кинетический расчет процесса ферментации
Основой кинетического расчета процесса культивирования яв-
ляется кинетическая зависимость (модель) и соотношения для сте-
хиометрических коэффициентов. В специальной литературе можно
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
235
найти разнообразные модели кинетики, выражающие зависимость
удельной скорости роста микроорганизмов (ц) от лимитирующего суб-
страта (У) или ингибирования продуктами метаболизма (Р). Наиболее
распространенные кинетические модели приведены на рис. 4.9.
Для получения коэффициентов кинетических моделей Ks, Кр,
Крг и выбора адекватных зависимостей используют опытные данные
кинетических экспериментов. Учитывая нелинейный характер урав-
нений кинетики, зависимости преобразуют в регрессионные уравне-
ния, удобным для обработки данных методом наименьших квадра-
тов. Например, для зависимости Моно (рис. 4.9, а) получим:
1 Ks 1	1
— = —— +—.
(4.22)
Обозначив — = у ; —- =	— = z; — = XQ, получим линейное
И Р™
регрессионное уравнение вида:
(4-23)
удобное для графической и аналитической обработки данных.
Рассмотрим следующие примеры расчета.
Пример 1. Данные кинетического эксперимента следующие:
опыт 1 - ц ] = 0,2 ч-1; S) = 0,40 г/л; опыт 2 - ц2 = 0,28 ч“1; S2 = 0,80 г/л.
Определить коэффициенты кинетической модели типа Моно.
Используя преобразование модели в регрессионное уравнение,
получим значения коэффициентов через определители (п = 2):
= 2,13,
= 1,14,
236
ГЛАВА 4
<=1
откуда ц т = 0,47 ч 1; Ks = 0,80 г/л.
При наличии дополнительных опытов (число опытов больше
числа коэффициентов) возможна оценка адекватности модели. Ана-
логичные преобразования возможны и с более сложными кинетиче-
скими моделями. Например, модель, отражающая достаточно об-
щую схему ферментативных реакций взаимодействия субстрата и
фермента с образованием продукта реакции и фермент-субстратного
комплекса:
" Ks + S + Kp(SQ - S) + KprS(S0 - S’) 
После преобразования уравнение принимает вид линейного рег-
рессионного уравнения относительно коэффициентов:
1 v — V
? = Х0+Х,- + Х2-^—+ Х3(50-5),	(4.24)
Л Л
. . Кг . _к„г
гое Л2 =--, Л3 —---.
Для определения коэффициентов модели необходимо не менее
четырех опытов. Схема расчета аналогична рассмотренной выше.
Выбор варианта кинетической модели удобно проводить, ис-
пользуя оценку коэффициентов обобщенного уравнения вида:
=	(4.25)
аэ
Так, при значениях ц i = 0; Ц 2 = 2 имеем модель Моно (рис. 4.9, а);
при значениях = 0; а2 - 1 имеем модель Тиссера (рис. 4.9, б); при
значениях сц = 1—1/п; а2 = 1+Мп - модель Мозера (рис. 4.9, в).
Рассмотрим далее расчет технологических показателей процес-
са культивирования.
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
237
Рис. 4.9. Кинетические модели роста микроорганизмов:
а-в - учитывающие влияние концентрации питательного субстрата на
скорость роста микроорганизмов; г-з •- учитывающие влияние продуктов
метаболизма на скорость роста микроорганизмов
Непрерывный процесс. Режим простого хемостата. Согласно
данной схеме биореактор рассматривается как аппарат идеального
смешения, параметры работы которого полностью определяются ки-
нетикой процесса биосинтеза. Для простого хемостата характерна за-
висимость скорости роста микроорганизмов от концентрации лими-
тирующего субстрата. Модель применима для аппаратов лаборатор-
238
ГЛАВА 4
ного масштаба, малого объема с интенсивным перемешиванием сре-
ды, что обеспечивает кинетический режим протекания процесса. При
этом для известных кинетических характеристик возможно определе-
ние таких параметров работы биореактора, как среднее время фермен-
тации (т ), скорость протока среды (v) при заданном объеме аппарата
(К), концентрации биомассы и субстрата (х; S), продуктивность аппа-
рата (G), выход биомассы (У)- Система балансовых уравнений, запи-
санных относительно утилизируемого субстрата и образующейся
биомассы микроорганизмов, имеет вид:
у — — ух0 +11(5, x)xV - vx;
dx
V— = vS()- а5ц(5,x)xV - vS
dx
(4.26)
где цС?, x) — удельная скорость роста микроорганизмов; а - стехио-
метрический коэффициент преобразования субстрата в биомассу.
Для установившегося режима работы биореактора, используя,
например, кинетическую зависимость Моно, получим:
О = (Им5х)/(^+5)-£>(х-хо); 1
О = W(1 - S) -а5(Ия5х)/(^5 + S)J ’
(4-27)
Стационарные значения концентраций в биореакторе (и на вы-
ходе) составят (при х0 = 0):
Х ~	| *^0 ’
а5
С KSD
KSD \
-D J
(4.28)
1 v
где D — — = —
т V
Оптимальные значения скорости протока, концентрации суб-
страта и микроорганизмов, обеспечивающие максимальную продук-
тивность биореактора (G = Dx), составят:
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
239
^опт М/я
х...„ =— (s„ -^Ks+S„)Ks +KS); 
as
(4-29)
Аналогичные соотношения можно получить для других кине-
тических зависимостей, например, используя модель Моно-Иеру-
салимского:
So+Kp+Ks+ixmKp/D-jA
х =--------—т— --------;
2а5
S„ + К — К. г — ц К. / D + yj~A.
U р л * m р
(S0-S)5
G = Dx =	-----Ц >-------г =
as (tfs+S)(So+^-S)
^d[s0-kp+ks-v^kp/d-4aY
2as
S0~S So-K +Ks+\imK id-4a
n =—---=----------------------
50	2S0
(4-30)
где A = J(S0 +Kp -Ks -pmKp /D)2 +4Ks(S. + Кp).
Графики на рис. 4.10 иллюстрируют результаты расчета по дан-
ным моделям.
Потребление элементов питания микроорганизмами в непре-
рывном процессе определяется кинетикой роста клеток и индивиду-
альными стехиометрическими коэффициентами.
240
ГЛАВА 4
Исходная концентрация питательного компонента в поступаю-
щем потоке составляет:
Q = а'цхт + С.,	(4.31)
где т - среднее время ферментации; С, — концентрация компонента в
отбираемом потоке, г/л.
Например, для процесса выращивания дрожжей на углеводоро-
дах имеем значения стехиометрических коэффициентов:
•	=40-10-3 кг/кг (источник фосфора - аммофос);
•	алг =80-10-3 кг/кг (источник азота - сульфат аммония, аммиач-
ная вода);
•	ак = 26 10-3 кг/кг (источник калия - хлористый калий, сульфат
калия).
Рис. 4.10. Параметры работы биореактора полного смешения
(модель простого хемостата):
а - выращивание дрожжей на метаноле (кинетическая модель Моно)
(у.т — 0,22 ч~‘; l/as = 0,37 г/г; Ks = 0,215 г/л): 1 - концентрация дрожжей;
2 - концентрация субстрата; 3 — продуктивность; б - выращивание
дрожжей на парафинах (кинетическая модель Моно-Иерусалимского)
(цт = 0,58 ч~1; Ks = 0,4 г/л; Кр = 50 г/л; ц5 = a+b/т; а = 0,87 г/г; b = 0,035 г/г):
1 - So = 20 г/л; 2 - So = 30 г/л
4.3.2. Задачи оптимального расчета и интенсификации
процесса в ферментере
Рассмотренные выше зависимости для расчета процессов в фер-
ментере, учитывающие кинетические, массо-теплообменные и гид-
родинамические закономерности, позволяют осуществлять в доста-
точной степени достоверный количественный анализ и определять
выходные показатели: продуктивность процесса, степень использо-
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
241
вания субстрата, удельное потребление компонентов питания микро-
организмами, выход биомассы или целевого продукта. Необходи-
мость таких расчетов очевидна, так как установление реальных пока-
зателей действующих ферментеров обеспечивает нормальное функ-
ционирование как последующих стадий биохимического производст-
ва, так и технологической схемы в целом.
Стадия ферментации промышленных процессов микробио-
логического синтеза является основной технологической стадией
биотехнологического производства, так как определяет состав и
свойства биомассы и культуральной жидкости, а следовательно, и
выбор методов дальнейшей их переработки.
Существуют различные способы интенсификации и оптимизации
процессов ферментации, основанные на микробиологических и тех-
нологических приемах: использование более активного штамма-
продуцента, аппаратурное усовершенствование, оптимизация состава
питательной среды и условий культивирования, применение биости-
муляторов, «переносчиков» субстрата, эмульгаторов и т. д. Все они
способны обеспечить максимальную продуктивность биотехнологи-
ческого процесса и повысить выход конечного продукта. При этом
уменьшается его стоимость за счет более рационального использова-
ния субстрата и улучшается качество благодаря уменьшению содер-
жания неиспользованного субстрата в среде, снижаются энергозатра-
ты на единицу продукта.
Понятие «оптимальные условия культивирования» включает не
только определенный качественный и количественный состав компо-
нентов питательной среды, необходимых для конструктивного и энер-
гетического обмена микроорганизмов, но и физико-химические фак-
торы (активную кислотность, окислительно-востановительный потен-
циал, температуру, интенсивность аэрации и др.), играющие сущест-
венную роль в развитии микроорганизма и проявлении его физиоло-
гических особенностей, а также оптимальные технологические или
режимные параметры процесса.
