黄原胶（Xanthan gum),亦称汉生胶，为白色或米黄色微具甜橙嗅味 粉末，于20世纪50年代由美国农业部的北方研究室发现。它是由野油菜 黄单孢菌以碳水化合物为主要原料，经过发酵生产的一种微生物胞外酸性 杂多糖，相对分子量在2X106〜5X107之间。其一级结构为，葡萄糖以糖 苷键相连，构成其纤维素主链，间隔的葡萄糖基上连接一条侧链，由甘露 糖-葡萄糖醛酸-甘露糖三糖

基团组成，与主链相连的甘露糖被乙酰化，侧链末端甘露糖分子上丙酮酸 以缩醛形式存在，如图i所示；侧链绕主链骨架反向缠绕，通过氢键维系 形成二级双螺旋结构；双螺旋结构间靠微弱的非共价键结合形成三级螺旋 复合体结构[1，2,3]。黄原胶分子这种独特的结构，使其具有多种优异的理 化特性。

1.1.2黄原胶的性能[4]

黄原胶是性能较为优越的生物胶，具有独特的理化性质，集增稠、悬 浮、分散、乳化、稳定等特性于一身。

假塑流变性。黄原胶溶液是一种典型的假塑性流体，其溶液粘度随剪 切速率的增加而明显降低。在高剪切速率下,聚合体结构解聚为无规则线  

团结构，使粘度迅速降低；当剪切速率解除时,分子结构又恢复到双螺旋网 状聚合体状态，使溶液粘度瞬间恢复到最大。

增稠性。黄原胶具有良好的增稠性能，特别是在低质量浓度下具有很 高的粘度。0.3g/L的黄原胶溶液能产生0.09Pa • S的有效粘度，黄原胶溶液 的粘度是同质量浓度下明胶的100倍。

稳定性。黄原胶溶液在一定的温度范围内（-4 °C〜93°C)反复加热冷 冻，其粘度几乎不受影响，10g/L黄原胶溶液由25°C加热到120°C,其粘度 仅降低3%。黄原胶溶液对酸碱十分稳定，在pH值为5〜10其粘度不受影 响。能和许多盐溶液混溶,粘度不受影响。它可以分别在100g/L KC1，100g/L NaCl，100g/L CaCh 和 50g/L Na2C〇3 溶液中长期存放 90d(25°C)，粘度几 乎保持不变。许多酶如蛋白酶、淀粉酶、纤维素酶和半纤维素酶等都不能 使黄原胶降解。

悬浮性和乳化性。由于黄原胶理化性质稳定，因而具有良好的悬浮性 和乳化性。10g/L的黄原胶溶液具有约5x10-4N/cm 的承托力。黄原胶借 助于水相的稠化作用，可降低油相和水相的不相溶性，能使油脂乳化在水 中，因此它可在许多食品饮料中用作乳化剂和稳定剂。

与增稠剂的协效性。黄原胶可与大多数合成的或天然的增稠剂配伍， 如和槐豆胶、瓜尔胶、卡拉胶及魔芋胶等都能互溶，使混合胶粘度显著提 高。

1.1.3黄原胶的应用

黄原胶良好的增稠性、独特的抗剪切、稀释性质、理想的乳化稳定性， 对酸、碱、热、反复冻融的高度稳定性，以及对人体的无毒害等许多优良 性能，在食品、石油工业及日用品工业等领域应用范围非常广泛。国内大 约有45%的黄原胶作为食品级销售，40%作为石油级销售，15%用于农药、 饲料、日化、环保等行业[5]。

黄原胶在食品工业中的应用。由于黄原胶液的悬浮性、假塑性、理化 稳定性、食用安全性和良好的配伍性，使它在食品行业有广泛的应用，可 作为稳定剂、乳化剂、增稠剂、分散剂和品质改良剂等，如在饮料中可悬 浮果肉、并保持良好的罐装性，在冷冻食品与冰淇淋中可控制冰晶、抗融 化、延长保存期、提高膨胀率等，在肉制品中可增加持水性、提高出品率、 延长货价期、抑制淀粉的回生，在蛋糕中可使蜂窝组织均匀、质体松软、 延长松软时间、富有弹性和良好的保湿性，在乳制品中可增加粘度、防止 脂肪上浮、提高热稳定性，在罐装蔬菜中可降低脱水率、抗酸败、延长储 藏期等，在果酱中不折砂、酱体细腻均匀、涂抹性好、不结块等。还可配 制成为含亚硝酸盐的保鲜剂，有效的延长生菜和水果的储藏寿命。此外， 黄原胶作为抗氧化剂在食品工业中发挥巨大的作用。

黄原胶在石油工业中的应用。低浓度的黄原胶水溶液就可保持水基钻 井液的粘度、使钻井液有良好的悬浮性能，这可防止井壁坍塌、抑制地层 井喷、便于将切削下的碎石排出井外，其性能远好于聚丙烯酰胺。黄原胶 的假塑性使处于钻头附近的黄原胶液由于高速旋转引起的强剪切而表现 出极低的粘度，具有低磨阻特性，有利于节省能耗。由于黄原胶的抗盐性、 耐高温性等，在海洋、海滩、高卤层以及水冻土层等区域的钻井作业中， 采用黄原胶液作为泥浆增稠剂时可节省长途输送淡水的费用。黄原胶液用 于三次采油的流变控制液可提高10%以上的采收率。目前国外约有30%〜 40%的黄原胶用于钻井泥浆和三次采油。由于价格因素，我国石油行业只 有渤海油田及内陆的中原、胜利、塔里木油田等一些中外合资钻井泥浆公 司使用黄原胶，但随着经济的发展，市场需求会逐渐加大。

黄原胶在其它行业的应用。黄原胶的应用覆盖面已达30多个行业， 除了钻井液和食品添加剂外，还用于陶瓷、搪瓷玻璃、医药、农药、印染、 香料、化妆品、胶粘剂、消防等行业。如黄原胶代替黏土作为釉浆悬浮剂 和粘结剂，可使陶瓷产品的釉面平整、光亮、滋润，产品合格率提高了 40%，并降低了烧结温度、减少了烧成遍数，降低了琅粉用量，改善了劳 动环境；在牙膏中可改善膏体状态便于罐装；应用于印染工业，作为水基 油墨和乳化油墨的悬浮剂和稳定剂，控制水的渗透性和失水，可保持均匀 的光泽以及控制浆的流变性质，纺织染料的迁移，使图文清晰；在医药工 业中，黄原胶用于多种悬浮剂、乳化剂和增稠剂中，如用在维生素乳化剂   中可以避免因温度升降引起的分层；利用黄原胶研制成功的凝胶型抗溶泡 沫灭火剂，避免了普通金属皂抗溶灭火剂必须在使用时相混、输送管道长 不能超过200米的限制。此外，黄原胶还可以用于胶体炸药、水溶性涂料、 工业擦亮剂、除锈剂、湿法冶金的增稠剂等。

1.2黄原胶技术发展现状及生产研究

1.2.1黄原胶技术发展现状

黄原胶项目属生物工程高新技术产业，技术密集程度高，工业化难度 大，主要有美国、法国、奥地利、瑞士、中国等少数国家生产。

目前，国外的黄原胶生产技术日趋完善，尤其是生物技术的发展使黄 原胶的发酵产率、糖转化率、发酵液胶浓度等指标大大提高，发酵周期大 大缩短。世界上黄原胶生产最高水平已达到：50m3单罐发酵年产量200〜 240t;淀粉投料浓度由4%〜5%提高到8%〜9%;发酵黄原胶浓度已达到5% 左右；原料多糖转化率接近80%;发酵周期由72〜96h缩短为48〜52h。 现在国外对黄原胶的研究热点则是针对黄原胶的发酵反应动力学和代谢 网络分析，从各个角度阐释黄原胶的高产机理，并在此基础上改进工艺， 以提高产品产量和质量。

