教学基本内容：讲授微生物反应器的操作方式，包括分批式操作、连续式操作、流加式操作。

连续式操作的定义、数学模型，连续稳态操作条件，连续操作的优缺点，在生产上和科研中的应用；流加式操作的定义、数学模型，定流量流加、指数流加的概念，流加式操作的控制优化问题。

分批式操作下微生物生长曲线。

5.1 微生物反应器操作基础5.2连续式操作5.3 流加式操作5.4 分批式操作授课重点：1. 三种基本操作方式的比较。

2. 单级连续式操作的数学模型，连续稳态操作条件，冲出现象。

3. 连续操作的优缺点及在生产上和科研领域的应用。

4 流加式操作的数学模型，指数流加和定流量流加的概念。

5. 流加操作的控制与优化。

6. 分批式操作下微生物的生长曲线。

难点：1. 连续式操作的数学模型。

2. 多级连续培养的数学模型。

3. 流加式操作的数学模型。

本章主要教学要求：1. 理解微生物反应器操作方式的概念。

注意连续式操作、流加式操作和分批式操作的区别。

2. 理解和掌握连续式操作的数学模型及连续稳态操作条件。

3. 理解指数流加和定流量流加的区别。

4. 了解连续式操作的优缺点和应用。

5. 了解流加式操作的优化和控制。

5.1微生物反应器操作基础5.1.1 微生物反应器操作方式分批式操作：是指基质一次性加入反应器内，在适宜条件下将微生物菌种接入，反应完成后将全部反应物料取出的操作方式。

连续式操作：是指分批操作进行到一定阶段，一方面将基质连续不断地加入反应器内，另一方面又把反应物料连续不断的取出，使反应条件不随时间变化的操作方式。

流加式操作：是指先将一定量基质加入反应器内，在适宜条件下将微生物菌种接入反应器中，反应开始，反应过程中将特定的限制性基质按照一定要求加入到反应器内，以控制限制性基质浓度保持一定，当反应终止时取出反应物料的操作方式。

VVV图5－3连续式操作5.1.2 不同操作方式的特点在分批式操作中，反应液中基质浓度S 随反应进行不断降低，菌体浓度X 、产物浓度P 则不断升高，因此是一个动态变化过程。

当微生物反应存在底物抑制时，初期底物浓度高不利于反应。

后期底物浓度过低，则反应速度很低。

在流加式操作中，基质浓度控制在一定水平，避免了底物抑制问题。

流加过程中反应液体积是变化的。

流加式操作可达到拟稳态。

在连续式操作中，反应液体积V 、底物浓度S 、菌体浓度X 、产物浓度P 保持恒定，连绵式操作是一个稳态过程。

5.1.3 不同操作方式的优缺点 见教材73页表5-1。

5.2连续式操作连续式操作有两大类型，即CSTR 型和CPFR 型，CPFR 型多用于酶促反应过程，微生物反应的连续式操作多采用CSTR 型。

根据达成稳定状态的方法不同，CSTR 型连续操作，大致可分为以下3种： 恒化器法：指连续培养过程中，基质流加速度恒定，以调节微生物细胞的生长速率与恒定流量相适应的方法。

恒浊器法：指预先规定细胞浓度，通过基质流量控制，以适应细胞的既定浓度的方法。

营养物恒定法：指通过流加一定成分，使培养基中的营养成分恒定的方法。

5.2.1 恒化器法单级连续操作 5.2.1.1 数学模型图5－4所示的单级CSTR 培养系统中，流入液中仅一种成分为微生物生长的限制性因子，其他成分在不发生抑制的条件下充分存在。

图5－4 单级CSTR 培养系统菌体的物料衡算式：变化量 = 流入量+生长量 流出量即：FV X V dtdXV-μ= （5－1） 限制性基质的物料衡算式：变化量=流入量-流出量－消耗量即X V S FS dtdSVout in γ--= （5－2） 产物的物料衡算式：变化量=流入量＋生成量-流出量即：FP X V dtdPV-π= （5－3） （5－1）式～（5－3）式两边同除以V ，则X D dt dX)(-=μ （5－4） X S S D dt dSout in γ--=)( （5－5） DP X dtdP-π= （5－6） 式中 D 为稀释率，VFD =稳定状态下，0===dtdPdt dS dt dX ，因此D=μ （5－7） )(/out in S X S S Y X -= （5－8）)(/out in S P S S Y P -= （5－9）若微生物生长符合莫诺模型，则DDK S S out -=max μ （5－10）（5－7）式～（5－10）式为恒化器法单级连续培养的数学模型。

稀释率D 是一个重要的操作参数。

根据上述方程可知当D 确定时，μ、S 、X 、P 即可唯一确定。

D=F/V ，因此，当反应液体积一定时，可通过控制流量F 来控制μ、S 、X 、P ，这正是恒化器法又被称为外部控制方法的缘故。

5.2.1.2连续稳态操作条件：D 的取值是有限制的，即应有inS incrit S K S D D +=<max μ，式中，crit D 为临界稀释率。

微生物反应一般是在S in K S >>条件下进行的，所以max μ≈crit D当D >crit D 时，根据（5－4）式可知，反应器中菌体终将全部被冲出(wash-out)，称为冲出现象。

