Производство белковых веществ. - Манаков М.Н., Быков В.А., Панфилов В.И.

Author: Манаков М.Н. Быков В.А. Панфилов В.И.
Tags: общая экология биоценология гидробиология биогеография общая технология основы промышленного производства биология органический синтез химическая технология
Year: 1987
Similar
Биотехнология. Производство белковых веществ. Автоматизация биотехнологических исследований. В 8-ми книгах. Том 5
Биотехнология. Современные методы создания промышленных штаммов микроорганизмов. Автоматизация биотехнологических исследований. В 8-ми книгах. Том 2
Биотехнология 07. Иммобилизованные ферменты
Биотехнология. Проблемы и перспективы. Автоматизация биотехнологических исследований. В 8-ми книгах. Том 1
Text
                    w
ТЕННОЛОШЯ
ВАБыков
М.Н.Манаков
В.ИЛанфилов
ААСвитцов
НЫарасова
ПРОИЗВОДСТВО
БЕЛКОВЫХ ВЕЩЕСТВ

БиОТЕННиЛОШР!
угиаганнзяга
т

в 8~ми книгах
ШОТЕННОЛОШЯ
Под редакцией НСЕгорова
ВДСамуилова

ВАБыков
МНМанаков
В.И. Панфилов
ААСвитцов
НВТарасова
ПРОИЗВОДСТЮ
БЕЛКОВЫХ ВЕЩЕСТВ
1Й)
Москва «Высшая школа» 1987

ББК 30.6
Б 63
УДК 574.6
Рецензенты:
кафедра биотехнологии МИТХТ им. М. В. Ломоносова (зав. кафедрой
проф. Швец В. И.) и академик Скрябин Г. К. (Ин-т биохимии и
физиологии микроорганизмов АН СССР)
Допущено Министерством высшего и среднего специального
образования СССР в качестве учебного пособия для студентов биологических
специальностей высших учебных заведений.
2010000000(4309000000)—354
- - КБ—53—7—86
001(01)—87
© Издательство «Высшая школа», 1987

ПРЕДИСЛОВИЕ
Серия учебных пособий, выпускаемых издательством
«Высшая школа» под общим названием «Биотехнология» (редакторы
проф. Н. С. Егоров и проф. В. Д. Самуилов), включает две
книги, которые можно объединить .наименованием «Промышленная
биотехнология». Этот термин отражает современное состряние
промышленности, которая основана на микробиологическом
синтезе или трансформации органических соединений. Большое
разнообразие конкретных производств, входящих в промышленную
биотехнологию, заставляет при их описании выделить два
основных направления, которым и посвящены, соответственно, пятая и
шестая книги этой серии.
Первым из этих важнейших направлений является
промышленное производство микробного белка и ферментов; этим
вопросам посвящено настоящее пособие. Второе.направление связано
с биосинтезом физиологически активных веществ, оно составляет
предмет следующей, шестой книги.
Поскольку процессы промышленного микробиологического
синтеза в своем технологическом и аппаратурном оформлении
имеют много общего, они могут обсуждаться как единая отрасль
промышленности со своими закономерностями и спецификой.
Это отразилось и на построении указанных учебных пособий:
первое из них, хотя и посвящено конкретно биосинтезу белковых
веществ, содержит главы 2 и 3, в которых дано общее
представление о типичной структуре производства в биотехнологии и о
способах получения основных сырьевых источников,
используемых во всех разновидностях промышленного
микробиологического синтеза. Bo-втором излагаются лишь фактическое состояние
и перспективы развития производства биологически активных
препаратов микробного происхождения.
В настоящей книге В. А. Быковым кроме редактирования
всего материала написаны введение; главы 1, 2 и заключение,
М. Н. Манаковым — введение, главы 1, 2 и заключение, В. И.
Панфиловым— главы 2 и 3, А. А. Свитцовым и Н. В. Тарасовой —
глава 4.
Авторы

ВВЕДЕНИЕ
Последние двадцать лет стали периодом бурного развития
биотехнологии как науки и отрасли промышленности. В научном
плане это связано с большими возможностями использования
методов генетической и клеточной инженерии для получения
биологических объектов с заданными свойствами, способность
которых продуцировать то или иное вещество или
противодействовать определенным вредным воздействиям определена
генетически.
Развитие промышленной биотехнологии началось значительно
раньше; важным этапом в этом отношении было широкое
промышленное производство антибиотиков медицинского и
ветеринарного назначения, начатое после второй мировой войны во
всех промышленно развитых странах мира. Однако в последние
годы число веществ, производимых методами
микробиологического синтеза и инженерной энзимологии, резко увеличилось и
продолжает быстро расти. Используя достижения биохимии,
молекулярной биологии и микробиологии, технологи создают все
новые и новые производства для получения белка и аминокислот
кормового и пищевого назначения, медицинских препаратов,
ферментов, а также в целях охраны окружающей среды.
- Особенностью развития биотехнологии в СССР является
высокий удельный вес промышленного производства белка
одноклеточных в общем объеме выпуска продуктов микробиологического
синтеза. Получение микробной биомассы как источника
полноценного белка, вводимого в корма для ведения интенсивного
животноводства, стало в нашей стране государственной задачей
в силу принятых партией и правительством решений о переводе
животноводства на промышленную основу. Известно, что
интенсификация животноводства требует резкого увеличения
производства кормового белка, поскольку высокопродуктивное
молочное стадо, так же как и эффективные откормочные комплексы,
нуждаются в дополнительных источниках белка,
компенсирующих его недостаток в традиционных для нашей страны
растительных кормах.
В большинстве развитых стран источником дополнительного
белка для кормопроизводства служат соевые бобы или шрот,
содержащие большое количество полноценного белка, аминокис?
б

.лотный состав которого принят за стандарт с точки зрения его
оптимальности для сельскохозяйственных животных. В -СССР,
как известно, основная часть пахотных земель находится вне так
называемой зоны уверенного (гарантированного) земледелия.
Именно это заставило нашу страну найти свой альтернативный
путь снабжения животноводства дополнительным белком. В
настоящее время в СССР осуществляется промышленное
производство белка одноклеточных, основанное на крупномасштабном
культивировании дрожжей, бактерий и низших грибов.
Использование дрожжевых микроорганизмов в пищевых,
медицинских и кормовых целях известно давно и широко
распространено во всех странах, оно основано на культивировании
дрожжей рода Sacharomyces на углеводных средах в условиях
брожения или аэробного дыхания. С появлением в нашей стране
гидролизного производства отходы после брожения и отделения
спирта стали использовать для выращивания кормовых
дрожжей, которые утилизировали несбраживаемые моносахариды в
условиях аэробной ферментации. Такие «гидролизные дрожжи»
употребляли далее как дополнение к кормам в сельском,
хозяйстве. Это позволило в настоящее время все углеводы,
образующиеся при кислотном гидролизе растительных материалов,
использовать для получения кормовых дрожжей, выпуск которых резко
возрос.
Несмотря на то что гидролизные дрожжи давно являются
промышленными продуктами, действительным отправным
пунктом в создании промышленности микробного белка надо считать
появление заводов, выпускающих дрожжевую биомассу с
применением углеводородов в качестве источника углерода в
питательных средах. Пуск в эксплуатацию в 60-х годах первых заводов,
производящих белково-витаминный концентрат (БВК) из
углеводородов нефти, послужил причиной выделения
микробиологической промышленности в самостоятельную отрасль. Если
первоначально заводы отрасли использовали лишь узкую фракцию
к-алканов, выделяемую из депарафинизата дизельного топлива, то
в настоящее время в СССР и ряде других стран разработаны и
внедряются процессы культивирования дрожжей и бактерий,
потребляющих в качестве субстрата метанол, этанол, метан, отходы
органического синтеза или селективно извлекающих к-алканы
непосредственно из дизельной фракции прямой перегонки нефти.
Биомасса дрожжей, выращенных на парафинах заданного
состава, содержит до 60% белка, безусловно полноценного по
своему аминокислотному составу, а также целый ряд биологически
активных веществ типа витаминов, кофакторов и т. п., что
определяет ее высокую кормовую ценность. То же можно сказать и о
биомассе бактерий, растущих на метане и метаноле, — содержание
белка в этом продукте достигает 70%, а скорость роста выше, чем
у дрожжей. Хотя аминокислотный состав белка дрожжей и
бактерий несколько отличается от принятого за стандарт состава
аминокислот белка сои (табл. 1), микробный белок включает все иеоб-
7

