Рассматривая многообразные реакторные устройства, применяемые в настоящее время в биохимических производствах, можно сделать вывод, что во всех реакторах происходят определенные физические процессы (гидродинамические, тепловые, массообменные), с помощью которых создаются оптимальные условия для проведения собственно биохимического превращения вещества (биохимической реакции). Для осуществления этих биохимических процессов биохимический реактор снабжается типовыми конструктивными элементами, широко применяемыми в аппаратах для проведения собственно биохимических процессов (мешалки, контактные устройства, теплообменники и т.д.). Поэтому все биохимические реакторы представляют собой комплексные аппараты, состоящие из известных конструктивных элементов, большинство которых используется для проведения технологических операций, не сопровождающихся биохимическим превращением перерабатываемых веществ. Количество таких конструктивных сочетаний, а значит, и типов реакторов может быть достаточно большим, что объясняется многообразием и сложностью протекающих биохимических реакций. Однако, для всех биохимических реаторов, существуют общие принципы, на основе которых можно найти связь между конструкцией аппарата и основными закономерностями протекающего в нем биохимического процесса.
ритериями, по которым можно классифицировать реакционные аппараты, являются периодичность, или непрерывность процесса, его стерильность, гидродинамический режим, тепловой эффект и требуемое количество кислорода для реакций биосинтеза, а так же физические свойства (аргегатное, фазовое состояние) взаимодействующих веществ. Основные типы реакторов описаны ниже.
1. Классификация биохимических реакторов
По принципу организации процесса биохимические реакторы подразделяются на три группы.
В реакторе периодического действия (рис. 1) все отдельные стадии процесса протекают последовательно, в разное время. Характер изменения конценраций реагирующих веществ одинаков во всех точках реакционного объема, но различен по времени для одной и той же точки объема. В таком аппарате продолжительностль реакции можно измерить непосредственно, так как время реакции и время пребывания реагентов в реакционном объеме одинаковы. Параметры технологического процесса в периодически действующем реакторе изменяются во времени. Реакторы периодического действия мало производительны и плохо поддаются автоматическому контролю и регулированию.
В реактроре непрерывного действия (рис. 2) все отдельные стадии процесса биохимического превращения вещества (подача реагирующих веществ, биохимические реакции, вывод конечного продукта) осуществляются параллельно, одновременно. Характер изменения концентраций реагирующих веществ в реакционном объеме различен в каждый момент времени в разных точках объема аппарата, но постоянен во времени для одной и той же точки объема.
В таких аппратах технологические параметры процесса постоянны во времени. Однако, продолжительность реакции в реакторах непрерывного действия нельзя измерить непосредственно.
В аппаратах непрерывного действия время реакции не может совпадать с временем пребывания реагентов, так как каждая элементарная частица вещества находится в реакционном объеме разное время, и, следовательно, общее время пребывания зависит от характера распределения времени пребывания отдельных частиц. В общем случае время реакции зависит от интенсивности перемешивания, структуры потоков в аппарате, и для каждого гидродинамического типа реактора оно индивидуально.
Непрерывно действующие реакторы высокопроизводительны, легко поддаются механизации при обслуживании и автоматическому контролю и регулированию при управлении, в том числе с применением быстодействующих электронно-вычислительных машин.
Реактор полунепрерывного (полупериодического) действия (рис. 3) работает в неустановленных условиях, так как один из реагентов поступает непрерывно, а другой – периодически. Возможны варианты, когда реагенты поступают в реактор периодически, а продукты реакции выгружаются непрерывно. Такой реактор можно рассматривать как непрерывнодействующий аппарат, в котором потоки входящего и выходящего из реактора вещест не равны, и, кроме того, как периодически действующий аппарат, в котором ввод одного из реагирующих веществ или вывод продукта реакции осуществляется периодически. Реакторы полупериодического действия используются тогда, когда изменения скорости подачи реагентов позволяет регулировать скорость процесса.
В таблице 1 сопоставлены факторы определяющие периодичность и непрерывность процесса в реакторе.
Таблица 1
Факторы
Тип процесса

