Біохімічні реактори

Рассматривая різноманітні реакторні устрою, застосовувані нині в біохімічних виробництвах, можна дійти невтішного висновку, що у всіх реакторах відбуваються певні фізичні процеси (гідродинамічні, теплові, массообменные), з допомогою яких створюються оптимальні умови щодо власне біохімічного перетворення речовини (біохімічної реакції). Для цих біохімічних процесів біохімічний реактор постачається типовими конструктивними елементами, широко застосовуваними в апаратах щодо власне біохімічних процесів (мішалки, контактні устрою, теплообмінники тощо.). Тому всі біохімічні реактори є комплексні апарати, які з відомих конструктивних елементів, що їх використовується щодо технологічних операцій, не що супроводжуються біохімічним перетворенням перероблюваних речовин. Кількість таких конструктивних поєднань, отже, і типів реакторів може бути досить великим, що різноманіттям і складністю які протікають біохімічних реакцій. Проте, всім біохімічних реаторов, існують загальні принципи, основі яких можна знайти зв’язок між конструкцією апарату основними закономірностями викликаного у ньому біохімічного процесу.

ритериями, якими можна класифікувати реакційні апарати, є періодичність, чи безперервність процесу, його стерильність, гідродинамічний режим, парниковий ефект і необхідну кількість кисню для реакцій біосинтезу, а як і фізичні властивості (аргегатное, фазове стан) взаємодіючих речовин. Основні типи реакторів описані ниже.

1. Класифікація біохімічних реакторов.

За принципом організації процесу біохімічні реактори поділяються втричі группы.

У реакторі періодичної дії (рис. 1) все окремі стадії процесу протікають послідовно, у різний час. Характер зміни конценраций реагують речовин однаковий переважають у всіх точках реакційного обсягу, але різний за часом одній й тієї точки обсягу. У цьому апараті продолжительностль реакції можна виміряти безпосередньо, тому що час реакції й час перебування реагентів в реакційному обсязі однакові. Параметри технологічного процесу у періодично чинному реакторі змінюються у часі. Реактори періодичної дії мало производительны й погано піддаються автоматичному контролю і регулювання.

У реактроре безперервного дії (рис. 2) все окремі стадії процесу біохімічного перетворення речовини (подача реагують речовин, біохімічні реакції, висновок кінцевий продукт) здійснюються паралельно, одночасно. Характер зміни концентрацій реагують речовин, у реакційному обсязі різний у кожний час у різних точках об'єму апарата, але постійний у часі одній й тією самою точки обсягу.

У цих аппратах технологічні параметри процесу постійні у часі. Проте, тривалість реакції в реакторах безперервного дії не можна виміряти безпосередньо.

У апаратах безперервного дії час реакції неспроможна збігатися з часом перебування реагентів, оскільки кожна елементарна частка речовини перебуває у реакційному обсязі час, і, отже, загальне час перебування залежить від характеру розподілу час перебування окремих частинок. У випадку час реакції залежить від інтенсивності перемішування, структури потоків в апараті, й у кожного гідродинамічного типу реактора воно індивідуально.

Постійно діючі реактори высокопроизводительны, легко піддаються механізації з обслуговування і автоматичному контролю і регулювання при управлінні, зокрема із застосуванням быстодействующих електронно-обчислювальних машин.

Реактор полунепрерывного (полупериодического) дії (рис. 3) працює у невстановлених умовах, оскільки одне із реагентів надходить безупинно, а інший — періодично. Можливі варіанти, коли реагенти вступають у реактор періодично, а продукти реакції вивантажуються безупинно. Такий реактор можна як непрерывнодействующий апарат, у якому потоки вхідного і виходить із реактора вещест нерівні, та, крім того, як періодично діючий апарат, у якому введення однієї з реагують речовин або виведення продукту реакції здійснюється періодично. Реактори полупериодического дії використовуються тоді, коли зміни швидкості подачі реагентів дозволяє регулювати швидкість процесу.

У таблиці 1 порівняно чинники що визначають періодичність і безперервність процесу у реакторе.

Таблиця 1.

Факторы.

Тип процесса.

периодический.

Непрерывный.

