页数：83页文件大小：1.77 MB来源： 生物反应工程ppt课件
本课件从发酵液的流变学特性出发，说明非牛顿流体对混合与传质的影响，继而用双膜理论解释氧从气泡到细胞的传递阻力，给出 kLa 的三种测定方法与影响因素，并讨论发酵系统的氧衡算与溶氧速率调节。
第六章生物反应器中的传质过程
主要内容
6.1 生物反应体系的流变特性粘度对不同过程的影响
表 6-1 与时间无关的纯粘性流体的流变特性
| 类别 | 表观粘度 μa | 示例 |
|---|---|---|
| 牛顿型 | 恒定不变 | 气体、水、低分子量液体、低分子化合物的水溶液 |
| 假塑型（幂律） | 随剪切率的增加而减少 | 大多数发酵醪、淀粉悬浮液、纸浆、油漆 |
| 膨胀型（幂律） | 随剪切率的增加而增加 | 玉米粉和糖溶液、淀粉、流沙等 |
| 平汉塑型 | — | 纸浆、牙膏、油、巧克力及一些发酵液等 |
| 凯松塑型 | — | 血、番茄酱、桔子汁及一些发酵液等 |
注：原表的流变性方程列及平汉塑型、凯松塑型的表观粘度值在源文件中以公式与图片形式呈现，未提取到文字，建议对照原课件图片补充。
发酵液流变学特性为菌体的大小和形状的不同所影响。一些稀薄的细菌发酵液；以水解糖或糖蜜为原料培养酵母的醪液；为噬菌体侵害的发酵液等均为牛顿流体。丝状菌悬浮液菌呈丝状或团状。丝状菌的菌丝一般有一个以上的分枝，这些菌丝长约50-500m，直径为9～10m。反应器中，这些菌丝体纠缠在一起，使悬浮液粘度达数Pas。团状菌丝体是以稳定的球状积聚在一起而生长，其直径可达几mm。无论是丝状或团状，流变学特性都是非牛顿型流体。6.1.2 发酵液的流变学特性
表 6-2 发酵液的流变特性
| 产物 | 微生物 | 发酵液流变特性 |
|---|---|---|
| 制霉菌素 | 诺尔斯氏链霉菌 | 牛顿性流体 |
| 青霉素 | 产黄青霉菌 | 假塑性流体 |
| 青霉素 | 产黄青霉菌 | 塑性流体 |
| 青霉素 | 产黄青霉菌 | 胀塑性流体 |
| 链霉素 | 灰色链霉菌 | 塑性流体 |
| 新生霉素 | 雪白链霉菌 | 塑性流体 |
| 卡那霉素 | 卡那霉素菌 | 假塑性流体 |
| 曲古霉素 | 卡那霉素链霉菌 | 塑性流体 |
| 曲古霉素 | 卡那霉素链霉菌 | 假塑性流体 |
| 非洛霉素 | 卡那霉素链霉菌 | — |
注：原表最后一行的流变特性在源文件中未提取到文字，以「—」标示，建议对照原课件图片核对。
丝状菌发酵中，高粘度发酵液的表观粘度明显随剪切速率的不同而变化。同一反应器中，离搅拌器远近位置的不同，流动特性明显不同。一般丝状菌的发酵液呈假塑性流体、胀塑性流体等非牛顿性流体特性，并且发酵液的流动特性还随时间而变化。微小颗粒悬浮液的粘度是多种因素的函数，除依赖菌体颗粒的浓度外，还受颗粒的形状、大小、颗粒的变形度、表面特性等因素影响。霉菌或放线菌等的发酵中，发酵液的流动特性常出现大幅度变化。丝状菌发酵中，菌体相互间易形成网状结构，在一定的剪切速率下，团状结构的菌团可被打碎成小片，虽然这些小碎片可再聚集起来，但在高剪切速率下，絮集起来的菌团又将被打碎，使发酵液呈牛顿型流体特性。总之，流体特性因素都会对生化反应器内的质量与热量的传递、混合特性及菌体生长等产生影响。
6.2 生物反应器中的传递过程生物工业中的不同生产工段，都包含有物质传递过程。根据Weisz的观点：“西勒准数为1，且无任何扩散限制时，细胞和其它成分的生物催化反应以最大反应速率而进行。但事实上达不到。反应系统中，反应物从反应液主体到生物催化剂表面的传递过程对生物反应过程影响很大，特别是基质的传质速率低于生物催化剂的反应速率时，生物催化剂的催化效率将受到基质传递速率的限制。因而，在一些发酵过程，如SCP和多糖发酵中，产物的生成速率可通过提高限制性基质的传递速率来加以改善。