периодический
Непрерывный
Период процесса ?? - время между проведением отдельных стадий процесса (например, между двумя смежными выгрузками продукта).
?? > 0
?? ? 0
Степень непрерывности процесса ???? (где ? - время, необходимое для проведения всех стадий процесса).
?? > 1
???? ? 0
Последовательность отдельных стадий процесса.
Последовательно
Параллельно
Место проведения отдельных стадий процесса.
В одном аппарате
В нескольких аппаратах или в разных частях одного аппарата
Характер изменения концентраций реагирующих веществ в реакционном объеме
Одинаков во всех точках объема реактора, но различен во времени для одной и той же точки объема
Различен в каждый момент времени

По гидродинамическому режиму (структуре потоков) ректоры делятся на три группы.
Реакторы идеального (полного) перемешивания – аппараты, в которых потоки реагентов мгновенно и равномерно перемешиваются во всем реакционном объеме. Это значит, что состав и температуру реакционной смеси в таком аппарате можно считать одинаковыми во всем его объеме. На рисунке 4а предствлена типичная зависимость изменения концентрации субстрата во времени в таком реакторе.
К такому типу реакторов могут быть отнесены аппараты малого объема с механическим перемешиванием жидкости, частотой вращения мешалки не менее 4 с–1 и временем гомогенизации не более 8 минут.
Реакторы идеального (полного) вытеснения – аппараты, в которых движение реагентов носит поршеневой характер, то есть каждый предыдущий объем, проходящий через аппарат, не смешивается с последующим, так как вытесняется им. В таком аппарате существует определенное распределение скоростей потока по его сечению. В результате состав, а так же температура реакционной смеси в цетре аппарата и у его стенок различны; и температур на входе и выходе из аппарата. К таким аппаратам относятся трубчатые реакторы при соотношении их высоты к диаметру, равным не менее 20 (H/D ? 20). Однако, в больших реакционных объемах, как правило, режим полного (идеального) вытеснения нарушается за счет эффекта обратного перемешивания. Типичная зависимость изменения концентрации во времени для такого аппарата представлена на рис 4б.
Реакторы с промежуточным гидродинамическим режимом. Этот тип аппаратов очень широко распространен на практике. Наиболее часто отклонение от идеального режима пермешивания в реакционном объеме наблюдается, например, в аппаратах большого объма при недостаточной частоте вращения мешалки, наличии теплообменных устройств внутри аппарата, большой скорости подачи реагентов в аппарат непрерывного действия и т.д. В этих случаях возникают застойные зоны (объемы с малым перемешиванием или вообще без перемешивания), байпасные потоки в аппарате а так же проскок потока без смешения через аппарат. (рис. 5)
На рисунке 4в показана характерная зависимость изменения концентрации субстрата во времени в таком реакторе.
В аппаратах идеального вытеснения регулярный гидродинамический режим может быть нарушен в результате поперечного и особенно продольного пермешивания потока (рис. 6), что приводит к частичному выравниванию концентраций и температур по сечению и длине реактора. Объясняется это тем, что продольное (обратное) пермешивание ускоряет перемещение одних элементов объема, а других – замедляет, вследствие чего время пребывания их в реакторе становится различным.
Одним их технических приемов уменьшения эффекта продольного пермешивания является секционирование реакционного объема (рис. 7), в результате чего пермешивание приобретает локальный характер и по длине аппарата сохраняется гидродинамический режим, близкий к режиму полного вытеснения.
Типичная зависимость изменения концентрации субстрата во времени в многосекционном аппарате представлена на рисунке 4г.
К аппаратам с промежуточным гидродинамическим режимом относятся большинство ферментеров колонного типа.
Реактор, как аппарат, в котором протекает основной процесс биотехнологии – образование нового продукта в результате сложного взаимодействия исходных веществ, должен работать эффективно, то есть обеспечивать требуемую глубину и избирательность биохимического превращения. Следовательно, биохимический реактор должен удовлетворять ряду различных требований: иметь необходимый реакционный объем, обеспечивать определенный гидродинамический режим движения реагентов, создавать требуемую поверхность контакта взаимодействующих фаз, поддерживать необходимый теплообмен в процессе, режим аэрации и т.д.
В промышленных условиях важнейшее значение приобретает не только скорость биохимического превращения вещества, но и производительность аппаратуры, поэтому выбор типа и конструкции оборудования является одним из главных и отвествтвенных этапов реализации химико-технологического процесса.
По конструкции биохимические реакторы классифицируются следующим образом:
* реакторы емкостного типа (типа реакционной камеры);
* реакторы типа колонны;
* реакторы трубчатого типа;
* реакторы пленочного типа;
* реакторы мембранного типа;
* реакторы с псевдоожиженным слоем (рис. 8).
Конструктивный тип реактора зависит от условий проведения процесса и свойств участвующих в нем веществ.
К важнейшим из факторов, определяющий устройство реактора, относятся: агрегатное состоянияние исходных веществ и продуктов реакции, а так же их биохимические и микробиологиеческие свойства; температрура и давление, при которых протекает процесс; тепловой эффект процесса и скорость теплообмена; интенсивность переноса массы (массообмен), перемешивания реагентов; непрерывность или периодичность процесса; удобство монтажа и ремонта аппаратуры, простота его изготовления; доступность конструкционного материала и т.д.
Из всех перечисленных выше факторов агрегатное состояние вещества оказывает наибольшее влияние на принцип организации движения взаимодействующих фаз и определяет конструктивный тип реакционного устройства. Кроме того, от этого фактора зависит выбор некоторых основных и вспомогательных деталей аппарата, таких как, например, перемешивающее устройство, поверхность теплообмена и др.
С точки зрения определения технологических возможностей биохимических реакторов целесообразно систематизировать с учетом основных гидродинамических и массообменных показателей. Эти показатели будут в значительной мере зависеть от количества и способа подвода энергии на перемешивание и аэрацию в реакторах. В соответствии с этим все биохимические реакторы (ферментеры) могут быть отнесены к трем группам.
Реакторы с подводом энергии через газовую фазу (рис. 9). Эта группа аппаратов отличается простотой конструкции и надежностью эксплуатации, так как отсутствуют движущие детали и узлы. К таким аппаратам относятся, например, барботажные эрлифтерные ферментеры.
Реакторы с подводом энергии через жидкую фазу (рис. 10). Характерным конструктивным признаком таких аппаратов является наличие самовысасывающего элемента, или насоса. К этой группе аппаратов можно отнести, например, ферментеры с самовысасывающими перемешивающими устройствами, с эжекционной системой перемешивания и аэрации, с внешним циркуляционных контуром.
Реакторы с комбинированным подводом энерги (рис. 11). Основной конструктивных элемент таких аппаратов – перемешивающее устройство, обеспечивающее высокоэффективное диспергирование и гомогенизацию. К этой группе относятся высокоинтенсивные аппараты с механическим перемешиванием и одновременно барботажем сжатым воздухом.
Биохимический реактор имеет ряд устройств и даже целых узлов, с помощью которых к нему присоединяются основное и вспомогательное оборудование, а так же арматура и контрольно-измерительные приборы.


