用于高密度酵母连续发酵的气升式内环流反应器及酵母连续发酵方法

摘要

本发明涉及用于高密度酵母连续发酵的气升式内环流反应器及酵母连续发酵方法。该反应器包括具有进气口、进料口和出料口且纵向布置的罐体，罐体内设有导流筒；罐体进气口、进料口分别与气液分布器连通；罐体周向外侧设有一组外盘冷却管；导流筒周向外侧设有一组冷却夹套；导流筒内还设有内盘冷却管。该发酵方法采用上述反应器。该反应器可用于高密度酵母连续发酵，该发酵方法可获得良好地发酵效果。

说明书

技术领域

本发明涉及一种用于高密度酵母连续发酵的气升式内环流反应器，以及 采用该反应器的高密度酵母连续发酵方法，属于生物发酵工程技术领域。

背景技术

酵母是一种单细胞真菌，含有丰富的蛋白质、氨基酸、维生素，同时还 含有丰富的酶系及多种高附加值的生理活性物质，例如，可用于生化药物和 生化试剂的辅酶A、辅酶I、辅酶Q、卵磷脂、核糖核酸等。

目前用于生产酵母的设备主要有鼓泡式发酵罐、机械搅拌式发酵罐以及 自吸式发酵罐。这些发酵罐分别存在以下缺点：鼓泡式发酵罐能耗较高，生 产效率不高；机械搅拌式设备成本高，能耗利用率较差，生产效率不佳；自 吸式发酵罐底部的吸气结构复杂，较难维修及清洗，容易染菌。

气升式反应器在目前所有反应器中结构较简单且效率较高，此类反应器 分为两类：一类是气升式内环流反应器，另一类是气升式外环流反应器。其 中，气升式内环流反应器的溶氧传质效率较高，传热性能较好，能耗利用率 较高。

气升式内环流反应器是由鼓泡塔改进而来的气-液、气-液-固多相流反应 器。该反应器以空气为推动力来实现流体循环流动，不需要机械搅拌和泵来 提供推动力，具有结构简单、不易染菌、溶氧效率高、能耗低等特点，广泛 应用于生物、化工及环境等工业领域。

气升式内环流反应器在鼓泡塔的基础上添加了内导流筒，其工作原理是 通过喷嘴或喷孔将无菌空气喷射进发酵液中，通过高度湍流的气液混合作用 使空气泡充分破碎，由于液体中混合了大量气泡使其密度降低而向上运动， 同时气液相间存在速度差，较高速的气泡带动液体向上运动，到达顶部液面 后，部分气体离开液体，另一部分小气泡与液体一起经反应器的下降管作下 沉运动，形成循环流动。这一过程中由于气液相间的速度差，强化了气液传 质，实现混合和溶氧传质的双重作用。

在间歇式发酵时，微生物在同一罐内完成4个培养阶段，最前和最后两 个阶段属于非旺盛生长，生长时间较长，而每完成一批发酵后需要清洗、灭 菌以及培养基准备等工作才能继续下一批发酵，因此间歇式发酵存在发酵周 期长，设备利用率低下等问题。与之相比，连续发酵是一种能够高效率生产 并保持产品质量和产量稳定的发酵方式，具有发酵周期短，设备利用率高， 节约劳动力和能耗等特点。

然而，据申请人所知，目前还没有用于高密度酵母连续发酵的气升式内 环流反应器。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是：克服现有技术存在的问题，提供一种用 于高密度酵母连续发酵的气升式内环流反应器，可满足高密度酵母连续发酵 的要求。此外，还提供采用该反应器的高密度酵母连续发酵方法。

本发明解决其技术问题的技术方案如下：

一种用于高密度酵母连续发酵的气升式内环流反应器，包括具有进气口、 进料口和出料口且纵向布置的罐体，所述罐体内设有导流筒；其特征是，所 述罐体进气口、进料口分别与气液分布器连通，所述气液分布器位于罐体底 部；所述罐体周向外侧设有一组上下排布的外盘冷却管，相邻外盘冷却管的 覆盖区域彼此相接或重叠，所述各外盘冷却管分别具有外盘管冷却水进口和 外盘管冷却水出口；所述导流筒周向外侧设有一组上下排布的冷却夹套，相 邻冷却夹套的覆盖区域彼此相接或重叠，所述各冷却夹套分别具有伸出罐体 的夹套冷却水进口和夹套冷却水出口；所述导流筒内还设有内盘冷却管，所 述内盘冷却管覆盖区域的上缘和下缘分别平齐于或超出导流筒的上端和下 端，所述内盘冷却管具有伸出罐体的内盘管冷却水进口和内盘管冷却水出口。