我国黄原胶的研究和生产起步较晚，自20世纪70年代以来，南开大 学、山东食品发酵研究所、山东大学、中国科学院微生物研究所、无锡江 南大学、中国农业科学院、郑州工学院等科研单位相继开展了黄原胶的研 究和开发工作；到80年代中期，中科院微生物研究所、山东食品发酵研 究所、南开大学分别通过中试鉴定。1985年张孝宽设计的烟台微生物多 糖厂率先在我国实现了黄原胶的工业化生产，产品质量与美国同类产品 XC-Plymer相当，其主要技术指标流变性甚至优于美国产品。1992年江苏 金湖制药厂建成国内第一家黄原胶生产厂，全国总产量不足100t/a。之 后我国又有许多企业投资黄原胶项目，由于黄原胶生产技术较为特殊和复 杂，至今获得显著经济效益的企业相对较少，尤其是发酵技术和最终产品 的分离技术制约了我国黄原胶工业的发展。2000年，由张孝宽负责研发 的具有现代国际先进水平的黄原胶第二代技术工程建成投产，独创的黄原   胶变速发酵新工艺、全封闭连续自动提取干燥生产线、生物培养基无水节 能高温连消机组等一系列高新技术顺利通过生产实践的检验，标志着我国 黄原胶工业生产技术达到了一个新的水平。目前国内对黄原胶的研究主要 集中在培养基配方和工艺改进方面，以期提高产品产量和质量。

据估计全世界对黄原胶的需求量每年以10%的速度增长，世界石油组 织分析结果显示，近期世界石油行业钻井和三次采油方面需要黄原胶900 万t/a〜1000万t/a，足见其巨大的市场潜力。随着黄原胶市场竞争的加 剧，价格竞争已经不可避免，而动力成本在总成本中占有很大比例，因此 与热电项目的合作已经成为发展趋势，热电公司作为热平衡项目上马黄原 胶项目，具有很强的成本优势。此外，在产量不断增加的同时，产品质量 应有更明显的改观，在其产业化的过程中，有关生产工艺的规范化、生产 过程的质量控制、产品的质量指标、检测方法等方面，都存在一些不容忽 视的问题，值得研究探讨。

1.2.2黄原胶的生产研究

1.2.2.1 菌种

优良的菌种对于产品的得率和品质有着至关重要的影响。菌种分离是 黄原胶生产的第一步，能否得到优良性能的菌种，是发酵生产的关键因素 之一。黄原胶发酵菌种一般采用野油菜黄单胞菌、菜豆黄单胞菌、锦葵黄 单胞菌和胡萝卜黄单胞菌等。

诱变育种是提高黄原胶生产效率的方法之一。诱变剂的种类很多，如 紫外线、氯化锂、硫酸二乙酯和亚硝基胍等。用一种或几种诱变剂处理菌 株，可使菌株遗传物质DNA的双螺旋结构受到损坏，致使菌株的某些功能 受到影响。但诱变育种没有方向性，菌株发生变异的几率小，筛选工作量 大，效率低。

近年来，由于生物技术的迅速发展，开始用定向育种一基因工程来育 种。它将所需要的基因通过一定方式导入受菌体，然后筛选出目的基因能 够表达的菌株。Pollock等[6]将与黄原胶分泌和乙酰基、丙酮酸、多聚体等 合成有关的基因导入不同种属的黄原胶生产菌中，所产黄原胶的特性与原   菌株基本相同。Chou等[7]认为gumD基因与菌株色素合成有关，如能切除 该基因，则可得到无色黄原胶。姚仕仪等[8]研究了野油菜黄单胞菌重组克 隆PIXU9278对黄原胶合成的影响，并构建了一株基因工程菌XCCNAU9278, 其黄原胶产量比亲本增加了 7.14%。

1.2.2.2培养基

培养基对黄单胞菌合成黄原胶的影响是巨大的，探索黄单胞菌的最适 培养基是十分必要的。莫晓燕等[9]通过正交试验，分别考察了碳源、氮源、 CaC〇3、KH2P〇4+MgS〇4和接种量等因素对发酵过程的影响。结果表明， 各因素对发酵液粘度的影响由大到小为：CaC〇3>KH2P〇4 + MgS〇4>碳源 >碳源和氮源的交互作用>氮源；而对产胶率的影响由大到小为：KH2P〇4 + MgS〇4>CaC〇3>碳源>碳源和氮源的交互作用>氮源；并得到一个适 宜的培养基配方：淀粉4%，鱼粉0.3%+豆饼粉0.3%，CaC〇3〇.3%，KH2PO4 + MgS〇4〇.5%+0.25%，接种量5%。在配制培养基时再加入0. 025%的柠檬 酸、0.025%FeS〇4，经28°C培养72h，发酵液粘度为8.74Pa.S，黄原胶产 率为2.91%，丙酮酸含量为3.32%。

LiaKopoulou等发现，黄单胞菌发酵培养基的主要成分为碳源、氮源、 无机盐和水等。玉米淀粉是物美价廉的碳源，蔗糖糖蜜、乳糖糖蜜也是不 错的碳源。在发酵过程中提高碳氮比可以提高碳源的转化率，进而提高黄 原胶的产量。黄原胶发酵可用铵盐、豆饼粉、花生饼粉和棉籽饼粉等作为 氮源。无机离子如K+、Na+、Mg2+、Ca2+等是黄单胞菌细胞中某些酶的 激活剂，适量添加这些离子可以提高黄原胶的产量。

1.2.2.3发酵动力学

发酵动力学是研究各种发酵过程变量在活细胞的作用下的变化规律， 以及各种发酵条件对这些变量变化的影响。常春等研究了黄原胶的发酵动 力学，在Logistic方程和Luedeking-Piret方程的基础上，建立了两步发酵

黄原胶的动力学模型，并对模型和实验数据进行了比较，该模型能较好的 对发酵动力学进行描述。研究黄原胶发酵动力学，有助于深入的认识和掌 握黄原胶发酵过程中各种参数的变化规律，为提高黄原胶发酵水平打下理  

论基础；也为黄原胶发酵生产规模的放大、优化和控制提供工程学依据。

野油菜黄单胞菌是好氧菌，在黄原胶发酵过程中，特别是发酵中后期， 由于黄原胶的积累，发酵液的粘度随黄原胶浓度的增加而进一步增大，导 致体系中溶氧、传质和混合比较困难，从而不利于黄原胶产量和质量的提 高。这对发酵工艺的改善、新型生物反应器的开发及其内部构件（搅拌桨、 气体分布器等）的优化提出了迫切要求[1°]。

1.3黄原胶发酵工程研究 1.3.1溶氧对黄原胶发酵的影响 1.3.1.1溶氧对菌体生长的影响

溶氧在黄原胶发酵中有着非常重要的作用，通常发酵液中的溶氧浓度 会影响到黄单胞菌的生长速率、黄原胶的生成速率以及黄原胶的质量[11]。 华璟薇[12]在6匕的生物反应器中对这一问题进行了系统研究，其研究结果表 明：发酵液中的溶氧浓度对菌体生长速率影响不大，但是对菌体浓度达到 最大之后的菌体的稳定期的长短却有着明显的影响。当溶氧浓度只有饱和 浓度的6%即DO=6%时，此稳定期只有9小时；而当溶氧浓度为其饱和值的 25%即DO=25%时，此稳定期可达28小时以上。通常当发酵液溶氧浓度过低 时，稳定期短，说明菌体的呼吸受到限制，菌体活力受到影响。从这种意 义上讲，稳定期的长短对于提高黄原胶的糖胶转化率有着重要意义。 Moraine认为，当发酵液的溶氧浓度低于其饱和值的2°%即DO <20%时，菌 体的生长会受到影响，但是发酵液的溶氧浓度只要维持在临界呼吸溶氧浓 度以上即DOS25%时，溶氧浓度的进一步增加对于黄原胶的生物合成没有 明显的意义。Fernado卩1〇6^8等[13]在2]^的机械搅拌式生物反应器内研究 了溶氧对黄原胶产生菌生长的影响，在相对溶氧浓度为1°%〜1°°%范围内， 菌体的比生长速率为°.22h-1，溶氧浓度DO值对菌体的生长没有影响，菌体 生长的停止通常是在28小时左右，此时培养基中氮源已被耗尽而导致菌体 生长的停止。上述研究结果的差异可能是由于使用的菌种不同或者是培养 基成分不同所造成的。