Как правило, изменение одного из факторов влечет за собой из-
менение других. Например, внесение в среду в качестве источника
азота сульфата аммония может привести в процессе развития микро-
организмов к резкому изменению pH среды, что в свою очередь бу-
дет сказываться на метаболизме.
Компонентный состав исходного сырья, его «чистота» сущест-
венно влияют на выход и качество продуктов биосинтеза. При про-
242
ГЛАВА 4
изводстве продуктов микробного синтеза в промышленных масшта-
бах наряду с «чистыми» субстратами, например, индивидуальными
сахарами, используются углеводосодержащие отходы пищевой, са-
харо-крахмальной и лесохимической отраслей промышленности.
В связи с неоднородностью химического состава этих субстратов, а
также наличием в них сопутствующих токсичных для микроорга-
низмов веществ, их применение в тонком микробном синтезе воз-
можно лишь после стандартизации сырья и его очистки. Так, после
удаления неблагоприятных для микроорганизмов веществ (фурфу-
рола, метилфурфурола и др.), гидролизаты древесины могут быть
использованы в качестве источника углерода при биосинтезе фер-
ментов, органических кислот, белка одноклеточных.
В связи с тем, что в составе себестоимости целевого продукта
большое место занимают расходы на сырье, ее можно существенно
снизить заменой дорогостоящего углеродного компонента питатель-
ных сред на более доступный и дешевый, а также более полным и
эффективным его потреблением микроорганизмами. Удельный рас-
ход сырья можно уменьшить, применяя стимуляторы роста, которые
оказывают положительное влияние на утилизирующие функции
микроорганизмов, обеспечивая более быстрое и полное потребление
источника углерода. При выборе оптимальных условий культивиро-
вания продуцентов биологически активных веществ важно принять
во внимание физиологическую фазность процесса. Как известно,
периодический процесс культивирования считается физиологически
двухфазным, если максимум скорости накопления биомассы по вре-
мени не совпадает с максимумом скорости накопления продукта.
Напротив, в случае совпадения этих максимумов процесс можно
считать физиологически однофазным. Оптимальным для производ-
ства биопродуктов в двухфазном процессе является такой способ
ферментации, при котором значения временных параметров под-
держиваются на уровне, обеспечивающем на первом этапе быстрый
рост биомассы, на втором - поддержание высокой продуктивности
культуры с момента начала биосинтеза целевого метаболита до
окончания ферментации.
При оптимизации процесса биосинтеза биологически активных
веществ микроорганизмами не меньшее значение имеют также ак-
тивность исходного посевного материала и способ его выращивания.
Ферментные системы клеток должны быть «инициированы» предва-
рительным культивированием для того, чтобы проявить наиболь-
шую активность при биосинтезе вторичных метаболитов. Таким об-
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
243
разом, регуляция скорости роста микроорганизмов как на стадии
получения посевного материала, так и непосредственно в процессе
ферментации является средством оптимизации процесса биосинтеза
микробных метаболитов. Как указывалось выше, значительную роль
в интенсификации роста и метаболизма аэробных микроорганизмов
играет обеспеченность среды кислородом. Степень насыщенности
среды кислородом и кинетика его потребления во многом определяют
рост и развитие культуры. Разработка способов оптимизации про-
цесса культивирования за счет воздействия на транспорт кислорода
к клеткам достаточно актуальна и эффективна. Среди технологиче-
ских приемов следует указать на следующие:
-	проведение процесса ферментации под избыточным давле-
нием;
-	применение для аэрации кислорода или кислородо-воз-
душных смесей;
-	использование поверхностно-активных веществ, влияющих
на физико-химические свойства среды и ускоряющих массо-
перенос кислорода;
-	применение переносчиков кислорода;
-	использование методов лазерного, ультразвукового, магнит-
ного воздействия на клетки с целью их активизации;
-	применение циклических (стрессовых) воздействий на попу-
ляцию по температуре, pH, аэрации и др. параметрам про-
цесса;
-	использование способов оптимальной подачи субстрата, со-
лей по скорости потребления кислорода микроорганизмами.
Каждый из этих способов оптимизации процесса ферментации
требует теоретической и экспериментальной проработки примени-
тельно к конкретным процессам биосинтеза. В то же время их реали-
зация позволяет эффективно влиять на технико-экономические пока-
затели процесса.
На практике возникает также необходимость в проведении оп-
тимальных расчетов ферментера, т. е. выбора из многих возможных
вариантов одного, обеспечивающего экстремальное значение задан-
ного критерия оптимальности. Возможны два основных варианта
постановки указанной задачи:
Вариант 1. Для технологической линии биохимического комби-
ната проектируется ферментер заданной производительности G. Тре-
буется выбрать оптимальные конструктивные, режимные, энергетиче-
244
ГЛАВА 4
ские и другие его характеристики, обеспечивающие выполнение оп-
тимальности.
Вообще говоря, данный вариант постановки задачи оптимиза-
ции может быть распространен и на выбор оптимального типа фер-
ментера.
Для решения данных задач необходимо иметь математические
модели ферментеров различного типа и формализованное выраже-
ние для критерия оптимальности.
Вариант 2. Для действующего ферментера (заданных геомет-
рических характеристик Г) требуется выбрать оптимальные техно-
логические и режимные параметры работы, обеспечивающие вы-
полнение условия оптимальности. Для решения этих задач также
необходимо иметь математическую модель данного ферментера,
устанавливающую взаимосвязь входных и выходных параметров
процесса в нем, и выражение для критерия оптимальности.
Общая схема, иллюстрирующая постановку данных задач, при-
ведена на рис. 4.11.
Одним из центральных моментов решения задачи оптимизации
является обоснование и выбор критерия оптимальности. В общем
случае в качестве такого критерия могут выступать следующие пока-
затели: для варианта Г. минимальное время ферментации тт;п; мини-
мальный расход субстрата аТп; максимальная концентрация биомас-
сы ттах; минимальные энергозатраты минимальный объем фер-
ментера rmin; максимальный выход продукта из сырья и др.; для ва-
рианта 2\ максимальная продуктивность процесса Gmax; максималь-
ный коэффициент использования объема К^; минимальное время
ферментации Tmjn; максимальный выход продукта Ymax; минимальные
удельные энергозатраты А/Ит;п и т. д.
Такое разнообразие возможных критериев, в ряде случаев про-
тиворечивых, затрудняет решение поставленной задачи. Анализ
данных показателей позволяет сформулировать достаточно общий
критерий оптимальности, являющийся технико-экономическим по-
казателем процесса в ферментере, в виде аддитивного критерия:
= 0! + Ф2 + Фз —► min,	(4.32)
где Ф-. - критерий, учитывающий затраты, связанные с расходом суб-
страта и минеральных элементов питания клеток; Ф2 - критерий,
учитывающий затраты, связанные с вводимой в ферментер внешней
энергией; Ф3 критерий, учитывающий капитальные затраты на из-
готовление ферментера.
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
245
Рис. 4.11. Схема постановки и решения задачи оптимального
расчета биореактора
Тогда выражение для глобального критерия оптимальности
имеет вид:
- N N	К
Фу = > aJl. +—-—~Э + Е--> min ,
J Vx!x Vxlx
(4-33)
где - удельный расход на единицу биомассы j-го компонента пита-
ния; - стоимость j-го компонента питания; Nr, Nx - вкладываемая
на аэрацию и перемешивание энергия; Э - стоимость электроэнергии;
Е - коэффициент окупаемости; К - капитальные затраты; V — рабо-
чий объем ферментера; х - концентрация микроорганизмов на выходе
ферментера; т - время ферментации.
Взаимосвязь данного критерия с технологическими и конструк-
тивными характеристиками ферментера очевидна. Основные соот-
ношения имеют вид:
Ф = Ф +	(4.34)
где ц - определяется кинетической моделью процесса.
246
ГЛАВА 4
Время ферментации, определяющее глубину утилизации суб-
страта микроорганизмами или прирост биомассы,
т = (.S'o-S)/asjir , т = (х-х0)/цх.
(4-35)
Энергозатраты на аэрацию среды, циркуляцию и перемешива-
ние жидкости:
и-1
п	—
Nr=Qr—RT (Рвьи/Ро)" -1
п-1
(4-36)
Мж ~ QxPxcgH-	(4-37)
Связь величин Nr и Nx с технологическими параметрами уста-
навливается через расход аэрирующего газа и условия перемешива-
ния жидкости в ферментере, обеспечивающие заданный режим фер-
ментации. Капитальные затраты определяются с учетом геометриче-
ских характеристик, массы аппарата, сложности изготовления и ма-
териала.
Ограничения. В качестве технологических ограничений могут
выступать следующие условия: S < Sdon', х < х$оп и т. д.
В качестве конструктивных ограничений выступают такие усло-
вия: Н<Ндоп (мысоу^Дап <Ддоп (диаметр); п < пдоп (число оборотов).
Общая схема оптимального расчета ферментера реализуется пу-
тем разработки алгоритмов и машинных программ на ЭВМ.