氧是一种难溶气体，在25℃和1×106Pa时，空气中的氧在纯水中的溶解度仅为0.25mol/m3左右。由于培养基中含有大量有机物和无机盐，实际氧在液相中的溶解度就更低。当菌体浓度为1015个/m3，每个菌体体积（含水量80%）为10-16m3(直径5.8μm)，细胞呼吸强度为2.6×10-3mol氧/(kg细胞
微生物对氧的利用率首先取决于发酵液中氧的溶解度和氧传递速率。采取高密度培养方法提高生产效率时，高密度的细胞将使氧的消耗速度超过氧的传递速度。此时，氧的传递速度成为生物反应的限制性因素，为提高微生物的反应速度，就必须提高氧的传递速度。
发酵过程中，有的微生物以菌丝团（或絮状物）的形式生长繁殖，这时，基质必须通过扩散进入菌丝团内，基质的扩散与利用是同步进行的。当菌丝团内的基质浓度低于主体发酵液中的，且反应速度与基质浓度呈正比时，产物的生成速度和菌体的生成速度都将低于悬浮单一细胞的相关速度。为克服发酵过程中的扩散限制，可通过减小菌丝团尺寸的方法来解决。
一般二氧化碳的生成与生物反应的活性有关，生物反应过程中，常常会有大量二氧化碳溶解在反应液中，气液两相中的二氧化碳会以不同形式(CO2,H2CO3,HCO3-1,CO3-2)进行转变，导致反应液的pH值发生变化。双液相生物反应系统中一个典型例子是由碳氢化合物生产SCP。如何提高反应系统中基质的传递速度是非常重要的课题。在反应系统加入氧载体是一种改善氧传递速度的有效方法。固态发酵（Solidstatefermentation）中，通风除为微生物提供足够的氧外，还带走发酵热（Fermentationheat）和部分二氧化碳，同时还带走大量水分，使湿度成为决定固态发酵成功与否的关键因素之一。
6.2.1 氧传递理论概述图6-2 氧从气泡到细胞中传递过程示意图
氧传递阻力包括
（6-4）式中Ri为i阶段的分阻力。稳态时，各阶段的氧传递速率N为一定，则式中若总阻力计为R，则，（6-3）为各阶段的溶解氧浓度差。
停滞膜模型的基本论点
图6-3 气液界面附近氧传递的双膜理论模型气液界面附近氧分压与浓度的变化如图6-3所示。
（6-6），（6-5）式可改写为各传质阻力的大小取决于气体的溶解度。如果气体在液相中的溶解度高，如氨气溶于水中时，液相的传质阻力相对于气相的可忽略不计；反之，对于溶解度小的气体，总传质系数KL接近液膜传质系数kL，此时，总传质过程为液相中的传递过程所控制。由于氧是难溶气体，因此，有：所以（6-7）
以上是以微生物只利用溶解于液体中的氧为依据进行讨论的，实际上，液膜中存在的微生物细胞也可直接利用空气中的氧气，但其数量与反应液内部的微生物细胞的数量相比甚微，故可不考虑。另外，当反应液混合充分，不发生细胞絮凝现象时，传质阻力7也不再考虑。上式两边同乘a（单位体积反应液中气液比表面积）Na——单位体积反应液中氧的传质速率mol/m3s；kLa——体积传质系数s-1；（6-8）
细胞膜有一磷脂双分子层，其对极性分子不通透，这一双分子层阻碍离子和内部代谢产物从细胞内扩散出来。同样，某些分子通过细胞膜传入，必需有特别的传递系统。一种溶解物从浓度C1一边转送到浓度C2一边时，有以下规则：自由能的变化△G为：（6-9）式中，RG和T分别为气体常数和绝对温度。
主动传递中，C2>C1，△G>０，自由能增加；被动传递中，C2<C1，△G<０，自由能减少。主动传递中，推动力是靠ATP水解释放的能量来进行的。促进传递是借助载体分子完成的。促进传递的特征之一是其传递速率与酶促反应中的米氏方程类似。
