МАТЕМАТИЧЕСКАЯ МОДЕЛЬ НЕПРЕРЫВНОГО ПРОЦЕССА В БИОРЕАКТОРЕ С РЕЦИКЛОМ СУБСТРАТА И БИОМАССЫ
Авторы:
1.
Российский химико-технологический университет им. Д. И. Менделеева
2.
Московский государственный университет пищевых производств
Тип:
Статья
Страницы:
с 9
по 18
Статус:
Опубликован
Получено:
05.04.2013
Одобрено:
25.04.2013
Опубликовано:
25.04.2013
Классификаторы:
ВАК 05.12.2013 Системы, сети и устройства телекоммуникаций
ВАК 05.13.01 Системный анализ, управление и обработка информации (по отраслям)
ВАК 05.13.06 Автоматизация и управление технологическими процессами и производствами (по отраслям)
ВАК 05.13.10 Управление в социальных и экономических системах
ВАК 05.13.18 Математическое моделирование, численные методы и комплексы программ
ВАК 05.13.19 Методы и системы защиты информации, информационная безопасность
УДК [30.16:36.87-1]:22.183.5
ГРНТИ 20.01 Общие вопросы информатики
ГРНТИ 28.01 Общие вопросы кибернетики
ГРНТИ 49.01 Общие вопросы связи
ГРНТИ 50.01 Общие вопросы автоматики и вычислительной техники
ГРНТИ 82.01 Общие вопросы организации и управления
ББК [663.1:519.8]:579.6
ВАК 05.13.01 Системный анализ, управление и обработка информации (по отраслям)
ВАК 05.13.06 Автоматизация и управление технологическими процессами и производствами (по отраслям)
ВАК 05.13.10 Управление в социальных и экономических системах
ВАК 05.13.18 Математическое моделирование, численные методы и комплексы программ
ВАК 05.13.19 Методы и системы защиты информации, информационная безопасность
УДК [30.16:36.87-1]:22.183.5
ГРНТИ 20.01 Общие вопросы информатики
ГРНТИ 28.01 Общие вопросы кибернетики
ГРНТИ 49.01 Общие вопросы связи
ГРНТИ 50.01 Общие вопросы автоматики и вычислительной техники
ГРНТИ 82.01 Общие вопросы организации и управления
ББК [663.1:519.8]:579.6
Язык материала:
русский
Ключевые слова:
биотехнология, рецикл, математическое моделирование
Аннотация (русский):
Приведены результаты моделирования непрерывного биотехнологического процесса в аппарате с рециклом. Технологическая схема включает узел выделения продукта. Рецикл содержит субстрат и биомассу. Получены зависимости концентрации биомассы, субстрата и продуктивности от величины объемной скорости рецикла, величины протока и концентрации субстрата в поступающем потоке. Показано, что практически для всех значений входных параметров продуктивность в процессе с рециклом выше продуктивности при отсутствии рецикла. При постоянной нагрузке по субстрату возможно существование скорости протока, при которой субстрат полностью вымывается и процесс синтеза не протекает.
Приведены результаты моделирования непрерывного биотехнологического процесса в аппарате с рециклом. Технологическая схема включает узел выделения продукта. Рецикл содержит субстрат и биомассу. Получены зависимости концентрации биомассы, субстрата и продуктивности от величины объемной скорости рецикла, величины протока и концентрации субстрата в поступающем потоке. Показано, что практически для всех значений входных параметров продуктивность в процессе с рециклом выше продуктивности при отсутствии рецикла. При постоянной нагрузке по субстрату возможно существование скорости протока, при которой субстрат полностью вымывается и процесс синтеза не протекает.