1.3.1.2溶氧对黄原胶产量和质量的影响  

发酵液中的溶氧浓度还会影响到黄原胶的产率及其平均分子量和分 子量分布。Fernado Floeres等研究结果表明：当控制发酵过程中的溶氧 在相对溶氧浓度DO=40%以上时，黄原胶的平均分子量可达 到：1X107g/mol，而且其产物中高分子量聚合物的比例随着溶氧浓度DO 值的增加而增加。虽然影响黄原胶生物合成各因素的影响程度和相互作用 机理还没有完全清楚，但是发酵液中高的溶氧浓度有利于黄原胶分子的聚 合是非常明显的。该实验还证明，溶氧浓度的提高同样有利于黄原胶的生 成，在相同的培养条件下，溶氧浓度越高其黄原胶的生物合成开始得越早， 而黄原胶合成的停止通常是由于培养基中碳源的耗尽造成的，也就是说菌 体黄原胶合成的周期越长，从这种意义上讲，高浓度黄原胶发酵液的得到 必须以较高的溶氧浓度为前提。

1.3.2黄原胶发酵工艺和工程研究进展

这方面国外进行了充分的研究，但公开发表的资料较少，且多为实验 室的动力学研究，国内研究相对较少。

黄原胶发酵工艺多为间歇式，1972年Silan等[14]研究了连续发酵工艺， 发现黄原胶的得率是稀释速率的函数，当稀释速率是0.15h-1时黄原胶最高 得率为0.84 g/h/Kg，葡萄糖的转化率由间歇时的60%提高到连续发酵时的 80%以上。

常春等[15]利用气升式发酵罐研究了黄原胶的发酵工艺。在分批发酵的 基础上，根据黄原胶发酵类型的特点，提出了两步补糖发酵黄原胶的新工 艺，并在50L气升式发酵罐中进行了验证，经过比较证明在原有工艺的基 础上，新工艺能提高发酵的产胶率和发酵液的粘度。

李卫旗、姚恕[16]通过对黄原胶在不同结构的发酵罐上生产结果的研 究，分析讨论了发酵罐的搅拌器、罐体高径比、桨叶直径与挡板、加热系 统及通气量控制等因素对发酵的影响。认为加大高径比值，增加桨叶层数， 减小桨叶直径，消除挡板的剪切影响，增大调温系统的传热面积并降低热 源温度，控制合理的通气量等方式都是提高发酵产品产量与质量的有效途 径。

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赵大建等[17]在0.2!^3的二级种子培养罐和1.2m3的中试发酵罐中，采用 两层六直叶圆盘涡轮搅拌，四块标准挡板，单管通气。可通过加大搅拌桨 直径和搅拌转速，来提高溶氧速度。

Galindo等[18]研究表明，在低浓度和中等浓度的黄原胶液中，通气时 的搅拌功耗下降较小，气含率较高，而在高浓度的黄原胶液（0.35g/L)中， 通气功耗下降很多、且有严重的不稳定现象。

2匕8〇等[19]在中试规模的黄原胶发酵罐中，用大直径的rushton桨取代 小桨，结合转速的控制，使功耗及发酵周期大幅度下降，传热系数增加一 倍以上。

卩化^68等[2。]在发酵罐中采用三层六直叶圆盘涡轮搅拌，在用NRRL BL1459 S4-L II为菌种的黄原胶发酵中对生物量、黄原胶浓度、葡萄糖浓 度和溶氧浓度分别建立了数学模型，并进行了发酵过程模拟。

卩6七6^等[21]在发酵罐中采用三层Inter-Mig桨搅拌，当通入空气时由 于发酵后期发酵液粘度很大，若转速低于6.67s-1会发生供氧不足的现象， 降低了黄原胶的产量和分子量；若保持总气量不变、通入部分纯氧，则供 氧能力明显增加，黄原胶的浓度也增加（即使转速很低），因此供氧量（尤 其是发酵后期）是影响黄原胶产量和质量的重要因素，可从工艺和工程两 方面克服供氧不足的问题。此外，电镜分析发现在罐中发酵情况与摇瓶发 酵不完全相同，带搅拌的罐中发酵时菌体表面不存在粘液层。

附6=〇1等[22]在19!^3的发酵罐中分别采用四层直叶圆盘涡轮、四层 Ecato公司的prochem maxflo Ts型搅拌桨或三层A315桨进行搅拌，发现采 用直叶圆盘涡轮时混合最差，通气后搅拌效率最低。

苏红军、苗伟、徐世艾等[23]对两层组合桨在黄原胶水溶液中的混合性 能进行了研究，用功耗、气含率和容积传氧系数对各种组合桨进行了比较。 结果表明：在所有试验桨组合中，双折叶下压圆盘涡轮一凹叶圆盘涡轮组 合具有低能耗、高气含率的特性，并且对通气条件下的功耗降有一定的抑 制作用；双折叶圆盘涡轮一六叶布鲁马金组合桨有利于获得高的容积传氧 系数；在高浓度的黄原胶水溶液中，底层桨加大直径后可获得较高的气含

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率，进而也有利于非牛顿流体中气液传质和混合。

尺&以&36等[24]研究了搅拌釜内黄原胶发酵液中混合时间，发现由于粘 度的增加使混合时间增加很大，且气体分散也影响了液相混合，并提出了 混合时间的模型。

洪厚胜等[25]针对黄原胶发酵的典型高粘性流体的特点，设计了一种新 型气升环流反应器，对反应器中液相流型与操作条件之间的关系进行了实 验考察，分析了反应器中高剪切区利用流体剪切变稀特性强化传质的原 理。其研究结果表明，新型气升环流反应器比机械搅拌式发酵罐更适合于 高粘度培养物的发酵。

?〇^等[26]在鼓泡塔中研究了黄原胶的发酵过程及模型化问题，发现同 样功耗时鼓泡塔中氧的混合和传递情况比搅拌釜中好的多；采用Pinches 等的微分方程数学模型，对发酵过程进行了模拟，与实验结果吻合较好。 Suh等研究了鼓泡塔和气升式反应器中黄原胶的发酵过程，发现气升式反 应器中氧传递速率满足不了菌体生长的要求，导致黄原胶的生产速率较 低，发酵周期很长。由于黄原胶发酵后期粘度很大，加上发酵液是有屈服 应力的假塑性流体，使发酵罐中的溶氧、混合和传递很困难，需要很高的 能耗，而对鼓泡塔的研究发现，同一截面上可达瞬间混合均匀，因此利用 鼓泡塔进行黄原胶发酵有很大的优势。他们利用发酵罐中黄原胶发酵的数 学模型对发酵过程进行了模拟，结果与实验值吻合较好。

1.4研究内容及意义

在各种微生物尤其是好养微生物发酵过程中，氧气作为基本的营养物 质直接参与生长和代谢过程。发酵过程中氧传递速率取决于许多因素，如 生物反应器的几何尺寸（生物反应器的类型、分布器、搅拌桨的设计等）、 流体的性质（粘度、表面张力等）、体系的能量消耗（用于通气和搅拌）。在 这些因素中，介质的成分和流变学性质的变化是引起质量传递速率改变的 根本原因。对牛顿型流体，湍流是强化混合和传递的有效手段；对于高粘 度非牛顿生物体系，情况就要复杂的多。

黄原胶不仅作为微生物多糖的典型代表，其发酵过程非牛顿流体性质

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也使得该体系成为研究生物过程的模式体系。黄原胶发酵为好氧发酵，在 其发酵过程中，由于胞外多糖的积累，发酵液的粘度增加，导致体系中氧 传递困难，溶氧浓度成了限制性因素，氧传递速率成为控制整个过程的关 键步骤。氧传质系数尤a作为反应体系氧传递速率的特征参数，可以直接 用于过程的设计、放大和优化。

基于以上分析，本研究主要内容分为三部分：

(1)黄原胶流变学性质的实验研究

在2TC条件下研究黄原胶水溶液流变学曲线，浓度梯度分别为： 2g/L，4g/L，6g/L，8g/L，10g/L，12g/L，14g/L，16g/L，18g/L，20g/L，22g/L，2 4g/L，26g/L，28g/L，30g/L;根据所得数据，回归求得对应浓度下的稠度系 数尤和流变参数进而研究尤，《与黄原胶浓度的关系。

(2)六种新型搅拌桨在非牛顿假塑性黄原胶体系中的应用

在黄原胶体系中，在前期已经对各种组合桨型式研究的基础上，通过 考察最大叶片式、叶片组合式、泛能式、双刀式、Mig式、Inter-Mig式这 六种桨的功耗、气含率、氧传质系数足以及比功耗传氧系数五〇2，进而 研究和比较六种搅拌桨的传质混合性能，最终确定优选搅拌桨型式。此外， 回归建立尤ia与单位体积功耗^和表观气速匕的关联式。