4.4. Технико-экономические характеристики
и выбор промышленных ферментеров
Работа ферментера во многом определяет технико-экономи-
ческие показатели всего микробиологического производства. Поэто-
му правильный и рациональный выбор типа аппарата имеет большое
значение. Из-за сложности протекающих в биохимическом реакторе
взаимосвязанных процессов различной природы, непосредственно
влияющих на технологические показатели аппарата и зависящих в
свою очередь от его конструктивных характеристик, условий переме-
шивания и тепло-массопередачи, в настоящее время не разработаны
формализованные методы выбора оптимального ферментера.
Действительно, сравнение и выбор предпочтительного типа
биохимического реактора - сложная техническая задача, для решения
которой необходимы прежде всего всесторонний анализ и установ-
ление взаимосвязи большого числа технологических и экономиче-
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
247
ских требований. Наиболее распространенными показателями для
оценки эффективности работы биореактора являются: удельная про-
изводительность по продукту, удельные энергозатраты на получение
продукта. Эти показатели эксплуатации аппарата зависят от многих
условий, определяемых конструктивными характеристиками, типом
биореактора, а также технологическими и биохимическими условия-
ми осуществления процесса.
Так, одной из важнейших характеристик реактора является его
удельная производительность, численно равная количеству основно-
го продукта, получаемого с единицы реакционного объема в единицу
времени. Величина удельной производительности реактора связана
непосредственно с кинетикой биохимического процесса и типом ре-
актора. Для различных типов биохимических реакторов по принципу
действия и организации процесса (например, периодический или не-
прерывный) эта характеристика имеет разные выражения.
Сравнение непрерывнодействующего реактора и реактора пе-
риодического действия показывает, что для достижения одной и той
же величины удельной производительности в аппаратах требуется
разное время. В последнем случае к чистому времени биохимического
процесса необходимо добавить дополнительное время, связанное с
периодичностью процесса и непроизводительными затратами време-
ни. Влияние дополнительного времени сильнее всего проявляется при
проведении быстрых биохимических превращений, что делает явно
невыгодным использование в этом случае периодического аппарата.
На избирательность биохимического процесса может оказывать
влияние и способ подачи реагирующих веществ: одновременно для
сохранения высоких концентраций и, наоборот, постепенно - для
обеспечения низких концентраций.
Существенное значение для оценки эффективности применения
ферментеров различной конструкции имеет учет возможного эффекта
«стрессового» воздействия на клетки в аппарате. Это воздействие мо-
жет быть связано, например, с механическим повреждением клеток
мешалками, температурными перепадами при прохождении или кон-
такте с теплообменными элементами, наличием «бескислородных»
зон в аппарате и др. Такие отрицательные эффекты могут значительно
снизить расчетные показатели процесса в ферментере.
Кроме кинетических закономерностей процесса ферментации,
которые относятся к числу главных факторов, определяющих спо-
собность микроорганизмов перерабатывать тот или иной источник
4.2. Технико-экономические показатели различных ферментеров на примере получения кормового белка
Конструктивный тип аппарата	Сырье	Рабочая вмести- мость, м3/м3	Удельный расход воздуха, м3/(м3  ч)	Удельная мощность на переме- шивание, кВт/м3	Скорость растворе- ния кисло- рода, кг/(м3-ч)	Объемный коэффици- ент массо- передачи, ч“‘	Удельные затраты энергии на растворение кислорода, кВт-ч/кг
1	2	3	4	5	6	7	8
Аппараты с вводом энергии газовой фазой									
Барботажный (трубчатый)	меласса	100/70	105	2,1	1,5	238	1,4
Барботажный (коробчатый) ВДА-100	то же	100/70	105	2,1	1,5	238	1,4
Системы Лефрансуа	сульфитный щелок (РВ=1,5—1,6 %)	600/180 320/90	62 50	1,8 2	1,55 1,65	254 276	1,16 1,212
Эрлифтно-периферийный	н-парафины	600/80	80	2	1,84	300	1,1
Эрлифтно-многозонный	то же	600/240	80	2	1,84	309	1,1
Барботажно-эрлифтный	то же	100/500	100	2,5	2,53	419	0,98
Эрлифтный (типовой)	сульфитный щелок (РВ=0,7—1,8%)	600/180	53	1,5	1,35	221	1,1
Эрлифтный (реконструиро- ванный)	гидролизат (РВ=0,8-1,2%)	600/170	45	1,2	1,6	264	0,75
Конструкции УкрНИИСП	гидролизат	600/200	45	1,1	1,9	325	0,578
Многозонный ВНИИгидро- лиза(реконструированный)	гидролизат (РВ=1,4—1,6%)	1300/430	60	1,4	1,7	280	0,588
Многозонный ВНИИгидро- лиза(типовой)	гидролизат (РВ=1,4—1,6%)	1300/430	46	1,1	1,16	190	0,98
Дрожжерастильный АДР-1250	гидролизат (РВ=1,0-1,6%)	1250/500	67	1,45	1,7	277	0,852
Продолжение таблицы 4.2
1	2	3	4	5	6	7	8
Концерна «ИКИ» (Велико- британия)	метиловый спирт	3000/1200	80	10,5	12	1872	0,875
Фирмы «Уде-хест» (ФРГ)*	то же	700/500	80	10,0	8,5	1214	1,18
Колонный фирмы «Мицуби- си» (Япония)*	то же	1200/830	70	11,6	8,5	1339	1,36
Колонный фирмы «Ликви- химик биосинтез»	н-парафины	750/590	60	4,25	8,05	637	0,538
Трубчатый ИТХ (ГДР)*	нефтяные дистилляты	1250/700	120	9,2	8,8	1464	0,67
Аппараты с вводом энергии жидкой фазой							
АДР-900-76	н-парафины то же	900/500 800/410	100 100	8,19 9,22	6,56 8,23	1317 1669	1,25 1,12
Горизонтальный с самовса- сывающими мешалками	то же	50/20	70	10	8,6	2337	1,16
Струйный ИЦ (ГДР)	то же	2200/1100	100	7,27	7,07	1448	1,02
Эжекционный ВСБ-2000*	то же	2000/1100	120	10,8	9,65	2049	1,1
Аппараты с вводом энергии жидкой и газовой фазами							
Системы Фогельбуша	сульфитный ще- лок, меласса	250/150	40	1,9	4,25	986	0,45
АДР 2000*	н-парафины	2000/1220	ПО	6,7	7,54	1407	0,89
БП (Великобритания)*	то же	1500/1000	100	9,2	9,5	1886	0,97
Шаровой фирмы «Хемап» (Швейцария) под давлением*	то же то же метиловый спирт	300/150 2000/1000 1000/500	180 60 150	11,85 4,7 10,4	20,7 11,5 21,3	4233 3276 5108	0,57 0,51 0,59
Объединения «Хепос» (Чехословакия)*	этиловый спирт то же	800/420 1000/1200	44,5 75	2,17 4,35	4,72 4,9	963 840	0,56 0,98
* По проектным данным							
250
ГЛАВА 4
сырья и обеспечивать выход целевого продукта, на производитель-
ность ферментера существенно влияют его гидродинамические ха-
рактеристики, условия тепло-массообмена.
При выборе и сравнении типов ферментеров, следует учитывать
экономическую эффективность использования сырья и достигаемую
степень его превращения. Важно также учесть зависимость себестои-
мости продукта, ее слагаемых от удельной производительности реак-
тора. Эта необходимость объясняется тем, что, как было показано ра-
нее, технологические параметры (концентрация, температура, соотно-
шение реагирующих потоков и др.) могут по-разному влиять на такие
показатели, как степень превращения субстрата, избирательность,
удельная производительность реактора, а следовательно, и на себе-
стоимость продукта. Таким образом, задача выбора оптимального
промышленного ферментера является многоэтапной и должна учиты-
вать как количественные характеристики ферментера, так и знание и
опыт биотехнолога данного производства.
В таблице 4.2 приведены основные технические и экономиче-
ские показатели для различных промышленных ферментеров, ис-
пользуемых в основном для получения белковой биомассы микроор-
ганизмов (кормового белка).
Рассмотрим в качестве примера, используя общую схему клас-
сификации аппаратов, представленную в главе 3 на рис. 3.9, воз-
можный поэтапный выбор промышленного ферментера для аэробно-
го процесса:
1.	Определяем требования и необходимость стерильности для
заданного процесса.
2.	Определяем кинетическую возможность осуществления не-
прерывного или полунепрерывного процесса ферментации.
3.	Определяем целесообразность применения для данной кине-
тики аппарата, работающего по модели идеального переме-
шивания или вытеснения.
4.	Определяем предпочтительный способ организации переме-
шивания и аэрации, учитывая морфологические особенности
клеток и вид субстрата.
5.	Определяем требования по тепло-массопереносу, исходя из
кинетики и стехиометрии процесса ферментации.
6.	Определяем типы биореакторов, обеспечивающих требуе-
мый массообмен по кислороду.
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
251
7.	Определяем типы ферментеров, обеспечивающие макси-
мальную производительность по продукту с учетом запол-
нения аппарата.
8.	Определяем наиболее экономичный по затратам электро-
энергии на массоперенос кислорода ферментер.
Из представленного поэтапного алгоритма выбора последние
этапы (6, 7, 8) непосредственно связаны с массообменными и гидро-
динамическими характеристиками ферментеров конкретной конст-
рукции. Наиболее информативными и обобщающими показателями
в этом случае можно считать следующие:
-	скорость массопередачи кислорода (или скорость растворе-
ния кислорода в ферментационной среде), кг/м3 • ч (М01);
-	удельные энергозатраты на транспорт (растворение) кис-
лорода, кВт • ч/кгО2 (Nq2).