Таблица 1. Относительное содержание аминокислот в источниках
пищевого и кормового белка
Аминокислота
Триптофан
Лизин
Гистидин
Аргинин
Аспарагиновая кислота
Треонин
Серии
Глутаминован кислота
Пролин
Глицин
Алании
Цистин
Валин
Метионин
Изолейцин
Лейцин
Тирозин
Фенил аланин
Содержание в граммах на 100 г истинного белка
яичный
альбумин
1,6
6,4
2,4
6,1
9,0
5,1
3,5
16,0
8,1
3,6
7,4
2,4
7,3
3,1
6,6
8,8
4,2
5,8
бычнй
сывороточный
альбумин
15,0
3,9
6,0
10,2
5,9
4,0
16,8
5,1
2,0
5,3
—
7,0
—
2,4
10,8
4,5
5,8
соевая
мука
0,4
5,1
1.8
4.4
6,7
3,3
3,3
8,6
2,9
2,5
2,3
0,9
3,4
0,8
2,8
4,4
2,1
3,1
биомасса
дрожжей
0,5
5,1
1,7
2.3
4,6
2,9
2,5
6,5
1,4
2,2
3,3
0,3
3,0
0,9
3,1
3,7
2,3
2,5
Итого: сырой протеин (%) 47,1 60
истинный белок (%) 37,0 42.1
ходимые аминокислоты, а по содержанию большинства
незаменимых аминокислот — лизина, треонина, триптофана и других —
практически не уступает или даже превосходит стандарт.
При всестороннем исследовании микробной биомассы была
выявлена ее чрезвычайно высокая технологическая и
экономическая эффективность для мясного и молочного животноводства,
птицеводства и целого ряда других направлений народного
хозяйства. Кормовые дрожжи содержат в 5 раз больше белка
(в том числе лизина в 10, метиона в 5 и триптофана в 3 раза
больше), чем ячмень или овес. Кроме того, в сухих дрожжах
имеются практически все витамины группы В и целый ряд
ростовых факторов. В результате этого 1 т кормовых дрожжей,
добавленных в корма сельскохозяйственных животных, обеспечивает
экономию до 7 т зерна и дополнительное производство 0,8 т
свинины, 5 т мяса птицы или до 15 тыс. шт. яиц. Включение 1 т
дрожжей в рацион телят и поросят высвобождает для питания
населения 6 т цельного или 1,5 т сухого обезжиренного молока.
Получение белковых веществ не является единственным
направлением развития промышленного микробиологического
синтеза, это лишь наиболее крупнотоннажная подотрасль
современной биотехнологии, дающая миллионы тонн продукции ежегодно
и продолжающая быстро расти. Очень велика также роль про-
8

изводства аминокислот кормового, пищевого и медицинского
применения, различного рода ферментных препаратов,
антибиотиков для медицины и ветеринарии, биологических удобрений
и средств защиты растений. Все большую роль играют процессы
микробной трансформации в производстве витаминов, пищевых
продуктов, полусинтетических антибиотиков и лекарственных
средств.
Промышленная биотехнология в Советском Союзе, как и
во всем мире, развивается исключительно динамично, из года
в год опережая по темпам роста производства и
производительности труда многие другие отрасли народного хозяйства. Особенно
большое внимание уделяется биотехнологии в последние годы,
когда она была признана одним из приоритетных направлений
научно-технического прогресса стран СЭВ. Перспективы роста
медицинской и микробиологической промышленности в СССР
были определены решениями XXVII съезда КПСС, где особая
роль этой отрасли была отражена в Политическом докладе
ЦК КПСС съезду партии и в Основных направлениях
экономического и социального развития СССР на 1986—1990 годы и
на период до 2000 года. В частности, в последнем документе
указано, что микробиологическая промышленность должна
«увеличить выпуск продукции за пятилетку в 2 раза. Значительно
расширить производство кормового белка и других биологически
активных веществ. Развивать сырьевую базу биотехнологии, в
том числе за счет увеличения использования газа. Обеспечить
более полное удовлетворение потребности сельского хозяйства
в продуктах микробиологического синтеза».
При изложении соответствующих разделов в настоящей
книге авторы стремились дать представление не только о
современном состоянии технологии, но и о перспективах ее развития
и расширения сырьевой базы отрасли.

Глава ОСНОВНЫЕ ПРИНЦИПЫ
1 ПРОМЫШЛЕННОГО
ОСУЩЕСТВЛЕНИЯ
БИОТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ
ПРОЦЕССОВ
Большое разнообразие биотехнологических процессов,
нашедших промышленное применение, приводит к необходимости
рассмотреть общие, наиболее важные проблемы, возникающие при
создании любого биотехнологического производства. Процессы
промышленной биотехнологии обычно разделяют на две большие
группы по признаку целевого продукта — производство биомассы
и получение продуктов метаболизма. При таком подходе удачно
освещается цель производства, которая в первом случае
заключается в получении клеточной массы продуцента, вне
зависимости от того, будет ли далее использоваться живая культура
(например, сахаромицеты для пищевых целей, споры с
токсинами в целях защиты растений) или биомасса нежизнеспособных
клеток как источник белка, витаминов и других ценных веществ
для кормопроизводства. Ко второй группе относят все процессы,
где целевым продуктом становится один или несколько
метаболитов, а клетки продуцента не нужны или даже вредны после
завершения фазы биосинтеза; это, например, получение
продуктов брожения, ферментов, аминокислот, антибиотиков и
всевозможные виды микробных трансформаций.
У инженера-технолога такая классификация по целевому
продукту не вызывает возражений, однако она не отражает
наиболее существенных с технологической точки зрения аспектов
промышленных биотехнологических процессов, которые, с одной
стороны, роднят их с химической технологией, а с другой —
резко отличают от последней. В этом плане наиболее эффективно
рассмотреть, какие стадии включает в себя типичный процесс
промышленной биотехнологии, каковы общие черты и различия
этих стадий в зависимости от конечной цели производства.
Основными стадиями биотехнологического производства
можно считать пять операций, которые взаимосвязаны, но
различаются по целям и принципам их достижения. Две начальные
стадии включают подготовку сырья и биологически действую-
ю

щего начала. В процессах инженерной энзимологии они обычно
состоят1 из приготовления раствора субстрата *с заданными
свойствами (рН, температура, концентрация и т. д.) и
подготовки партии ферментного препарата данного типа, нативного или
иммобилизованного. При осуществлении микробиологического
синтеза необходимы стадии приготовления питательной среды
и поддержания чистой культуры, которая могла бы постоянно
или по мере необходимости использоваться в процессе.
Поддержание чистой культуры штамма-продуцента — по существу,
ключевая задача любого микробиологического производства,
поскольку только высокоактивный, не претерпевший
нежелательных изменений штамм может служить гарантией получения
целевого продукта с заданной производительностью. В этой связи
роль микробиологической службы на современном
биотехнологическом производстве трудно переоценить.
В рассматриваемой последовательности третьей оказывается
стадия ферментации, т. е. та основная стадия, на которой
происходит образование целевого продукта. Подобно тому как в
химической технологии собственно химическое превращение в
реакторе определяет не только результаты производства, но и
стратегию осуществления последующих процессов выделения и
очистки продуктов, на стадии ферментации идет
микробиологическое превращение компонентов питательной среды сначала
в биомассу, а затем, если это необходимо, в целевой метаболит.
Особое место в промышленной биотехнологии занимает
четвертая стадия общего производственного цикла, на которой
из культуральной жидкости выделяют и очищают целевые
продукты. Для промышленных микробиологических процессов
характерно,, как правило, образование очень разбавленных
водных растворов или суспензий, содержащих, кроме целевого,
большое количество веществ, находящихся в смеси часто в
довольно больших количествах. Это делает весьма специфичной
и сложной задачу разделения и очистки основных, с точки
зрения целей производства, веществ. Как правило,
микробиологический синтез требует на стадии выделения разделять смеси
веществ часто очень близкой природы, находящихся в растворе
в сравнимых концентрациях, да к тому же еще зачастую
весьма лабильных, легко подвергающихся термической
деструкции и т. д.
Заключительным этапом биотехнологического производства,
как и в химической технологии, является приготовление товарных
форм продуктов, однако и здесь, несмотря на схожесть задач,
имеются существенные особенности. Одна из них —
необходимость выпуска препаратов, в частности для медицинских целей,
в стерильной форме, что требует специальных решений на стадии
расфасовки и укупорки продукта. Общим свойством
подавляющего большинства продуктов микробиологического синтеза
является их недостаточная стойкость к хранению, поскольку
сами эти продукты склонны к разложению, например лизису,
и

и в таком виде представляют прекрасную среду для развития
посторонней, чаще всего гнилостной микрофлоры. Это заставляет
технологов принимать специальные меры для повышения
сохранности препаратов промышленной биотехнологии.
Ниже приводится обобщенная характеристика каждой из
стадий промышленного микробиологического синтеза, причем
особое внимание обращено не только на описание типичных
технологических решений, но и на внутреннюю взаимосвязь,
делающую каждое конкретное производство единым целым, в
котором изменение, внесенное на одной из стадий, как правило,
требует соответствующей коррекции технологии и на других
эта-пах промышленного производства.
§ 1. Технология приготовления питательных сред
для биосинтеза
Основу питательных сред для культивирования
микроорганизмов составляют источники углерода. Исключительное
многообразие микроорганизмов делает число таких соединений почти
безграничным, так как, с одной стороны, существуют культуры,
способные при осуществлении биосинтеза потреблять углерод
только из высокоорганизованных молекул, например белков и
пептидов, а с другой — многие бактерии и отчасти дрожжи
утилизируют такие простейшие углеродсодержащие соединения,
как метан, метанол и даже углекислота.
Кроме углерода клетки микроорганизмов в процессе роста
испытывают необходимость в источниках азота, фосфора, макро-
и микроэлементов. Все вещества этого рода находятся в
питательных средах в виде солей, исключением являются лишь среды,
где азот и фосфор могут усваиваться растущими культурами из
органических источников, например автолизатбв или гидроли-
затов микробного или животного происхождения. В
подавляющем большинстве случаев в промышленных средах для
культивирования заранее содержатся все необходимые элементы питания,
кроме кислорода и, в некоторых производствах, углерода, если
последний вводится в виде газообразного соединения (СН4,
С02 и т. п.).
Отделение приготовления питательной среды на современном
микробиологическом производстве представляет собой, как
правило, цех, оборудованный емкостями для хранения твердых и
жидких веществ, средствами их транспортировки и аппаратами
с перемешивающими устройствами для приготовления
растворов, суспензий или эмульсий. При этом питательные соли
хранятся обычно в твердом виде, а приготовление их смеси с
заданным соотношением компонентов производится в аппарате
с мешалкой, куда подаются непосредственно твердые компоненты
в необходимом количестве и далее проводится их растворение,
или "соединяются заранее приготовленные в специальных
аппаратах растворы каждого или нескольких компонентов и
производится лишь их окончательное смешение и гемогенизация.
12