(3)新型气体分布器对黄原胶体系中氧传质的影响

通过对已有的研究成果的分析和对前期研究的总结，提出了用于黄原胶发酵 的一类新型气体分布器一一微孔型气体分布器。在黄原胶体系中，研究环状气 体分布器、微孔型气体分布器一号、微孔型气体分布器二号三种型式的气 体分布器对该体系中氧传质的影响。着重考察微孔分布器对同一组合桨的 功耗、气含率^、氧传质系数la以及比功耗传氧系数五〇2的影响，并与 传统的环状气体分布器的结果进行对比。

本研究在黄原胶体系中，以提高溶氧水平和传质速率为目的，通过考 察黄原胶溶液流变学性质，开发新型生物反应器，包括优化反应器内部搅 拌桨型式以及开发新型气体分布器，这对黄原胶发酵过程中提高氧的传递 效率、加强气液混合具有一定的指导意义，对设计、优化、控制这类产品

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生产过程，提高发酵效率和产品性能具有重要的理论价值和工程意义。

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2黄原胶流变学性质的实验研究

2.1前言

黄原胶亦称汉生胶或苫屯胶，为白色或米黄色微具甜橙嗅味粉末，黄原胶体系气液传质混合研究它 是由野油菜黄单孢菌以碳水化合物为主要原料，经过发酵生产的一种微生 物胞外酸性杂多糖[27,28]。其分子主要由葡萄糖、甘露糖、葡萄糖醛酸、乙 酰基和丙酮酸组成，相对分子量在2X106〜5X107之间。

黄原胶具有优良的增稠性和水溶性，对温度和PH值的稳定性，良好 的假塑性以及很好的悬浮能力和乳化能力。据国外报道，其应用覆盖二十 多个行业的数十种产品中，且市场对于黄原胶的需求每年以7〜8%的速度 增加[29]。因此，具有广阔的市场前景和巨大的商业价值。目前美、英、法、 日、德等国均大量生产黄原胶，形成50余种产品规格，广泛应用于食品、 石油、医药、矿产等领域。然而，国内外研究者对黄原胶的流变学行为阐 述较多，而系统研究相对较少。本研究以不同浓度黄原胶水溶液为对象， 研究黄原胶的流变学性质，为搅拌混合的流体动力学研究和搅拌设备内构件设 计提供重要依据，对实际发酵工艺和动力学研究具有一定的指导意义。

2.2实验方法

2.2.1测量体系及方法

本实验在21C条件下研究黄原胶水溶液流变学曲线，称取一定量黄原 胶，溶于200ml蒸馏水中，配成不同浓度黄原胶溶液，8小时之后测量， 浓度分别为：2g/L, 4g/L, 6g/L, 8g/L, 10g/L, 12g/L, 14g/L, 16g/L, 18g/L，20g/L，22g/L，24g/L，26g/L，28g/L，30g/L;本实验采用 DV-2+PRO 型 数字式粘度计，其配有相应软件，剪切力r、剪切速率x以及粘度#可由 计算机直接读出。

2.2.2仪器及材料

黄原胶，淄博中轩股份有限公司；DV-2+PRO数字式粘度计，上海尼 润智能科技有限公司；AR3120型电子天平，Ohaus Corporation。

2.3结果与讨论

2.3.1黄原胶粘度与浓度的关系

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在实验浓度范围内，黄原胶溶液粘度随着浓度的增加近似呈线性上升 趋势，如图2所示，即在相同剪切速率条件下（以，= 32.1s-1为例），黄原 胶粘度随浓度的增大而均匀增加。对其进行线性回归，可以得到：

" = -0.311 + 0.118CP，相关系数,=0.992，0<^ 彡 30g/L

◊

◊

图2在，= 32.1s<条件下黄原胶溶液粘度与浓度的关系

因此，在黄原胶发酵过程中，特别是发酵后期，由于黄原胶的积累， 发酵液的粘度随黄原胶浓度的增加而进一步增大，导致体系中溶氧、传质 和混合比较困难，不利于黄原胶产量和质量的提高。这对发酵工艺的改善、 新型生物反应器的开发及其内部构件（搅拌桨、气体分布器等）的优化提出 了迫切要求。

2.3.2黄原胶溶液流变学特性

将实验测得的不同浓度黄原胶水溶液的剪切力与剪切速率、表观粘度 与剪切速率描绘成图，见图3和图4所示，黄原胶溶液浓度较低时，呈现 明显的牛顿性流体特征，剪切力与剪切速率为线性关系，剪切速率对粘度 几乎没有影响；随着黄原胶浓度的增加，溶液逐渐呈现典型的假塑性非牛 顿流体特征[30]，剪切力随剪切速率增大而增加的程度越来越小，表观粘度 随着剪切速率的增加而迅速减小。从分子水平角度来解释：一般认为，黄 原胶分子的带电荷侧链反向缠绕纤维素主链，形成类似棒状的一级刚性结 构；黄原胶分子间靠氢键形成双股的二级螺旋立体结构；双股螺旋结构间

剪切速率/s-1

图4黄原胶溶液表观粘度与剪切速率的关系

靠微弱的非共价键结合，形成三级螺旋聚合体结构。在高剪切速率下，三 级聚合体结构解聚为一级刚性结构，因而溶液粘度迅速下降，当剪切速率 解除时，分子结构又恢复到双螺旋聚合体状态，使溶液粘度恢复到最大。 另外，黄原胶浓度越高，流体假塑性越强，同样剪切条件下的表观粘度越 大，剪切稀化效应更为显著。

根据以上分析，黄原胶的粘度随着浓度的增加而增大且剪切稀化效应 越来越显著。这在实际黄原胶发酵过程中，从提高传质混合效果角度来看， 对搅拌桨的设计具有一定的参考价值，可以考虑选用宽粘度域、剪切能力 较强、又具有一定循环能力的搅拌桨或组合桨。从而在整个发酵过程中，

15 

该桨都能够有效的促进全釜混合，同时由于其较强的剪切能力，使发酵液 得以剪切稀化，因而有利于促进传质，提高发酵液溶氧浓度水平。

2.3.3稠度系数尤和流变参数〃与溶液浓度^的关系

随着黄原胶浓度的增加，黄原胶溶液由牛顿性流体转变为假塑性流 体，而假塑性流体通常可用幂律方程来描述。剪切力r与剪切速率x的关 系可以表示为[31]:

r = r0 + Kyn(1)

其中，K 一稠度系数，Pa-Sn n 一流变参数，无量纲

对于牛顿性流体：r0=0,n = 1;对于假塑性流体：r0=0,n<1。对该式两边 取对数可得：

图5稠度系数K与浓度Cp的关系

将实验所得的稠度系数K和流变参数n分别对黄原胶浓度作图可 得：稠度系数K整体上随着黄原胶溶液浓度的增加而增大，如图5所示。 对于流变参数n与^的关系，可以分为0<^<8g/L和8g/L<^<30g/L 这两区域来讨论，当0<^<8g/L时，n值随着黄原胶浓度的增加而急剧 下降；当8g/L<Cp彡30g/L时，n值略有上升，而后趋于定值，如图6所

浓度Cp/g.L-1

图6流变参数n与浓度Cp的关系

根据以上两图，尤和《可以分别描述为黄原胶浓度Cp的函数，经过回 归得到：当0<q彡30g/L时，尤= 1.128C/572，对应相关系数为0.955。 对于流变参数《分为两区域来考虑，当0< ^彡8g/L时， n = 0.485 - 0.16lnCP ；当 8g/L< Q 彡 30g/L 时，n = 0.075+ 0.04In，对应 相关系数分别为0.97和0.91。

2.4小结

本节着重研究了黄原胶体系的流变学特性，在实验浓度0<Cp彡 30g/L范围内，黄原胶水溶液的粘度与浓度呈线性关系，可用方程 "= -0.311+ 0.118心来描述。

当浓度较低时，黄原胶溶液为牛顿性流体；当浓度较高时，黄原胶溶 液为假塑性流体，且浓度越高，假塑性越强，剪切稀化效应更为显著。随 着黄原胶浓度的增加，稠度系数尤由小变大，流变参数n由大变小，且n始 终小于1。