4.3. Удельные затраты энергии для различных типов
ферментеров
Тип ферментера	Сырье	Удельные зат]		эаты энергии	
		на транспорт О,, кВтч/кгОг		на биомассу, кВтч/кгсб	
		мини- мально	макси- мально	мини- мально	макси- мально
Ферментеры с подводом энергии с газовой фазой	меласса	1,30	1,5	1,30	1,5
	сульфитные щелока	1,о	1,4	1,о	1,25
	гидролизат	0,8	1,0	0,8	1,0
	метанол, этанол	0,88	1,36	1,5	2,32
Ферментеры с под- водом энергии с жидкой фазой	н-парафины	1,10	1,54	2,5	3,55
	природный газ	0,59	0,82	1,96	3,27
Ферментеры с подводом энергии с газовой и жидкой фазами	н-парафины	0,65	1,05	0,94	2,31
	метанол, этанол	0,55	0,95	0,78	1,3
	сульфитные щелока, меласса	0,55	0,70	0,65	0,75
При этом первый показатель интегрировано характеризует про-
дуктивность или удельную производительность процесса, а при за-
252
ГЛАВА 4
данном объеме ферментера (через коэффициент заполнения) опре-
деляет его валовую производительность. Второй показатель харак-
теризует энергетическую эффективность данной конструкции, и в
целом определяет затраты электроэнергии на получение биопродук-
та в ферментере.
В таблице 4.3 обобщены значения No, как основного технико-
экономического критерия при выборе промышленных ферментеров,
а также приведены показатели удельных энергозатрат для процессов
на конкретном источнике сырья.
Как следует из данных таблицы 4.3 для большинства ферменте-
ров величина A/q, = 2-8 кгО2/м3 • час. Значение показателя эффектив-
ности No, = 0,6-1,1 кВт • ч/кгО,. Указанные параметры позволяют
оценить энергозатраты на процесс и выбрать наиболее рациональный
вариант конструкции ферментера для конкретного микробиологиче-
ского процесса.
4.5. Задачи САПР при создании
биотехнологического производства и
оптимальном проектировании ферментеров
Внедрение систем автоматизированного проектирования
(САПР) биотехнологических систем (БТС) позволяет автоматизиро-
вать анализ и выбор оптимального варианта аппаратурного техноло-
гического оформления биотехнологической системы, удовлетво-
ряющего заданному критерию эффективности, а также определить
наиболее рациональные, согласованные режимы работы отдельных
стадий производства и технологических аппаратов. Одновременно
решается задача оптимального распределения материальных и энер-
гетических потоков как внутри системы, так и во взаимодействии
БТС с окружающей средой.
Рассматривая БТС как сложную многоуровневую систему с вы-
сокой степенью взаимовлияния элементов, обменивающихся между
собой технологическим, энергетическим и информационными пото-
ками, целесообразно для ее количественного анализа использовать
общую стратегию системного подхода и методы математического
моделирования основных подсистем и элементов БТС. Конкретным
приложением такого анализа является разработка САПР БТС, исполь-
зование результатов моделирования и оптимизации при создании ав-
томатических систем управления (АСУ), а в перспективе - гибких
автоматизированных биотехнологических производств (ГАБП).
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
253
4.5.1. Основные задачи и этапы проектирования
Проектирование производства любого вида продукции начинает-
ся с выбора технологической схемы, учитывающей специфику микро-
биологических процессов. Биотехнологические производства основы-
ваются на процессах роста и развития микробных, растительных и
животных клеток или используют иммобилизованные и неиммобили-
зованные ферменты для проведения основных стадий биосинтеза це-
левого продукта. Большая часть биотехнологической продукции
представляет собой лабильные соединения, что усложняет технологи-
ческий процесс, требует учета специфики как самого продуцента, так
и свойств целевого продукта.
Разработку технологии начинают с лабораторных исследований,
где пытаются составить наиболее оптимальную технологическую
схему с расчетом материального баланса сырья, материалов, энерго-
затрат, выхода промежуточных продуктов по стадиям и др. Далее
переходят к выбору и расчету технологического оборудования.
Под термином «проектирование» понимают процесс создания
проекта как совокупности информации, адекватно отображающей
предполагаемый объект, процесс и т. п. Различают инженерное проек-
тирование - создание проекта некоторого технологического или
технического объекта - и конструкционное проектирование (конст-
руирование) - создание проектов объектов техники (оборудования,
машины, аппарата, агрегата). Одним из этапов инженерного проек-
тирования является технологическое проектирование - создание
проектов объектов технологии (отдельный процесс, технологические
стадии, линии). Результат любого проектирования предполагает соз-
дание комплекта соответствующей документации. Практически лю-
бой проект обязан доказывать обоснованность и достоверность при-
нятых решений, которые должны быть научно обоснованными, тех-
нически реализуемыми, экономически целесообразными и экологи-
чески безопасными.
Каждый технологический объект (даже самостоятельного на-
значения) всегда является частью высшего иерархического уровня
проектирования, отличающегося наличием более или менее обшир-
ной инфраструктуры как совокупности систем производственных
коммуникаций и систем обеспечения нормальных условий работы
обслуживающего персонала, неких связей между составными частя-
ми объекта, а также между объектом и окружающей средой. Созда-
ние проекта-комплекса является самостоятельным направлением ин-
254
ГЛАВА 4
женерного проектирования. При этом технологический проект раз-
рабатывает инженер-технолог, а проект комплекса или функцио-
нального проекта - инженер-технолог-проектировщик.
На рис. 4.12 приведена структурная схема инженерного проек-
тирования.
Вид
деятельности
Результат
деятельности
Исполнитель
Рис. 4.12. Структурная схема инженерного проектирования
Функциональный проект отражает технологический комплекс в
целом и включает в себя технологию процесса и компоновку обору-
дования, системы коммуникации и режимы функционирования, их
связи между собой и с внешними объектами. Такой проект должен
содержать необходимый минимум данных для строительства и мон-
тажа составных частей на конкретной площадке, организации труда и
быта работников, управления производством, позволяющих реализо-
вать технологический процесс в конкретных географических, эконо-
мических, демографических и социальных условиях. Это означает,
что конструирование технических объектов должно быть основано на
результатах технологического проектирования или согласовано с ним.
Не всегда удается разграничить объекты конструирования и техноло-
гического проектирования. Взаимозависимость конструирования и
технологического проектирования особенно четко проявляется при
функциональном проектировании биотехнологических объектов.
В этом случае связь составных частей проекта (например, различного
вида оборудования, машин, механизмов и пр.) как объектов в окру-
жающей среде в значительной степени зависит от специфики проте-
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
255
кания биологических, химических, физико-химических и физических
процессов в технологическом оборудовании.
Проиллюстрируем суть различных задач, возникающих при вы-
полнении и реализации проекта, на примере одной из главных ста-
дий микробиологического производства - стадии ферментации.
Здесь задача экспериментальной оценки поведения популяции мик-
роорганизмов в зависимости от параметров их культивирования яв-
ляется сугубо технологической; расчет необходимых потоков (охла-
ждающей воды, титрующего агента и пр.) - простая инженерная за-
дача; создание математической модели процесса, решение задачи
оптимизации технологических параметров процесса, нахождение
критерия его эффективности на пути улучшения одних или ухудше-
ния других показателей процесса - задача проектно-техноло-
гическая. Здесь же может возникнуть требование интенсифициро-
вать стадию биосинтеза биомассы клеток или метаболитов путем
устранения влияния ингибирующих веществ. Тогда это уже задача
изобретательская.
Решение первых двух задач не будет обусловлено разрешением
каких-либо противоречий. Для третьей задачи очевидно количест-
венное противоречие. Однако оно разрешимо без изменения струк-
туры объекта. В четвертой задаче содержится качественное проти-
воречие, если для его устранения требуется разрабатывать принци-
пиально иной способ получения целевого продукта. Ее частный слу-
чай - стратегия оптимального проектирования, в основе которой
лежит решение задач оптимизации. На основе принятых критериев
решение такого рода задач связано с выбором наиболее эффектив-
ных значений параметров для заданной (разработанной или готовой)
структуры объекта. Другой план решаемых задач проектирования
относится к структурной оптимизации объекта или поиску опти-
мального варианта его структуры, учитывающего характер связей
между всеми его составными частями. В процессе решения таких
задач приходится рассматривать некоторое множество вариантов
концепции проекта. При этом на рассмотрение каждого варианта в
общем случае должно влиять выполнение трех процедур на этапе
инженерного анализа: поиск варианта, его оценка и принятие реше-
ния о продолжении или прекращении поиска. Последние две проце-
дуры предусматривают проведение параметрической оптимизации с
созданием математических моделей для каждого варианта структуры.
Однако следует отметить достаточную сложность решения зада-
чи по оптимизации сложных биотехнологических систем на основе
256
ГЛАВА 4
полных математических моделей основных процессов и аппаратов.
В таком случае стараются создать упрощенные математические мо-
дели и разработать критерии достоверного отбора вариантов расчета.
Другой путь - использовать блочно-иерархический подход, который
предусматривает поэтапный синтез сложного объекта в соответствии
с уровнем проектирования. Такой подход позволяет достичь только
локальных оптимумов на каждой технологической стадии объекта, а
далее предстоит решать задачу его оптимизации в целом.