申请人经深入实践研究发现，上述结构的气升式内环流反应器采用内外 三层换热结构及多层次进出水方式，可稳定控制反应器内发酵液温度，并使 反应器上下区域及不同流动区域的温度分布保持均匀；此外，该反应器可获 得较高的气液循环速度，气含率适度，且冷模实验测得溶氧传质速率较搅拌 式和自吸式发酵罐高，反应器内各个区域的传质系数基本恒定。这样才使得 本发明反应器可用于高密度酵母连续发酵，并获得良好地发酵效果。

本发明反应器进一步完善的技术方案如下：

优选地，所述各外盘管冷却水进口位于对应外盘冷却管的下部，所述各 外盘管冷却水出口位于对应外盘冷却管的上部；所述各夹套冷却水进口位于 对应冷却夹套的下部，所述各夹套冷却水出口位于对应冷却夹套的上部；所 述内盘管冷却水进口和内盘管冷却水出口位置平齐、且高于导流筒上缘，所 述内盘冷却管还包括直线管道和螺旋管道，所述内盘管冷却水进口与直线管 道一端连通，所述直线管道另一端延伸至罐体底部并与螺旋管道下端连通， 所述螺旋管道上端与内盘管冷却水出口连通。更优选地，所述外盘冷却管和 冷却夹套数量相同且一一对应，各对应的外盘冷却管和冷却夹套上下边缘分 别平齐。

这样可进一步优化反应器结构，更好地稳定控制反应器内发酵液温度， 使反应器内温度分布更加均匀。

优选地，所述气液分布器包括盘状主体，所述盘状主体的一侧经管路与 罐体进气口、进料口分别连通，所述盘状主体的另一侧设有若干气体喷嘴和 液体喷嘴，各气体喷嘴与罐体进气口连通，各液体喷嘴与罐体进料口连通； 所述各气体喷嘴和各液体喷嘴排布成若干个同心圆环，各圆环中的气体喷嘴 和液体喷嘴相间排布。

这样可进一步优化气液分布器的结构，不仅可进一步使营养液与空气迅 速混合，均匀融入反应器内发酵液中，并保持发酵液浓度均匀，还可进一步 提高溶氧传质速率，使反应器内各区域传质系数更好地保持恒定。

在上述结构的基础上，申请人进一步优化了反应器的结构，使之能实现 更好地发酵效果，具体优化的技术方案如下：

优选地，所述进气口位于进料口下方，所述进料口位于出料口下方；所 述出料口包括至少一个第一出料口和至少一个第二出料口，所述第一出料口 位于第二出料口下方。

优选地，所述罐体总高与罐体内径之比为7.6，所述罐体内径与导流筒内 径之比为1.45，所述导流筒内径与内盘管直径之比为1.25，所述冷却夹套、 内盘管、外盘冷却管的换热面积之比为183.8：129.3：110.5。

优选地，所述气液分布器盘状主体的圆心周围设有四个同心圆环，相邻 圆环彼此相接；所述盘状主体圆心处设一个气体喷嘴；按圆环外径由小到大， 各圆环上依次均匀分布有六个、十二个、十二个、二十个气体喷嘴，各圆环 上相邻气体喷嘴之间分别设有液体喷嘴。

本发明还提供：

一种采用前述用于高密度酵母连续发酵的气升式内环流反应器的高密度 酵母连续发酵方法，其特征是，包括以下步骤：

第一步、将培养基注入罐体，将经一、二级种子罐培养后的酵母接种至 罐体内培养基中；

第二步、开始发酵，罐体压力为0.04-0.06Mpa，通气比为0.8-3，发酵 温度为31±1℃，pH为4±0.5；

第三步、当罐体内菌体浓度达到少100±5g/L时，开始向罐体进料口连 续注入预热的培养基，同时从罐体出料口放出发酵液；保持进料口培养基流 速与出料口发酵液流速一致，使罐体内菌体浓度保持稳定；

第四步、连续发酵结束。

本发明发酵方法进一步完善的技术方案如下：

优选地，第一步中，酵母接种量为体积比7±1%；第三步中，预热温度为 31±1℃，培养基流速或发酵液流速为40±5m³/h。

优选地，所述培养基的配制过程如下：

S1.以葡萄糖配制浓度为32.5g/L的浓糖液；

S2.将浓糖液和酸化处理过的糖蜜以2：1的流速同时注入糖液混合罐中， 经搅拌混合得混合糖液；

S3.配制清水盐溶液：取清水8m³，硫酸铵540kg，硫酸镁108kg，硫酸锌 10.8kg，硫酸亚铁10.8kg，磷酸二氢钾65kg，85%磷酸730kg至容器中，搅 拌溶解完全后，以清水定容至10m³，继续搅拌均匀即可；配制母液盐溶液： 取清水8m³，硫酸铵540kg，硫酸镁17.28kg，硫酸锌0.216kg，硫酸亚铁0.216kg， 磷酸二氢钾6.48kg，营养素21.6kg，85%磷酸253kg至容器中，搅拌溶解完 全后，以清水定容至10m³，继续搅拌均匀即可；

