配置軸-徑流組合攪拌系統和內置換熱器的發酵罐流場模擬研究

宋炎江，王芬卿，謝明輝

（1.中電誠達醫藥工程設計（河北）有限公司，石家莊 050015；2.浙江長城攪拌設備股份有限公司，浙江溫州 325019）

醫藥行業發酵罐放大設計面臨的核心問題是流場問題，直接決定了放大設計是否成功。其本質需求主要表現在傳熱、傳質、分散、混合等方面。

根據文獻[1]的研究成果，在抗生素發酵罐的放大設計中，不應進行簡單的幾何放大，而應考慮體積放大后隨之而來的對氣-液分散、傳質、混合、傳熱系數的影響。宏觀液流對攪拌效果影響巨大，加強罐內宏觀液流可以解決上述需求，改善發酵代謝過程。

陳釗[2]認為純徑流組合攪拌系統難以形成良好的宏觀液流。發酵罐配置軸-徑流組合攪拌系統，能夠增強罐內宏觀液流，改善罐內微觀液流，兩者兼顧，從而達到更好的氣-液分散、傳質、混合、傳熱效果。

1 軸-徑流組合攪拌系統

隨著我國制造業的發展，國內混合技術公司的研發及制造能力大幅提升，產品型式越來越多，產品水平越來越高，因此用戶有更大的選擇空間。這些高效軸流攪拌器都具有共同的特點：功耗低、軸向循環能力強。圖1所示KSX 是四寬葉旋漿式軸流型攪拌器，螺旋圓錐曲面型葉片，具有很大的湍流擴散能力和較低的剪切力，相對于平直葉圓盤渦輪攪拌器，在相同的攪拌強度下，可節約30%～40%的電能，相同功耗時提高20%以上的傳質系數，特別適用于要求傳質、傳熱、固體懸浮及要求低剪切力的生物發酵溶氧操作。

圖1 KSX 軸流攪拌器Fig.1 KSX axial flow impeller

徑流攪拌器以凹面圓盤渦輪攪拌器為代表，根據葉片形狀可以分為箭式、半圓管式、拋物線式等。其顯著特點是氣體分散能力強大。圖2所示BTD 圓盤渦輪徑流型攪拌器，葉片為拋物面，具有極強的徑向排量及分散能力，在相同功率下，其傳質系數比平直葉圓盤渦輪攪拌器高30%以上，持氣能力提高40%以上，且功耗比較低，因此特別適合發酵工藝的溶氧操作。

圖2 BTD 徑流攪拌器Fig.2 BTD radial flow impeller

在發酵罐設計中通常將軸流攪拌器與徑流攪拌器一起使用，稱為軸-徑流組合攪拌系統。發酵過程一般還需要通入大量壓縮空氣，為微生物提供氧氣，這部分壓縮空氣也能起到一定的攪拌效果。根據文獻[2]的研究結論，選用徑-軸流組合攪拌系統是一種可以兼顧宏觀液流與微觀液流要求的較佳選擇，即底層攪拌器選用凹面圓盤渦輪徑流攪拌器，上面其他層選用高效軸流攪拌器，配合擋板使用。本研究即采用這種配置，選用一個BTD 攪拌器和三個KSX攪拌器組合。

2 內置換熱器

發酵過程的本質是微生物生長代謝的一個過程，微生物生長需要相對穩定的生長環境，適宜的溫度、充足合理的營養、足夠的氧氣等，其中最重要的是溫度。發酵過程中微生物的生化反應要產生大量熱量，這些熱量必須及時被帶出罐體，否則培養基溫度升高，就會影響發酵最佳條件，引起微生物發酵中斷[3]。發酵罐的溫度控制是一個重要工藝參數，發酵罐設計必須充分考慮這種溫度調節需求，因此發酵罐需要設置散熱系統，一般通過設置換熱器來實現。根據設備的適用品種、規格、具體工藝要求，可以采用不同型式的內置立式換熱器、夾套或在發酵罐外壁設置外壁管等，內置換熱器效果更好。由于發酵罐外壁可布置外壁管的筒體表面積有限，因此大型發酵罐內部通常都設置多組內置立式換熱器以滿足換熱要求，內置立式換熱器的設計水平也成為評價發酵罐放大設計是否成功的關鍵參數。對于發酵罐而言，其傳熱系數主要取決于罐體及冷卻管的結構形式、罐內發酵液及冷卻管內的冷卻水的流動狀態等[4]。罐內發酵液流場是攪拌系統和內置立式換熱器協同作用形成的。