由数据分析可得，夂，n主要受黄原胶浓度影响，因而可以描述为Cp的 函数，关联式为：

K = 1.128CP1 572，0< Cp ^30g/L

17 

n = 0.485-0.16ln Cp , 0<<8g/L

n = 0.075 + 0.04lnCP , 8g/L< Cp ^30g/L

18

 

3六种新型搅拌桨在假塑性黄原胶体系中的应用

3.1前言

黄原胶是由微生物发酵产生的一种胞外多糖，在发酵过程中由于胞外 多糖的积累，发酵液粘度的增加，体系中氧传递困难，氧传递成为控制整 个过程的关键步骤，这对生物反应器的内部构件提出了特殊要求。研究中 考察了四种大型宽叶搅拌桨的釜内流动状态、功耗、气液分散及传质特性。 这些搅拌桨共同的特点是直径与釜径比大、叶片很宽，可得到大量的循环 流，且由于采用单一叶片，循环路径单纯，局部剪切相对减弱，剪切分布 均匀，有利于釜内产生均一的流动，提高混合效率[32]，适用于聚合反应、 结晶、菌种培养、生物发酵等[33]。此外，本研究对Mig和Inter-Mig这两 种搅拌桨的传质混合性能进行了初步的研究。该两种桨的设计原理是相同 的，都是多段逆流搅拌器。当叶轮旋转时，叶片的端部和根部分别把液体 向相反的方向推进，促使流体形成轴向循环。这两种叶轮适合于低、中粘 度液体，特别适合于过渡流域下操作。在过渡流域，叶轮近旁有小的湍流 区，在使用多层叶轮的场合，相邻叶轮的湍流区能连接起来，形成全槽整 体的轴向循环。

3.2实验部分

3.2.1实验装置及体系

本实验在直径为380mm的有机玻璃反应釜中进行，装液高度为750mm。 液相介质为黄原胶水溶液，浓度为：10g/l；气相介质为空气。气体分布 器为：微孔型气体分布器（毫米级）。所采用搅拌桨为：最大叶片式、叶 片组合式、泛能式、双刀式、Mig式和Inter-Mig式（见图7)，其中前四 种桨桨径为260mm，后两种桨桨径为210mm。整个实验流程，如图8所示。 配有BIOTECH-2002型生物过程控制器，由上海保兴生物设备工程有限公 司生产。

19

 

最大叶片式叶片组合式

 

泛能式双刀式

 

Mig式

 

Inter-Mig 式

图7桨型示意图

 

3.2.2测量方法

3.2.2.1搅拌转速及功率测量

本研究使用JCZ1型智能扭矩传感器。此传感器配有相应计算机软件， 搅拌轴转速、扭矩及功率可由计算机直接读出。搅拌转速通过控制箱上的 变频调速器调节。

20 

3.2.2.2气含率s测量

根据釜内料液通气前后液位的变化求得，公式为：

s= H - H 0 x 100%(3)

H 〇

其中，H0—通气前液位高度，mm H—通气后液位高度，mm

3.2.2.3氧传质系数测量

本文采用排气法测量氧传质系数尤^，其测量原理如下:

氧推动力方程为

⑷

移相积分

pW -C)

JC。C * - C

 

KLa ■ dt

(5)

可得

⑹

,C *- CL

ln -- = F -Kra■ t

C * - C0L

其中，C*为饱和溶氧浓度(mg/l)，C。为初始溶氧浓度(mg/l)，CL为t时

C * - C

刻溶氧浓度(mg/l)，常数F = 0。以ln ^^对t作图，直线斜率即为-KLa。

C -C0

3.3结果与讨论

3.3.1功耗特性

搅拌功率是指搅拌时，单位时间输入釜内物料的能量。图9描述了四种宽 叶桨型的功耗与转速关系。可以看出，在相同条件下，泛能式桨功耗最大， 最大叶片式桨次之，叶片组合式桨和双刀式桨功耗相对较小。从结构和流 型的角度分析：泛能式桨和最大叶片式桨流型主要为径向流，从而功耗较 高；叶片组合式桨流型为轴向流与径向流的统一，而双刀式桨主要为轴向 流，因而这两种桨功耗较低，且双刀式桨略低于叶片组合式桨。

这个结论由图10也可发现，在相同条件下，泛能式桨功率数最大， 最大叶片式桨次之，再次叶片组合式桨，双刀式桨最小。从该图还可得到: 在转速较低的情况下，四种桨的功率数与转速关系曲线相对比较紧密，这 是由于低转速时，四种桨的功耗和气含率相差不大，其中气含率高低直接 决定着表观密度的大小，因而在桨径相同的条件下，功率数较为接近。

过去一般认为，搅拌功率的降低是由通气后搅拌叶片扫过的流体的表 观密度减小引起的。近年来对气穴现象的研究发现，通气时搅拌功率的变 化与气穴行为有着密切联系。气穴理论认为，气体并不是直接被搅拌桨剪 切而得到分散的。气泡的分散首先是在桨叶背面形成较为稳定的气穴，气

22 

穴在尾部破裂，形成富含小气泡的分散区，这些气泡在离心力的作用下被 甩出，并随液体的流动分散至釜内其它区域。因此，功率降低的直接原因 是桨叶背面形成的气穴使搅拌桨的旋转阻力减小，其减小的程度由气穴大 小控制。搅拌功率的减小使搅拌桨原有的输送能力降低，不利于气液分散 和传质混合。

对于本文研究的宽叶搅拌桨，从不同通气量功耗与转速关系曲线来看 (以最大叶片式为例，如图11所示），在同一转速条件下，随着通气量的 增加，大型宽叶桨功耗下降程度非常小，这与N.Dohi等人的研究结果[34] 是一致的。可以

最大叶片式-〇-Q=〇L/h

Q=500L

 

10

0

/h

-A—Q=1000 L/h

-X—Q=1500 L/h

-X—Q=2000 L/h

-〇—Q=2500

L/h

200

0

100

转速N(rpm)

图11不同通气量条件下功耗与转速的关系

认为，这四种大型宽粘度域搅拌桨，能够有效地抑制气穴的生长，使搅拌 功率减小的程度较低，从而有利于气体分散与气液混合，进一步促进氧的 传质。

此外，对Mig式和Inter-Mig式搅拌桨的功耗特性的研究表明，当 Q=1500L/h，N=200rpm时，Mig式搅拌桨所消耗的功率为18.78w，而

Inter-Mig式搅拌桨所消耗的功率只有14.88w，如图12所示。即在相同转 速和气速条件下，Inter-Mig式搅拌桨所消耗的功率要低于Mig式搅拌桨， 且转速越高，两者相差越大。黄原胶体系气液传质混合研究同样，从功率数与转速关系曲线中也可以得 到，如图13所示，在相同转速和气速条件下，Inter-Mig式搅拌桨所得

23 

 

MIG

INTER-MIG

转速N(rpm)

 

 

转速N(r/s)

图12 MIG式和INTER-MIG式桨转速对功耗的影响

图13 MIG式和INTER-MIG式桨转速与功率数的关系

功率数低于Mig式搅拌桨，但随着转速的增加，两者相差越来越小。

3.3.2气含率的比较

气含率是表征釜内气液分散特性的重要参数，它与气泡直径共同决定 了体系的相界面积，而相界面积直接影响着氧传质系数la的大小。将不 同表观气速条件下单位体积功耗对气含率影响描绘成曲线（以叶片组合式 为例）如图14所示。对于研究的四种宽叶桨，在相同单位体积功耗条件 下，表观气速对气含率大小影响显著，表观气速越大，气含率越大；在相 同表观气速条件下，气含率大小主要受单位体积功耗影响，气含率随着单

24 

3饼釦矿

 

0

 

0200400600800

单位体积功耗Pv(w/m3)

叶片组合式

■Vs=1. 23 mm/s

■Vs=2.45 mm/s

Vs=3.67 mm/s

x-Vs=4. 90 mm/s

Vs=6. 12 mm/s 

 

单位体积功耗Pv(w/m3)

图14不同表观气速条件下单位体积功耗对气含率的影响

图15不同宽叶桨型单位体积功耗对气含率的影响 位体积功耗的增加而增大。从不同桨型单位体积功耗对气含率影响曲线来 看，如图15所示，在低转速下，四种大型宽叶桨的气含率较为接近，随 着转速的增加，从整体来看，最大叶片式桨气含率最大，略高于泛能式桨， 而叶片组合式桨和双刀式桨气含率较小。后两种桨要达到与前两种桨相同 的气含率，需要消耗更多的功率，这是因为气升作用与搅拌桨泵送作用相 反，使得流型冲突和机械不稳定所致。对于Mig式和Inter-Mig式搅拌桨， 从这两种桨的单位体积功耗对气含率影响曲线可以看出，如图16所示， 在相同条件下，Inter-Mig式搅拌桨所得气含率整体上略低于Mig式搅拌 桨。

