具有气升型内部循环的反应装置和利用所述装置的发酵过程的制作方法

本发明涉及一种具有气升型内部循环(air-lifttypeinternalcirculation)的反应装置，该反应装置可以用于进行两相气-液反应和三相气-固-液反应。特别地，所述装置可以用于进行需氧微生物诸如例如酵母菌的补料分批发酵(fed-batchfermentation)。

此外，本发明涉及需氧微生物诸如例如酵母菌的发酵过程，该发酵过程以补料分批方式在所描述并要求保护的具有气升型内部循环的反应装置中进行。

在本专利申请中，即使没有明确地陈述，在该文本中提及的所有操作条件应当被认为是优选的条件。

为了本解释的目的，术语“包括(comprise)”或“包括(include)”还涵盖术语“由...组成”或“基本上由...组成”。

为了本解释的目的，除非另外陈述，否则范围定义总是包括极值。

用于发酵的两相反应器或三相反应器通常是鼓泡式反应器(bubblereactor)或搅拌式反应器。从能量角度看，后者是稍微效率低并且成本高的，且因此其应用受到反应的规模和类型的限制(t.ichii，i.s.takehara，h.konno，t.ishida，h.sato，a.suzuki，k.yamazumi；“developmentofanewcommercial-scaleairliftfermentorforrapidgrowthofyeast”；j.ferment.bioeng.；75；[1993])。

补料分批发酵通常在搅拌式反应器或鼓泡塔中进行，在容许大的空间以便容积随时间变化的反应器中进行。在网式引流管(netdrafttube)存在的情况下以补料分批模式使用气升型系统(例如在us2004/6746862中描述的，c.–c.fu，w.–t.wu，s.–y.lu；“performanceofairliftbioreactorswithnetdrafttube”；enzymemicrob.technol.；33；[2003]以及j.–y.wu，w.–t.wu；“fed-batchcultureofsaccharomycescerevisiaeinanairliftreactorwithnetdrafttube”；biotechnol.prog.；7；[1991])。

补料分批发酵允许较高的反应收率(y.-h.changa，k.–s.changa，c.–w.huang，c.–l.hsuc，h.–d.janga；“comparisonofbatchandfed-batchfermentationsusingcorncobhydrolysateforbioethanolproduction”；fuel；97；[2012])。

气升型发酵罐用于大规模发酵，并且与鼓泡塔相比，允许液相的更好的混合(“bubblecolumnreactors”，w.-d.deckwer；wiley；1992)。

在气升型反应器中，流体动力学参数与系统的几何形状直接相关。诸如“持气率(gasholdup)”、气泡和液体的速度以及“传质(masstransfer)”的参数不仅取决于流体的化学物理性质，还取决于反应器的几何比率。所述系统通常在由所述过程施加的最佳条件下操作，并且任何变化都局限于工作点周围的微小振荡(j.c.merchuk，n.ladwa，a.cameron，m.bulmer，a.pickett；“concentric-tubeairliftreactors:effectsofgeometricaldesignonperformance”；aichej.；40；[1994])。

以补料分批模式执行的发酵实现了更高的收率，因为根据最大化最终产物的确定的策略供给营养物，避免了诸如底物抑制的现象。氧气的消耗还随需氧发酵的不同阶段而变化。通过根据系统(推进器的旋转速度、空气流量和系统压力)改变溶解氧的可得性来控制这种变化。

补料分批发酵会引起系统容积因营养物的连续补给而增加。容积的变化需要能够支持需氧微生物生长的反应器具有可变的容积。

气升型反应器中的容积变化引起其性能降低，因为反应器在离最佳条件更远的条件下操作(j.c.merchuk，n.ladwa，a.cameron，m.bulmer，a.pickett；“concentric-tubeairliftreactors:effectsofgeometricaldesignonperformance”；aichej.；40；[1994])。