內置換熱器的設置通常需要解決以下幾方面的問題：

（1）根據具體工藝品種發酵熱高低不同確定換熱面積，高發酵熱品種需要更大換熱面積，再根據設備規格確定內置換熱器的結構型式、數量及是否分段設置。大型發酵罐一般是多列內置換熱器，每列又分幾段，每段冷卻介質進出口分別開口于罐外，在罐外配管連接，使罐內結構盡量簡潔，同時可以提供更大的工藝調整空間。

（2）內置換熱器的結構首先應盡量保證換熱管內冷卻介質能夠完全排放干凈，因此冷卻介質進出口盡量設置在各段換熱管的最低、最高點，保證最低點都有出口，在排放冷卻介質時能完全排放干凈。這種結構在消毒滅菌階段換熱器內不會存留冷卻介質，能夠避免因局部溫度低消毒滅菌不徹底造成的染菌，同時提高消毒效率，節約蒸汽。

（3）內置換熱器兼做擋板，應考慮必要的支撐結構，保證在罐內液流沖擊下具有足夠的強度，兼顧換熱器的固定和全擋板條件。

根據本次檢測的實際情況(上行下行一一對應)，結合統計學原理，各路段上、下行和直、彎道的裂縫情況可看作為一一配對的樣本，因此可通過假設檢驗[7]對對應變量進行比較，看其是否存在顯著性差異。

（4）發酵罐結構復雜，內件與管口眾多，過大的內置換熱器勢必帶來操作容積的減少和安裝檢修空間的不足，支撐內件增多，因此在滿足工藝使用要求前提下需預留足夠安裝檢修空間。

（5）對易染菌品種應優先考慮無螺栓設計，最大程度上消除染菌隱患。

（6）內置換熱器應盡量布局緊湊，以改善罐體受力，便于內置換熱器維修、更換。

3 綜合配置軸-徑流組合攪拌系統和內置換熱器的發酵罐

本研究采用軸-徑流組合攪拌系統和內置立式換熱器。為了使罐內結構簡單、降低功耗，通過合理的結構設計，內置立式換熱器兼做擋板。這種配置將攪拌與換熱緊密結合，關注內置立式換熱器是否能夠起到擋板的作用，這是決定罐內是否可以形成完整軸向流場的關鍵。本研究設計了兩種方案：配置軸-徑流組合攪拌系統加多組列管換熱器的發酵罐、配置軸-徑流組合攪拌系統加多組彈簧管換熱器的發酵罐。

4 配置軸-徑流組合攪拌系統加多組列管換熱器的發酵罐流場模擬

4.1 模擬條件

罐體直徑3 200mm，液位7 700mm，標準橢圓形封頭，物料密度1 000 kg/m3，物料黏度200 cp。攪拌器組合為BTD1200+3KSX1200，攪拌轉速150 r/min。不通氣。

4.2 模型

模型如圖3所示，6組列管換熱器均布，列管螺距100mm，每組分上下兩段各5圈，每組管長約68.8 m。

4.3 流場模擬結果

模擬計算結果速度云圖如圖4、圖5所示（單位取m/s，下同），速度矢量圖如圖6、圖7所示，功率分配如表1所示。

圖4 列管中心截面及列管間隙截面速度云圖Fig.4 Velocity contour of the central section and the gap section of the tube array

圖5 距罐底1.65 m、3.35 m、5.05 m 橫截面速度云圖Fig.5 Velocity contour of the cross section at the heights of 1.65 m，3.35 m，and 5.05 m from the bottom of the tank

圖6 列管中心截面及列管間隙截面速度矢量圖Fig.6 Velocity vector contour of the center section and the gap section of the tube array

圖7 距罐底1.65 m、3.35 m、5.05 m 橫截面速度矢量圖Fig.7 Velocity vector contour of the cross section at the heights of 1.65 m，3.35 m，and 5.05 m from the bottom of the tank

表1 軸-徑流組合攪拌系統加列管換熱器功率分配Tab.1 Mixing power distribution of axial-radial flow combined mixing system plus tube array heat exchangers kW

圖4、圖6顯示發酵罐內形成了軸向宏觀液流，但流場并不完美，說明發酵罐內列管換熱器未達到全擋板效果。列管分段處流場連續性受到影響。罐底及攪拌軸附近區域流速高，液面附近流速很低。圖5、圖7顯示列管換熱器所在環形區域流速較低，換熱器間隙流速比換熱器內部流速高。