Жидкие и твердые источники углерода предпочитают обычно
вводить в уже готовую питательную среду непосредственно перед
ферментацией, так как это устраняет опасность заражения
посторонней микрофлорой, вероятность которого, естественно,
резко' возрастает при хранении готовой питательной смеси.
В этой связи при непрерывном культивировании в производстве
микробного белка потоки углеводородов и питательных солей
вводят в ферментер раздельно по индивидуальным линиям
подачи, а смешение и эмульгирование нерастворимых в воде
w-алканов происходит уже в самом биореакторе. Аналогично
этому при культивировании бактерий на метане последний
постоянно барботирует в аппарат через специальные устройства.
Осуществление периодической ферментации связано с
несколько иными проблемами, поскольку в этом случае в начале
процесса инокулят (засевная доза микроорганизмов) вносится
в уже готовую питательную среду, содержащую все необходимые
компоненты. В таких случаях источники углерода вводят обычно
непосредственно перед засевом, а во многих производствах
используют так называемую подпитку, когда отдельные
компоненты среды, прежде всего источники углерода, дополнительно
вводят по мере их потребления культурой, поддерживая в
ферментере некоторую оптимальную концентрацию, которая на
разных этапах ферментации может меняться по определенному
закону.
Важнейшим элементом приготовления питательных сред
является соблюдение требований асептики. В зависимости от
жесткости принятых в этом отношении решений возникает
необходимость либо только в создании заданного значения рН,
обеспечивающего подавление посторонних микроорганизмов,
либо в полной стерилизации всех подаваемых в биореактор
потоков и самого биореактора. В последнем случае для
стерилизации газовых потоков, в первую очередь воздуха, используют
процесс фильтрации через специальные волокнистые фильтры с
последовательно расположенными фильтрующими элементами,
каждый из которых обеспечивает заданную степень снижения
концентрации клеток в газовом потоке. Общее количество
фильтров определяется необходимым уровнем (так называемым
критерием) стерилизации; нужная производительность по газовому
потоку достигается установкой ряда параллельно работающих
фильтрующих элементов. Основным требованием к
фильтрующему материалу является в этом случае допустимость его
периодической стерилизации, обычно осуществляемой подачей острого
пара в отключенный фильтр через заданные промежутки времени.
Жидкостные потоки стерилизуют различными методами, из
которых практический интерес представляют термический,
радиационный, фильтрационный и отчасти химический. Самый
распространенный в промышленности термический метод стерилизации
жидких и твердых материалов основан на известном факте
губительного действия на живые клетки высоких температур. Отми-
13

рание клеток под влиянием неблагоприятных факторов внешней
среды описывается зависимостью первого порядка
где N — число жизнеспособных клеток к моменту времени т;
k — константа инактивации, зависящая от температуры по
экспоненциальному закону;
k = koexpt-*'*7^. (2)
Предэкспонента k0 определяется типом культуры и составом
среды, а константа Е, аналогичная энергии активации в
уравнении Аррениуса для химических реакций, зависит от природы
клеток и свойств культуральной жидкости, прежде всего от рН.
В интегральном виде зависимость (1) описывается экспонентой
N0/N = <*, (3)
т. е. отношение числа клеток, имевшихся в исходном материале No,
к числу выживших к моменту т меняется во времени по
логарифмическому закону. Уравнение (3) позволяет рассчитать время
выдержки при заданной температуре Г, которое обеспечивает
достижение заданной степени (критерия) стерилизации, т. е.
позволяет снизить обсемененность в заданное число раз, при этом
константы k0 и Е находят из эксперимента.
Основным недостатком термической стерилизации, несмотря
на ее широкое практическое использование, следует считать
неизбежные потери питательных свойств среды, поскольку при
температурах, необходимых для стерилизации (порядка 120—
150°С), большинство субстратов, особенно углеводы, оказываются
термически нестабильными. Это заставляет очень жестко
контролировать время и температуру термического воздействия на
субстрат, который обычно поэтому стерилизуют отдельно от
остальной питательной среды, где содержатся значительно более
устойчивые к нагреву компоненты. Типичным технологическим
решением процесса стерилизации является подогрев среды и
субстрата (часто в растворе) острым паром в емкости или глухим
паром в теплообменнике, либо одновременное сочетание двух
этих приемов.
В заключение заметим, что целый ряд субстратов не требует
стерилизации, так как они сами обладают асептическим действием;
сюда относятся метанол, этанол, крепкая уксусная кислота и др.
В этих случаях в принципе можно ограничиться лишь
стерилизацией прочих элементов питательной среды.
Остальные методы стерилизации в силу различных причин
нашли значительно меньшее распространение. В частности,
радиационный метод, основанный на облучении материалов
большими дозами ионизирующих излучений, главным образом v-излу-
чением, дает хорошие результаты при стерилизации небольших
объектов в основном медицинского назначения (перевязочный
14

материал и т. п.). Промышленное использование v-излучения для
стерилизации жидких и газообразных сред безусловно возможно,
но применяется редко из-за трудностей создания и
эксплуатации необходимых в этом случае мощных источников Y"KBaHTOB;
использование же маломощных излучателей делает процесс
экономически неэффективным.
В отдельных случаях применяют химические стерилизующие
агенты, т. е. вещества с явно выраженным сильным
асептическим действием. Основной проблемой в этом случае оказывается
необходимость устранения стерилизующего агента из питательной
среды после гибели посторонней микрофлоры и до внесения
инокулята продуцента. Химические антисептики должны быть не
только высокоэффективными, но и легко разлагаемыми при ив-
менении условий после завершения стерилизации. К сожалению,
выбор таких веществ невелик и их нельзя считать легко
доступными; к числу лучших из них относится пропиолактон,
обладающий сильнейшим бактерицидным действием и легко гидроли-
зуемый далее в абсолютно нетоксичную молочную кислоту.
Химическая стерилизация питательных сред не нашла
промышленного применения, однако в ряде случаев удачно попользуется в
лабораторных и опытных условиях.
Нельзя отнести к распространенным и метод стерилизующей
фильтрации. Однако это объясняется не недостатками самого
способа, а только аппаратурными трудностями. Метод основан на
способности полупроницаемых мембран с крупными порами
(типа микрофильтрационных мембран) пропускать жидкую фазу и
задерживать (концентрировать) клетки микроорганизмов. Известно,
что микро- и ультра фильтрация принципиально отличаются от
обычной фильтрации тем, что разделяют гомогенные смеси
(растворы) и дают не осадок задерживаемого вещества, а его
концентрат, тогда как прошедший через мембрану раствор — пер-
меат — не содержит примесей, задерживаемых мембраной. В этом
смысле клетки микроорганизмов, как (условно называемая)
твердая фаза, затрудняют процессы мембранного разделения,
однако, учитывая их относительно крупные размеры по
сравнению с диаметром пор мембраны (450 мкм и менее), они могут
быть отделены путем концентрирования на достаточно
крупнопористых мембранах при интенсивном перемешивании
концентрата, устраняющем осаждение клеток на мембране.
В принципе метод стерилизующей фильтрации является
идеальным средством стерилизации лабильных, в том числе
термически неустойчивых жидких и газовых сред, поскольку он
может быть проведен при низкой температуре и требует лишь
градиента давления по разные стороны мембраны. Это позволяет
говорить о больших технологических перспективах мембранной
стерилизации, в первую очередь, жидких сред. Основная
имевшаяся здесь трудность — наличие термостойких мембран, способных
выносить многократную термическую стерилизацию их самих в
ходе эксплуатации, сейчас успешно преодолевается путем широ-
15