因此，本发明的目的是提供具有特定几何形状的具有可变容积的气升型反应装置。

本发明的另一个目的是使用具有特定几何形状的所述气升型反应装置来进行补料分批式需氧发酵反应。

通过在具有可变容积的气升型反应器中进行补料分批式需氧发酵，可以通过利用确保最大气升性能的条件连同最大的发酵需氧量来管理发酵。

申请人已经相应地发明了具有气升型内部循环的反应装置，该反应装置包括：

-竖直的圆柱形容积部；

-竖直元件，其以与所述容积部的壁形成内部空间的这样的方式定位在所述容积部内，所述竖直元件具有圆形的且正交于所述元件的竖直轴线的横截面，并且沿所述轴线具有可变的内径，所述元件被表示为“引流管”；

-至少一个气体分配器，其定位在所述装置的底部上；

所述装置的特征在于：

-所述内部竖直元件的直径和所述圆柱形容积部的内径之间的比率在0.05至0.5的范围内，并且

-竖直元件的高度和圆柱形容积部的高度之间的比率小于0.5。

本发明的另外的目的和优点将从以下描述和附图中更加明显，附图仅仅通过非限制性实例的方式提供。

图1-5全部是根据本发明的优选的实施方案。

图1是根据本发明的气升型反应装置，其包括竖直元件(2)和用于气相的分配器(3)。气体流过充当提升管(riser)的引流管，同时圆柱形容积部充当下降管(downcomer)。图2是根据本发明的气升型反应装置，其包括竖直元件(2)和用于气相的分配器(3)。气体在充当下降管的引流管外流动，同时圆柱形容积部作为提升管。

图3示出沿着轴线具有可变直径的引流管的具体几何形状；所述引流管包括三个部分：具有直径d1的圆柱形部分(2)、直径d1<d2的截头圆锥部分(5)和具有直径d2的圆柱形部分(4)。

图4是根据本发明的正交于气升型反应装置的轴线的截面。引流管(2)相对于反应装置(1)的外部主体的轴线居中地定位。根据本发明的此实施方案，引流管的直径与圆柱形容积部的内径之间的比率在0.05至0.5的范围内。

图5、图6和图7示出了在以补料分批模式管理的需氧反应过程中反应装置内液面高度的变化。

图5示出了与反应器的分批模式管理相对应的初始情况，在此期间液体被供给到反应器(7)中。在这些情况下，引流管(6)上方的上清液的高度在引流管的直径d1的0至1.5倍的范围内。

图6示出了半连续反应模式阶段，在该阶段期间液体(7)被连续地供给，提升了反应器(6)中的高度。

图7示出了反应完成时反应装置的最终情况，其对应于在没有任何连续的液体供给的情况下反应器中的最大液面高度。

详细描述

参照图1-7，申请人现在将提供本发明的详细描述。

申请人描述并要求保护一种具有气升型内部循环的反应装置，该反应装置包括：

-竖直的圆柱形容积部(1)，

-竖直元件(2)，其以与所述容积部的壁形成内部空间的这样的方式定位在所述容积部内，所述竖直元件(2)具有圆形的且正交于所述元件的竖直轴线的横截面，并且沿所述轴线具有可变的内径，所述元件被表示为“引流管”；

-至少一个气体分配器(3)，其定位在所述装置的底部上；

所述装置的特征在于：

-所述内部竖直元件(2)的直径和所述圆柱形容积部(1)的内径之间的比率在0.05至0.5的范围内，并且

-竖直元件(2)的高度和圆柱形容积部(1)的高度之间的比率小于0.5。

内部竖直元件的直径和圆柱形容积部的内径之间的比率优选在0.35至0.45的范围内。

竖直元件(2)的高度和圆柱形容积部(1)的高度之间的比率优选小于0.5且大于0.25。

反应装置内的竖直元件优选由三个主体形成，具有不同直径的两个圆柱形主体(4、2)和呈截头圆锥(5)的形式的一个主体。所述主体以下述方式连接到彼此：使得截头圆锥(5)的较小基部与第一圆柱形主体(2)的基部中的一个重合，并且截头圆锥的较大基部与第二圆柱形主体(4)的基部中的一个重合。