Ключевые слова:
биотехнология, рецикл, математическое моделирование
биотехнология, рецикл, математическое моделирование
Введение Изучению процессов микробиологического синтеза в технологических схемах с рециклом посвящено относительно небольшое количество публикаций. Известна обзорная публикация [1], в которой обстоятельно рассмотрены особенности процессов с рециклом с ориентацией на анализ экономической привлекательности этих процессов. Исследование включает оценку влияния рецикла газовой фазы на показатели процесса, рецикла жидкой фазы на показатели процесса, рецикла твердой фазы (клеток). В монографиях [2, 3] имеются небольшие разделы, в которых анализируется влияние рецикла на технологические показатели процесса. Краткий анализ публикаций по применению рецикла в процессах ферментации показал возможность повышения эффективности как для производства биомассы, так и для получения целевых продуктов метаболизма. Отметим, однако, что системы без циркуляции могут приводить к исчерпыванию возможности повышения их эффективности за счёт достижения оптимальных условий функционирования. Использование систем с рециркуляцией требует их изучения с технологической точки зрения. Анализ необходим для определения возможности реального осуществления процесса и включает оценки предельных значений протока D в зависимости от показателя объёмной скорости рецикла DR, ограничений по концентрации субстрата в поступающем потоке Sf , возможности появления множественности стационарных состояний, устойчивости процесса и др. Получение этой информации возможно только с использованием математического моделирования процесса с последующей экспериментальной проверкой. Описаны различные варианты соединения ферментера с системой разделения для различных способов функционирования (непрерывный, периодический, полупериодический, с подпиткой субстратом и др.). Наибольший интерес представляет схема с непрерывным способом функционирования и непрерывным отводом продукта из потока рецикла после ферментации (рис. 1). Рис. 1. Схема процесса биосинтеза с рециркуляцией биомассы и субстрата Математическая модель процесса представляет собой уравнения материального баланса по следующим компонентам: субстрату S, биомассе X и продукту P. В расчетах использовались следующие условные обозначения: mmax – максимальная удельная скорость роста, ч-1; X – концентрация биомассы, г/л; S – концентрация субстрата, г/л; P – концентрация продукта, г/л; Sf – концентрация субстрата в поступающем потоке, г/л; Рm – константа насыщения продукта, г/л; Km – константа насыщения субстрата, г/л; Ki – константа ингибирования, г/л; Q – объемная скорость потока через ферментер, м3/ч; V – объем заполнения ферментера, м3; D = Q/V – величина протока, ч–1; QR – объемная скорость потока циркуляции, м3/ч; DR = QR/V – объемная скорость потока циркуляции на единицу объема аппарата, ч–1; QS = DSf – нагрузка по субстрату, г/(л ч); QP – продуктивность, г/(л ч); YX/S, a, b – константы. Кинетические соотношения [4]: , . Уравнения материального баланса: . (1) Количество выводимого продукта: . (2) Из системы (1) получаем уравнение относительно S: . (3) Решение уравнения (3) имеет вид , (4) где , (5) , (6) . (7) По решению (4) вычисляются показатели процесса X, P, С. Количество выводимого продукта QP вычисляется по соотношению (2). Математический анализ. Моделирование процесса Существование решения системы (1) для исходных данных Q, QR, Sf означает, что технологический режим может быть реально осуществлён. Однако особенности процессов микробиологического синтеза требуют введения технологических ограничений, которые необходимо учитывать при задании исходных данных для реализации процесса. Следующие ограничения очевидны: . (8) Если концентрация S на выходе из системы равна Sf, это означает, что субстрат вымывается из аппарата, не вступив в процесс синтеза. Далее, процесс синтеза возможен только при условии . (9) Условие . (10) означает наличие в системе рецикла. Если QR равно нулю, схема будет соответствовать однопоточной, т. е. без рециркуляции. Приведёнными ограничениями (8)–(10) задача оценки возможности реального осуществления процесса не исчерпывается. Необходимо обратиться к условиям существования решения (4) в рамках технологических ограничений (8)–(10). Учитывая по условию (8), что S > 0, рассмотрим условия существования решения (4) в зависимости от значений D, DR и Sf. 1. Если A > 0, B > 0, решение (4) принимаем со знаком корня «+». 