В зависимости от сложности поставленной задачи структурного
синтеза выбирают конкретные пути ее решения. Обычно рассматри-
вают пять уровней сложности решаемых задач.
К первому уровню относят задачи, где синтез проводить не тре-
буется, поскольку структура объекта определена в техническом за-
дании или выбор ее очевиден. В такой ситуации решается только
задача параметрической оптимизации.
Второй уровень сложности предусматривает выбор из доста-
точно ограниченного множества вариантов структуры объекта одно-
го, в котором все элементы или составные части объекта известны.
Для решения таких задач используют каталоги структур (типовых
решений) объекта проектирования в целом или каталоги структур
его составных частей в виде пакета (библиотеки) типовых вариантов
структурных систем информационного обеспечения автоматизиро-
ванного проектирования.
Третий уровень сложности предполагает поиск варианта из ко-
нечного (но большого для полного перебора) множества известных
вариантов. Такие задачи возникают от искусственного ограничения
множества вариантов. Решать их можно с помощью алгоритмов на-
правленного перебора или попытаться свести поиск варианта ко
вторичному уровню сложности путем сокращения пространства по-
иска на этапе разработки исходных данных.
Для четвертого уровня сложности типично выбрать вариант из
практически известного числа вариантов. Такие задачи нередко свя-
заны со взаимным расположением составных частей объекта, когда
они имеют различные варианты решения, и чаще всего возникают в
новаторском проектировании. Решать их можно так же, как и в пре-
дыдущем случае: понизить уровень сложности задачи, что позволяет
получать только известные варианты структуры объекта проектиро-
вания. Для получения принципиально новых решений необходимо
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
257
применять неформальные или частично формализованные эвристи-
ческие методы.
К пятому уровню сложности относятся задачи, которые не под-
даются алгоритмизации, и по формальному признаку планировать их
решение невозможно. Однако здесь весьма важным является устано-
вить и обосновать насущную потребность решения такого рода за-
дач, а затем приступать к их изучению в надежде найти оптимальное
решение.
Задачи структурного синтеза первых трех уровней сложности
реализуются с применением строгих методов и алгоритмов матема-
тического программирования, основанных на стратегии оптимально-
го поиска. При этом необходимо учитывать следующее: в отличие от
задач параметрического синтеза, часть которых решают с помощью
методов оптимизации непрерывных объектов, задачи структурного
синтеза решают, используя методы дискретного или частично дис-
кретного математического программирования, так как параметры
реального объекта проектирования, как правило, имеют дискретный
характер.
Решение задач структурного синтеза четвертого и пятого уров-
ня сложности должно опираться на принципиально новые научные
результаты фундаментального и прикладного характера. Здесь оцен-
ка и выбор окончательного решения играют вспомогательную роль,
поскольку строгого решения задачи оптимизации получить не уда-
ется. Наибольшее значение имеет процедура выбора принципиально
новых концепций структуры объекта проектирования. Важно эту
процедуру по возможности формализовать и передать (хотя бы час-
тично) ЭВМ. Такой подход, как показывает практика поискового
проектирования, наиболее эффективен. Его преимущество в относи-
тельном быстродействии ЭВМ при реализации так называемых эв-
роритмов - частично формализованных эвристических методов. Для
последних типично проводить процедуры обработки информации
путем подборов соответствующих алгоритмов и программирования
для ЭВМ, а другую часть процедур (эвристику) реализует человек,
обладающий большим опытом и интуицией.
Решение задач поискового проектирования с помощью обоб-
щенного эвристического метода основано на комбинации линейной
стратегии случайного поиска. Такую комбинацию по-другому назы-
вают адаптивной стратегией.
258
ГЛАВА 4
Адаптивная стратегия отличается от линейной тем, что опреде-
ляется только первое действие; а в зависимости от информации, по-
лученной в результате этого действия, принимается следующее ре-
шение и т. д. Цель адаптивной стратегии - изменить схему поиска в
процессе самого поиска или изменить стратегию. Принимаемая в
ней схема поиска шаг за шагом рационализируется в ходе накопле-
ния информации. Недостатком ее является неспособность предви-
деть затраты и сроки выполнения работ.
Существуют и другие виды стратегий, например, разветвленная
стратегия. Она может выполнять параллельные и (или) конкурирую-
щие этапы, которые позволяют в зависимости от результатов преды-
дущих этапов переключать стратегии. Ее используют в случаях, ко-
гда некоторые проектные работы в определенной мере не зависят
друг от друга. Такая стратегия лежит в основе методов сетевого про-
граммирования и управления сложными проектными программами.
Основные отличия биотехнологии от химической технологии,
затрудняющие любые попытки автоматизации проектирования био-
производств, уже указывались выше. Это, во-первых, более высокая
сложность описаний биотехнологических процессов по сравнению с
химическими, а во-вторых, необходимость не просто создания ка-
кой-либо технологии для переработки исходного сырья в конечный
продукт, но создания безотходного, замкнутого биопроизводства,
поскольку обработка отходов - стадия биоочистки, также входит в
статус биотехнологических процессов, которые должны оптимизи-
роваться при проектировании (а критерием оптимальности является
минимизация массы отходов в целом). Тем не менее успехи в разра-
ботке кинетических моделей биосинтеза и моделей с учетом гидро-
динамической обстановки в промышленных биореакторах и других
типах аппаратов позволили перейти к решению частных задач авто-
матизированного проектирования биотехнологических схем (БТС)
при заданных параметрах биохимических микрореакций и микроор-
ганизмов-продуцентов, т. е. предпринимаются попытки разработать
принципы построения САПР в биотехнологии на основе методов
моделирования и системного анализа.
Однако в действительной практике большинство аппаратов, ис-
пользуемых в биотехнологии, при проектировании представляются в
виде довольно грубых линейных моделей, основанных на балансо-
вых соотношениях. Выбор наилучших аппаратов для проектируемых
производств, так же как самих БТС, пока основан не на использова-
нии расчетов по моделям, а на методах опроса экспертов и исполь-
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
259
зовании прочей эвристической информации. Кроме того, иногда
удается при небольших модификациях использовать системы САПР,
имеющиеся в химической промышленности, для получения началь-
ных приближений к проектным решениям, которые далее будут оп-
тимизированы в ходе итерационных оптимизационных расчетов по
более полным и адекватным моделям аппаратов, БТС и системы
управления производством.
В связи с проблемой развития САПР в биотехнологии важно
остановиться на проблеме создания гибких автоматических биопро-
изводств в биотехнологии. Основой развития концепции гибких ав-
томатических производств в той или иной отрасли промышленности
является синтез концепции автоматизированных производств (тех-
нология + АСУТП) с концепцией постоянно работающей САПР, ко-
торая позволяет в процессе работы предприятия видоизменять тех-
нологическую схему и систему управления процессами таким обра-
зом, чтобы при одном и том же наборе технологических агрегатов в
нужные моменты времени осуществлялся с минимальными затрата-
ми переход на выпуск нового типа продукта или переработку друго-
го типа сырья в соответствии с запросами извне, причем производи-
тельность такого универсального завода не должна сильно падать по
сравнению с уровнем специализированных предприятий, ориенти-
рованных только на конкретное биопревращение. При этом автома-
тизация должна достигать наивысшей ступени, т. е. производства
должны работать по принципу «безлюдной технологии», когда люди
вовсе не участвуют непосредственно в управлении или сборе инфор-
мации, их участие допускается лишь на самом верхнем уровне управ-
ления - при выборе целевой функции, а также возможно в значитель-
ной степени в процессе наладки и ремонта технологической, измери-
тельной и управляющей аппаратуры. Таким образом, необходима ав-
томатизация всех подсистем предприятия - не только технологиче-
ского процесса и системы управления, но и складской и транспортной
подсистем.
4.5.2. Оптимальное проектирование и алгоритм расчета
ферментеров
Рассмотренные выше конструктивные и технологические осо-
бенности ферментеров (биореакторов), входящих в подсистему
«ферментация», на первый взгляд, не позволяют разработать единую
стратегию их оптимального проектного расчета. Действительно, для
данной системы характерно разнообразие типов ферментеров, суще-
260
ГЛАВА 4
ственно отличающихся принципом организации материальных и
энергетических потоков в отдельных аппаратах и аппаратурных схе-
мах. Системный подход позволяет в рассмотренной ситуации обос-
новать иерархическую схему оптимизации и выбор критерия опти-
мальности.
В качестве такого обобщающего критерия для стадии фермен-
тации целесообразно использовать рассмотренный ранее технико-
экономический показатель, аддитивно учитывающий критерии ниж-
него уровня:
N
(4.38)
1=1
Задача оптимального расчета ферментера при этом сводится к
выбору режимных, конструктивных и энергетических параметров ап-
парата, обеспечивающих для заданной производительности минимум
глобального критерия Фу. Возможна постановка и обратной задачи,
т. е. определение, исходя из критерия Ф^, оптимальных технологиче-
ских параметров, включая производительность ферментера с задан-
ными конструктивными характеристиками (например, объемом).
Минимизация частных критериев Ф, сводится к нахождению с
учетом ограничений на технологические, конструктивные и энерге-
тические параметры вида:
X,CP,,U„Z,)>O,	(4.39)
где yit Zi - выходные и входные параметры i-го блока оптимизации.
Глобальный критерий оптимальности определяется, в частно-
сти, соотношением:
ФЕ = min [Ф101, щ, zj) + Ф2(у2, и2, z2) + ФзОз, w3, z3)] (4.40)
И/, и 2, из
Рассмотрим частные критерии, составляющие для ферментера.