6.3 体积传质系数的测定及其影响因素6.3.1 体积传质系数的测定一、亚硫酸盐法测定容积氧传递系数正常条件下，亚硫酸根离子的氧化反应非常快，远大于氧的溶解速度。当Na2SO3溶液的浓度在0.018~ 0.45mol内，温度在20~45℃时，反应速度几乎不变。所以，氧一旦溶解于Na2SO3溶液中立即被氧化，反应液中的溶解氧浓度为零。此时氧的溶解速度（氧传递速度）成为控制氧化反应速度的决定因素。
将测得得反应液中残留的Na2SO3浓度与取样时间作图，由Na2S2O3消耗曲线的斜率求出，再由上式求出kLa。过量的碘与反应剩余的Na2SO3反应，再用标准的Na2S2O3溶液滴定剩余的碘。根据Na2S2O3溶液消耗的体积数，可求出的Na2SO3浓度。由（6-8）式可知以铜(或钴) 离子为催化剂，亚硫酸钠的氧化反应式为：（6-10）（6-11）
由于该方法要多次取样，因此，有人提出了只需要分析出口气体中氧的含量，省去滴定操作的kLa测定方法。kLa值可由下式给出：（6-12）Ρ——空气的密度；VA——空气的体积流量；VL——反应液的体积；Gin和Gout分别为进出口气体中氧的mol分率。亚硫酸盐法的优点是适应kLa值较高时的测定，但对于大型反应器来讲，每次实验都要消耗大量的高纯度的亚硫酸盐。
由于亚硫酸盐法测定kLa是在非培养条件下进行的，因此所测kLa值与实际培养体系的kLa值存在差异。采用氧电极测量kLa除具有操作简单，受溶液中其它离子干扰少外，还可在微生物培养状态下快速、连续地测量，所得信息可迅速为发酵过程控制所参考，因此在实际培养体系中常使用氧电极法测定kLa。利用氧电极进行kLa的测量有多种方法，动态法是常用方法之一。二、动态法
下式给出了通风培养液中氧的物料衡算：当停止通风，有：（3-44）（6-13）根据培养液中溶解氧浓度变化速率，可以求出Qo2X（图6-4）。当液体的溶氧浓度下降到一定程度时（不低于临界溶解氧浓度）再恢复通气，培养液中溶解氧浓度将逐渐升高，最后恢复到原先的水平。
（6-14）对C作图，由（3-44）式可得由从所得直线的斜率求出kLa值，并由截距得到C*。
图6-4 动态法测定kLa值动态法测定kLa值
式中P为空气压力，T为空气温度，其余符号同（6-13）式。另外，，也可由溶解氧浓度的线性变化中求得。稳定状态下，（3-44）式左边为零，因此（6-15）即：耗氧速率等于供氧速率。利用氧电极测定反应液中溶解氧浓度C，kLa 可由下式求出。稳定状态下，可由下式给出三、稳态法（6-16）（6-17）
葡萄糖氧化法是在有氧条件下，利用葡萄糖氧化酶（glucose oxidase）的催化作用，通过葡萄糖生成葡萄酸的反应，测定kLa的方法。利用一定浓度的氢氧化钠溶液滴定一定量反应液至中性，由氢氧化钠的消耗求出氧的溶解速度Na。式中：t——取样时间间隔；V’——滴定样品量。四、葡萄糖氧化法（6-18）kLa值可由下式给出：（6-19）式中：C——溶氧仪给出的溶解氧浓度值。
影响 kLa 的因素可分为三部分
1、通风与搅拌由双膜理论可知，kL是液相扩散系数DL和滞流层厚度δ的函数。实验表明，在不同尺寸的搅拌罐中，kL与(P/VL)0.26成正比，即kL与罐的大小无关。对于高湍流鼓泡式反应器，可利用下式估算kL。DL——扩散系数；ρ——液体的密度；γ——液体的运动粘度；K——系数；VL——反应器内反应液的体积；P——功率消耗。一、操作变量（6-20）
反应器中气泡流动方式分为两类
a的大小取决于所设计的空气分布器、空气流动速率、反应器的体积、空气泡的直径等。如果由空气分布器出口流出的空气流动速率为Fa，气泡在发酵罐中的停留时间为t ，气泡平均直径为dB，那么a可由下式给出：（6-22）