25

 

图16 MIG式和INTER-MIG式桨单位体积功耗对气含率的影响

本实验所采用的微孔气体分布器（毫米级），与传统气体分布环相比， 具有明显的优势。在同一黄原胶体系中，微孔气体分布器产生的气泡要小 的多，气液分散较为细密，所得气含率较高，增加了气液接触面积（相界 面积），进而提高了氧传递速率。目前国内外对该类分布器研究较少，对 其性能的评价还须进一步探讨。另外，双刀式桨的搅拌特性明显与其它三 种桨有所不同，它在较低的单位体积功耗下，效率很低，只有在大功率下， 其获得的气含率才接近其它三桨，且有不断上升的趋势。

3.3.3氧传质系数的对比

在生物反应器设计中，传质速率是所需考虑的最重要参数之一，特别是对 于传质是控制步骤的生物反应过程，例如黄原胶发酵过程。氧的传递是该 过程中的主要控制步骤，而氧传递快慢的主要标志之一是传质系数la， 其对生物反应过程中的传质有直接影响。对于四种宽叶搅拌桨，将实验测 得的不同表观气速下氧传质系数与单位体积功耗描绘成图（以最大叶片式 为例），见图17所示，在同一表观气速条件下，值随着单位体积功耗 的增加而增大；在同一单位体积功耗条件下，尤ia值随着表观气速的增加 而增大。这与Felix Garcia-Ochoa等[35]人所得的结论是一致的。从不同桨 型单位体积功耗对心a影响曲线来看，如图18所示，最大叶片式桨心a 值明显大于其它宽叶桨，其次叶片组合式桨，再次泛能式桨。

 单位体积功耗Pv(w/m3)

图17不同表观气速条件下对la的影响

图18不同桨型尸1；对la的影响

从黄原胶的流变特性及最大叶片式搅拌桨的结构来分析，黄原胶体系气液传质混合研究黄原胶水溶 液是一种假塑性流体，随着剪切力的增大，粘度会迅速减小，而相比其它 三种桨，最大叶片式搅拌桨剪切能力较强，黄原胶水溶液在其搅拌过程中 被剪切稀化，从而有利于气液传质，同时，最大叶片式桨也具有较好的轴 向循环作用。剪切流与循环流的统一使得该桨的传质性能较优。双刀式桨 在单位体积功耗不高的情况下，值略低于叶片组合式桨和泛能式桨， 但随着单位体积功耗的增加，尤值逐渐依次高于泛能式桨和叶片组合式

27 

桨，这与该桨在气含率部分所得到的规律是一致的。

 

图19 MIG式和INTER-MIG式桨单位体积功耗对la的影响

对于Mig式和Inter-Mig式搅拌桨传质特性的研究表明，如图19所示， 恒定通气速率Q=1500L/h，在单位体积功耗270w/m3〈八<435w/m3范围 内，Inter-Mig式搅拌桨所得足ia值较大，即在该范围内，Inter-Mig式搅 拌桨的传质性能要优于Mig式搅拌桨。但当尸<270w/m3或尸^435w/m3 时，Mig式搅拌桨的传质性能要优于Inter-Mig式搅拌桨。

根据以上数据分析，以及Meenal 8下价匕^等[36]人的研究，我们可以假 设氧传质系数可以关联为单位体积功耗尽和表观气速。的函数，其 形式为：、a = aiVT/，回归结果见表1。

表1氧传质系数回归结果

桨型abcR2

最大叶片式3. 22X10-41.2740.8950.946

叶片组合式4.45X10-51.2970. 6770.968

'泛能式1.38X10-41.4711.1010.902

双刀式0. 244X 10-51.8170.7750.956

MIG式1.03X10-61.5340.30.95

INTER-MIG3.17X10-61. 4920.4570.954

可以看出，所提出的关联式对应六种桨的相关系数均在90%以上，说

28

明该式较好的拟合了六种搅拌桨氧传质系数与单位体积功耗、表观气速之 间的关系。

3.3.4比功耗传氧系数概念的引入

为了更好的从氧传递角度来表征六种搅拌桨的传质效果，我们引入比 功耗传氧系数五〇2这一概念[37]，其定义为： 

E

〇2

KLa

(7)

 

VL

其中

—通气条件下消耗的功率，W

VL—反应釜搅拌料液体积，m3

 

单位体积功耗Pv(w/m3)

从物理意义角度来讲，Eo2实际反映的是氧传递效率的概念，表明了 氧传质系数KLa随单位体积功耗的变化而变化的快慢程度。该参数将KLa 和功耗联系起来，而功耗是和转速直接相关的，如果在一定范围内，找到 该参数的最高点，意味着得到某桨的最佳操作转速，而不至于单纯为获得 较高的KLa而一味提高功率，消耗能量。

图20不同桨型^对五〇2的影响

如图20所示：在同一表观气速和单位体积功耗条件下，最大叶片式 桨比功耗传氧系数远远高于其它三种宽叶桨。在较低单位体积功耗条件

29

下，叶片组合式桨要优于双刀式桨，泛能式桨最低。随着单位体积功 耗的增加，双刀式桨五〇2逐渐低于泛能式桨，功耗继续增大，其五又依 次高于泛能式桨和叶片组合式桨。对于最大叶片式桨、叶片组合式桨、泛 能式桨，随着单位体积功耗的增加，该三种桨的五〇2都逐渐达到最大值， 从氧传递效率角度来说，继续增大转速，会造成功耗在一定程度上的浪费。

此外，对于Mig式和Inter-Mig式搅拌桨，如图21所示，当通气速率 Q=1500L/h时，在单位体积功耗270评如3<八<470评如3范围内，Inter-Mig 式搅拌桨所得五〇2值较大，即在该范围内，Inter-Mig式搅拌桨的氧传递效 率要优于Mig式搅拌桨。但当尸<270w/m3或尸^470w/m3时，Mig式搅 拌桨的氧传递效率要优于Inter-Mig式搅拌桨。

 

MIG

INTER-

MIG

0. 025 0. 02 0. 015 0. 01 0.005

0

0200400600800

单位体积功耗Pv(w/m3)

图21 MIG式和INTER-MIG式桨单位体积功耗对五〇2的影响

3.3.5最大叶片式和丨nter-Mig式搅拌桨的比较

由以上分析可知，宽叶搅拌桨中，最大叶片式搅拌桨传质混合性能较 优；而Mig式和Inter-Mig式搅拌桨中，Inter-Mig式搅拌桨在一定转速范

围内，功耗较低，功率数较小，尤ia和£化值略高于Mig式搅拌桨。但与 最大叶片式搅拌桨相比较，从氧传质速率和氧传递效率角度来看，如图 22、23所示，在相同单位体积功耗条件下，Inter-Mig式搅拌桨的心a和 五〇2值远远低于最大叶片式搅拌桨，即在所研究的六种搅拌桨中，最大叶

30 

0 5 0 5 0 5 0

3 2 2 1 1

s/I^Ia栽賊啤擊|*

 

Inter-MIG

最大叶片式

 

图22 INTER-MIG式桨和最大叶片式桨尤^的比较

S3淼賊事擊跋吞-

 

0

05001000

单位体积功耗Pv(w/m3)

.Inter- MIG

-最大叶片 式

图23 INTER-MIG式桨和最大叶片式桨五〇2的比较

片式桨传质混合性能最优，效率最高，这是因为最大叶片式桨，作用范围 比较大，剪切能力较强，全釜混合性能优良，有利于气液传质效率的提高。

3.4小结

本节重点考察了最大叶片式、叶片组合式、泛能式、双刀式、Inter-Mig 式和Mig式在黄原胶体系中的传质混合性能。

四种大型宽叶搅拌桨，均能有效的抑制功耗降，其中优选桨型为最大 叶片式搅拌桨：在相同条件下，该桨的功率数你较低，气含率较大，尤^ 值最大，比功耗传氧系数最高。

Mig式和Inter-Mig式搅拌桨中，从能耗和传质角度来看，Inter-Mig

31 

式搅拌桨要优于Mig式搅拌桨。但与最大叶片式搅拌桨相比，在相同条件 下，Inter-Mig式搅拌桨的尤ia和五〇2值远远低于最大叶片式搅拌桨，即最 大叶片式桨是六种搅拌器中的优选桨型。