2. Устройство и принципы работы биохимических реакторов
2.1. Реакторы с неподвижным слоем биокатализатора

Колонны с насадкой иммобилизованного катализатора в настоящее время используются в нескольких промышленных процессах, и есть все основания полагать, что в ближайшее время область их применения существенно расширится. В таких реакторах, называемых реакторами с неподвижным слоем катализатора, с помощью иммобилизованных ферментов осуществляют изомеризацию глюкозы, частичный селективный гидролиз пенициллина, селективное расщепление смеси производных рацемических аминокислот. В реакторах с неподвижным слоем изучались также процессы с участием иммобилизованных клеток.
В простейшем и часто довольно успешно применяющемся математическом описании работы реактора с неподвижным слоем катализатора в основу положена модель реактора полного вытеснения, модифицированная с целью учета влияния каталитической насадки на структуру течений и кинетику реакций. Поверхностную скорость потока через реактов определяют как объемную скорость потока исходных веществ, отнесенного к площади поперечного сечения пустот, которое представляет собой произведение общей площади поперечного сечения колонны на долю пустот ?.
Для простой реакции S?T, протекающей с собственной скоростью v = v (s, p), скорость образования продукта в единице объема гранулы иммобилизованного катализатора в какой-либо определенной точке реактора равна:

vобщ = ?(ss, ps)v(ss, ps) (1)