кого применения термостойких полимеров в производстве мембран.
Можно утверждать, что по мере создания более совершенных
конструкций мембранных аппаратов с термостойкими
мембранами, рассчитанными на длительную эксплуатацию, и защищенными
от налипания клеток, метод стерилизующей фильтрации будет
все шире применяться в промышленной биотехнологии, в том числе
в крупнотоннажных производствах.
§ 2. Поддержание чистой культуры
Характеристика микроорганизма-продуцента как основы
любого процесса промышленной биотехнологии определяет
структуру промышленного производства. В технологическом процессе
используются полезные свойства штамма и вместе с тем должно
быть обеспечено сохранение и, если возможно, усиление его
производственных качеств — скорости роста и качества
в производстве белковых веществ и других продуктов этого
типа, скорости биосинтеза у штаммов — продуцентов
аминокислот, ферментов, антибиотиков и т. п. Недостаточное
поддержание чистоты культуры может значительно снизить
технологические и экономические показатели цеха, а в особо тяжелых
случаях полностью исключить возможность дальнейшей
промышленной эксплуатации штамма.
Таким образом, отделение чистой культуры является тем
звеном в промышленном микробиологическом синтезе, которое
ответственно за постоянное и надежное воспроизведение
полезных свойств продуцента, найденных или достигнутых в свое
время в ходе лабораторных исследований. Поэтому такое
отделение в любом цехе, где производится промышленный биосинтез,
включает в себя как лабораторные операции по контролю и
сохранению чистой культуры, так и маломасштабное
культивирование для постоянной передачи штамма на стадию ферментации.
В лабораторной части отделения чистой культуры имеется
то же оборудование и используются те же приемы, что и в любой
микробиологической лаборатории: хранящиеся в музее цеха
несколько штаммов-продуцентов постоянно сохраняются
известными способами, при этом в ходе контрольных высевов и
маломасштабных ферментации (в пробирках, колбах и т. п.)
контролируется устойчивость всех имевшихся или приобретенных
признаков, которые послужили основанием для рекомендации
к промышленному применению именно этих культур и на
основании которых был составлен действующий в цехе промышленный
регламент производства.
По мере необходимости из отделения чистой культуры
поступает заданная масса инокулята, идущая в производство, т.е.
в отделение промышленной ферментации. При периодическом
процессе культивирования, что характерно для цехов по
выработке аминокислот, антибиотиков и ферментов, в отделении чистой
культуры готовят засевную дозу клеток для каждой из операций
16

основного производства. Непрерывная ферментация в хемостате
или каскаде хемостатов, к которому приближаются современные
аппараты для получения кормовых дрожжей и бактерий, не
нуждается, вообще говоря, в подаче биомассы с входящим
потоком среды. Однако на практике для повышения качества
продукта предпочитают время от времени или постоянно
(понемногу) вводить в аппарат клетки основного
штамма-продуцента, получая их опять-таки из отделения чистой культуры.
Такое положение заставляет иметь в отделении
ферментационную часть, где проводится выращивание достаточно крупных
засевных партий микроорганизма-продуцента. Масштабы такого
выращивания зависят, прежде всего, от мощности основного
отделения — ферментационного — и сильно различаются на
разных заводах. Вне зависимости от того, какой характер
подчиненности принят в данном конкретном цехе, функция отделения
чистой культуры состоит в поддержании культуры и
выращивании посевных доз последовательно в колбах и бутылях на 10—
20 л, находящихся на качалках или просто размещенных в
термостатируемом помещении, и далее в последовательности
ферментеров объемом (смотря по необходимости) 10, 100, 500
и 1000 л, в которых осуществляются перемешивание, аэрация
и термостатирование культуральной жидкости с клетками.
Очень велика и специфична роль всей службы
микробиологического контроля, в том числе и отделения чистой культуры,
в современном биотехнологическом производстве в связи с
характерной особенностью микробиологического синтеза, которая
заключается в наличии постоянной обоюдной связи и
зависимости между культурой-продуцентом и необходимой для нее
питательной средой. При первоначальном отборе штамма, от
которого зависит решение той или иной задачи биосинтеза,
главное внимание исследователи обращают, конечно, на его
продуктивность, т. е. способность быстро и эффективно вести
биосинтез заданного продукта. При отборе лучшего из ряда
найденных продуцентов учитываются их особенности, которые
могут отразиться на технологии и экономике производства:
устойчивость к фаголизису и изменениям условий внешней
среды — температуре, рН, аэрации и т. д. При прочих равных
условиях предпочтение, естественно, отдается тому продуценту,
который способен развиваться и давать продукт на
недефицитных питательных средах, не требующих использования редких,
дорогостоящих или технологически неудобных субстратов, в том
числе и пищевых продуктов.
После выбора штамма-продуцента проводится большая
исследовательская работа по оптимизации питательной среды
и условий его выращивания, результаты которой включаются
в технологический регламент, являющийся нормативным
документом для работников промышленности. Это правило подбора
среды для подуцента — одна из основ биотехнологии. Однако
в условиях производства может возникать и обратная задача,
17-

которая, как правило, решается для каждого конкретного цеха
центральной заводской лабораторией и отделением чистой
культуры.
Одна из причин этого положения заключается в том, что
микробиологическая промышленность зачастую вынуждена
использовать в качестве компонентов питательных сред отходы и
побочные продукты сельского хозяйства и пищевой
промышленности, такие, как, например, меласса, кукурузный экстракт и др.
Это ставит задачу дополнительной адаптации продуцента к
особенностям конкретной среды, имеющейся на данном заводе
и одновременно уточнения состава среды и ее дополнительной
оптимизации. В ряде случаев приходится учитывать и сезонные
изменения сырья, т. е. дополнительные операции с продуцентами
и питательными средами становятся, по существу, постоянной
задачей микробиологов, работающих в цехе и на заводе в целом.
Возможны, в принципе, и другие случаи, когда необходимо
сменить продуцент и использовать другой штамм из коллекции
завода. Это связано с тем, что в экстраординарных случаях,
например при серьезных неурожаях или невозможности получить
сырье по другим причинам, завод вынужден менять, по крайней
мере временно, основу питательных сред, ростовые факторы или
другие компоненты. В этом случае, естественно, необходимо
перейти к использованию штамма из числа имеющихся, наиболее
приспособленных к новой среде, и провести его дополнительную
адаптацию.
Причинами временного перехода на новый штамм могут
быть сезонные изменения температуры, которые частично
компенсируются подбором достаточно продуктивных термотолерантных
штаммов, падение уровня аэрации вследствие
незапланированных изменений в системе подачи и распределения воздуха и др.
Все это делает роль микробиологической службы завода и
отделений чистой культуры в цехах очень большой и определяет
необходимость наличия в персонале заводских и цеховых
лабораторий и службы высококвалифицированных и опытных
микробиологов, хорошо знакомых с целями и особенностями
своего конкретного производства.
§ 3. Ферментация
В промышленной биотехнологии «производительной силой»
является штамм-продуцент, поэтому стадия ферментации
оказывается центральной среди этапов промышленного производства.
Под ферментацией понимают всю совокупность последовательных
операций от внесения в заранее приготовленную и
термостатированную среду инокулята и до завершения процессов роста,
биосинтеза или биотрансформации вследствие исчерпания
питательных элементов среды, прекращения биосинтеза, потери
активности культурой или по иным причинам.
В промышленной, биотехнологии можно выделить два
принципиально отличающихся типа процессов, первый из которых
18

направлен на получение белка одноклеточных путем накопления
биомассы микроорганизмов — дрожжей, бактерий,
микроскопических грибов — и ее применение после высушивания в виде
потового продукта. В этом типе производств, ориентированном
на максимальное накопление белковых веществ,
практически не используются образующиеся в ходе роста метаболиты
и, более того, имеется четкая тенденция к их минимальному
выходу, что, естественно, повышает экономические
характеристики за счет снижения расходных коэффициентов по сырью.
Второй тип производств, в противоположность первому,
характеризуется накоплением не только и даже не столько клеток
продуцента, сколько ценных веществ, возникающих в ходе роста
или на последующих стадиях развития культуры. Процессы этого
типа крайне разнообразны и включают общеизвестные
производства аминокислот, ферментов, антибиотиков, а также и
своеобразные варианты культивирования, когда целью является получение
жизнеспособных (в товарном виде) клеток, спор и токсинов,
выделяемых в культуральную жидкость на поздних стадиях
развития клеток. К этому варианту относятся производства
бактериальных удобрений и препаратов для защиты
сельскохозяйственных растений. Несколько особняком стоят процессы
микробиологической трансформации, широко распространенные в
производстве лекарственных средств и витаминов. Наконец, в
последнее время все больший интерес проявляется к
производствам, когда целевым продуктом оказывается продукт,
находящийся внутри клеток вследствие проведенных над ней генно-
инженерных операций, как, например, интерферон, гормон
роста и т. п.
С технологической и аппаратурной точек зрения очень
важным различием двух вышеописанных типов микробиологического
процесса является характер построения производства во
времени: биомасса одноклеточных выращивается непрерывным
способом в аппаратах хемостатного типа, а все процессы второй
группы осуществляются периодически, когда в одном и том же
аппарате в производственном цикле протекают все необходимые
фазы развития клеток и биосинтеза. Отметим, что интенсивные
исследования по непрерывному получению метаболитов ведутся
достаточно широко, но не нашли еще промышленной
реализации. Процессы двух рассматриваемых видов существенно
различаются и по требованиям к степени асептики. Это связано,
в первую очередь, с их объемами: белок одноклеточных
производится в количествах, измеряемых миллионами тонн абсолютно
сухого вещества, тогда как выпуск продуктов наиболее
крупнотоннажных процессов второго вида составляет, как максимум,
тысячи или десятки тысяч тонн. Понятно, что в первом случае
обеспечение полной асептики, т. е. выращивание абсолютно
чистой культуры в масштабах всего производства, — значительно
более трудная задача, чем во втором. Именно поэтому в
производстве белковых веществ ограничиваются достаточно высокой,
19