5.2.1.3菌体产率、产物产率菌体产率⎪⎪⎭⎫⎝⎛--==D D K S D Y DX P S in S X X max /μ （5－11）产物产率⎪⎪⎭⎫⎝⎛--==D D K S D Y DP P S in S P P max /μ （5－12） 获得最大菌体产率（或最大产物产率）时的稀释率为⎪⎪⎭⎫⎝⎛+-=inS SS K K D 1max maxμ （5－13） 此时，最大菌体产率为()2/m a x m a x m a x m a x /m a x m a x )(SS in S X S in S X K K S Y D D K S Y D DX -+μ=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-μ-= （5－14）最高产物产率为()2/m ax m ax m ax m ax/m ax m ax )(SS in S P S in S P K K S Y D D K S Y D DP -+μ=⎪⎪⎭⎫⎝⎛-μ-= （5－15）当in S S K <<时，in S X S Y DX /max max )μ=（，in S P S Y DP /m ax m ax )μ=（ （5－16）例1：以葡萄糖为限制性底物，连续培养大肠杆菌，在此培养条件下，测得实验数据如下，比较理论与实验的结果。

已知μm =1.08h -1，K S =0.102g/L ，Y X/S =0.505g/g 。

单级恒化器连续培养大肠杆菌 S 0=0.968g/L稀释率D(h -1)葡萄糖S(mg/L)菌体浓度X(mg/L)菌体产率DX(mg/L.h)0.06 6 427 26 0.12 13 434 52 0.24 33 417 100 0.31 40 438 136 0.43 64 422 181 0.53 102 427 226 0.60 122 424 254 0.66 153 422 279 0.69 170 430 297 0.71 221 390 277 0.73210352257解：根据实验数据计算菌体产率DX ，列入上表。

根据理论公式计算不同稀释率下的葡萄糖浓度S 、菌体浓度X 和菌体产率DX ，列入下表。

DDK S m S -=μ，)(0/S S Y X S X -=，单级恒化器连续培养大肠杆菌 S 0=0.968g/L稀释率D(h -1)葡萄糖S(mg/L)菌体浓度X(mg/L)菌体产率DX(mg/L.h)0.06 6 486 29 0.12 13 482 58 0.24 29 474 114 0.31 41 468 145 0.43 67 455 196 0.53 98 439 233 0.60 127 425 255 0.66 160 408 269 0.69 180 398 275 0.71 196 390 277 0.73213381278分别以实验数据和理论数据绘制S~D 、X~D 及DX~D 曲线。

实验曲线用实线表示，理论曲线用虚线表示。

观察理论曲线与实验曲线的拟合情况，可以发现，两组曲线基本吻合，在稀释率较小时X~D 理论曲线与实验曲线存在较大偏差。

例2葡萄糖为限制性基质进行呼吸缺陷型酵母突变株的单级连续培养（恒化器法）。

请给出存在乙醇抑制和无抑制两种情况下稀释率D 与菌体浓度X 、基质浓度S 与产物浓度P 的关系。

已知原料中不含产物乙醇（P in ＝0），基质浓度S in =10g/L 。

存在乙醇抑制的生50100150200250300350400450500D(h-1)X (m g /L ), D X (m g /L .h )1002003004005006007008009001000S (m g /L )长动力学模型可采用PK K S K S P PS ++μ=μmax解：存在乙醇抑制时，PK K S K S P Pout S out ++μ=μmax连续培养稳态下，μ=D DPK K DK S P PS out -+μ=m ax⎪⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-+μ-=-=D P K K D K S Y S S Y X P PSin S X out in S X m ax //)( ⎪⎪⎪⎪⎭⎫⎝⎛-+μ-=-=D P K K D K S Y S S Y P P PS in S P out in S P max //)( 无乙醇抑制时，outS outS K S +μ=μmax连续培养稳态下，μ=D DDK S S out -μ=max)(max /DDK S Y X S in S X -μ-=)(max /DDK S Y P S in S P -μ-=例3判断题1) 单罐连续培养稳态下，稀释率与生长比速的关系： D>μ (⨯ ) D=μ (√ ) D<μ (⨯ ) D=μ=0 (⨯ )3) 单罐连续培养稳态下，在洗出稀释率下，可达到最大的菌体产率。

(⨯) 4) 单罐连续培养稳态下，在D max 的细胞浓度不是最大细胞浓度。

(√) 5) 单罐连续培养稳态下，细胞浓度越高，菌体产率越大。

(⨯) 6) 单罐连续培养稳态下，在洗出稀释率下罐内底物浓度等于零。

(⨯) 7) 单罐连续培养稳态下，细胞浓度越高，罐内底物浓度越低。

(√)例4（教材例4－7）求青霉素连续发酵的稳定状态下最大菌体生成速度(DX )max 及此时的稀释率D max ，菌体浓度X 和基质浓度S out 。

已知S in =30g/L ，Y X/S ＝0.45，菌体生长可用Monod 方程表达，μmax =0.18h -1，K S ＝1.0g /L 。

解：菌体生长符合Monod 模型，连续培养稳态下达到最大菌体生成速度的稀释率)(15.0300.10.1118.011m ax m ax-=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-μ=h S K K D in S S)/(515.018.015.00.1max max max L g D D K S S out =-⨯=-μ=)/(25.11)530(45.0)(/L g S S Y X out in S X =-⨯=-= )]/([69.125.1115.0)(m ax m ax m ax h L g X D DX ⋅=⨯==5.2.2 具有反馈的单级连续培养有时为了增加反应器内的菌体浓度，或者在某种条件下提高发酵产物的产率，对单级连续培养可以采取将反应器排出液中的部分菌体重新返回反应器中。