Період процесу ?? — час між проведенням окремих стадій процесу (наприклад, між двома суміжними выгрузками продукту).

?? > 0.

??? 0.

Ступінь безперервності процесу ??? (де? — час, необхідне всіх стадій процесса).

?? > 1.

???? 0.

Послідовність окремих стадій процесса.

Последовательно.

Параллельно.

Місце проведення окремих стадій процесса.

У першому аппарате.

У кількох апаратах чи різних частинах одного аппарата.

Характер зміни концентрацій реагують речовин, у реакційному объеме.

Однаковий переважають у всіх точках обсягу реактора, але різний у часі одній й тією самою точки объема.

Різний у кожний момент времени.

По гидродинамическому режиму (структурі потоків) ректори діляться втричі группы.

Реактори ідеального (повного) перемішування — апарати, у яких потоки реагентів миттєво, і рівномірно перемішуються в усьому реакційному обсязі. Це означає, що склад парламенту й температуру реакційної суміші у тому апараті вважатимуться однаковими у всій її обсязі. На малюнку 4а предствлена типова залежність зміни концентрації субстрату у часі у тому реакторе.

До такого типу реакторів можна віднести апарати малий об'єм з механічним перемішуванням рідини, частотою обертання мішалки щонайменше 4 с-1 і часом гомогенізації трохи більше 8 хвилин.

Реактори ідеального (повного) витіснення — апарати, у яких рух реагентів носить поршеневой характер, тобто кожен попередній обсяг, проходить через апарат, не змішується з наступним, оскільки витісняється їм. У цьому апараті існує певна розподіл швидкостей потоку з його перерізу. У результаті потяг, а як і температура реакційної суміші в цетре апарату і його стінок різні; і температур на вході і виході з апарату. До таких апаратам ставляться трубчасті реактори при співвідношенні їх висоти до діаметру, рівним щонайменше 20 (H/D? 20). Проте, у великих реакційних обсягах, зазвичай, режим повного (ідеального) витіснення порушується з допомогою ефекту зворотного перемішування. Типова залежність зміни концентрації у часі для такого апарату представлена на рис 4б.

Реактори з проміжним гідродинамічним режимом. Цей тип апаратів дуже набув значного поширення практично. Найчастіше відхилення від ідеального режиму пермешивания в реакційному обсязі спостерігається, наприклад, в апаратах великого объма при недостатньою частоті обертання мішалки, наявності теплообмінних пристроїв всередині апарату, великий швидкості подачі реагентів в апарат безперервного дії тощо. У таких випадках виникають застійні зони (обсяги малим перемішуванням чи взагалі без перемішування), байпасные потоки в апараті а як і проскакування потоку без змішання через апарат. (рис. 5).

На малюнку 4 В показано характерна залежність зміни концентрації субстрату у часі у тому реакторе.

У апаратах ідеального витіснення регулярний гідродинамічний режим може бути порушений внаслідок поперечного і особливо подовжнього пермешивания потоку (рис. 6), що зумовлює часткового вирівнюванню концентрацій і температур в перетині і довжині реактора. Пояснюється це тим, що поздовжнє (зворотне) пермешивание прискорює переміщення одних елементів обсягу, інших — уповільнює, унаслідок чого час перебування в реакторі стає різним.

Одним їх технічних прийомів зменшення ефекту подовжнього пермешивания є секціонування реакційного обсягу (рис. 7), у результаті пермешивание набуває локальний характері і за довжиною апарату зберігається гідродинамічний режим, близька до режиму повного витіснення.

Типова залежність зміни концентрації субстрату у часі в многосекционном апараті представлена малюнку 4 г.

До апаратам з проміжним гідродинамічним режимом ставляться більшість ферментеров колонного типу.

Реактор, як апарат, у якому протікає основний процес біотехнології - створення нової продукту результаті складного взаємодії вихідних речовин, повинен працювати ефективно, тобто забезпечувати необхідну глибину й вибірковість біохімічного перетворення. Отже, біохімічний реактор повинен відповідати низці різних вимог: мати необхідний реакційний обсяг, забезпечувати певний гідродинамічний режим руху реагентів, створювати необхідну поверхню контакту взаємодіючих фаз, підтримувати необхідний теплообмін у процесі, режим аерації і т.д.