Здесь ss и ps – концентрации субстрата и продукта соответственно на наружной поверхности частицы катализатора в данной точке объема реактора. Как указано в уравнении (1), в общем случае коэффициент эффективности ?, определяющий скорость диффузии в частицу катализатора, и скорость реакции v зависят как от ss, так и от ps.
Математический балланс по сустрату в сферический частице катализатора радиусом R в стационарном состоянии будет выражаться уравнением:

4?R2ks(s–ss) = 4/3?R3?(ss, ps)v(ss, ps) (2)

или: Скорость диффузии субстрата из жидкой фазы = скорости трансформации субстрата внутри частицы в результате реакции.
Преобразование и подстановка величин уравнений (1) и (2) дает выражение, позволяющее определить общую скорость утилизации субстрата, отнесенную к единице объема частиц катализатора, если известна концентрация субстрата в жидкой фазе.
Течение вокруг частицы, составляющих слой насадки, и особенно смешения жидкой фазы в пустотах между частицами создают обратное смещение, которое может вызвать отклонение от режима полного вытеснения. В таких случаях можно применять дисперсионную модель или модель на основе каскада реакторов. Влияние небольшой дисперсии на работу реактора в сравнении с режимом идеального вытеснения мы уже обсуждали при изучении стерилизаторов.

2.2. Биореакторы типа барботажных колонн

Биореакторы типа барботажных колонн – реакторы с большим отношением высоты к диаметру, перемешивание в них осуществляется за счет восходящего потока газа, подаваемого в реактор под давлением. В некоторых случаях применяют только одну колонну, которую иногда снабжают внутренними тарелками или даже перемешивающими устройствами на отдельных или всех ступенях.
Колонные реакторы могут функционировать как в периодическом, так и в непрерывном режимах. В последнем случае возможны два варианта, в первом из которых направление потоков жидкой фазы и газа параллельны (т.е. совпадают), а во втором варианте используется принцип противотока. В эрлифтных реакторах с помощью наружного устройства осуществляется циркуляция жидкой фазы. Рециркуляционные устройства обеспечивают высокоэффективный теплообмен, необходимый в крупномасштабных микробиологических процессах с участием парафиновых или метанольных субстратов. Рециркуляционное устройство, кроме того, способствует формированию устойчивой структуры течений и определенных характеристик перемешивания в реакторе.
При достаточной плотности культуры быстро растущих аэробных организмов общая скорость клеточного роста обычно лимитируется скоростью переноса кислорода из газовых пузырьков в жидкую фазу. Анализ переноса кислорода, лимитирующего скорость всего процесса, требует сведений о параметрах перемешивания газовой и жидкой фаз в башне. Жидкая и газовая фазы в барботажной колонне полностью пермешиваются, если скорость газового потока намного выше скорости течения жидкой фазы и если высота башни близка к ее диаметру. В случае более обычных высоких колонн необходимую скорость переноса кислорода можно определить по уравнению (2) при L = z.
В интегральной форме уравнение (2) справедливо при практически постоянной величине удельной площади межфазовой поверхности а по всей высоте колонны. Это требование выполняется только при сохранении пузырьковой структуры газового потока. Эксперименты с системой воздух-вода показали, что если объемная доля газа ? превышает критическую величину ?max, равную приблизительно 0,3, то поднимающиеся через слой жидкости газовые пузырьки коалесцируют вплоть до образования воздушных пробок. В любой точке башни
FG = uG??t2/4 (3)