Величина критерия Ф[ определяется суммой затрат (в стоимостном
выражении) на те компоненты питания микроорганизмов, которые
используются в данном технологическом процессе. Расходы каждо-
го компонента питания определяются через соответствующие сте-
хиометрические коэффициенты, согласно 4.34:
j j &
aJ =aJ +—,
P
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
261
где ц - удельная скорость роста клеток; а, Ь1 - коэффициенты, учиты-
вающие расход элементов питания на конструктивный и энергетиче-
ский обмен в клетке.
Для непрерывного процесса в ферментере имеем ц = D = 1/т.
Откуда можно записать для критерия Фр
т
7=1
где lj - стоимость j-го компонента питания; т — число компонентов
питания.
Критерий Ф2 имеет вид:
Ф2 =
(VX/E)
(ЬАТ)
где Э - стоимость 1 кВт • ч электроэнергии.
Управляющие переменные

(4.43)
Поскольку технико-экономические показатели ферментера оп-
ределяются также величиной капитальных затрат, зависящих от гео-
метрических характеристик, типа аппарата, его массы и материала,
то в качестве частного критерия Фз принято выражение:
Ф.=Е—(4.44)
3 УХ/т
где Е — нормативный коэффициент окупаемости, принято Е ~ 0,15; К-
капитальные затраты.
Управляющие переменные
(4-45)
Указанные частные критерии достаточно полно учитывают ос-
новные технико-экономические составляющие общего критерия,
имеющего вид:
« V + У к
Фг =YaJl. + г 4- Е——— -» min	(4.46)
262
ГЛАВА 4
В качестве ограничений могут рассматриваться следующие ус-
ловия: технологические - S<Sdon; Х>Хдоп; CL > Скрит\ конструктив-
ные - Н<Ндоп\ Dan<Ddon и др. Таким образом, общую стратегию
оптимального проектного расчета ферментера можно иллюстриро-
вать схемой на рис. 4.13.
Рассмотрим пример применения общей стратегии для опти-
мального расчета колонного секционированного ферментера с пла-
вающей насадкой, изображенного на рис. 3.29. Система уравнений
модели ферментера включает кинетическую модель; модель, учиты-
вающую гидродинамическую структуру потоков в аппарате; модель
массопередачи кислорода из газовой фазы в ферментационную сре-
ду и зависимости для расчета энергетических, конструктивных па-
раметров ферментера.
Кинетическая модель учитывает в качестве основных влияние
на скорость роста клеток и стехиометрические коэффициенты кон-
центраций субстрата и растворенного кислорода:
dX I dx = p(S,CL)X-DX\
dS!dx = D(Sa - 5) - а5 (ц)ц(5, CL )Х;
dCL / dx = KLa(C *-CL)- а °2 (p)p(5, CL )Х - DCL;
______L
P = Hmin	(4-47)
u°2--------------
K3 +CL +c2l/k4
as ~ at + /?] I p
а °2 = аг + b2 / p
CL = CJC*.
Кинетические коэффициенты модели для процесса фермента-
ции дрожжей р. Candida на углеводородном субстрате составляют:
Pm	К,	Г к2	Кз	к.	Я1		«2	bi
ч-1	кг/м3	кг/м3	 -	—	кг/кг	кг/кг-ч	кг/кг	кг/кгч
0,63	0,4	50	0,05	0,25	0,8	0,038	1,35	0,13
Гидродинамическая структура потоков в секционированном
колонном ферментере описывается ячеечной моделью с обратным
потоком по жидкой фазе и моделью вытеснения по газовой фазе:
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
263
/Jt) = v(l + р)%.+ ирХ +1 -рХ -и(1 + р)% ;
Г (JS / dx) = v(l + p)S ( + upS - PS - u(l + p)S ;
V (dC / dx) = v(l + P)C+ upc+1 - pc - u(l + P)C + VKa [yo p I m0 - C ]; >
dy‘‘ !dz-(H! W)K°’ a(y°’ p / mo - Cf’ ) = 0
dyc°' ldz + (UI W)KC°' a(CLc°- - yc°’ p /	) = 0
(4.48)
Массопередача кислорода учитывается критериальным уравне-
нием:
Nup = C1ReMPr”(l + J),	(4.49)
где f - фактор гидродинамического состояния, отражающий влияние
на скорость транспорта кислорода нагрузок по газовой G и жидкой L
фазам в колонном ферментере.
Расчетное уравнение получено в виде:
KLal2 !D^ = 1910WP;«/Ц»)’'14 [цж(Рж^ [1 + 0,05(Z/G)M] ,(4.50)
где I - характерный размер (I = у/<з/рж§ )
Условие обеспечения клеток микроорганизмов кислородом имеет
вид:
KLa[C*-CL] > (а2рХ+ b2X).	(4.51)
Величина равновесной концентрации кислорода с учетом гид-
родинамического столба жидкости для z-ой секции колонны опреде-
ляется выражением:
T|(i / У)
1
1 -T|(i7 У)
>	(4-52)
где у°г - доля кислорода во входящем газе; ц - степень использования
кислорода; то, — константа фазового превращения; pN — давление на вы-
ходе; dpL - удельный перепад давления на единице рабочей высоты колон-
ны с насадкой; Н-рабочая высота колонны; N- число секций колонны.
Представленные уравнения формируют модуль (блок) матема-
тической модели ферментера. На рис. 4.13 приведена общая блочная
схема стратегии оптимального расчета ферментера применительно к
рассмотренному колонному аппарату.
264
ГЛАВА 4
Рис. 4.13. Стратегия оптимального расчета колонного
ферментера:
(1-14 - блоки алгоритма оптимального расчета); 1 - блок исходных данных
(кинетические, стехиометрические, физико-химические); 2 - блок задания
производительности; 3 - блок формирования приближений по параметрам
модели; 4 - блок расчета системы уравнений математической модели про-
цесса; 5 - блок расчета технологических параметров; 6 - блок расчета мас-
сообменных параметров; 7 - блок расчета конструктивных параметров; 8 -
блок расчета гидродинамических параметров; 9 - блок расчета энергетиче-
ских характеристик; 10, 11, 12 - блоки расчета частных критериев опти-
мальности; 13 - блок расчета глобального критерия; 14 - блок сопоставле-
ния расчетных параметров и ограничений; 15 - блок вариантов расчета;
16 - блок вывода оптимальных параметров работы ферментера
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
265
Алгоритм оптимального расчета реализован на ЭВМ и включает
следующую последовательность вычислений:
-	расчет общего модуля математической модели на основании
исходных данных (блок 1) и заданной производительности
(блок 2) с использованием первоначального приближения по
параметрам (блок 3);
-	для выполнения ограничений S < Sdon, Ci>CKpum осуществля-
ется варьирование параметрами модели: т, NceKtf, 0;
-	расчет основных технологических параметров процесса (блок 5)
(концентрации субстрата и биомассы на выходе, продуктив-
ности, выхода, стехиометрических коэффициентов);
-	расчет массообменных характеристик (блок 6) обеспечивает
определение коэффициента массопередачи кислорода (по
секциям), движущей силы процесса, общего количества ки-
слорода, переданного из газовой фазы;
-	расчет основных конструктивных характеристик колонного
ферментера (рабочего объема, высоты колонны с использова-
нием зависимости для расчета динамической высоты слоя,
газосодержания, сепарационной области, а также диаметра,
массы колонны с учетом ограничений Н<Н$оп', Dan<Dl}on)
(блок 7);
-	расчет гидродинамических показателей (расхода и скорости
по сечению колонны газовой фазы, расхода жидкости, вели-
чины обратного, или рециркуляционного, потока) (блок 8);
	- расчет энергетических характеристик, затрат на аэрацию и
циркуляцию жидкой фазы с учетом давления, газосодержа-
ния в аппарате (блок 9);
-	далее осуществляется расчет частных критериев оптималь-
ности Ф1 (блок 10), Ф2 (блок 11), Ф3 (блок 12), формирую-
щих глобальный критерий Ф (блок 13).
Путем варьирования в заданном диапазоне параметров т, Sb, Н,
Р, гцирк, И?, №ж, L/G, с учетом заданных ограничений, осуществляет-
ся поиск оптимальных или частных значений или общего критерия
оптимальности. В результате расчета определяются режимные и
технологические параметры работы ферментера, включая характер
распределения субстрата, биомассы и кислорода по секциям, а также
энергетические и конструктивные характеристики, необходимые для
проектного расчета.