S4.将混合糖液与清水盐溶液或母液盐溶液以3：1的流速同时注入糖盐 混合罐中，经搅拌混合得糖盐混合液；

S5.将糖盐混合液与清水按1：5的流速同时注入同一容器中，经搅拌混 合得培养基。

本发明反应器可用于高密度酵母连续发酵，采用该反应器的本发明酵母 发酵方法可获得良好地发酵效果。

附图说明

图1为本发明实施例1反应器的结构示意图。

图2为图1实施例气液分布器的结构示意图。

图3为图1实施例反应器的运行示意图。

图4为本发明实施例2连续发酵过程中进料口培养基流速-时间曲线图。

图5为图4实施例连续发酵过程中菌体浓度-时间曲线图。

图6为图4实施例连续发酵过程中出料口发酵液残糖浓度-时间曲线图。

图7为图4实施例连续发酵过程中出料口发酵液提取物含量-时间曲线 图。

具体实施方式

下面参照附图并结合实施例对本发明作进一步详细描述。但是本发明不 限于所给出的例子。

实施例1气升式内环流反应器

如图1至图2所示，本实施例反应器包括具有进气口1、进料口30和出 料口4,7,23,26且纵向布置的罐体28，罐体内设有导流筒21；罐体进气口1、 进料口30分别与气液分布器连通，气液分布器位于罐体底部；罐体周向外侧 设有一组上下排布的外盘冷却管，相邻外盘冷却管的覆盖区域彼此相接或重 叠，各外盘冷却管分别具有外盘管冷却水进口17,20,24,27,29和外盘管冷却 水出口15,16,19,22,25；导流筒周向外侧设有一组上下排布的冷却夹套，相 邻冷却夹套的覆盖区域彼此相接或重叠，各冷却夹套分别具有伸出罐体的夹 套冷却水进口2,3,6,9,11和夹套冷却水出口5,8,10,12,13；导流筒内还设有 内盘冷却管，内盘冷却管覆盖区域的上缘和下缘分别平齐于或超出导流筒的 上端和下端，内盘冷却管具有伸出罐体的内盘管冷却水进口14和内盘管冷却 水出口（遮挡于内盘管冷却水进口14之后，图中未示出）。

各外盘管冷却水进口17,20,24,27,29位于对应外盘冷却管的下部，各外 盘管冷却水出口15,16,19,22,25位于对应外盘冷却管的上部；各夹套冷却水 进口2,3,6,9,11位于对应冷却夹套的下部，各夹套冷却水出口5,8,10,12,13 位于对应冷却夹套的上部；内盘管冷却水进口14和内盘管冷却水出口位置平 齐、且高于导流筒上缘，内盘冷却管还包括直线管道18和螺旋管道，内盘管 冷却水进口14与直线管道一端连通，直线管道另一端延伸至罐体底部并与螺 旋管道下端连通，螺旋管道上端与内盘管冷却水出口连通。

外盘冷却管和冷却夹套数量相同且一一对应，各对应的外盘冷却管和冷 却夹套上下边缘分别平齐。

气液分布器包括盘状主体，盘状主体的一侧经管路与罐体进气口1、进料 口30分别连通，盘状主体的另一侧设有若干气体喷嘴T1和液体喷嘴T2，各 气体喷嘴T1与罐体进气口1连通，各液体喷嘴T2与罐体进料口30连通；各 气体喷嘴T1和各液体喷嘴T2排布成若干个同心圆环，各圆环中的气体喷嘴 T1和液体喷嘴T2相间排布。

进气口1位于进料口30下方，进料口30位于出料口4,7,23,26下方； 出料口4,7,23,26包括两个第一出料口4,26和两个第二出料口7,23，第一出 料口4,26位于第二出料口7,23下方。

罐体总高与罐体内径之比为7.6，罐体内径与导流筒内径之比为1.45， 导流筒内径与内盘管直径之比为1.25，冷却夹套、内盘管、外盘冷却管的换 热面积分别为183.8m²、129.3m²、110.5m²。