У промислових умовах найважливіше значення набуває як швидкість біохімічного перетворення речовини, а й продуктивність апаратури, тому вибір типу, і конструкції устаткування одна із головних напрямах і отвествтвенных етапів реалізації хіміко-технологічного процесу.

По конструкції біохімічні реактори класифікуються наступним образом:

* реактори ємнісного типу (типу реакційної камеры);

* реактори типу колонны;

* реактори трубчастого типа;

* реактори плівкового типа;

* реактори мембранного типа;

* реактори з псевдоожиженным шаром (рис. 8).

Конструктивний тип реактора залежить та умовами проведення процесу властивостей що у ньому веществ.

До найважливішим із чинників, визначальний пристрій реактора, ставляться: агрегатний состоянияние вихідних речовин і продуктів реакції, а як і їх біохімічні і микробиологиеческие властивості; температрура і тиск, у яких протікає процес; парниковий ефект процесу швидкість теплообміну; інтенсивність перенесення маси (массообмен), перемішування реагентів; безперервність чи періодичність процесу; зручність монтажу і ремонту апаратури, простота її виготовлення; доступність конструкційного матеріалу і т.д.

З усіх перелічених вище чинників агрегатний стан речовини надає найбільший вплив на принцип організації руху взаємодіючих фаз яких і визначає конструктивний тип реакційного устрою. З іншого боку, від послуг цього чинника залежить вибір деяких основних та допоміжних деталей апарату, як-от, наприклад, перемешивающее пристрій, поверхню теплообміну і др.

З погляду визначення техноло-гічних можливостей біохімічних реакторів, доцільно систематизувати з урахуванням основних гідродинамічних і масообмінних показників. Ці показники будуть у значною мірою залежати кількості і способу підвода енергії на перемішування і аерацію в реакторах. Відповідно до цим все біохімічні реактори (ферментеры) можна віднести до трьох группам.

Реактори з підведенням енергії через газову фазу (рис. 9). Ця група апаратів відрізняється простотою конструкції і надійністю експлуатації, оскільки відсутні рушійні деталі вузли. До таких апаратам ставляться, наприклад, барботажные эрлифтерные ферментеры.

Реактори з підведенням енергії через рідку фазу (рис. 10). Характерним конструктивним ознакою таких апаратів служить наявність самовысасывающего елемента, чи насоса. До цій групі апаратів можна віднести, наприклад, ферментеры з самовысасывающими перемешивающими пристроями, з эжекционной системою перемішування і аерації, з зовнішнім циркуляційних контуром.

Реактори з комбінованим підведенням энерги (рис. 11). Основний конструктивних елемент таких апаратів — перемешивающее пристрій, що забезпечує високоефективне диспергирование і гомогенизацию. До цій групі ставляться високоінтенсивні апарати з механічним перемішуванням і водночас барботажем стиснутим воздухом.

Біохімічний реактор має низку пристроїв і навіть цілих вузлів, з допомогою яких щодо нього приєднуються основну перевагу й допоміжне устаткування, а як і арматура і контрольно-вимірювальні приборы.

2. Пристрій та організаційні принципи роботи біохімічних реакторов.

2.1. Реактори з нерухомим шаром биокатализатора.

Колони з насадкою иммобилизованного каталізатора нині використовують у кількох промислових процесах, і всі підстави вважати, що у найближчим часом область їх застосування істотно розшириться. У цих реакторах, званих реакторами з нерухомим шаром каталізатора, з допомогою іммобілізованих ферментів здійснюють изомеризацию глюкози, частковий селективний гідроліз пеніциліну, селективне розщеплення суміші похідних рацемических амінокислот. У реакторах з нерухомим шаром вивчалися також процеси з участю іммобілізованих клеток.

У найпростішому і найчастіше досить успішно применяющемся математичному описі роботи реактора з нерухомим шаром каталізатора основою покладено модель реактора повного витіснення, модифікована із метою врахування впливу каталітичної насадки на структуру течій і кінетику реакцій. Поверхневу швидкість потоку через реактов визначають як об'ємну швидкість потоку вихідних речовин, віднесеного на площу поперечного перерізу порожнин, яке є твір загальній площі поперечного перерізу колони частку порожнин ?.