截头圆锥的高度与装置的总高度之间的比率优选在0.03至0.25的范围内，更优选在0.04和0.08之间的范围内。

在引流管中截头圆锥主体的边心垂线(apothem)的倾斜度优选在15°至30°的范围内，更优选在15°和20°之间的范围内。

所述引流管的几何形状允许液体在其内部更快速地再循环，确保系统的更好的混合。

根据本发明，引流管是定位于反应装置内部的管状元件，该管状元件通过在管状元件和装置本身的壁之间产生内部空间将所述装置分成两个不同的区域。

参照图1，在气-液反应或气-固-液反应期间，通过合适的分配器(3)而被引入反应装置(1)中的气体流由于管状引流管元件(2)而与液相或液-固相分离。

当供给气体时，由于存在引流管，在反应装置内形成了不同密度的区域：其中气体较浓缩的较低密度的区域和其中气体较分散的较高密度的区域。密度的这种差异起始了液相的循环，液相在其中气体较浓缩的区域中倾向于向上移动，所述区域相应地被指定为“提升管”，并且与在具有较低分散气体含量的区域中下降相反，所述区域相应地被指定为“下降管”。

气体流还可以遵循不同的路径，如图2中所示。在这种情况下，气体分配在引流管外，并且引流管和反应装置的壁之间的内部空间相应地充当提升管，同时引流管充当下降管。

参照图3，引流管是沿其轴线具有可变的直径的管状元件。引流管(4)的上部部分可以具有圆柱形形状和直径d2，中间部分可以具有截头圆锥形状，而下部部分可以具有直径d1的圆柱形形状。

本发明的另一个实施方案是在本文中描述和要求保护的气升型反应装置中进行的补料分批式需氧发酵过程。

补料分批方法提供了：在同一反应装置中在两个连续的阶段中进行发酵反应。在第一反应阶段，反应以不连续模式或分批模式开始，直到反应物部分地或完全地被消耗；在发酵的情况下，被消耗的是底物。在第二反应阶段中，以一定流量连续地供给被消耗的反应物，以使得保持反应器中的最佳浓度。被消耗的反应物的供给导致反应容积(reactionvolume)增加。在这两个阶段期间，只有空气以连续模式被供给。

补料分批模式允许更好地管理生化反应，所述生化反应的反应速率是所讨论的细胞类型的代谢的函数。例如，在反应的初始(分批)阶段，高底物浓度允许快速的细胞繁殖；随后的底物的减少和维持(连续的底物供给)使得可以延长稳态阶段以获得最终产物(“biochemicalengineeringfundamentals”；j.e.bailey，d.f.ollis；mcgraw-hill；第二版；1986)。

由本发明提供的过程因此包括以下阶段：

a)用液相反应物至少部分地填充在本文中描述和要求保护的反应装置；这个阶段构成了如图5(6)所示的分批方法的准备阶段；

b)将气相反应物供给到所述反应装置中，以便发生液相反应，直到反应物至少部分地被消耗；这个阶段构成了分批反应阶段；

c)将包含在分批阶段期间被消耗的液相反应物的液体流以及气相反应物供给到所述反应装置中；这个阶段构成了连续反应阶段；

d)当获得了期望量的产物时，停止液相反应物和气相反应物两者的供给。

在阶段(a)引入的液相反应物是仅在分批阶段(b)持续期间反应所需的那些。

在分批模式反应(b)期间，不供给液相反应物。

在阶段(c)供给的液体流的流量取决于液相反应物的消耗速率。在此阶段期间，气体不断地被供给到反应器中。

发明性实施例

在本文中描述和要求保护的气升型反应器中进行用于生产含油酵母(oleaginousyeast)的需氧发酵，该气升型反应器具有以下特征：

-单个引流管，

-引流管的几何形状为：d1＝0.8m，d2＝1.3m，总高度4.0m，直径为d2的区段的高度等于0.6m，截头圆锥的高度等于0.8m，

-圆柱形容积部的几何形状为：内径等于2.0米，高度为9.5米，

-引流管外的空气分配器，

以补料分批模式根据以下阶段进行发酵：

a)在分批阶段进行准备；反应器被装载有浓度为56至111g/l的13.5m³的含有葡萄糖的水溶液(液相反应物)；

b)分批反应阶段；在此阶段进行下面描述的步骤(i)、(ii)和(iii)。

c)连续反应阶段：在此阶段进行下面描述的步骤(iv)和(v)。

d)反应结束；当获得了期望量的产物，浓度等于100g/l的含油酵母时，停止向反应器供给液体和空气两者。

液体的最终容积将为约30m³，发酵持续时间为96小时。完成发酵所需的能量消耗为5.6mwh。

步骤(i)