но не 100%-ной степенью асептики, обеспечивая последнюю
главным образом подбором режима культивирования,
подходящего для продуцента, но неблагоприятного для возможных
примесных штаммов.
Проблемы асептики для производства аминокислот,
ферментов и т. п., напротив, могут быть решены лишь путем создания
такой технологии и аппаратуры, которые обеспечивали бы
гарантированную защиту культуральной среды от попадания
посторонней микрофлоры на всем протяжении процесса, т. е. в
течение десятков и сотен часов. Приемы, позволяющие реально
осуществить асептические процессы, удовяетворяющие этим
требованиям, описаны, в специальной литературе и частично
рассмотрены в последующих главах. Можно лишь подчеркнуть,
что они основаны на многолетнем опыте создания и
эксплуатации процессов асептического микробиологического синтеза, а
этот опыт неопровержимо показал отсутствие «мелочей» и
необходимость на всем протяжении производственного цикла строго
соблюдать правила работы, обеспечивающие допустимо малую
вероятность контаминации. В этом отношении решения по
промышленной асептике в микробиологическом синтезе уместно
сравнить с правилами техники безопасности, имеющимися в
любом промышленном производстве: построенные на отрицательном
опыте, они дают положительный результат только при их
безусловном соблюдении.
Технологическое оформление процессов промышленной
биотехнологии в сильной степени определяется отношением
микроорганизма — продуцента к кислороду и, следовательно, к
воздуху. Большинство современных микробиологических производств
используют аэробные культуры, которые в своем развитии
требуют присутствия кислорода. Это ставит в качестве одной из
важнейших задачу обеспечения необходимой концентрации
растворенного кислорода в жидкой фазе в течение всего процесса
ферментации, причем необходимо учитывать, что потребность
культуры в кислороде может меняться в разных фазах развития.
В этой связи ферментационное оборудование аэробных
процессов и нормы технологического режима подбираются таким
образом, чтобы массообмен — перенос кислорода из газовой в
жидкую фазу — обеспечивал поступление кислорода к клеткам
в количествах, необходимых и оптимальных для данной культуры
в данной фазе роста. Обычно хорошее снабжение клеток
кислородом достигается за счет оптимизации массообменных
характеристик, определяющих скорость растворения кислорода в воде,
так как другой возможный путь — изменение парциального
давления О2 в газе, например, за счет увеличения общего
давления — менее удобен и связан с рядом технологических
сложностей.
Промышленное применение факультативных анаэробов не
требует аэрации ферментационной среды, но одновременно не
ставит и задачи абсолютного исключения кислорода из среды,
20

поэтому процессы этого типа, например брожение,
технологически проще аэробных из-за отсутствия аэрации. В начальной
фазе таких процессов требуется лишь удалить кислород
(воздух) из газовой фазы над культуральнои жидкостью, что может
быть достигнуто введением инертного газа или даже просто
вытеснением воздуха углекислотой, выделяемой клетками при
метаболизме.
Технологическое оформление строго анаэробных процессов,
напротив, сложнее, чем для процессов брожения, поскольку в
этом случае оказывается необходимым полностью исключить
возможность попадания кислорода в газовую, а оттуда и в
жидкую фазу. Хотя с точки зрения аппаратурной эта задача
безусловно разрешима — герметизация ферментеров вполне
возможна, она вызывает затруднения при самом
проведении процесса прежде всего из-за трудно преодолимых
проблем перемешивания, теплообмена и вообще управления
процессом.
Вопросы термостатирования ферментационного процесса, т. е.
подвода или отвода тепла в ходе ферментации, являются очень
острыми в целом ряде производств биотехнологии. В
аэробных условиях, особенно при производстве белка одноклеточных,
микробиологический синтез протекает со значительным
тепловыделением, поэтому перед технологами возникает проблема
отведения значительных количеств тепла из аппаратов большого
объема (сотни и даже тысячи кубометров). Технологические
требования к скорости теплоотвода очень жесткие из-за узкого
температурного оптимума роста культуры, который
укладывается обычно в интервал 2—3°. К сожалению, наиболее
приемлемый на практике способ теплоотвода — охлаждение оборотной
водой через змеевики, рубашки и другие устройства —
осложняется в микробиологической промышленности очень малой
разностью температур между содержимым биореактора (32—34°С
для дрожжей Candida) и охлаждающей водой, которая
поступает в теплообменные устройства с градирни с температурой
более 20°С, а в жаркое время года — и еще выше. Это
заставляет создавать в биореакторе развитую поверхность
теплообмена, постоянно бороться со шламообразованием и обрастанием
поверхности теплообменных устройств, а также увеличивать
скорости движения жидкостей у обеих поверхностей
теплообменника за счет большого объема прокачиваемой внутри труб или
рубашек охлаждающей воды и интенсивной циркуляции
жидкости, находящейся в биореакторе.
Своеобразные проблемы возникают при необходимости термо-
статировать аппараты для аэробной твердофазной или
анаэробной ферментации. Из-за отсутствия перемешивания, которое в
ряде случаев недопустимо или технически слишком сложно,
усреднение состава культурной среды в ходе процесса делается
невозможным, а теплообмен крайне неэффективным, поскольку
он в этих случаях лимитируется не теплопередачей через стенку,
21

а теплопроводностью среды, которая очень невелика и не
поддается регулированию. Это заставляет при твердофазной
ферментации термостатировать воздушную среду во всем объеме
аппарата, а при анаэробных процессах либо ограничиваться
пассивным теплообменом, либо использовать специальные
довольно сложные аппаратурные решения.
Важнейшей целью технолога при проектировании и
эксплуатации ферментационного отделения любого биотехнологического
производства является обеспечение максимально
благоприятных условий для роста культуры и ее продуктивности. Это
касается не только рассмотренного поддержания заданной
температуры процесса, но и, в неменьшей степени, состава и свойств
питательной среды. Ранее была подчеркнута необходимость
подбора составов питательных сред, в наибольшей мере
соответствующих потребностям штамма-продуцента. В непрерывнодей-
ствующих процессах биосинтеза задача технолога сводится, в
конечном итоге, к постоянному поддержанию необходимых
концентраций всех питательных веществ (и кислорода) в ходе
промышленной эксплуатации установки и дозированному введению
кислоты либо щелочи для рН-статирования системы на заданном
уровне.
Более сложные проблемы возникают при производстве
метаболитов, когда в ходе периодического процесса
культивирования состав среды, окружающей клетки штамма-продуцента,
должен изменяться в зависимости от фазы роста культуры, ее
состояния и уровня активности. Именно это обстоятельство
затрудняет перевод такого рода производств на непрерывный
режим эксплуатации, да и при периодическом режиме требует
от обслуживающего персонала постоянного контроля и
управления процессом. Следует добавить, что колоссальное
многообразие имеющихся в природе, селекционируемых и получаемых
генно-ииженерными методами продуцентов, естественно,
увеличивает количество штаммов, находящихся в промышленной
эксплуатации, а каждый из них требует учета его своеобразия и
соответствующих технологических решений при создании
производства и в ходе его работы.
Простейшим вариантом управления стадией ферментации в
периодическом режиме является изменение концентрации
компонентов среды и ее рН, а также введение некоторых необходимых
добавок по заранее разработанной программе, реализуемой
технологом в каждом цикле ферментации. Такой метод
основывается на результатах многочисленных и разносторонних
исследований физиологии продуцента, положенных в основу
технологического регламента, обязательного для обслуживающего
персонала. Этот способ управления относительно прост и, что
особенно важно, легко поддается автоматизации. Необходимо
учитывать, однако, что в микробиологическом синтезе жесткая,
раз и навсегда заданная во времени последовательность
операций управления может привести ие к положительным, а к
22