Для простий реакції S? T, протікаючим зі своєю швидкістю v = v (p.s, p), швидкість освіти продукту одиниці обсягу гранули иммобилизованного каталізатора у будь-якій певної точці реактора равна:

vобщ = ?(ss, ps) v (ss, p. s) (1).

Тут ss і p. s — концентрації субстрату і продукту відповідно на зовнішньої поверхні частки каталізатора у цій точці обсягу реактора. Як у рівнянні (1), у випадку коефіцієнт ефективності ?, визначальний швидкість дифузії в частку каталізатора, і швидкість реакції v залежать як від ss, і від p.s.

Математичний балланс по сустрату в сферичний частинки каталізатора радіусом R в стаціонарному змозі виражатися уравнением:

4?R2ks (s-ss) = 4/3?R3?(ss, ps) v (ss, p. s) (2).

чи: Швидкість дифузії субстрату з рідкої фази = швидкості трансформації субстрату всередині частки внаслідок реакции.

Перетворення і підстановка величин рівнянь (1) і (2) дає вираз, що дозволяє визначити загальну швидкість утилізації субстрату, віднесену до одиниці обсягу частинок каталізатора, якщо відома концентрація субстрату в рідкої фазе.

Перебіг навколо частки, складових шар насадки, і особливо змішання рідкої фази в пустотах між частинками створюють зворотне усунення, яка може викликати відхилення від режиму повного витіснення. У разі можна використовувати дисперсионную модель чи модель з урахуванням каскаду реакторів. Вплив невеличкий дисперсії працювати реактора тоді як режимом ідеального витіснення ми сьогодні вже обговорювали щодо стерилізаторів.

2.2. Біореактори типу барботажных колонн.

Біореактори типу барботажных колон — реактори з великим ставленням висоти до діаметру, перемішування у яких здійснюється з допомогою вранішнього потоку газу, подаваного в реактор під тиском. У окремих випадках застосовують тільки один колону, яку іноді постачають внутрішніми тарілками і навіть перемешивающими пристроями на окремих запитань чи всіх щаблях.

Колонні реактори можуть функціонувати як і періодичному, і у безупинному режимах. У разі можливі два варіанта, у першому у тому числі напрям потоків рідкої фази і є рівнобіжні (тобто. збігаються), тоді як у другому варіанті використовується принцип противотока. У эрлифтных реакторах з допомогою зовнішнього устрою здійснюється циркуляція рідкої фази. Рециркуляционные устрою забезпечують високоефективний теплообмін, необхідний в великомасштабних мікробіологічних процесах з участю парафінових чи метанольных субстратів. Рециркуляционное пристрій, ще, сприяє формуванню стійкою структури течій і суворо визначених характеристик перемішування в реакторі.

При достатньої щільності культури швидко зростаючих аеробних організмів загальна швидкість клітинного зростання зазвичай лімітується швидкістю перенесення кисню з газових пухирців в рідку фазу. Аналіз перенесення кисню, лимитирующего швидкість всього процесу, вимагає даних про параметрах перемішування газової і переробки рідкої фаз у вежі. Рідка і газова фази в барботажной колоні повністю пермешиваются, якщо швидкість газового потоку набагато вища швидкості течії рідкої фази і якщо висота вежі близька до її діаметру. Що стосується більш звичайних високих колон необхідну швидкість перенесення кисню можна визначити по рівнянню (2) при L = z.

У інтегральної формі рівняння (2) справедливо при практично постійної величині удільної площі межфазовой поверхні а, по всієї висоті колони. Це вимога виконується лише за збереженні пузырьковой структури газового потоку. Експерименти і системи воздух-вода показали, що й об'ємна частка газу? перевищує критичну величину? max, рівну приблизно 0,3, то поднимающиеся через шар рідини газові бульбашки коалесцируют до освіти повітряних пробок. У будь-якій точці вежі.

FG = uG?? t2/4 (3).