气液分布器盘状主体的圆心周围设有四个同心圆环，相邻圆环彼此相接； 盘状主体圆心处设一个气体喷嘴T1；按圆环外径由小到大，各圆环上依次均 匀分布有六个、十二个、十二个、二十个气体喷嘴T1，各圆环上相邻气体喷 嘴T1之间分别设有液体喷嘴T2。

如图3所示，具体实施时，由P1向罐体通入空气，由P10向罐体连续进 料，由P2从罐体连续出料，由P7向外盘冷却管的外盘管冷却水进口通入冷 却水，由P6从外盘冷却管的外盘管冷却水出口排出冷却水，由P4向冷却夹 套的夹套冷却水进口通入冷却水，由P3从冷却夹套的夹套冷却水出口排出冷 却水，由P8、P9向内盘冷却管的内盘管冷却水进口通入冷却水，由P5向罐 体内加入消泡剂。

实施例2酵母连续发酵方法

本实施例方法采用实施例1反应器，包括以下步骤：

第一步、将培养基注入罐体，将经一、二级种子罐培养后的酵母接种至 罐体内培养基中；酵母接种量为体积比7±1%；

第二步、开始发酵，罐体压力为0.04-0.06Mpa，通气比为0.8-3，发酵 温度为31±1℃，pH为4±0.5；

第三步、当罐体内菌体浓度达到少100±5g/L时，开始向罐体进料口连 续注入预热的培养基（预热温度为31±1℃），同时从罐体出料口放出发酵液； 保持进料口培养基流速与出料口发酵液流速一致，使罐体内菌体浓度保持稳 定；培养基流速或发酵液流速为40±5m³/h；

第四步、连续发酵结束。

其中，上述培养基的配制过程如下：

S1.以葡萄糖配制浓度为32.5g/L的浓糖液；具体过程为：配糖釜装液量 10m³，每釜加固体葡萄糖3.25T，加水搅拌，定容到10m³，打入浓糖储罐。

S2.将浓糖液和酸化处理过的糖蜜以2：1的流速同时注入糖液混合罐中， 经搅拌混合得混合糖液；具体过程为：32.5g/L的浓糖液流速1.38m³/h，酸化 处理过的糖蜜流速0.69m³/h，两股糖液在糖液混合罐中混合；

S3.配制清水盐溶液：取清水8m³，硫酸铵540kg，硫酸镁108kg，硫酸锌 10.8kg，硫酸亚铁10.8kg，磷酸二氢钾65kg，85%磷酸730kg至容器中，搅 拌溶解完全后，以清水定容至10m³，继续搅拌均匀即可；配制母液盐溶液： 取清水8m³，硫酸铵540kg，硫酸镁17.28kg，硫酸锌0.216kg，硫酸亚铁0.216kg， 磷酸二氢钾6.48kg，营养素21.6kg（营养素由硫酸铵、氯化铵、氨、氨水、 尿素、磷酸、磷酸铵、氯化钾、硫酸钾、硫酸镁、玉米浆、酵母浸膏组成）， 85%磷酸253kg至容器中，搅拌溶解完全后，以清水定容至10m³，继续搅拌均 匀即可；盐溶液配制过程在配盐釜中进行。

S4.将混合糖液与清水盐溶液或母液盐溶液以3：1的流速同时注入糖盐 混合罐中，经搅拌混合得糖盐混合液；具体过程为：

混合糖液从糖液混合罐进糖盐混合罐的流速为4.98m³/h，盐溶液从配盐 釜中进糖盐混合罐的流速为1.66m³/h。

S5.将糖盐混合液与清水按1：5的流速同时注入同一容器中，经搅拌混 合得培养基；具体情况为：糖盐混合液流速为5.12m³/h，清水流速为25.6m³/h。

应用案例：

按本实施例方法，采用130m³的实施例1反应器进行酵母连续发酵。

以第三步开始连续进出料的时间点为计时起点。在连续发酵的52h期间 内，如图4所示，进料口培养基流速与出料口发酵液流速（即图4的进料速 度）保持在42m³/h，开始和后期略小，为40m³/h；如图5所示，菌体浓度 （即图5的菌泥）基本保持在80-100g/L之间波动；如图6所示，出料口发 酵液残糖浓度先从1.9g/L增高至2.4g/L，然后持续下降，最低在1.4g/L 左右；如图7所示，出料口发酵液提取物含量先减后增，最低为5%（质量浓 度），最高为15%（质量浓度）。

这表明，实施例1反应器可用于高密度酵母连续发酵，实施例2方法可 获得良好地发酵效果。