отрицательным результатам из-за вариации во времени начала
и конца определенных фаз роста.
Современный подход к управлению микробиологическими
процессами основан иа учете состояния культуры как решающего
фактора всего процесса ферментации. Действительно, в силу
целого ряда причин повторные реализации одного и того же
процесса биосинтеза даже при условии полной стандартизации
посевной дозы могут значительно отличаться по конкретному
состоянию клеток продуцента во времени. В реальных условиях
довольно сильно меняется продолжительность лаг-фазы, скорость
достижения клетками экспоненциальной фазы роста и даже их
активность в этой фазе и в последующих фазах биосинтеза. Это
требует не только слежения за брутто-характеристиками
биотехнологического процесса, но и постоянного и эффективного
контроля за поведением той реальной популяции клеток,
которая складывается в данной конкретной ферментации в каждом
отдельном аппарате.
Современное состояние микробиологии, как области науки и
практики, не позволяет пока создать быстрый и эффективный
метод полной количественной характеристики состояния клеток
микроорганизмов в данный момент времени в данном объеме
(объекте исследования). Это связано с тем, что такая задача —
мгновенного количественного описания физиологического
состояния клеток — до последнего времени не возникала. Поэтому
культуру характеризовали либо качественно, результатами
микроскопического-исследования, проводимого опытным
микробиологом по ряду важнейших признаков, доступных прямому
наблюдению, либо количественно или полуколичественно по анализу
клеточных структур или компонентов, а также по высевам на
те или иные стандартные среды.
Современный этап развития промышленной биотехнологии
требует создания надежных экспресс-методов количественного
изучения свойств живых клеток как продуцента необходимых
веществ. В области производства микробного белка появились
исследования и рекомендации по так называемому морфомет-
рическому контролю культуры, основанные на
стандартизованном анализе фотографий клеток, полученных в поле зрения
сканирующего микроскопа, с помощью ЭВМ по соответствующей
программе. Хотя этот подход и не нашел пока широкого
практического применения, его следует рассматривать как шаг вперед
в решении задачи управления. Тем ие менее контроль и
управление периодическим биосинтезом метаболитов основан все еще на
медленных и малоэффективных методах исследования.
Настоятельная необходимость использования в первую очередь именно
здесь АСУ ТП заставляет использовать параметры, лишь
косвенно характеризующие обстановку в биореакторе, а именно тем-
. пературу, рН, концентрацию субстрата, кислорода, источников
азота, фосфора и т. п., а также титр клеток, содержание
основного и побочных метаболитов, спор и токсинов и т. д. Наиболее
23

распространенным методом оптимизации периодических
технологических процессов в биотехнологии остается поэтому
адаптационная оптимизация, когда с помощью достаточно мощной
ЭВМ контролируется набор необходимых сведений о текущих
параметрах культуральной среды, прогнозируется (на основании
имеющегося формализованного опыта) дальнейший ход процесса
и предпринимается корректировка условий и состава среды для
обеспечения наиболее эффективного хода процесса на
последующем этапе.
Во многих случаях условием биотехнологического
производства оказывается необходимость возможно более полного
исчерпания компонентов питательной среды на стадии ферментации,
с тем чтобы они не попадали на последующие стадии
переработки. Это обстоятельство может быть связано с двумя
основными причинами: дороговизной или дефицитностью субстрата
или его вредным воздействием на качество готового продукта.
Последний случай наиболее характерен для производства
дрожжей на парафинах, когда выделение остаточных количеств
углеводородов из клеточной массы затруднено, а количество
примесей в конечном продукте жестко нормировано. Это
приводит к необходимости оснащать ферментационное оборудование
дополнительными секциями для так называемого дозревания,
когда происходит утилизация клетками тех углеводородов,
которые были запасены в цитоплазме на предыдущих стадиях
роста.
В ряде случаев необходимость полной утилизации
компонентов питательной среды связана не только с их высокой
стоимостью и влиянием на качество продукта, но и с
затруднениями, возникающими на стадии выделения и очистки
метаболитов как целевых продуктов при одновременном присутствии в
культуральной жидкости каких-либо неутилизированных
питательных веществ. Таким образом, технология ферментации
тесно увязана и оказывает в ряде случаев решающее влияние
на технологическое и аппаратурное оформление последующих
стадий, прежде всего выделения целевого продукта, как это
показано в соответствующих главах (см. ниже).
§ 4. Выделение и очистка продуктов
Продукты микробиологического синтеза, будь то клетки,
споры или метаболиты, поступают из биореактора в виде водных
суспензий или растворов; в обоих случаях характерно невысокое
содержание основного компонента и наличие многих примесных
веществ. В большинстве промышленных производств,
использующих клетки микроорганизмов без их предварительной
иммобилизации, в качестве первого этапа переработки культуральной
жидкости производят отделение биомассы продуцента от жидкой
фазы, которая далее также подвергается переработке, если она
содержит метаболиты, представляющие практическую ценность.
24

В тех производствах, где целевым продуктом являются клетки
как источник белка, культуральная жидкость (бесклеточная)
не перерабатывается, а подвергается лишь очистке, позволяющей
использовать водную фазу многократно и снизить образование
сточных вод (см. § 6 этой главы).
Технологические приемы, используемые для отделения клеток
от среды, в сильной степени зависят от природы продуцента
и определяются конечной целью производства. Так, при
получении пищевой или кормовой биомассы интерес представляют
лишь сами клетки, все остальное можно, в первом приближении,
рассматривать как отход, поэтому на стадии выделения
ставится задача возможно более полного отделения клеток от
жидкой фазы. Однако и в этом случае технология получения хлебо-
пекаренных дрожжей — сахаромицетов или кормовых дрожжей
на основе углеводов и углеводородов —- сильно различается.
Способность сахаромицетов флотироваться и относительно
большие размеры их клеток позволяют после сгущения биомассы
флотацией отделить клетки фильтрованием на обычных
барабанных вакуум-фильтрах. В дальнейшем биомассу, снятую с
фильтра, подвергают прессованию и получают продукт с
высоким содержанием живых клеток, имеющих хорошую хлебопека-
ренную активность («подъемную силу»).
Несмотря на близость по целому ряду признаков к
сахаромицетам, дрожжи рода Candida, служащие источником кормового
белка, плохо флотируются и фильтруются; это заставляет резко
изменить методы выделения биомассы. Если для так называемых
гидролизных дрожжей, выращенных на гидролизатах древесины,
еще можно использовать флотацию в качестве первой стадии
выделения, то для дрожжей, растущих на углеводородах, а
также для бактерий-продуцентов белка на основе метана или
метанола первым этапом сгущения культуральной жидкости
служит сепарация. Это объясняется тем, что очень небольшая
разность плотностей биомассы и водного раствора питательных
веществ и метаболитов может быть эффективно использована
для разделения только в поле центробежных сил. Однако и после
нескольких, обычно двух-трех, ступеней сепарации удается
довести концентрацию клеток до 75 — 80 г АСВ */л, т. е. отделить
80 — 100% имеющейся воды.
Трудность дальнейшего сгущения биомассы дрожжей и
бактерий заставляет обычно отказаться от получения их в чистом виде
и удалять остальную воду путем выпаривания, оставляя все
компоненты жидкой фазы в конечном продукте. Эта цель
достигается последовательным применением операций выпарки, как
правило, вакуумной и многокорпусной для экономии энергии, а
далее сушки, чаще всего распылительной. Белковый продукт
называют белково-витаминным концентратом, однако его получе-
* АСВ — абсолютно сухое вещество (технический термин).
25

ние становится следствием не столько экономической или
кормовой целесообразности, сколько трудностей, возникающих при
разработке технологии отделения клеток от водной фазы и учета
того обстоятельства, что биомасса перед ее использованием в
качестве источника белка во всех случаях не должна содержать
живых клеток.
К аналогичному приему приходится прибегать и в
производстве бактериальных энтомопатогенных препаратов и удобрений.
Конечный продукт — споры и токсины или живые бактерии —
удается получить в активной форме, лишь в принципе
отказавшись от выделения их из культуральной жидкости: содержимое
биореактора после соответствующей подготовки выпаривают и
далее сушат в условиях, обеспечивающих жизнеспособность
конечного продукта. Таким образом, кроме основных целевых
компонентов в сухом продукте оказываются и все нелетучие
ингредиенты культуральной жидкости, в том числе и неутилизи-
рованный субстрат, что может отразиться иа слеживаемости
и способности продукта к хранению.
Особенно сложные проблемы решаются технологами при
выделении и очистке какого-либо из целевых метаболитов,
например аминокислоты, фермента, антибиотика. Кроме
отделения биомассы продуцента приходится использовать часто очень
сложный и, как правило, не типовой, а индивидуальный (для
данного конкретного продукта) набор стадий, позволяющих
выделить вещество достаточной степени чистоты из
культуральной жидкости. Обычно в этих случаях принимается решение
пожертвовать биомассой продуцента, накопившейся к концу
ферментации, если биомасса не содержит заметных количеств
целевого вещества. В большинстве конкретных процессов
биомассу отделяют осаждением, добавляя известь или другие
твердые компоненты, осадком которых увлекаются клетки или
мицеллий.
Полученная бесклеточная культуральная жидкость перерабаты-.
вается далее одним из подходящих способов. Например, в
производстве ферментных препаратов — это чаще всего экстракция,
осаждение из растворов органическим растворителем (спиртом
и т. п.). или высаливание добавкой сульфата натрия и других
солей с высокой растворимостью в воде. Последующая очистка
ферментов может быть осуществлена повторными операциями
осаждения или даже перекристаллизацией, хотя последняя в
этих производствах применяется относительно редко.
При промышленном биосинтезе аминокислот, напротив,
индивидуальный продукт можно получить только путем
кристаллизации из растворов, однако сами растворы получаются, как
правило, лишь с помощью ионного обмена. Комбинируя стадии
пропускания бесклеточной культуральной жидкости, иногда
после предварительного обесцвечивания, например, активными
углями, через колонны, заполненные катионитом и анионитом
с соответствующим подбором рН среды, добиваются осаждения
26