Тут FG і uG — об'ємна і лінійна швидкості потоку газу відповідно. Досить обгрунтовано можна взяти, що uG = ut питомої газового пляшечки в неперемешиваемой рідини І що FG приблизно дорівнює швидкості що надходить реактор газу FGf. Наступне припущення грунтується факті, що поглощающийся з пухирців кисень по меншою мірою частково заміщується на вуглекислий газ.

Досить малий розмір пухирців у всій висоті колони забезпечують ситчатые тарілки і/або перемешивающие й інші внутрішні устрою, руйнують все повітряні пробки отже які б збереженню високої величини площі контакту між газової і переробки рідкої фазами.

На малюнку 12 представлена схема, покладена основою математичну модель баштової реактора з рециркуляционным пристроєм і з паралельними потоками газової і переробки рідкої фаз (біореактор эрлифтного типу). У власне вежі реактора (малюнку зображеною справа) щодо одного напрямі рухаються потоки рідкої і представники газової фаз. У верхню частину вежі газ відокремлюється, а рідка фаза через рециркуляционное пристрій (зображене зліва) повертається у нижнуюю частина реактора, де міститься барботирующее устройство.

2.3. Біореактори з псевдоожиженным шаром катализатора.

Процеси в псеводоожиженном шарі каталізатора зазвичай ведуть у реакторах колонного типу, розглянутих попередньому розділі, тож коли такі процеси включають подачу чи відвід газу, то розрахунок газових потоків і массопереноса повинен виконуватися оскільки були лише що описано. У той самий час у реакторах з псевдоожиженным шаром каталізатора з’явиться ще одна фаза.

У баштовому реактрое з псевдоожиженным шаром каталізатора потік рідини спрямований знизу вгору по високому вертикальному циліндру. Частинки нерастворимого биокатализатора (скупчення мікроорганізмів, частки іммобілізованих ферментів чи клітин) суспендируются, увлекаемые висхідним потоком рідини. Втягнуті у цей потік частки каталізатора у верхній розширення частини реактора припиняють підвищення і потім знову повертаються до вежу. Якщо старанно підібрати режим роботи реактора з урахуванням характеристик організму, то биокатализатор вдасться утримувати в реакторі, як і раніше, що за реактор неперерывно протікає среда.

Наприклад, в баштових ферментерах, що використовуються у безперервних процесах пивоваріння, створюється певний градієнт концентрації дріжджових клітин за висотою вежі, причому бвлизи від дна реактора концентрація мікроорганізмів може становити 35%, а верхню частину вежі цей парамент знижується до 5−10%. Понад те, залежно від висоти в реакторі поступово змінюються і характеристики середовища. Так, поблизу зони надходження вихідних поживних вещств перетворенням піддаються передусім легко ферментируемые цукру, що зумовлює зниження щільності середовища. У середній і верхньої зонах вежі скупчення дріжджових клітин трансформують мальтотриозу й почасти мальтозу. Така картина, що характеризується швидкими реакціями у початковій стадії процесу наступними повільнішими реакціями з участю менш «зручних «субстратів, цілком узгоджується з експериментальними даними, предствленными малюнку 13.

Рудиментарная модель реактора з псеводоожиженным шаром каталізатора може бути розроблена, коли припустити, по-перше, що частки біологічного каталізатора (пластівці скупчень мікроорганізмів чи частки иммобилизованного ферменту) однорідні за формою і розмірам; по-друге, що щільність рідкої фази є функцією концентрації субстрату; по-третє, що рух рідкої фази в реакторі ввозяться режимі повного витіснення; по-четверте, що реакція утилізації субстрату має перший порядок з біомаси, але нульової порядок по субстрату; по-п'яте, що числа Рейнольдса частинок каталізатора, розраховані з їхньої кінцевої швидкості, досить малі, отже рух частки то, можливо описано законом Стокса. Четверте, і п’яте припущення досить обосновнны у багатьох ситуаціях; перше, друге й третє часом як і може бути оправданы.

При зазначених припущеннях швидкість утилізації субстрату можна описати рівнянням типа:

d (su)/dz = - kx,.

или.

u ds/dz + p. s du/dz = - kx (4).

Якщо рух частинок (клітин) описується законом Стокса, то залежність концентрації суспендированной біомаси від швидкості потоку рідини в псевдоожиженном шарі повинна підпорядковуватися уравнению:

x = ?0 [1 — (u/ut)]¼.65 (5).