由于Fat/VL是单位液体体积与所对应气泡体积之比，也是通气后液柱的增高值与不通气时液柱高度之比，即气体的滞留量H0，所以式中dB的定义式为式中：ni——直径为dBi的气泡的数目当反应器中气泡的大小呈高斯分布，且kL随气泡直径的增大呈线性增加时，由式（6-22）定义的a和与dB相关的kL之乘积，能够给出反应器的kLa的估算值，其误差不超过2~3%。（6-23）（6-24）
式中wB为气泡上升速度。H0与wB成反比，即H0∝1/wB或H0∝1/dB2，因此低雷诺数条件下，气泡的运动服从Stokes 定律，此时，气液间比表面积与气泡直径的三次方成反比，基于此，采用强烈搅拌操作，是为减小dB，从而增大a值。（6-26）（6-25）
机械搅拌罐中，气泡直径与数群Pg/VL——单位体积的液体所消耗的通气条件下的搅拌功率。有关。（6-28）
式中ws为气体的空塔速度。单个气泡的直径dB>6毫米时，气泡在水中的上升速度wB为：气泡群在液体中的上升速度wB可用下式求得：（6-31）气体截留量H 0可用下式求得：（6-29）（6-30）式中HL为反应液液高度。此式是根据wB为ws(ws =QgHL/V)的1/H0倍的概念而提出的。
在搅拌情况下，气泡在单位液体高度（未通气时的液柱高度）的停留时间可用下式求得：由此，在搅拌通气反应器中，wB为：（6-32）（6-33）
N——为搅拌器转速；K——有因次的系数，其随搅拌器形式、反应器的形状而变化；α、β和γ——经验指数。归纳以上结果，概括起来可用下式表达：（6-34）
表 6-3 搅拌罐中的体积溶氧系数：下表列出编号与对应的搅拌器型式。
| 编号 | 搅拌器型式 |
|---|---|
| 1 | 翼碟式搅拌器 |
| 2 | 涡轮式搅拌器 |
| 3 | 空心涡轮型自吸式搅拌器 |
| 4 | 六叶涡轮式搅拌器 |
| 5 | 涡轮式搅拌器 |
| 6 | 六叶涡轮式搅拌器 |
| 7 | 涡轮式搅拌器 |
| 8 | 桨式搅拌器 |
| 9 | 伍式搅拌器 |
| 10 | 涡轮式搅拌器 |
| 11 | 翼碟、平桨和涡轮式搅拌器 |
注：原表各编号对应的 kLa 关联式在源文件中以公式图片呈现，未提取到文字，建议对照原课件图片补充公式列。
表 6-4 放大规模对指数 α 和 β 的影响
当搅拌器形式、反应器结构与流体特性变化时，α、β、γ 的取值范围分别为 α＝0.3~1.2、β＝0.2~1.0、γ＝0.5~2.6；当 α＝0.4、β＝0.5、γ＝0.5 时，关联式称为 Richard 公式。
注：原表中各反应器尺寸（L）与对应 α、β 数值在源文件中数字粘连严重，无法安全切分还原，未予填入，建议对照原课件图片核对。
2、温度与压力温度影响氧的溶解度，同时也影响了液体的物性常数。温度升高，降低液体的粘度与表面张力，增加氧在液相中的扩散系数，有利于提高溶氧速率。Oconner的研究表明，常温下利用活性污泥法处理废水时，提高温度可增加kLa值。在嗜热脂肪芽孢杆菌的培养过程中，有相似的结果，温度由45℃提高到65℃，kLa值约增加20%。嗜热脂肪芽孢杆菌的培养过程中，虽然C*和kLa受温度影响，但作为给定条件下的最大传质速率kLaC*在45℃~65℃范围内几乎为一定值。
若假定kL仅随温度变化，有：另外，由Stokes-Einstein方程可知：所以，根据（6-35）式和（6-36）式，有：上式表明，kLa与温度成正比，与（6-35）（6-36）（6-37）成反比。