266
ГЛАВА 4
4.4. Результаты оптимального проектного расчета колонного
ферментера с плавающей насадкой на производительность
35 т биомассы в сутки
Варианты расчета
Параметры	I	II	III (оптимальный)
Технологические: концентрация субстрата, кг/м3	25,5	20,0	23,5
время выращивания, ч	5,50	4,5	4,25
концентрация биомассы, кг/м3	19,94	19,05	21,25
расход сырья, кг/ч	1868	1531	1612
продуктивность, кг/м3  час	3,63	4,23	5,01
тепловыделение, кДж/кг	7599	5602	5798
Конструктивные: геометрический объем, м3	731	626,4	530,6
рабочий объем (по монолиту), м3	402,5	344,5	291,6
масса колонны, т	266	209,7	192,5
число секций, шт.	16	13	14
высота, м	35,0	30,0	30,5
диаметр, м	5,16	5,15	4,74
Режимные: расход газа, м3/с	15,22	20,8	16,67
давление на входе, Н/м2	3,1105	2,810s	2,8-105
газосодержание	0,326	0,36	0,355
расход жидкости на циркуляцию, м3/с	0,213	0,37	0,200
объемный коэффициент массопере- дачи (средний), ч-1	925	1075	1025
Технико-экономические: энергия на аэрацию, кВт	2077	2573	2063
энергия на циркуляцию, кВт	177	272	146,3
удельная энергия на 1 кг биомассы, кВт/кг	2558	2100	2210
критерий Ф], руб/т	1544	1948	1513
критерий Ф2, руб/т	522	419	395
критерий Ф3, руб/т	4624	4467	4118
критерий оптимальности Ф2, руб/т	230,4	210,9	201,2
Примечание:
При расчете технико-экономических показателей приняты следующие постоян-
ные величины:
стоимость сырья для ферментации (1) = 2000 руб/т;
стоимость электроэнергии (Э) = 1 руб/кВт • ч;
стоимость I т металла в изделии при расчете капитальных затрат (принимая
Е = 0,15; Т = 8760 ч) = 175 руб/кг.
ФЕРМЕНТЕРЫ В СХЕМЕ ПРОИЗВОДСТВА
267
В табл. 4.4 представлены результаты текущих (I, II) и опти-
мального (III) расчета колонного секционированного ферментера с
плавающей насадкой для заданной суточной производительности 35 т
биомассы дрожжей из углеводородов при ограничениях: 5 < 0,3 г/л;
Q>O,1C*.
Рассмотренная стратегия оптимального расчета ферментера
эффективна на стадии технологического проектирования БТС. При
этом, исходя из глобального критерия оптимальности, может осуще-
ствляться задача сравнения и выбора оптимальной единичной про-
изводительности ферментера и необходимого их числа в подсистеме
«ферментация».
Для решения задач автоматизированного управления процессом
в ферментере важен выбор управляющих переменных, влияющих на
значения частных критериев и общего критерия оптимальности.
Таким образом, области применения стратегии оптимального
расчета ферментеров включают: оптимизацию технологических па-
раметров процесса в подсистеме «ферментация»; оптимальное тех-
нологическое проектирование ферментеров как основных элементов
БТС; оптимальное управление процессами в ферментерах.
Заключение
Биохимический реактор-ферментер является основным аппара-
том в любом биотехнологическом процессе, поэтому его работа в
значительной степени определяет экономическую эффективность
производства. В то же время большое разнообразие микробиологиче-
ских процессов как по используемому сырью, так по классам микро-
организмов, привело к созданию самых разнообразных по конструк-
ции и принципу действия ферментеров. Сложность выбора предпоч-
тительного варианта определяется отсутствием в литературе доста-
точной информации о технико-экономических и конструктивных
характеристиках различных аппаратов. В задачу представленной ра-
боты входило обобщение опубликованных и собственных данных
авторов по разработке и применению ферментеров как в лаборатор-
ных исследовательских работах, так и в промышленных биотехноло-
гических производствах.
Анализ основных функций и систем ферментера, а также осо-
бенностей проведения ферментации на различных субстратах с уче-
том физико-химических свойств ферментационной среды позволяют
формулировать технологические требования к биохимическим реак-
торам, что необходимо как при выборе, так и при разработке новых
аппаратов. Как показано в книге, для промышленных ферментеров
принципиальное значение имеют гидродинамические и тепло-
массообменные процессы, существенно влияющие на кинетические
показатели ферментации.
Рассмотренные принципы классификации разнообразных по
конструкции ферментеров позволяют их группировать по способу
269
ввода энергии, хотя во многих аппаратах реализуется комбинирован-
ный способ. В книге приведены основные, наиболее интересные и
практически используемые промышленные ферментеры и даны их
основные характеристики. Предложенный поэтапный алгоритм вы-
бора и оценки ферментеров по критерию удельных энергозатрат по-
зволяет более надежно рекомендовать конкретный ферментер для
промышленного производства. Вместе с тем, приведенные технико-
экономические показатели и рассмотренные разнообразные по прин-
ципу действия конструкции ферментеров дают разработчикам широ-
кое поле деятельности для создания более эффективных и энергоэко-
номичных биохимических реакторов.
Авторы надеются, что книга будет полезна широкому кругу
специалистов, а также в качестве учебного пособия студентам и ас-
пирантам, связанным с микробиологическими процессами, биотех-
нологам, биоинженерам, конструкторам и проектировщикам био-
технологических и смежных производств.
Литература
1.	Аткинсон Б. Биохимические реакторы. - М.: Пищ. пром-ть, 1979. -
280 с.
2.	Бирюков В.В., Кантере В. М. Оптимизация периодических процес-
сов микробиологического синтеза. - М.: Наука, 1985. -292 с.
3.	Бортников Н. И., Босенко А. М. Машины и аппараты микробиоло-
гических производств. - Минск: Высшая школа, 1982. - 288 с.
4.	Быков В. А., Винаров А. Ю., Шерстобитов В. В. Расчет процессов
микробиологических производств. - Киев: Техника, 1985. - 245 с.
5.	Быков В. А., Манаков М. Н.} Панфилов В. И., Свитцов А. А., Тара-
сова Н. В. Биотехнология в 8 кн. / книга 5. Производство белковых
веществ. - М.: Высш, школа, 1987. - 141 с.
6.	Виестур У. Э., Кристапсон М. Ж., Былинкина Е. С. Культивирова-
ние микроорганизмов. - М.: Пищ. пром-ть, 1960. - 232 с.
7.	Виестур У. Э., Кузнецов А. М., Савенков В.В. Системы фермента-
ции. - Рига: Зинатне, 1986. - 368 с.
8.	Кафаров В. В., Винаров А. Ю., Гордеев Л. С. Моделирование био-
химических реакторов. - М.: Лесная пром-ть, 1979. - 343 с.
9.	Винаров А. Ю., Кафаров В. В., Гордеев Л. С. Перемешивание на
микро- и макроуровнях в процессах ферментации. - М.: ОНТИ-
ТЭИМикробиопром, 1974. - 73 с.
10.	Винаров А. Ю., Кафаров В. В., Шерстобитов В. В. Ферментеры
колонного типа для микробиологических процессов. - М.: ОНТИ-
ТЭИМикробиопром, 1976. -53 с.
11.	Воинов Н. А., Сугак Е. В., Николаев Н. А., Воронина С. М. Пле-
ночные биореакторы. - Красноярск: изд-во «Боргес», 2001. - 252 с.
12.	Гапонов К. П. Процессы и аппараты микробиологических произ-
водств. - М.: Лег. и пищ. пром-ть, 1981. - 240 с.
13.	Грачева И. М. Теоретические основы биотехнологии. Биохимиче-
ские основы синтеза биологически активных веществ. - М.: Эле-
вар, 2003. - 554 с.
14.	Калунянц К. А., Голгер Л. И., Балашов В. Е. Оборудование микро-
биологических производств. - М.: Агропромиздат, 1987. - 398 с.
15.	Кантере В. М., Мосичев М. С., Дорошенко М. И. Основы проекти-
рования предприятий микробиологической промышленности. - М.:
Агропромиздат, 1990. - 304 с.
16.	Кантере В. М., Винаров А. Ю. Введение в САПР биотехнологических
производств. - М.: изд. МТИПП (учебное пособие), 1988. - 95 с.
271
17.	Кафаров В. В., Винаров А. Ю., Гордеев Л. С. Моделирование и
системный анализ биохимических производств. - М.: Лесная пром-
ть, 1985.-280 с.
18.	Кухаренко А. А., Винаров А. Ю. Безотходная биотехнология эти-
лового спирта. - М.: Энергоатомиздат, 2001. - 270 с.
19.	Матевеев В. Е. Основы асептики в технологии чистых микробио-
логических препаратов. - М.: Легкая и пищ. пром-ть, 1981. - 240 с.
20.	Мосичев М. С., Складнее А. А., Котов В. Б. Общая технология
микробиологических производств. - М.: Легкая и пищ. пром-ть,
1982.-264 с.
21.	Перт С. Дж. Основы культивирования микроорганизмов и клеток. -
М.: Мир, 1978.-332 с.
22.	Соколов В. Н., Яблокова М. А. Аппаратура микробиологической
промышленности. - Л.: Машиностроение, 1988. - 278 с.
23.	Федосеев К. Г. Физические основы и аппаратура микробного синтеза
биологически активных соединений. - М.: Медицина, 1977. - 304 с.
24.	Ферментационная аппаратура. / Под ред. Виестура У. Э., Рига: Зи-
натне, 1980. - 165 с.
25.	Яровенко В. Л., Ровинский Л. А. Моделирование и оптимизация
микробиологических процессов спиртового производства. - М.:
Пищ. пром-ть, 1978. - 247 с.
Об авторах
Винаров Александр Юрьевич
Доктор технических наук, профессор, раз-
работчик теоретических и прикладных вопросов
создания оптимальных промышленных биотех-
нологий и биореакторов на основе методов сис-
темного анализа и моделирования ферментаци-
онных процессов и биотехнологических систем.
нологии и биореакторов на основе методов сис-
ль ЯВ| темного анализа и моделирования ферментаци-
НВ Дк	онных процессов и биотехнологических систем.