Тут ?0 — щільність культури мікроорганізмів (маса сухого клітинного речовини в одиниці обсягу), а ut — кінцева швидкість сфери у стоксовом потоке.

Будь-яке именением щільності рідкої фази мало б'є по величині u. Якщо й залежить від положення у реакторі, то рівняння (4) можна проинтегрировать безпосередньо і такою шляхом получить.

sc = sf — k?0 [1 — (u/uf)¼.65]*L/u (6).

Тут L — висота вежі; при виведення цього рівняння приймалося, що x определяесят рівнянням (5). Відбивана рівнянням (6) лінійна залежність концентрації субстарата від середнього часу реакції L/u (коли припустити, що? як і лінійно залежить від p. s) справді можна бачити в меншою мірою що на деяких ділянках відповідної кривою (рис. 13).

Основним недоліком цієї моделі є знеособлювання субстратів. Справді, в обговорюваної моделі різні цукру, перероблювані під час анаеробного спиртового бродіння, згруповані на певний гіпотетичний єдиний і середній субстрат. За такого підходу виключається можливість обліку ефекту глюкози, що грає дуже значної ролі у процесах пивоваріння в баштових ферментерах безперервного действия.

Що ж до потоку рідкої фази через псеводоожиженный шар, то зазвичай бажано підтримувати режим повного витіснення. Нестабільна структура течій в шарі часом може викликати істотне зворотне змішання, порушує перебіг процесу і нормальну роботу реактора. Можливість зворотного змішання зростає при зменшенні діаметра колони й тотального зниження швидкості потоку рідкої фази. У той самий час у биореакторах з псевдоожиженным шаром каталізатора з малих розмірів його частинок і невеликого різницю між плотностями рідкої фази і каталізатора доводиться обмежуватися щодо невисокими лінійними швидкостями потоку рідини. З іншого боку, при зниженні швидкості потоку рідкої фази підвищується концентрація каталізатора в реакторі. Показано, що в біореактор з псевдоожиженным шаром каталізатора статичних елементів перемішування може помітно поліпшити характеристики розширення шару і знизити небажане зворотне смешение.

Оскільки реактори з нерухомим шаром каталізатора у випадку ближчі один до реакторів повного витіснення, може запитати доцільність і перевагах біореакторів з псевдоожиженным шаром каталізатора. Насамперед переваги таких реакторів дуже яскраво виявляючись у необхідності контакту реакційної суміші з газами. У реакторах з нерухомим шаром каталізатора досить складно домогтися ефективної аерації (особливо в великий обсяг реактора), і якщо під час утворюються газоподібні продукти, наприклад, вуглекислий газ, то нелегко і попередити надлишкове накопичення газу верхню частину реактора з нерухомим шаром. Реактор з псевдоожиженным шаром каталізатора забезпечує режими течій, більшою мірою які б межфазному контакту у системі газ-жидкость-твердое тіло. Хороший контакт між газової і переробки рідкої фазами, з одного боку, і биокатализаторо, з іншого, забезпечують як і реактори зі струйным течією жидкости.

2.4. Реактори з нерухомим шаром каталізатора й зі струйным течією жидкости.

Вміст реакторів з нерухомим шаром каталізатора й струйным течією рідини є трифазну систему, що складається з нерухомого шару нерастворимого каталізатора, а як і рухомий газової і переробки рідкої фаз. Що Надходить в реактор газова і рідка фази містять за одним чи кілька реагентів, тому швидкість біохімічної реакції заздрості залежить від характеристик контакту між рідиною, у якому переноситься обмежено розчинну реагент з газової фази, і поверхнею каталізатора. На роботу таких реакторів істотно впливає фізичне стан газожидкостного потоку, який струменіє через нерухомий шар каталізатора, і з цим процеси массопереноса.

До важливих характеристик таких реакторів і які у них систем ставляться площа поверхні каталізатора, ефективність змочування каталізатора рухомий рідкої фазою, структура течій газожидкостной суміші, массопереноса обмежено розчинних реагентів з газової в рідку фазу, массопереноса реагентів до каталізатора, а разі пористого чи проницаемого каталізатора — дифузія реагентів до каталітичним центрам, які є всередині частинок катализатора.