Здесь FG и uG – объемная и линейная скорости потока газа соответственно. Достаточно обоснованно можно принять, что uG = ut удельного газового пузырька в неперемешиваемой жидкости и что FG приблизительно равно скорости поступающего в реактор газа FGf. Последующее допущение основывается на том факте, что поглощающийся из пузырьков кислород по меньшей мере частично замещается на углекислый газ.
Достаточно малый размер пузырьков по всей высоте колонны обеспечивают ситчатые тарелки и/или перемешивающие или другие внутренние устройства, разрушающие все воздушные пробки и таким образом способствующие сохранению высокой величины площади контакта между газовой и жидкой фазами.
На рисунке 12 представлена схема, положенная в основу математической модели башенного реактора с рециркуляционным устройством и с параллельными потоками газовой и жидкой фаз (биореактор эрлифтного типа). В собственно башне реактора (на рисунке изображенной справа) в одном направлении движутся потоки жидкой и газовой фаз. В верхней части башни газ отделяется, а жидкая фаза через рециркуляционное устройство (изображенное слева) возвращается в нижнуюю часть реактора, где расположено барботирующее устройство.

2.3. Биореакторы с псевдоожиженным слоем катализатора

Процессы в псеводоожиженном слое катализатора обычно осуществляют в реакторах колонного типа, рассмотренных в предыдущем разделе, поэтому если такие процессы включают подачу или отвод газа, то расчет газовых потоков и массопереноса должен выполняться так, как было только что описано. В то же время в реакторах с псевдоожиженным слоем катализатора появляется еще одна фаза.
В башенном реактрое с псевдоожиженным слоем катализатора поток жидкости направлен снизу вверх по высокому вертикальному цилиндру. Частицы нерастворимого биокатализатора (скопления микроорганизмов, частицы иммобилизованных ферментов или клеток) суспендируются, увлекаемые восходящим потоком жидкости. Вовлеченные в этот поток частицы катализатора в верхней расширяющейся части реактора прекращают подъем и затем вновь возвращаются в башню. Если тщательно подобрать режим работы реактора с учетом характеристик организма, то биокатализатор удается удерживать в реакторе, несмотря на то, что через реактор неперерывно протекает среда.
Например, в башенных ферментерах, использующихся в непрерывных процессах пивоварения, создается определенный градиент концентрации дрожжевых клеток по высоте башни, причем бвлизи от дна реактора концентрация микроорганизмов может достигать 35%, а в верхней части башни этот парамент снижается до 5-10%. Более того, в зависимости от высоты в реакторе постепенно изменяются и характеристики среды. Так, вблизи зоны поступления исходных питательных вещств превращениям подвергаются прежде всего легко ферментируемые сахара, что приводит к снижению плотности среды. В средней и верхней зонах башни скопления дрожжевых клеток трансформируют мальтотриозу и отчасти мальтозу. Такая картина, характеризующаяся быстрыми реакциями в начальной стадии процесса и последующими более медленными реакциями с участием менее "удобных" субстратов, согласуется с экспериментальными данными, предствленными на рисунке 13.
Рудиментарная модель реактора с псеводоожиженным слоем катализатора может быть разработана, если допустить, во-первых, что частицы биологического катализатора (хлопья скоплений микроорганизмов или частицы иммобилизованного фермента) однородны по форме и размерам; во-вторых, что плотность жидкой фазы является функцией концентрации субстрата; в-третьих, что движение жидкой фазы в реакторе осуществляется в режиме полного вытеснения; в-четвертых, что реакция утилизации субстрата имеет первый порядок по биомассе, но нулевой порядок по субстрату; в-пятых, что числа Рейнольдса частиц катализатора, рассчитанные по их конечной скорости, достаточно малы, так что движение частицы может быть описано законом Стокса. Четвертое и пятое допущение достаточно обосновнны во многих ситуациях; первое, второе и третье в ряде случаев так же могут быть оправданы.
При указанных допущениях скорость утилизации субстрата можно описать уравнением типа:
d(su)/dz = – kx,

или

u ds/dz + s du/dz = – kx (4)

Если движение частиц (клеток) описывается законом Стокса, то зависимость концентрации суспендированной биомассы от скорости потока жидкости в псевдоожиженном слое должна подчиняться уравнению:

x = ?0 [1 – (u/ut)]1/4.65 (5)