Richards方程把液体的粘度、密度、表面张力和气体溶质在液相中的扩散系数等都归入总的常数项内，不再作为参变量存在于关系式中。实际上，即使对于牛顿型反应液，上述各项都随反应过程的进行而发生变化。反应液中的有机物，有些是作为基质加入的，有些是代谢产物。有些有机物加入到反应液中会降低kLa值，有些会提高kLa值。反应液中常含有多种盐类，其离子强度可达0.2~0.5g离子/L。离子强度增加，kLa值增大，其增大的程度随投入动力的增加而增加，有时是纯水的5~6倍。二、反应液的理化性质
表 6-5 粘度与气泡上升速度的关系
| 粘度（Pa·s） | 气泡直径 dB（mm），wB＝30 cm/min | 气泡直径 dB（mm），wB＝3 cm/min |
|---|---|---|
| 0.001 | 0.13 | 0.05 |
| 0.1 | 0.75 | 0.25 |
| 10 | 5.0 | 1.5 |
注：原表数字在源文件中粘连，此处按「粘度—气泡直径」三行三列结构还原，单位沿用原表标注，建议对照原课件图片核对。
Andrew指出，一般由实验室获得的传质数据是难以直接用于商业规模的中。图6-5给出了单位液体体积功率消耗与体积传质系数的关系，当反应器的功率消耗低于1kW/m3时，机械搅拌罐的流体流动特性已相似于鼓泡罐的。图6-5 单位液体体积功率消耗对体积传质系数的影响
通用式发酵罐中搅拌器的组数及搅拌器之间的最适距离对溶氧有一定的影响。实验表明，其在很大程度上要根据发酵液的特性来确定，只有这样才能达到较好的溶解氧效果。一般地讲，当高径比为2.5时用多组搅拌器可提高溶氧系数10%，当高径比为4时采用较大空气流速和较大功率时，多组搅拌可提高溶氧系数25%。但当搅拌器之间的位置不恰当时，液体流型和空气分布将发生变化，引起体积溶解氧系数下降。三、反应器结构因素的影响
通用式发酵罐
带有搅拌装置的反应器都应安装适当的挡板，或以垂直冷却管兼作挡板用，否则搅拌会使液体形成中心下降的旋涡。挡板可以使液体形成某种轴向运动，减少回旋运动，不让大量空气通过旋涡外逸，从而提高了气液混合效果，改善氧的传递条件。一般反应器可装4快挡板，装得太多，通气效率也不会有很大的提高。当空气流量和单位体积功耗不变时，通气效率随高径比的增大而增大。经验表明：当反应器的高径比由1增加到2时，kLa可增加40%左右；由2增加到3时，kLa增加20%。因此，人们倾向于采用较高的高径比
对于气流搅拌式生化反应器，当采用非粘性液体的反应物系，可用以下方程获得kLa值。（6-38)式中: b和m分别为经验常数;kLa的单位为s-1;气体的空塔速度ws的单位为m/s;m一般为0.78~1;b一般在0.24~1.45范围内。
目前广泛使用的适用于鼓泡式反应器中的kLa关联式是通过因次分析法而获得的。依据上式，有人提出了既适用于牛顿型流体，也适用于非牛顿型流体的kLa关联式:从上述kLa关联式可以看出，kLa随Pg/VL、ws、N等值的增加而增加，而随μ、σ等值的增加而减少。当物性常数不变时，增加Pg/VL比增加ws更为有效；此外，单纯增大ws时，会相应减少Pg/VL值。（6-39)（6-40)
6.4 发酵系统中的氧传递一般认为，发酵系统中氧由气相到液相的总传质系数近似等于液膜传质系数。当反应器内气液充分混合时，主体溶液中氧的浓度呈恒定状态。但在实际发酵过程中，由于多种原因难以实现完全混合状态。特别是发酵液为非牛顿型（如丝状菌培养）时，液相内可能产生浓度梯度，此时，相关阶段的氧传递阻力不容忽视。
图6-6-1 细胞浓度对kLa的影响
图6-6-2 菌丝团浓度对kLa的影响