аминокислоты обычно на анионите и далее элюируют ее крепким
раствором аммиака. Из полученного элюата после подготовки
(упаривание, иногда дополнительное обесцвечивание)
производят кристаллизацию целевой аминокислоты, возвращая маточник
в рецикл.
Получение антибиотиков не отличается принципиально от
двух описанных примеров, однако в этом случае часто
приходится использовать еще более широкий набор приемов,
включающий и экстракцию, и ионный обмен, и кристаллизацию.
В последнее время существенный прогресс в выделении
продуктов метаболизма из культуральных жидкостей достигнут
благодаря применению мембранной технологии, прежде всего
процессов микрофильтрации и ультрафильтрации через
полимерные мембраны со специально подобранным размером пор! Таким
способом удается полностью удалить клетки из культуральных
жидкостей, концентрируя их микрофильтрацией и получая
фильтрат, составляющий 90% и более (по объему) от исходной
жидкости и абсолютно не загрязненный клетками. При
использовании ультрафильтрации бесклеточная жидкость может быть
отделена от крупных, например белковых, молекул, не
проникающих через мембрану с диаметром пор 5—45 нм. Таким методом
в производстве аминокислот удается добиться значительного
осветления раствора, поскольку окрашенные примеси оказываются в
концентрате и не мешают выделению аминокислоты из пер-
меата.
Новые исключительно интересные возможности открываются
при совместном применении растворимых полимеров с
функциональными группами и ультрафильтрационных мембран.
Правильный выбор химической природы растворимого полимера
позволяет эффективно и обычно обратимо связывать
низкомолекулярные компоненты раствора (аминокислоты, антибиотики) с
полимером. Полученный комплекс легко концентрируется и далее
отмывается от всех несвязанных примесей ультрафильтрацией,
если молекулярная масса полимера подобрана так, чтобы он
не проходил через мембрану. При необходимости комплекс
после концентрирования и промывки может быть разложен
соответствующим реагентом и полимер возвращен на комплек-
сообразование. В ряде случаев оказывается выгодным
использовать непосредственно комплекс, если входящий в него полит
мер относительно недорог и неядовит, как это характерно,
например, для карбоксиметилцеллюлозы.
В последние годы своеобразная техническая задача возникла
в связи с необходимостью выделения и глубокой очистки
продуктов, находящихся внутри клеток продуцента, полученного
методами генетической инженерии. Примером могут служить
процессы получения интерферонов, гормона роста и т. д. В
такого рода производствах вводится стадия разрушения клеточных
оболочек (дезинтеграции биомассы), поскольку целевые
вещества не секретируются в культуральную жидкость; обычно для
27

дезинтеграции применяют механические, химические
(растворители типа толуола и т. п.) или комбинированные методы.
Своеобразие рассматриваемых процессов состоит также в
том, что. конечный продукт, находящийся первоначально в очень
сложной смеси растворенных в воде веществ, должен быть
получен со степенью чистоты, определяемой его последующим
применением, т. е. с чистотой фармакопейных препаратов. Такая
задача была бы крайне трудной, если бы не возможность
использования специфических антител. Действительно, промышленное
производство моноклональных антител из культур клеток,
полученных методами клеточной инженерии (гибридомная техника),
оказалось тем биотехнологическим производством, которое дало
гигантский эффект в методах выделения особо чистых
биопрепаратов. Иммобилизация моноклональных антител,
.специфическим антигеном которых является, например, аг-интерферон,
позволяет выделять последний в чистом виде из жидких смесей
любого состава, пропуская их через колонку, в которой целевой
продукт задерживается на твердом носителе, несущем антитело,
а все остальные компоненты раствора, не дающие реакции
«антиген—антитело», проходят неизменными. После промывки
комплекс интерферона с антителом легко разрушается и продукт
получается в чистом виде.
Можно надеяться, что дальнейшее совершенствование стадии
выделения и очистки биотехнологических продуктов, в
особенности с использованием современных методов биохимической
и мембранной технологии, приведут в ближайшие годы к
резкому упрощению и удешевлению этих стадий при одновременном
.повышении качества и чистоты продуктов.
§ 5. Получение товарных форм препаратов
Последней стадией технологического цикла в
микробиологическом синтезе является получение товарной формы продукта.
В зависимости от принятых на предыдущей стадии —
выделения — решений товарные формы представляют собой либо
сложную смесь, содержащую среди прочих некоторое количество
основного вещества, определяемое техническими условиями или
ГОСТом, либо достаточно высоко очищенный препарат,
отвечающий ряду специальных требований, например асептики.
Как уже отмечалось, трудность разделения
многокомпонентных разбавленных растворов и суспензий, являющихся
первичным продуктом промышленной биотехнологии, в ряде случаев
заставляет отказаться от выделения основного компонента.
В производстве микробного белка это оправдано еще и потому,
что культуральная жидкость содержит целый ряд ценных
питательных и стимулирующих физиологически активных веществ.
По существующей технологии лишь 60 — 75% жидкой фазы
отделяется при ■ сепарации, остальная вода удаляется путем
выпарки и распылительной сушки. Это дает основание называть
конечную сухую смесь клеток и метаболитов «белково-витамин-
28

ным концентратом» (БВК), ценность которого в
кормопроизводстве определяется, как показала практика животноводства,
не только теми белковыми веществами, которые содержатся в
биомассе микроорганизмов, но и многими примесями типа
витаминов, кофакторов и др.
В отличие. от БВК использование такой же простейшей
технологии в других производствах хотя и имеет место, но
является вынужденной мерой, не дающей практически никакого
дополнительного эффекта. Это полностью относится к
производству бактериальных энтомопатогенных препаратов, где
наличие высушенных вместе с целевым продуктом — живыми
клетками и токсинами — побочных продуктов и остатков
питательной смеси снижает содержание действующего начала и не
способствует сохранению активности препарата при
транспортировке и нахождении на складах.
В значительной степени важен этот вопрос.и для
производства основной по тоннажу аминокислоты — лизина: из-за
трудности получения кристаллического лизина промышленность
выпускает также жидкий и так называемый кормовой концентраты
лизина (ЖКЛ и ККЛ соответственно). В первом случае
продуктом является просто упаренная бесклеточная культуральная
жидкость, так как концентрация сухих веществ в жидкой фазе
повышается от 4—6 до 40%, а во втором — после выпарки к
жидкой фазе добавляют какой-либо кормовой наполнитель,
например отруби, и полученную пасту сушат на ленточных
сушилках. В отличие от быстро портящегося и
нетранспортабельного ЖКЛ сухой концентрат может храниться более
продолжительное время и удобен в применении, однако низкое
содержание лизина (15—20%) делает его невыгодным при перевозках
на большие расстояния. Понятно, что хотя оба вида
концентратов содержат дополнительное, кроме лизина, количество
полезных компонентов культуральной жидкости, перешедших в
продукт при упаривании и сушке, гораздо эффективнее получать
кристаллический лизин с высоким (>95%) содержанием
основного вещества, а смесь других компонентов культуральной
жидкости, имеющих высокую физиологическую активность,
выпускать отдельно в качестве дополнительного продукта. К
сожалению, технология получения кристаллической формы лизина
в удобном для хранения (негигроскопичном) виде требует
дальнейшего совершенствования, что и оправдывает выпуск
концентратов с невысоким содержанием основной аминокислоты.
Стадия фасовки рассмотренных комплексных препаратов —
БВК, ККЛ, ферментов технического назначения — заключается
в помещении их в тару (мешки, барабаны и т. п.), размеры и тип
которой определяются потребностями заказчика и свойствами
продукта (его слеживаемостью, гигроскопичностью, стойкостью
к загниванию и т. д.). Для целого ряда биопрепаратов, однако,
этот вопрос решается значительно сложнее, поскольку
биохимические реактивы и особенно медицинские препараты должны
29

иметь заданную степень чистоты и очень часто абсолютную
стерильность. Кроме обычных приемов, направленных на
повышение содержания основного вещества до значения,
определяемого требованием ГОСТ или Фармакопеи СССР, при фасовке
и укупорке продуктов медицинского и, отчасти, пищевого
назначения приходится использовать специальную технологию,
позволяющую стерилизовать, вещества и подготовленную для них
тару и произвести ее наполнение и укупорку в асептических
условиях. Последнее, как правило, достигается применением
специальных автоматизированных линий фасовки и тщательным
химическим и микробиологическим контролем производства.
В заключение следует отметить, что присутствие в составе
культуральных жидкостей и биомассы микроорганизмов
огромного количества ценных биологически активных веществ, зачастую
недоступных для других способов их синтеза, ставит перед
промышленной биотехнологией, проблему развития методов
переработки своих продуктов для обеспечения максимально широкой
номенклатуры и гаммы товарных форм. Поясним это на примере
уже упоминавшегося белково-витаминного концентрата, целью
производства которого являются кормовые концентраты,
сбалансированные по незаменимым аминокислотам при общем
повышении содержания усвояемого белка. Очевидно, что создание
методов выделения белка из биомассы (50—70% ее состава)
позволило бы получить концентрированный целевой продукт, а
другие компоненты клетки — нуклеиновые кислоты, липиды,
полисахариды и т. п. — использовать как самостоятельные
продукты, зачастую крайне дефицитные и необходимые, но
малоценные для кормопроизводства и даже вредные для него, как,
например, нуклеиновые кислоты. В перспективе можно было бы
поставить вопрос о деполимеризации (гидролизе) белковых
молекул и выпуске необходимых в кормопроизводстве
«дефицитных» аминокислот — лизина, треонина, триптофана и других,
с тем чтобы остальные аминокислоты использовать в
технических целях.
Можно утверждать, что комплексная переработка биомассы
и других продуктов биотехнологии является одним из
важнейших направлений совершенствования промышленного
производства в этой важной и бурно развивающейся области народного
хозяйства.
S 6. Экологические аспекты биотехнологии
Развитие промышленной биотехнологии создает ряд
экологических проблем, которые должны приниматься во внимание при
эксплуатации существующих предприятий и создании новых
производств. Особенностью микробиологического синтеза
является отсутствие или очень небольшое' образование твердых
отходов при одновременном использовании больших объемов воды
и воздуха (в аэробных процессах). На любом промышленном
предприятии в биотехнологии постоянно решаются цве взаимо-
30