Здесь ?0 – плотность культуры микроорганизмов (масса сухого клеточного вещества в единице объема), а ut – конечная скорость сферы в стоксовом потоке.
Любое именением плотности жидкой фазы мало сказывается на величине u. Если и не зависит от положения в реакторе, то уравнение (4) можно проинтегрировать непосредственно и таким путем получить

sc = sf – k?0 [1 – (u/uf)1/4.65]*L/u (6)

Здесь L – высота башни; при выводе этого уравнения принималось, что х определяесят уравнением (5). Отражаемая уравнением (6) линейная зависимость концентрации субстарата от среднего времени реакции L/u (если допустить, что ? так же линейно зависит от s) действительно наблюдается по меньшей мере на некоторых участках соответствующей кривой (рис. 13).
Основным недостатком этой модели является обезличивание субстратов. Действительно, в обсуждаемой модели различные сахара, утилизируемые в ходе анаэробного спиртового брожения, сгруппированы в некий гипотетический единый и средний субстрат. При таком подходе исключается возможность учета эффекта глюкозы, играющего очень важную роль в процессах пивоварения в башенных ферментерах непрерывного действия.
Что касается потока жидкой фазы через псеводоожиженный слой, то обычно желательно поддерживать режим полного вытеснения. Нестабильная структура течений в слое в ряде случаев может вызывать существенное обратное смешение, нарушающее ход процесса и нормальную работу реактора. Вероятность обратного смешения возрастает при уменьшении диаметра колонны и снижении скорости потока жидкой фазы. В то же время в биореакторах с псевдоожиженным слоем катализатора в силу малых размеров его частиц и небольшого различия между плотностями жидкой фазы и катализатора приходится ограничиваться относительно невысокими линейными скоростями потока жидкости. Кроме того, при понижении скорости потока жидкой фазы повышается концентрация катализатора в реакторе. Показано, что введение в биореактор с псевдоожиженным слоем катализатора статических элементов перемешивания может значительно улучшить характеристики расширения слоя и снизить нежелательное обратное смешение.
Поскольку реакторы с неподвижным слоем катализатора в общем случае ближе к реакторам полного вытеснения, может возникнуть вопрос о целесообразности и преимуществах биореакторов с псевдоожиженным слоем катализатора. Прежде всего преимущества таких реакторов очень ярко проявляются при необходимости контакта реакционной смеси с газами. В реакторах с неподвижным слоем катализатора довольно трудно добиться эффективной аэрации (особенно при большом объеме реактора), а если в ходе процесса образуются газообразные продукты, например, углекислый газ, то нелегко и предупредить избыточное накопление газа в верхней части реактора с неподвижным слоем. Реактор с псевдоожиженным слоем катализатора обеспечивает режимы течений, в большей степени способствующие межфазному контакту в системе газ–жидкость–твердое тело. Хороший контакт между газовой и жидкой фазами, с одной стороны, и биокатализаторо, с другой, обеспечивают так же реакторы со струйным течением жидкости.