微生物呈膜状生长时（如生物转盘法或生物滤池法处理废水时），氧的传递有其特征。对于生物转盘法，氧是沿着气相→液相→微生物膜的方向进行，总的容积传质系数值一般为10~30h-1。当氧的传递速率大于氧的消耗速率时，菌体的耗氧速率成为限制性因素。氧的比消耗速率是发酵液中溶解氧的双曲函数。只要溶解氧浓度高于其临界值（通常为溶解氧浓度的10%），微生物细胞的呼吸就会不受到抑制，氧的消耗速率就不依赖于溶解氧浓度，为一定值。
好氧微生物反应是在溶解氧浓度[DO]>临界氧浓度[DO]cri条件下进行的，因此，在这一领域内氧的消耗速率对[DO]是0级反应关系，其衡算式为：6.4.1 氧传递的并联模型式中DO2为氧的扩散系数。当边界条件y=0时，[DO]y=[DO]*，y=δL时, [DO]y=[DO]，解上式得：上式给出了氧在界膜中的浓度变化。（6-41）（6-42）
发酵中溶解氧的浓度取决于氧的传递速度与氧的利用速度。对实际好氧发酵系统而言，气相中的氧经过气液界面时，消耗的并不多，绝大多数氧首先经物理吸收到主体溶液后，才为微生物所消耗，所以氧经过主体溶液后，进入到细胞内才能进行生化反应。当反应器内气液两相充分混合，且无液深影响时，对于分批式操作，氧的衡算式为：6.4.2 发酵系统中的氧衡算——串联模型式中OAR为氧的吸收速率(oxygen absorptive rate )。（6-43）
若kLa和Q02为一定值，且X=X0eμt，积分上式得：积分的初始条件为t=0时，d[DO]/dt=0。一般，kLa（h-1）值在100以上，μ（h-1）值在2以下，显然kLa>>μ，这样有eμt≥1≥（μ/kLa）。因此，上式可以写为：（6-45）（6-44）
以上讨论是假定kLa和Q02一定，并且认为X=X0eμt，在一般情况下，这些假定是不成立的。但在稳定状态下却总是成立的，即：另外，当[DO]t接近0时，有kLa[DO]*=Q02
表 6-7 微生物细胞的 [DO]cri 值
表中涉及的微生物种类包括发光细菌、维涅兰得固氮菌、大肠杆菌、酵母、产黄青霉与米曲霉，对应温度与临界溶氧浓度（mmol/L）见原表。
注：原表的温度列与 [DO]cri 数值列在源文件中数字粘连严重，无法与微生物种类一一对应，未强行还原为表格，建议对照原课件图片核对后再填入。
一般认为影响好氧发酵中物质传递的关键因素是溶解氧浓度。丝状菌的培养中，常形成团状物。假如菌丝团呈球型（半径=R），菌丝体密度为ρx。菌丝体内物质传递仅由分子扩散所引起，菌丝体的耗氧速率与氧浓度的关系适用米式方程，那么在稳定状态下，可获得如下基本方程式。6.4.3 菌丝团（菌丝球）中氧的传递模型（6-47）
边界条件为，r =R时，C=CL；r =0时，dC/dr =0。引入无因次项y=C/CL，x=r/R，β=km/CL，上式变形为：式中：上式的边界条件为：x =1时，y =1；x =0时，dy/dx =0。（6-48）（6-49）
菌丝团的表观比耗氧速率可由下述方程式规定。整理得：式（6—48）可以写作：（6-52）（6-50）（6-51）
因此若取菌丝团表面的比耗氧速率作为比较的标准，则菌丝团的耗氧效率因子（6-55）（6-53）（6-54）
a反映了菌丝团中最大反应速率与最大传递速率之比。反应速率越大，传递速率越小，菌丝团内部缺氧就越严重，效率因子也就越低。在（6-48）式中：黑曲霉菌丝团的效率因子
6.5.1溶氧方程在一定条件（如温度、压力、培养基性质和几何比例相近等）下，在小型设备里通过试验建立氧传递系数与一些参数之间的关联式，然后再进行模拟放大，应用于生产设备的设计中。这种带有经验性质的关联式称为溶氧方程。计算微生物反应器的溶氧方程很多，但这些经验公式都是在设备容量和操作变量变化范围不大的情况下所得到的，有一定的应用局限性。6.5 溶氧方程与溶氧速率的调节