5 軸-徑流組合攪拌系統加多組彈簧管換熱器的發酵罐流場模擬

5.1 模擬條件

同4.1。

5.2 模型

模型如圖8所示，6組彈簧管換熱器均布，管子外直徑為57mm，彈簧管的螺距125mm，每列53圈，每組管長約83.2 m。彈簧管大約比列管長21%。

圖8 軸-徑流組合攪拌系統加多組彈簧管換熱器的發酵罐模型Fig.8 Fermentation tank model equipped with axial-radial flow combined mixing system and multiple sets of spring tube heat exchangers

5.3 模擬結果

模擬計算結果速度云圖如圖9、圖10所示，速度矢量圖如圖11、圖12所示，功率分配如表2所示。

圖9 彈簧管中心截面及彈簧管間隙截面速度云圖Fig.9 Velocity contour of the central section and gap section of the spring tube

圖10 距罐底1.65 m、3.35 m、5.05 m 橫截面速度云圖Fig.10 Velocity contour of the cross section at the heights of 1.65 m，3.35 m，and 5.05 m from the bottom of the tank

圖11 彈簧管中心截面及彈簧管間隙截面速度矢量圖Fig.11 Velocity vector contour of the center section and the gap section of the spring tube

圖12 距罐底1.65 m、3.35 m、5.05 m 橫截面速度矢量圖Fig.12 Velocity vector contour of the cross section at the heights of 1.65 m，3.35 m，and 5.05 m from the bottom of the tank

表2 軸-徑流組合攪拌系統加彈簧管換熱器攪拌功率分配Tab.2 Mixing power distribution of axial-radial flow combined mixing system plus spring tube heat exchangers kW

圖9、圖11顯示發酵罐內形成了軸向宏觀液流，但攪拌器層間形成了小旋渦，說明發酵罐內彈簧管換熱器未達到全擋板效果。罐底及攪拌軸附近區域流速高，液面附近流速很低。圖10、圖12顯示彈簧管換熱器內部區域流速低，換熱器間隙流速比換熱器內部流速較高。

6 模擬結果對比分析

（1）模擬結果清晰顯示兩種配置的發酵罐內均形成了軸向宏觀液流，但都未達到全擋板效果。其原因主要是因為簡化了模型，而實際設計中內置換熱器會設置筋板等結構，管間距也比較小，因此實際效果會比模擬結構更好，基本能接近全擋板效果。

（2）從圖4與圖9的對比來看，列管有利于形成自下至上完整的軸向循環流場，彈簧管軸向循環流場有一定缺陷，但考慮到彈簧管的實際結構往往設置自上而下的固定板，因而比模型更有利于形成軸向循環流。綜合分析此差異在工程設計中可以接受，兩種結構均有工程價值。

（3）模擬計算各層攪拌器功耗占總功率的百分比如表3所示，結果顯示，在不通氣工況下兩種換熱器型式的攪拌功率基本持平，兩種結構中各層攪拌器功耗占總功率的百分比差異在2%左右，總體來看，底層凹面圓盤渦輪徑流攪拌器功耗占比約50%，最上層軸流攪拌器功耗占比約20%。三層軸流攪拌器功耗差異明顯，中間兩層攪拌器功耗相當，最上層攪拌器功耗比中間兩層攪拌器功耗高，彈簧管配置可高16%～25%，列管配置可高35%～47%。

表3 兩種換熱器結構各層攪拌器功耗占總功率的百分比Tab.3 The percentage of the power consumed by the impellers in each layer of the two heat exchanger structures to the total power

（4）相近幾何外形情況下，彈簧管結構可提供較大換熱面積，在總功率相同的情況下，彈簧管結構換熱面積可比列管結構大20%。這對于高發酵熱品種尤其適合。

7 結論

綜上所述，發酵罐設計中采用軸-徑流組合攪拌系統和內置立式換熱器，能夠在罐內形成完整的軸向流場，可滿足工藝需求，是一種切實可行的工程方案。這一結論可為大型發酵罐設計提供參考，設計中應針對具體工藝情況選擇各層攪拌器型式、直徑、間距、轉速、內置換熱器結構型式以及合適的通氣量，合理分配功率，提供最適合的方案。

此結論已在多個品種發酵罐設計實踐中得到了驗證，工程中根據這一研究結論對不同用戶需求在進出口結構、支撐形式、材料選擇等方面均給出了有針對性的設計方案。用戶普遍反饋在設備、工藝、菌種綜合優化后，可提高發酵單位15%～40%。同時由于軸-徑流組合攪拌系統和內置換熱器協同作用，攪拌效果及換熱效率均得到提高，節能降耗效果顯著，主要來自兩方面的影響：一方面由于攪拌效果好，裝機功率可降低15%以上，另一方面由于換熱效率提高，可延長循環水使用時間，降低冷卻水使用時間，從而降低動力能耗。