将空气(空气中的氧气是气相反应物)以等于600nm³/h的流量供给到反应器中，直到液体被氧气饱和。液体中的氧气浓度在30℃和1.4巴(绝压)(bara)下等于8.0e^-3g/l。

步骤(ii)

浓度为约20g/l的1.5m³含有含油酵母(反应产物)的液体的接种物被供给到反应器中。向反应器中添加接种物表明含油酵母生长反应的开始，随后会消耗供给的氧气和存在于液体中的葡萄糖。

步骤(iii)

将空气供给到反应器中，以保持液体中溶解氧的浓度大于2.6e^-3g/l。需要的空气流量随着时间的推移不断增长。维持反应所需的最大空气流量等于2900nm³/h，对应于等于173kw的消耗(压缩机)功率。需要的空气流量的减小表明葡萄糖短缺，并且因而表明分批阶段结束。分批阶段的持续时间约为从反应开始24小时。

步骤(iv)

将浓度为600g/l的含有葡萄糖的水溶液连续供给到反应器中。所述流的流量必须是使得维持反应器中约30g/l的葡萄糖浓度。所述流量被证明是约0.2m³/h。

步骤(v)

将空气供给到反应器中，以保持液体中溶解氧的浓度大于3.4e^-3g/l。在该阶段的过程中，空气流量在2900和800nm³/h之间连续变化。

在具有以下特征的鼓泡塔反应器中进行用于产生含油酵母的需氧发酵：

-反应装置的几何形状为：内径等于2.0米，高度为9.5米，

-在装置的基部处的空气分配器。

遵循与发明性实施例相同的阶段以补料分批模式进行发酵：

a)在分批阶段进行准备；反应器被装载有浓度为56至111g/l的13.5m³的含有葡萄糖的水溶液(液相反应物)；

b)分批反应阶段；在此阶段执行步骤(i)、(ii)和(iii)；

c)连续反应阶段；在此阶段执行以下步骤(iv)和(iv)；

d)反应结束；当获得了期望量的产物，浓度等于100g/l的含油酵母时，停止向反应器供给液体和空气两者。

液体的最终容积将为约30m³，发酵持续时间为96小时。完成发酵所需的估算能量消耗为7.2mwh。

步骤(i)

将空气(空气中的氧气是气相反应物)以等于600nm³/h的流量供给到反应器中，直到液体被氧气饱和，液体中的氧气浓度在30℃和1.4巴(绝压)下等于8.0e^-3g/l。

步骤(ii)

浓度为约20g/l的1.5m³含有含油酵母(反应产物)的液体的接种物被供给到反应器中。向反应器中添加接种物表明含油酵母生长反应的开始，随后会消耗供给的氧气和存在于液体中的葡萄糖。

步骤(iii)

将空气供给到反应器中，以保持液体中溶解氧的浓度大于2.6e^-3g/l。需要的空气流量随着时间的推移不断增长。维持反应所需的最大空气流量等于3400nm³/h，对应于等于200kw的消耗(压缩机)功率。需要的空气流量的减小表明葡萄糖短缺，并且因而表明分批阶段结束。分批阶段的持续时间约为从反应开始24小时。

步骤(iv)

将浓度为600g/l的含有葡萄糖的水溶液连续供给到反应器中。所述流的流量必须是使得维持反应器中约30g/l的葡萄糖浓度。所述流量被证明是约0.2m³/h。

步骤(v)

将空气供给到反应器中，以保持液体中溶解氧的浓度大于3.5e^-3g/l。在该阶段的过程中，空气流量在3400和1000nm³/h之间连续变化。