2. Если A ³ 0, B £ 0, решение (4) принимаем со знаком корня «+». При A = 0, B < 0 . При B = 0, A > 0 . 3. Если A < 0, B £ 0, решение (4) с выбором знака корня из условия S < Sf. Здесь необходимо учесть ограничение по дискриминанту, т. е. выполнение условия . (11) При B = 0, A < 0 решения не существует. (12) 4. Если A < 0, B > 0 решения, (4) не существует. (13) Таким образом, условия возможности реализации процесса необходимо оценить значениями вектора Ū = (D, DR, Sf), обеспечивающими выполнение (11)–(13). Определяем соотношения между D и DR при A = 0: . Для любого D вычисляем DR = DR* по соотношению . (14) Или для любого значения DR вычисляем значение D (обозначим D*), для которого A = 0: . (15) Соотношения (14) и (15) дают возможность оценить знак A в зависимости от DR (по формуле (14)) и D (по формуле (15)). По численной оценке для данных таблицы получаем условие по DR: (16) Значения кинетических констант [5] µmax, ч-1 Pm, г/л Km, г/л Ki, г/л YX/S, г/г α, г/г β, ч–1 0,48 50 1,2 22 0,4 2,2 0,2 Условие по D: (17) Запишем условие для B = 0 по (6): . (18) Решение (18) относительно DR будет: (19) . Используя (18), запишем соотношение для D: . (20) Соотношение для Sf по (18) будет . (21) По численной оценке для данных таблицы для DR: (22) Получаем для D: (23) Для Sf получаем: (24) Запишем условие неотрицательности дискриминанта в (4). Условие относится к варианту, когда A < 0 и B < 0. В соотношение A < 0, подставим выражения (5)–(7). Получим . (25) Из формулы (25) формируем условие для Sf: . (26) Соотношение (26) дает два значения для Sf: , (27) . (28) Численный анализ показал: если , то ; (29) если , то ; (30) если , то . (31) Таким образом, к ранее полученным ограничениям необходимо добавить условия (29) и (30). Соотношения (15)–(24) и (27)–(31) являются основой формирования условий возможности реального осуществления процесса синтеза. Моделирование процесса выполняем для реальных условий его осуществления. Необходимо задать исходную информацию в соответствии с технологическими требованиями. Задание на моделирование в наиболее общем случае включает: - область значений Sf, определённую технологическими возможностями: . - область значений величины протока D: . Значение величины потока циркуляции изначально может не задаваться и выбираться в результате расчета. Ограничение по DR имеет вид (10). Для вычисления величины потока циркуляции на границе области задания по D используем уравнение (15), в котором обозначим: . (32) Тогда по (15) запишем: . (33) Используя выражение (33) и учитывая (32), получаем выражение для DR: . Так как на границе области задания D* может принимать значения или или, получим значения DR на границе области по D: , , (34) Из соотношений (34) и (35) следует: . (35) Если DR = 0, значение D* по (15) будет . (36) Поскольку для процесса с циркуляцией DR > 0, очевидно minD и maxD должны удовлетворять условию: (37) Так как maxD >minD, условия (37) и (38) преобразуются в одно: . (38) Из соотношения (39) следует, что если в исходной постановке имеет место (39) то исходное задание по maxD должно быть скорректировано, т. е. уменьшено с учетом (38). На рис. 2 приведены зависимости показателей процесса от величины протока D при DR = 0,4 ч-1 и Sf = 32,99 г/л; на рис. 3 – для DR = 0,2 ч-1. Поясним рис. 2 и 3. Область изменения величины протока D удовлетворяет ограничениям на условия реальной осуществимости процесса. Это же относится и к выбору значения Sf для моделирования. Ограничений на величину циркуляционного потока DR нет. Таким образом, для рис. 2 имеем: D* (по (15)) = 0,061 ч-1; D** (по (20)) = 0,321 ч-1; условие A < 0 будет для D > D*; B < 0 – для D < D**; максимальное значение D = D0 (по (36)) = 0,252 ч-1; максимальное значение D по условию дискриминанта равно 0,246 ч-1. Таким образом, значение maxD должно быть принято равным 0,246 ч-1. Для рис. 3 имеем: D* (по (15)) = 0,123 ч-1; D** (по (20)) = 0,266 ч-1; условие A < 0 будет для D > D*; B < 0 – для D < D**; максимальное значение D = D0 (по (36)) = 0,253 ч-1; максимальное значение D по условию дискриминанта равно 0,215 ч-1. Таким образом, значение maxD должно быть принято равным 0,215 ч-1. Рис. 2. Зависимости концентрации биомассы X, г/л; концентрации субстрата S; г/л; концентрации