Автор целого ряда новых технологий, аппаратов и экологически
безопасных промышленных схем получения биопродуктов. Многие
годы руководит научно-внедренческой лабораторией «Технология
промышленного биосинтеза» ФГУП «ГосНИИсинтезбелок». Имеет
большое количество Российских и Международных дипломов и ме-
далей за научные разработки и практические результаты в области
биотехнологии. Почетный химик РФ. Автор более 250 научных ра-
бот, в том числе 20 отдельных изданий - книг и монографий, 90 па-
тентов РФ и других стран.
Гордеев Лев Сергеевич
Доктор технических наук, профессор. Заве-
дующий кафедрой «Кибернетика химико-техно-
логических процессов» РХТУ им. Д. И. Менде-
леева. Специалист в области системного анализа,
математического моделирования и оптимизации
химических и биохимических реакторов. Разра-
ботчик новых процессов и конструкций мембранных аппаратов, оп-
тимальных систем перемешивания в реакторах. Заслуженный дея-
тель науки, лауреат премии правительства РФ. Почетный химик. Ав-
тор более 300 научных работ, в т. ч. более 30 книг, пособий, учебников
и монографий, 15 патентов РФ.
Кухаренко Александр Александрович
Доктор технических наук, ведущий специа-
лист в области промышленных процессов пере-
работки растительного сырья, получения биоло-
гически активных веществ, создания и реализа-
ции безотходных технологий. Разработчик пер-
вой крупнотоннажной технологии и аппаратуры
273
для производства кормового препарата витамина В ]2. На протяже-
нии многих лет успешно руководит крупным спиртовым производ-
ством - «Биотехнологический завод» п. Серебряные пруды, Москов-
ской обл. Заслуженный химик РФ. Автор более 100 научных публи-
каций по вопросам биотехнологических производств, 15 книг и мо-
нографий, а также 10 патентов.
Панфилов Виктор Иванович
Доктор технических наук, доцент кафедры
«Биотехнология» РХТУ им. Д. И. Менделеева.
Разработчик процессов и технолого-аппаратурных
решений по биотехнологической переработке раз-
личных источников возобновляемого сырья в био-
продукты. Специалист в области ферментацион-
ных систем и безотходных технологий. Автор бо-
лее 40 научных работ, в т. ч. учебных пособий, книг, патентов в об-
ласти промышленной биотехнологии.
Быков Валерий Алексеевич
Доктор технических наук, профессор, ака-
демик РАМН, чл.-корреспондент РАСХН, руко-
водитель Центра био-медицинских технологий,
директор института «ВИЛАР». Руководил созда-
нем и освоением первых в стране крупнотоннаж-
ных биохимкомбинатов. Разработчик фундамен-
тальных проблем биоконверсии растительного
сырья и создания перспективных биологически
активных соединений. Специалист в области
процессов и аппаратов биотехнологии, биотест-систем и биобезо-
пасности. Автор большого числа новых технологий биопродуктов
сельскохозяйственного, медицинского и технического назначения.
Автор более 180 научных работ, в т. ч. 20 книг и научных сборников,
более 70 патентов РФ.
Содержание
Abstract.................................................  6
Резюме.....................................................7
Введение...................................................8
Глава 1. Основные функции и системы ферментера............10
1.1.	Аэрирование ферментационной среды..................12
1.2.	Перемешивание ферментационной среды................17
1.3.	Стерилизация ферментеров и сохранение асептики.....35
1.4.	Теплообмен в ферментерах...........................42
1.5.	Пенообразование и пеногашение в ферментерах........49
1.6.	Контроль и управление процессами культивирования...57
Глава 2. Особенности процессов ферментации на
различных средах, учет тепловых,
массообменных и гидродинамических эффектов
в биореакторах.............................................63
2.1.	Характеристика основных источников сырья -
субстратов для процесса ферментации......................63
2.2.	Особенности процессов ферментации на различных
субстратах..............................................76
2.3.	Физико-химические свойства ферментационных сред....88
2.4.	Методы исследования гидродинамических и
массообменных характеристик ферментеров.................93
2.4.1.	Гидродинамическая структура потоков............94
2.4.2.	Оценка массообменных характеристик............101
2.5.	Массо-теплопередача в процессе биосинтеза.........106
2.5.1.	Массопередача кислорода в процессе аэробной
ферментации..........................................106
2.5.2.	Тепловой эффект процесса ферментации..........115
Глава 3. Ферментеры: основные типы, их классификация,
конструкции и характеристики............................123
3.1.	Исследовательские (лабораторные) ферментационные
установки..............................................123
3.2.	Лабораторные установки «ферментер-ЭВМ»............137
3.3.	Основные типы ферментационных аппаратов и
принципы их классификации..............................146
275
3.4.	Основные типы промышленных ферментеров.............154
3.4.1.	Ферментеры для твердофазного культивирования
микроорганизмов.......................................156
3.4.2.	Ферментеры для аэробного культивирования
микроорганизмов на жидких средах......................165
Глава 4. Ферментеры в схеме биотехнологического
производства......................................215
4.1.	Биотехнологическое производство - сложная
многоуровневая система...................................215
4.2.	Критерии эффективности БТС и принципы ее
оптимизации.............................................223
4.3.	Расчет и оптимизация процессов биосинтеза в
ферментерах.............................................234
4.3.1.	Кинетический расчет процесса ферментации.......234
4.3.2.	Задачи оптимального расчета и интенсификации
процесса в ферментере.................................240
4.4.	Технико-экономические характеристики и выбор
промышленных ферментеров................................246
4.5.	Задачи САПР при создании биотехнологического
производства и оптимальном проектировании
ферментеров.............................................252
4.5.1.	Основные задачи и этапы проектирования.........253
4.5.2.	Оптимальное проектирование и алгоритм расчета
ферментеров...........................................259
Заключение................................................268
Литература................................................270
Об авторах................................................272
Contents
Abstract ...............................................................6
Introduction............................................................8
Chapter 1.	Basic function and working system of fermenter............10
1.1.	Aeration of fermentation medium................................12
1.2.	Mixing of fermentation medium..................................17
1.3.	Sterilization and aseptic condition in fermenters..............35
1.4.	Heat transfer and heat exchangers in fermenters................42
1.5.	Foam and foam-destruction in fermenters........................49
1.6.	Control and operating of cultivation processes.................57
Chapter 2.	Peculiarity of fermentation processes on the various
medium, heat-mass transfer and hydrodynamics
effects in bioreactors.................................................63
2.1.	Characteristics of different raw materials for fermentation
processes............................................................63
2.2.	Peculiarity of fermentation processes on the various
substrates...........................................................76
2.3.	Physic-chemical properties of fermentation medium..............88
2.4.	Methods of experimental investigation of hydrodynamics
and mass transfer characteristics of fermenters......................93
2.4.1.	Hydrodynamic flow patterns.................................94
2.4.2.	Evaluation of mass transfer characteristics...............101
2.5.	Mass- and heat-transfer in fermentation processes.............106
2.5.1.	Oxygen mass transfer in aerobic fermentation .............106
2.5.2.	Heat effect of fermentation process.......................115
Chapter 3.	Fermenters: main types, classification, design and
characteristics.......................................................123
3.1.	Fermentation installation for investigation...................123
3.2.	Laboratory unit «fermenter-computer»..........................137
3.3.	Main types of fermentation apparatus and principals of
classification......................................................146
3.4.	Main types of industrial fermenters...........................154
3.4.1.	Fermenters for solid-phase fermentation of
microorganisms....................................................156
3.4.2.	Fermenters for aerobic cultivation of microorganisms
on the liquid medium..............................................165
277
Chapter 4.	Fermenters in the scheme of biotechnological
manufacture............................................................215
4.1.	Biotechnological manufacture as a complex many-level
system...............................................................215
4.2.	Criteria of effectiveness for biotechnological system and
principles for its optimization......................................223
4.3.	Calculation and optimization of biosynthesis processes in
fermenters...........................................................234
4.3.1.	Kinetic calculation of fermentation process................234
4.3.2.	Tasks of optimal calculation and intensification of
processes in fermenters...........................................240
4.4.	Technical-economical characteristics and choice of
industrial fermenters...............................................246
4.5.	Problems of optimal design fermenters in biotechnological
manufactures.........................................................252
4.5.1.	Main tasks and stapes of design............................253
4.5.2.	Optimal design and algorithm of calculation of
fermenters........................................................259
Conclusion........................................................268
Literature........................................................270
About authors.....................................................272
Учебное издание
Винаров Александр Юрьевич
Гордеев Лев Сергеевич
Кухаренко Александр Александрович
Панфилов Виктор Иванович
Ферментационные аппараты
для процессов
микробиологического синтеза
Главный редактор О. В. Саламаха
Редактор Г. И. Елагин
Художественный редактор Л. Б. Саламаха
Компьютерная верстка Н. И. Смирнова
Художник П. А. Епифановский
Изд. лиц. ИД № 02500 от 31.07.00. Подписано в печать 21.03.05. Формат 60x88 1/16.
Бумага офсет № 1. Гарнитура «Таймс». Усл. печ. л. 16,8. Уч.-изд. л. 15,2.
Тираж 3000 экз. (1-й завод 1-1000 экз.). Заказ №4785.
Издательство «ДеЛи принт». 123181, г. Москва, а/я 42, тел. (095) 265-7145
Отпечатано в ФГУП «Производственно-издательский комбинат ВИНИТИ»
140010, г. Люберцы Московской обл., Октябрьский пр-т, 403.
ДЛЯ ЗАМЕТОК