引入比功耗传氧系数五〇2能更好地表征搅拌桨的传质效果，有利于确 定其最佳操作参数，对优化黄原胶的发酵过程有一定的参考价值。

对于黄原胶发酵过程，应选取剪切能力和循环能力并重的搅拌桨或组 合桨，这样既有利于微观传质，又有利于宏观混合，从而进一步提高黄原 胶产量和质量。

32

4新型气体分布器对黄原胶体系中氧传质的影响

4.1前言

在化工生产中，通气机械搅拌式反应器得到了广泛的应用，尤其是在 发酵工业当中，大多数反应器是这种类型[38]。但在工业具体应用中，常常 会遇到一些特殊情况。例如在黄原胶发酵过程中，由于胞外多糖的积累， 发酵液的粘度增加，导致体系中氧传递困难，氧传递速率成为控制整个过 程的关键步骤。虽然增大搅拌转速可以提高体系内的溶氧水平，但高剪切 的机械搅拌很容易对微生物造成损害[39]。这就对发酵工艺的改善、新型生 物反应器的开发及其内部构件（搅拌桨、气体分布器等）的优化提出了新的 要求。目前，文献中对反应釜内部构件中搅拌桨的研究较多，而有关气体 分布器的报道相对较少。传统分布器型式有：单孔直管分布器、环状多孔 分布器、多孔环簇分布器和锥形多孔分布器等，其中最常用的是环状气体 分布器。冯连芳等曾用小于桨径的环状分布器和大于桨径的分布器进行过 研究。结果发现，使用大直径分布环要优于小直径分布环[40]。张炎等研究 了一种带有静态混合器喷嘴的气体分布器，认为这种分布器型式有利于形 成泰勒涡柱，使平行于搅拌轴方向的流体没有速度梯度，不存在返混作用， 大量气泡能有序的运动，黄原胶体系气液传质混合研究减少了气泡间的碰撞和聚并，有利于气液相界面 积的增加。本研究通过两种微孔分布器与传统环状分布器的比较，揭示了 气泡大小对黄原胶体系中功耗特性、气液分散和传质混合的影响。这对于 反应器内部构件的优化具有一定的指导意义。

4.2实验部分

4.2.1实验装置及体系

本实验在直径为380mm的有机玻璃反应釜中进行，装液高度为750mm， 实验装置见第3章图8所示。液相非牛顿流体介质为黄原胶水溶液，浓度 为8g/L;气相介质为空气，经压缩机到气体分布器由底部通入搅拌釜， 通气量变化范围0—0.694X 10-3m3/s，由转子流量计调节。气体分布器型 式：环状气体分布器，微孔型气体分布器一号（毫米级），微孔型气体分 布器二号（微米级），见图24所示，直径均为180mm。所采用组合桨为：

33

六折叶下压式（上层）和六叶布鲁马金式（下层）搅拌桨，如图25所示， 桨径均为150mm，转速变化范围2.5—7.5r/s，

分布器进气f

图24微孔型气体分布器一、二号 

 

 

a上层搅拌桨（P2DTD)

 

b下层搅拌桨（6BM)

 

桨型示意图

图 25

由变速调节器调节。饱和亚硫酸钠溶液通过蠕动泵流加，以降低搅拌釜内 溶氧水平，流速可由蠕动泵调节。配有BIOTECH-2002型生物过程控制器， 通过其溶氧电极即时测量搅拌釜内溶氧浓度。

4.2.2测量方法 4.2.2.1搅拌转速及功率测量 见 3.2.2.1。

4.2.2.2气含率s测量 见 3. 2.2.2。

4.2.2.3氧传质系数尤^测量 见 3. 2.2.3。

4.3结果与讨论

4.3.1功耗特性

搅拌过程是通过搅拌器的旋转向釜内流体输入机械能，使流体获得适

34

1

0.8

 

■e—分布环 ■a—微一号

—微二号

宜的流动场，在流动场内进行动量、热量、质量的传递或者同时进行化学 反应的过程[41]。搅拌设备消耗的能量主要提供给釜内物料进行剪切和循 环。本文所采用的双层组合桨中，底层布鲁马金式搅拌桨主要提供的是剪 切流，而上层折叶下压式搅拌桨是一种循环流和剪切流并重的搅拌桨。在 黄原胶气液混合体系中，通过该组合桨的搅拌造成良好的气液接触，以形 成气泡在液相中均匀分散，然后由形成的气液界面进行传质。然而在给定 的叶轮转速下，当气体通入搅拌釜时，搅拌功耗将明显下降，并在高气速 下趋于恒定。搅拌功率的减小使搅拌桨原有的输送能力降低，不利于气液 分散和传质混合。过去一般认为，搅拌功率的降低是由通气后搅拌叶片扫 过的流体的表观密度减小引起的。近年来对气穴现象的研究发现，通气时 搅拌功率的变化与气穴行为有着密切联系。功率降低的直接原因是桨叶背 面形成的气穴使搅拌桨的旋转阻力减小，其减小的程度由气穴大小控制。 随通气和搅拌的不同，气穴主要有三种形态，根据通气数双4来划分：当 况4>0.017时，形成大气穴；当双4=0.01时，形成贴附气穴；当况4=0.001 时，形成涡流气穴。本研究表明，气穴大小还与气体分布器通入的气泡大 小有关，气泡直径越小，同样条件下，对气穴的生长有一定的抑制作用， 如图26所示，在相同转速#=3.34r/s和通气速率2=0.139x10-3m3/s条件下， 微二号、微一号、分布环对应搅拌桨功耗下降程度分别为：7%、15.1%、 27.5%,即对于两种微

0

00.20.40.6

Q(X 10 3m3/s)

图26不同分布器型式对功耗的影响

35

孔分布器（微一号、微二号），功耗下降的程度明显低于环状分布器（分 布环），且微二号要优于微一号。另外，微一号、微二号与分布环相比， 虽然随着转速

微孔气体分布器一号

0.

0.

 

N=2. 50 r/s

N=3. 34 r/s

N=4. 17 r/s

N=5. 01 r/s

N=5. 82 r/s

N=6. 66 r/s

图27搅拌转速与通气速率对功耗的影响

的增加，功耗降也在增加，但在转速一定的条件下，通气速率增大到一定 程度以后，随着通气速率的增加，功耗降变化不大，以微一号为例，如图 27所示，当通气速率0>〇.139x1〇_3m3/s时，随着气速的进一步增加，恒 定转速下，搅拌桨功耗下降程度变化很小。

4.3.2气含率的比较

气含率是表征釜内气液分散特性的重要参数，它与气泡直径共同决定 了体系的相界面积《，而相界面积直接影响着氧传质系数la的大小。气 含率的大小主要受搅拌转速、通气速率和流体性质的影响。侯治中等[42] 认为：在较小的气速范围内，当气速增大到一定程度时，气含率增大的趋 势变缓，曲线斜率变小；随着气速继续增大，气含率的增大趋势又有所回 升，曲线又开始上扬，在曲线中部形成了一个拐点，这是搅拌控制和通气 控制相互作用的结果。在拐点左侧，气含率的变化受搅拌速度的控制（此 时气速较小）。由于在一定转速下使体系得到良好分散的气速有一个上限， 因此气含率的增大趋势随气速的增大而受到抑制。但是继续增大气速，使 搅拌控制阶段过渡到通气控制阶段时，气含率又开始比较明显的增大。在

36

微孔气体分布器一号

 

Q(X10 3m3/s)

本研究中，液相介质为8g/L的黄原胶水溶液，属于非牛顿假塑性流体， 粘度较大，气泡聚并现象比较严重，不利于气含率的提高。对于所采用的 三种分布器型式，特别是对于微孔分布器（以微一号为例），恒定转速下， 当通气速率^<0.417x10-3m3/s时，气含率随通气速率的增加上升较快，曲 线斜率较大。随着通气速率继续增大，当0>〇.417x1〇-3m3/s时，气含率 的上升趋势开始逐渐变缓，如图28所示，然而在整个气速变化范围内， 搅拌转速对气含率影响始终比较显著。这是因为微孔分布器所产生的气泡 较小，搅拌桨功耗下降程度较低，输送能力较强，气液分散比较均匀，气 泡聚并的几率相对较小。恒定表观气速6=2.45x10_3m/s，由不同分布器型 式相比较可得，如图29所示，