2.4. Реакторы с неподвижным слоем катализатора и со струйным течением жидкости

Содержимое реакторов с неподвижным слоем катализатора и струйным течением жидкости представляет собой трехфазную систему, состоящую из неподвижного слоя нерастворимого катализатора, а так же подвижной газовой и жидкой фаз. Поступающая в реактор газовая и жидкая фазы содержат по одному или несколько реагентов, поэтому скорость биохимической реакции зависти зависит от характеристик контакта между жидкостью, в которую переносится ограниченно растворимый реагент из газовой фазы, и поверхностью катализатора. На работу таких реакторов в существенной степени влияет физическое состояние газожидкостного потока, проходящего через неподвижный слой катализатора, и связанные с этим процессы массопереноса.
К числу важных характеристик таких реакторов и содержащихся в них систем относятся площадь поверхности катализатора, эффективность смачивания катализатора подвижной жидкой фазой, структура течений газожидкостной смеси, массопереноса ограниченно растворимых реагентов из газовой в жидкую фазу, массопереноса реагентов к поверхности катализатора, а в случае пористого или проницаемого катализатора – диффузия реагентов к каталитическим центрам, находящимся внутри частиц катализатора.
Одной из первых областей применения биореакторов с насадкой и струйным течением жидкости, сохраняющей свое значение и в настоящее время, является обработка сточных вод с помощью биологических капельных фильтров. Вращающееся распределительное устройство разбрызгивает поток жидких отходов по кольцевому слою гравия, на котором находится пленка микроорганизмов. Жидкость стекает через неподвижный слой в почти ламинарном режиме, а воздух поднимается через слой катализатора благодаря естественной конвекции за счет выделяющейся в микробиологическом процессе теплоты. Аналогичный принцип лежит в основе традиционного способоа производства винного уксуса (биологическое окисление этанола до уксусной кислоты), где применяются прямоугольные колонны с насадкой из древесной щепы. Для ламинарного течения жидкой фазы и упрощенной геометрии слоя, например для плоского слоя, можно создать детальную математическую модель, описывающую характеристики потоков и процессов переноса, и решить соответствующие уравнения.
В промышленности встечаются и другие конструкции реакторов со струйным течением жидкости и неподвижным слоем катализатора, в частности такие, в которых параллельные потоки газовой и жидкой фаз движутся сверху вниз или снизу вверх. При изучении режима работы таких реакторов необходимо помнить, что в зависимости от относительных скоростей газовых и жидкостных потоков (и в некоторой степени от других свойств газожидкостной системы) можно получить самые разные дисперсные системы, начиная от непрерывной жидкой фазы с диспергированными в ней газовыми пузырьками и заканчивая непрерывной газовой фазой с диспергированными каплями жидкости (туманом) (рис. 14). На этом рисунке выделена и зона нестабильности потока, когда через реактор непрерывно проходят газ и жидкость в виде крупных газовых пузырей и жидких поршней соответственно. Участки графика, обозначенные как "пилотная установка" и "промышленная установка", заимствованы из опытных данных, полученных при изучении процессов перереботки нефти. В некоторых режимах работы биореактора применяются низкие скорости потока воздуха. Так, в процессах биологической обработки отходов на капельных фильтрах аэрация осуществляется за счет естественной конвекции, обусловленной небольшой экзотермичностью происходящих реакций.
Конструкционно реакторы с неподвижным слоем катализатора и со струйным течением жидкости напоминают реакторы, рассматривавшиеся ранее. При математическом моделировании систему обычно условно рассматривают, как твердую фазу, находящуюся в контакте с жидкой пленкой, которая в свою очередь контактирует с газовой фазой. В сущности такой подход к моделированию является расширенным вариантом уже упоминавшейся двухфазной модели барботажной колонны. Затем рассматриваются процессы переноса между фазами и в каждой из фаз, а так же ограничения, налагаемые на скорость реакций диффузионными эффектами.

Заключение

При выборе конкретной конструкции реактора приходится учитывать самые различные характеристики проектируемого процесса и эксплуатационные параметры. В таблице 2 суммированы преимущества и недостатки трех типов реакторов, применяемых для осуществления процессов в трехфазных системах: реакторов с неподвижным слоем катализатора и струйным течением жидкости; реакторов с перемешиваемой суспензией; реакторов с перемешиваемой суспензией и с барботажем (с псевдоожиженным слоем катализатора). (+ положительные характеристики, – отрицательные характеристики).
Таблица 2

Характеристики
Реактор

с неподвижным слоем катализатора и струйным течением жидкости
с перемешиваемой суспензией
с псевдоожи-женным слоем катализатора
Разделение реактора на ступени
++
–
+
Перепад давлений
–
+
+
Максимальная скорость потока
–
+
++
Отвод теплоты
(+)
+
+
Замена катализатора
–
+
+
Истирание катализатора
(+)
–
(+)
Утилизация катализатора
–
+
+
Простота конструкции
+
–
++
Масштабирование
(+)
+
–


Список литературы

1.
2. Бейли Дж., Оллис Д. Основы биохимической инженерии. Ч. 2. М.: 1989.
3. Смирнов И. И. Биохимические реакторы. Л.: 1987.




Скачали данный реферат: Mitasov, Тетерин, Потрепалов, Лепёхин, Ovechkin, Praskov'ja.
Последние просмотренные рефераты на тему: антикризисное управление, сочинение бульба, сочинение на тему онегин, бесплатно ответы.





1