表 6-7 一些微生物反应器的溶氧方法
| 研究者 | 实验装置 | 测定系统 |
|---|---|---|
| Coope 等 | VL＝27~67 L，D＝15、21、24、43 cm，Di/D＝0.4，平桨式搅拌器 Np＝16 | 亚硫酸盐 |
| 山本等 | VL＝2.7、21.2 L，D＝15、30 cm，Di/D＝0.5，涡轮式 Np＝6 | 亚硫酸盐 |
| Oldshue | VL＝100000 L，D＝6.1 m，H＝3.66 m，涡轮式 Np＝8 | 活性污泥 |
| 吉田等 | D＝15、25、37.5 cm，Di＝6、10、15 cm，涡轮桨 Np＝12 | 水—氧气 |
| 福田等 | VL＝1500 L，Di/D＝0.5，涡轮桨 Np＝12 | 亚硫酸盐 |
| 田口 | VL＝50000 L，D＝130 cm，涡轮桨 Np＝6 | 水—空气 |
| 阿塞等 | D＝10~440 cm，Di/D＝1/3、1/2，涡轮桨 Np＝6 | — |
注：表中 D 为反应器直径，Di 为搅拌器叶片直径，Np 为搅拌功率准数，Pg/VL 为单位体积反应液所输入的搅拌功率；原表的溶氧方程列以公式图片呈现，未提取到文字。
增加操作压力，即增加传质推动力（C*-C），可以提高Na，但操作压力的提高势必提高通风的功率消耗，在实际生产中，在通风压力许可的范围内可以考虑，但设计时不宜选择过高的操作压力。提高搅拌转速和增大通风量，对一定的设备而言，都可增大kLa值，从而提高Na。
复习题
注：第 4 题的温度—kLa—C* 数据表在源文件中数字粘连严重，未强行还原为表格，建议对照原课件图片核对。
5、利用鼓泡式发酵罐进行好氧培养，罐中分散上升的气泡没有显著的差别。因此，可以假定以单一气泡来代表罐内气体的变化，假定气泡处于同一状态。已知kL与气泡直径dB和气泡的上升速度wB相关。由表面更新理论可知，kL与wB和dB有相关式：。另外，槽内气体滞留量为：，式中F为通气速率，HL为培养液深，VL为培养液体积。试推出kLa与操作参数相关的方程；如果小型发酵罐的通风比为1.0vvm，与其对应放大125倍的大型罐中的通风比多少为宜?6、试验测定气液比表面积a和气体滞留量H0，发酵液体积为10L，通入空气后，气液体积变为12L，测定发酵液中气泡直径为5mm，假定气泡直径一致，计算该反应器内传质的气液比表面积a和气体滞留量H0。7、进行某种微生物培养，培养液体积为50m3，细胞浓度为24kg/m3，培养液饱和溶氧浓度为0.267mol/m3。(1)已知，，求微生物的耗氧速率；(2)若反应器的溶氧系数满足：，试求通风量Qg；(3)求空气中氧的利用率（按标准空气计）。
10、某微生物氧的饱和常数为KO2=0.1mg氧/L，，比呼吸速率，。若反应器的，液相中饱和溶氧浓度为试求当微生物的培养浓度X分别为6.12g/L、20g/L、40.8g/L时，培养液中的溶氧浓度C与耗氧速率。8、采用装有两只六弯叶涡轮搅拌器的生化反应器，已知反应器直径为2.2m，工作容积为12m3，通风量（标准状态下），Q=5m3/min，通气时的搅拌功率为11.6kw，搅拌转速为119rpm。反应器内空气中氧的平均分压为：，试计算当液相中溶氧浓度为：0.48mg/L、24mg/L及4.8mg/L时的氧传递效率，即氧的利用率。9、全混式曝气池中活性污泥的需氧量可表示：，式中V为曝气池中液体体积m3；dO2/dt为耗氧速率kg氧/（m3
参考文献
参考文献（续）
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