Однією із перших областей застосування біореакторів з насадкою і струйным течією рідини, зберігає своє значення й у час, є обробка стічних вод мовби з допомогою біологічних краплинних фільтрів. Обертове розподільне пристрій розбризкує потік рідких відходів по кільцевому прошарку гравію, де міститься плівка мікроорганізмів. Рідина стікає через нерухомий шар у майже ламинарном режимі, а повітря піднімається через шар каталізатора завдяки природною конвекції з допомогою выделяющейся в микробиологическом процесі теплоти. Аналогічний принцип є основою традиційного способоа виробництва винного оцту (біологічне окислювання етанолу до оцтової кислоти), де застосовуються прямокутні колони з насадкою з деревної тріски. Для ламинарного течії рідкої фази і спрощеної геометрії шару, наприклад для плоского шару, можна створити детальну математичну модель, описує характеристики потоків і процесів перенесення, і вирішити відповідні уравнения.

У промисловості встечаются та інші конструкції реакторів зі струйным течією рідини і нерухомим шаром каталізатора, зокрема такі, у яких паралельні потоки газової і переробки рідкої фаз рухаються згори донизу чи знизу вгору. Під час вивчення режиму роботи таких реакторів пам’ятаймо, що, залежно від відносних швидкостей газових і рідинних потоків (й у певної міри з інших властивостей газожидкостной системи) можна отримати роботу найрізноманітніші дисперсні системи, починаючи з безупинної рідкої фази з диспергированными у ній газовими бульбашками і до безупинної газової фазою з диспергированными краплями рідини (туманом) (рис. 14). У цьому малюнку виділена і зона нестабільності потоку, коли через реактор безупинно проходять на газ і рідина як великих газових міхурів і рідких поршнів відповідно. Ділянки графіка, зазначені як «пілотна установка «і «промислова установка », запозичені із досвідчених даних, отриманих щодо процесів перереботки нафти. У деяких режимах роботи біореактора застосовуються низькі швидкості потоку повітря. Так було в процесах біологічної обробки відходів на краплинних фільтрах аерація здійснюється з допомогою природною конвекції, зумовленої невеличкий экзотермичностью що відбуваються реакций.

Конструкционно реактори з нерухомим шаром каталізатора й зі струйным течією рідини нагадують реактори, які розглядалися раніше. При математичному моделюванні систему зазвичай умовно розглядають, як тверду фазу, розташовану за контакту з рідкої плівкою, що у своє чергу контактує з газової фазою. По суті такий до моделювання є розширеним варіантом тієї самої двухфазной моделі барботажной колони. Потім розглядаються процеси перенесення між фазами в кожній з фаз, а як і обмеження, що накладалися на швидкість реакцій диффузионными эффектами.

Заключение

.

При виборі конкретної конструкції реактора доводиться враховувати найрізноманітніші характеристики проектованого процесу експлуатаційні параметри. У таблиці 2 підсумовані переваги та недоліки трьох типів реакторів, що застосовуються здійснення процесів в трифазних системах: реакторів з нерухомим шаром каталізатора й струйным течією рідини; реакторів з перемешиваемой суспензією; реакторів з перемешиваемой суспензією і з барботажем (з псевдоожиженным шаром каталізатора). (+ позитивні характеристики, — негативні характеристики).

Таблиця 2.

Характеристики.

Реактор

з нерухомим шаром каталізатора й струйным течією жидкости.

з перемешиваемой суспензией.

з псевдоожи-женным шаром катализатора.

Поділ реактора на ступени.

++.

-.

Перепад давлений.

-.

Максимальна швидкість потока.

-.

++.

Відведення теплоты.

(+).

Заміна катализатора.

-.

Стирання катализатора.

(+).

-.

(+).

Утилізація катализатора.

-.

Простота конструкции.

-.

++.

Масштабирование.

(+).

-.

1.

2. Бейлі Дж., Оллис Д. Основи біохімічної інженерії. Ч. 2. М.: 1989.

3. Смирнов І. І. Біохімічні реактори. Л.: 1987.