продукта P, г/л; продуктивности QP, г/(л. ч), от величины протока D, ч-1, при Sf = 32,99 г/л и DR = 0,4 ч-1 Рис. 3. Зависимости концентрации биомассы X, г/л; концентрации субстрата S, г/л; концентрации продукта P, г/л; продуктивности QP, г/(л. ч), от величины протока D, ч-1, при Sf = 32,99 г/л и DR = 0,2 ч-1 На рис. 4 приведены зависимости показателей процесса от Sf при D = 0,15 ч-1 и DR = 0,4 ч-1. Поскольку значения D и DR находятся в допустимых пределах, необходимо уточнить область определения по Sf: (по (28)) = 89,18 г/л; Sf1 = 101, 98 г/л, Sf2 = 76,376 г/л (по формулам (27), (28)). При Sf ³ Sf1 B > 0, A < 0 и в соответствии с (13) решений нет. Таким образом, maxSf должно быть принято равным 76,376 г/л. На рис. 5 приведены зависимости показателей процесса от величины объёмной скорости циркуляционного потока DR при Sf = 32,99 г/л и D = 0,15 ч-1. Поскольку все исходные данные находятся в допустимых пределах, ограничений на величину DR нет. Рис. 4. Зависимости концентрации биомассы X, г/л; концентрации субстрата S, г/л; концентрации продукта P, г/л; продуктивности QP, г/(л ч), от величины Sf, г/л, при D = 0,15 ч-1 и DR = 0,4 ч-1 Рис. 5. Зависимости концентрации биомассы X, г/л; концентрации субстрата S, г/л; концентрации продукта P, г/л; продуктивности QP, г/(л. ч), от величины потока циркуляции DR, ч-1, при Sf = 32,99 г/л и D = 0,15 ч-1 По приведённым результатам моделирования отметим следующее. Изменение D (рис. 2 и 3) и изменение Sf (рис. 4) фактически означает увеличение общей нагрузки по субстрату на микроорганизмы. Если величину нагрузки по субстрату принять в виде Qs: , нетрудно видеть, что для данных на рис. 2 эта нагрузка меняется от 1,65 до 8,08 г/(л. ч); для рис. 3 – от 1,65 до 7,06 г/(л. ч); для рис. 4 – от 1,5 до 11,4 г/(л ч), хотя изменение нагрузки для рис. 2–4 происходит по разным причинам. На рис. 6 приведены зависимости показателей процесса от D при DR = 0,4 ч-1 и постоянной нагрузке по субстрату Qs = 2 г/(л. ч). Максимальное значение D здесь получилось равным 0,326 ч-1, при этом Sf = 6,144 г/л и значение S на выходе из ферментёра равно также 6,144 г/л. Рис. 6. Зависимости концентрации субстрата в питании Sf, г/л; концентрации биомассы X,г/л; концентрации субстрата S, г/л; концентрации продукта P, г/л; продуктивности QP, г/(л. ч), от величины протока D, ч-1, при QS = 2 г/(л. ч) и DR = 0,4 ч-1 Заключение Результаты моделирования показали следующее. 1. Введение рециркуляции повышает продуктивность процесса по сравнению со схемой без рециркуляции (на рис. 2 и 3 показаны значения продуктивности в схеме без рециркуляции). 2. Введение рециркуляции увеличивает область нагрузки по величине протока D по сравнению со схемой без рециркуляции. 3. Увеличение потока циркуляции увеличивает величину продуктивности QP, однако скорость возрастания QP при некоторых DR уменьшается, что дает возможность ограничить величину DR при достижении необходимого значения QP. 4. Использование технологических и математических ограничений определяет возможности реального осуществления процесса. Этот прогноз не может быть выполнен на основании только экспериментальных исследований. 5. Показано, что при сохранении единого значения нагрузки по субстрату QS возможно существование условий для полного вымывания субстрата. Так как это наблюдается при уменьшении Sf и увеличении D, можно предполагать, что при этом уменьшается скорость потребления биомассы с одновременным уменьшением среднего времени пребывания ().
1. Hamer G. Recycle in fermentation processes / G. Hamer // Biotechnol. and Bioeng. - 1982. - N 24. - P. 511-531.
2. Иванов В. Н. Клеточный цикл микроорганизмов и гетерогенность их популяций / В. Н. Иванов, Г. А. Угодчиков. - Киев: Наук. думка, 1984. - 280 с.
3. Бирюков В. В. Основы промышленной биотехнологии / В. В. Бирюков. - М.: Колосс; Химия, 2004. - 296 с.
4. Гордеева Ю. Л. Моделирование процессов микробиологического синтеза с нелинейной кинетикой роста микроорганизмов / Ю. Л. Гордеева, Ю. А. Ивашкин, Л. С. Гордеев // Вестн. Астрахан. гос. техн. ун-та. Сер.: Управление, вычислительная техника и информатика. - 2011. - № 1. - С. 37-42.
5. Гордеева Ю. Л. Моделирование процессов микробиологического синтеза с нелинейной кинетикой роста микроорганизмов / Ю. Л. Гордеева, Ю. А. Ивашкин, Л. С. Гордеев, М. Б. Глебов. - М.: РХТУ им. Д. И. Менделеева, 2011. - 100 с.