 

分布环

微一号

微二号

37

图28搅拌转速与通气速率对气含率的影响

图29不同分布器型式对气含率的影响

在同一单位体积功耗条件下，气含率由大到小依次为：微孔气体分布器二 号、微孔气体分布器一号、环状气体分布器。除上述功耗降程度较低原因 外，微孔分布器产生的气泡较小，因而在釜内停留的时间较长，也有利于 气含率的提高。

4.3.3传质特性

 

分布环

微一号

微二号

3006009001200

单位体积功耗Pv(w/m3)

0

在生物反应器设计中，传质速率是所需考虑的最重要参数之一，黄原胶体系气液传质混合研究特别 是对于传质是控制步骤的生物反应过程，例如黄原胶发酵中的氧传递过 程。而传质系数la是氧传递速率大小的主要标志之一，其表征生物反应 过程中的传质快慢程度。本实验中液相介质为黄原胶水溶液，它具有低浓 度高粘度的特性，因而在该体系中氧传递相对比较困难。恒定表观气速 6=2.45x10_3m/s，将黄原胶体系中测得的不同分布器型式的氧传质系数和 单位体积功耗描绘成图，如图30

图30不同分布器型式对的影响

所示，可以看出，相同单位体积功耗下，微二号所得la最大，其次微一 号，分布环为最小，特别是当单位体积功耗较高时，微二号值约为分 布环的两倍；且对于两种微孔分布器，在100彡尸K<11〇〇 w/m3范围内，单 位体积功耗对la始终比较显著，这与气含率部分所得规律是一致的。 la的变化主要是操作条件影响相界面积a的结果，^几乎不随操作

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条件而变，只与体系的性质有关，因而相界面积直接决定了传质速率。在 三种分布器型式中，微二号所产生的气泡最小，同时由气含率部分可知， 该分布器所得气含率最高。这两方面决定了该分布器条件下，气液接触面 积最大，即相界面积最大，从而氧传质系数尤ia最大。另外，气泡尺寸减 小后，气泡表面处的表面张力会明显增大，泡内压力也随之增加，从而使 液相内的饱和溶氧浓度增大，对提高氧传质系数也起到了一定的作用。

为了更好的从氧传递角度来表征分布器对氧传质的影响，我们再次 引入比功耗传氧系数五〇2这一概念，从物理意义角度来讲，五〇2实际反映 的是氧传递效率的概念，表明了氧传质系数随单位体积功耗的变化而 变化的快慢程度。恒定表观气速6=2.45x1〇-3m/s，对于两种微孔分布器， 在较低单位体积功耗范围内，尸K< 600w/m3时，五〇2随着单位体积功耗的增 加而迅速减小，单位体积功耗继续增加，当尸K>600w/m3时，五〇2减小的 趋势变缓，在高单位体积功耗下趋于定值，如图31所示；对于气体分布 环，在操作范围内，五随着单位体积功耗的增加而呈逐渐下降趋势，没 有出现最低点。

0.04

 

分布环

微一号

微二号

0. 032 0. 024 0. 016 0. 008 0

0300600900 1200

单位体积功耗Pv(w/m3) 图31不同分布器型式对五〇2的影响

虽然三种分布器的五〇2随单位体积功耗的变化趋势不同，但在相同单 位体积功耗和表观气速条件下，五〇2由大到小依次为：微二号、微一号、 分布环。这与对la分析所得规律是一致的。可见气体分布器的分散效果

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对于氧传递过程具有直接的影响，高效的气体分布器是提高传质效率的可 靠保证。环状气体分布器只能提供“股状”气流，必须依靠搅拌器的打散作 用才能分散到物料空间，气泡直径大，增加搅拌能耗，效果有限。微孔气 体分布器直接提供“气泡流”，气泡直径较小，提高溶氧效果显著。

4.4小结

本节主要考察了新型气体分布器对黄原胶体系中氧传质的影响，并与 传统环状气体分布器进行了比较。结果表明：

分布器孔径越小，所产生的气泡相应较小，能有效地抑制气穴的生长， 使通气条件下搅拌桨功耗下降程度较低，相对输送能力较强，气液分散比 较均匀。

由分布器通入的气泡越小，既有利于延长气泡在釜内的停留时间，提 高气含率，又有利于增加气液相界面积，进一步促进传质混合。

新型气体分布器的开发，有利于促进气液混合过程中的微观传质和宏 观混合，对提高产品的产量和质量具有重要的意义，对反应器的设计和优 化也有一定的指导意义。

40

5总结与展望

5.1全文总结 5.1.1流变学部分

黄原胶水溶液的粘度与浓度呈线性关系，在恒定剪切速率条件下，可 用具体方程来描述。随着黄原胶浓度的增加，黄原胶溶液由牛顿性流体逐 渐转变为假塑性流体，且浓度越高，假塑性越强，剪切稀化效应越显著； 随着黄原胶浓度的增加，稠度系数足由小变大，流变参数《由大变小，且《 始终小于1。此外，尺'主要受黄原胶浓度影响，可以描述为Cp的函数。 5.1.2桨型部分

研究了六种搅拌桨型式，其中，在相同条件下，最大叶片式搅拌桨的 功率数你较低，气含率较大，氧传质系数la值最大，比功耗传氧系数 五〇2最高，即该桨传质混合性能最优，传递效率最高。这是因为其作用范 围比较大，剪切能力较强，全釜混合性能优良，从而气液传质效率明显提 高；四种宽叶搅拌桨均能有效的抑制功耗降；Mig式和Inter-Mig式搅拌 桨中，从能耗和传质角度来看，Inter-Mig式搅拌桨要优于Mig式搅拌桨。 根据流变学和桨型这两个方面的研究，对于黄原胶发酵工程，应选取剪切 能力和循环能力并重的搅拌桨或组合桨，这样既有利于微观传质，又有利 于宏观混合，从而进一步提高黄原胶产量和质量。此外，引入比功耗传氧 系数五〇2能更好地表征搅拌桨的传质效果，有利于确定其最佳操作参数， 对优化黄原胶的发酵过程有一定的参考价值。

5.1.3气体分布器部分

研究了三种不同孔径的气体分布器型式，分布器孔径越小，所产生的 气泡相应较小，既能有效地抑制气穴的生长，使通气条件下搅拌桨功耗下 降程度较低，相对输送能力较强，气液分散比较均匀，又有利于延长气泡 在釜内的停留时间，提高气含率，增加气液相界面积，从而进一步促进气 液传质与混合。新型气体分布器的开发，有利于促进气液混合过程中的微 观传质和宏观混合，对提高产品的产量和质量具有重要的意义，对反应器 的设计和优化也有一定的指导意义。

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5.2展望

我国有关黄原胶的研究尚处于初步阶段，具有自主知识产权的技术不 多，黄原胶体系气液传质混合研究业已开展的研究工作大多局限于生物学界、生物工程学界和食品饮料 行业，因而目前我国的黄原胶生产、研究中确实存在着以下问题：（1)黄 原胶发酵过程中能量消耗大；（2)黄原胶发酵中后期粘度较大，溶氧水平 较低，传质困难；（3)国内黄原胶产率较低，质量不稳定；（4)不具备与国 外产品竞争的能力。目前亟需完善黄原胶的生产工艺、提高黄原胶的品质、 降低黄原胶的生产能耗，加大应用开发研究力度，因而尚须生物学界、生 物工程学界、化学界、材料学界以及医药学界的大力合作，开展深入的研 究工作，使我国的黄原胶产业走出低谷。

从国外黄原胶行业的发展趋势和国内黄原胶的研究现状来看，要提高 我国的黄原胶生产水平，需要加强对下列课题的研究：

(1)优化黄原胶发酵工艺参数，提高生产强度和产品质量；

(2)研究黄原胶发酵设备高径比对产量和质量的影响；

(3)开展黄原胶发酵动力学的研究，建立发酵过程的数学模型，对生 产过程和产品质量进行自动控制；

(4)加强黄原胶发酵罐中其它内部构件（挡板、冷却装置等）的研究；

(5)增加黄原胶产品的规格，研究黄原胶的使用方法。