связанные задачи: устранение путей попадания посторонней
микрофлоры внутрь биореактора (так называемая
промышленная асептика) и исключение возможности попадания живых
клеток микроорганизмов-продуцентов в воздушные н водные
выбросы, т. е: охрана окружающей среды.
Хотя все крупные микробиологические производства
используют только непатогенные штаммы микроорганизмов, попадание
клеток в живом и даже убитом виде в воздушную среду
нежелательно, так как может вызвать аллергические реакции у
населения из-за наличия в клетках белка, чужеродного для человека.
Поэтому наряду с входными фильтрами грубой и тонкой очистки
воздуха, подаваемого в биореактор, иа производствах
предусмотрена мокрая очистка технологического воздуха, выходящего из
всех аппаратов. В особо ответственных случаях для устранения
примесей клеток в отходящих газах (например, после сушилок)
их применяют повторно, направляя в топочные устройства, где
гарантируется сгорание всех микробиологических объектов,
находящихся в газовом потоке.
Сложным и ответственным элементом современного
биотехнологического предприятия является система водоиспользования,
которая . в этой отрасли оказывается гораздо сложнее, чем,
скажем, в химической промышленности. Дело в том, что кроме
оборотного водоснабжения, необходимого для поддержания
теплового режима в биореакторах, микробиологический синтез
требует огромных количеств технологической воды для
приготовления питательных сред (в случае глубинного культивирования)
и всякого рода операций промывки, элюирования и т. д.
Микробиологические процессы протекают, как правило, в
интервале температур 30—40°С, поэтому темплосъем крайне
затрудняется малой разностью температур между средой в
биореакторе и охлаждающей водой, которая в свою очередь
охлаждается затем на градирнях. В жаркие периоды года разность
температур воды внутри биореактора и в охлаждающей системе
составляет иногда . всего несколько градусов, что заставляет
резко увеличивать поверхности теплообмена в аппаратах и
прокачивать через рубашки, змеевики и т. п. огромное
количество оборотной воды. Понятно, что сброс охлаждающей воды
без очистки в водоемы невозможен, так как через неплотности
в конструктивных элементах биореактора всегда возможно
попадание некоторого количества клеток и культуральнои жидкости в
хладоагент. Поэтому поток оборотной воды замкнут в цикл, что
исключает ее попадание в окружающий водный бассейн.
Значительно труднее использовать водооборот для
технологической воды, составляющей среду в ферментерах глубинного
типа, а также для всякого рода промывных вод. Этот тип водо-
п ото ко в содержит, как правило, большое количество
растворенных веществ и клеток, причем прямой возврат отделенной,
например, на стадии сепарации воды вновь в биореактор часто
оказывается невозможным, так как этот поток содержит при-
31

меси, ингибирующне рост или снижающие продуктивность
культуры. В наиболее крупнотоннажном производстве БВК вода со
стадии сепарации лишь частично может быть возвращена
непосредственно в ферментер, основная ее часть должна пройти
биологическую очистку активным нлом. Как уже отмечалось,
большая масса технологической воды в этом процессе
испаряется на стадиях выпарки и сушки, что крайне неблагоприятно
отражается на энергетике производства, делая его очень
энергоемким.
Аналогичные проблемы возникают и в целом ряде других
бнотехнологическнх производств, которые вынуждены иметь
мощную систему биологической водоочистки для повторного
применения технологической воды или ее сброса в водоемы.
Значительный прогресс в этом направлении может быть
достигнут использованием мембранных методов разделения
технологических водных потоков, что позволило бы отделить ннгибирую-
щие примеси и возвращать значительную часть водной среды
вновь на стадию культивирования. Большого эффекта можно
ожидать и от разработки так называемых метаболически
замкнутых производств, в которых технологическая вода,
отделяемая после культивирования одного типа микроорганизмов,
служит основой питательной среды в каком-либо другом
процессе, продуцент которого не ингибируется, а, возможно, даже
активируется метаболитами предыдущей стадии.

Глава
СЫРЬЕВАЯ БАЗА
ПЮМЫШЛЕННОЙ
БИОТЕХНОЛОГИИ
Питательные среды для культивирования микроорганизмов
содержат большое количество необходимых компонентов,
основным из которых обычно считают тот, который служит
микроорганизмам источником углерода н энергии. Это вещество или
смесь веществ называют субстратом, а все остальные —
вспомогательными веществами. Поэтому при рассмотрении
сырьевой базы промышленного микробиологического синтеза
оценивают доступность, методы получения, свойства и необходимые
качественные характеристики тех продуктов или отходов
родственных отраслей промышленности, которые в биотехнологии
употребляются как субстрат или многокомпонентная смесь,
содержащая необходимый клеткам субстрат и, возможно, другие
полезные или балластные компоненты.
Вопросы, связанные с промышленным производством всех
продуктов, дающих биотехнологии источники углерода и энергии
для роста микроорганизмов н биосинтеза, в этой главе подробно
рассматриваться не будут. Здесь будут кратко изложены основы
технологии наиболее важных веществ, в первую очередь
субстратов для биосинтеза микробного белка. К ним относятся^пара-
финовые углеводороды нормального строения^иетанол,^ этанол,
метан как компонент природного газа и ^углеводы различного
происхождения, прежде всего гндролизаты растительного сырья.
Белок одноклеточных можно получать н с утилизацией^
некоторых отходов целлюлозно-бумажного пронзводства~химической
и нефтехимической промышленности, которые, однако, не
применяются в других процессах микробиологического синтеза.
Не ограничиваясь только производством белка, будут
рассмотрены некоторые виды сырья, идущие для биосинтеза
метаболитов. В '-"тих производствах можно использовать широкую
гамму сыр; > «ых источников синтетического происхождения и
особенно r.i'.'Mioj сельского хозяйства и пищевой
промышленности. Вкль-'ит в рассмотрение кроме широкоупотребляемых
в биотехнол^иг- этанола и гндролизатов древесины также ук-
зз

сусная кислота и меласса — сырье для биосинтеза аминокислот
и целого ряда других биологически активных веществ.
Обсуждение технологии таких веществ, как пшеничная или соевая
мука, крахмал, отруби, кукурузный экстракт и т. п., выходит за
рамки настоящего пособия, так как этому вопросу уделено много
внимания в специальных руководствах пищевой
промышленности.
§ 1. Получение углеводородного сырья
для промышленной биотехнологии
Источщц<ом._углеводородов в промышленном
микробиологическом синтезе являются продукты_jiegej)a6oTKK нефти, в первую
очередь дизельная фракция прямой перегонки, содержащая в
своем составе нормальные парафиновые углеводороды,
структура и молекулярная масса которых оптимальна с точки зрения
их потребления дрожжами. В одном из вариантов получения
белка одноклеточных~~сырьем служит непосредственно дизельная
фракция, из которой дрожжи утилизируют н-алканы,
обеспечивая получение низкозастывающего, так называемого «зимнего»
дизельного топлива. Более распространен, однако, вариант, по
которому депарафинизацня ведется обычными методами, а
жидкие парафины очищают далее с тем, чтобы они имели
оптимальные состав и свойства с точки зрения микробиологического
синтеза.
Получение нефтяных дистиллятов прямой перегонкой нефти.
Главным источником жидких парафинов и дизельной фракции,
используемых в микробиологической -промышленности, является
нефть, которая состоит главным образом из парафиновых,
нафтеновых и ароматических углеводородов с большей или меньшей
примесью кислородсодержащих и сернистых соединений. В
зависимости от месторождения соотношение в нефти различных
классов углеводородов варьирует. В наиболее распространенных
нефтях содержится 50—60% нафтенов, 20—30% углеводородов
с открытой цепью и 15—30% ароматических. Каждый класс
углеводородов представлен в нефти многочисленными
гомологами и изомерами. Поэтому при переработке нефти получают
фракции, представляющие собой сложные смеси углеводородов.
Перед перегонкой сырая нефть, содержащая до 1% (по
массе) воды и до 1800 мг/л хлоридов, обязательно подвергается
обессоливанию и обезвоживанию, это снижает содержание воды
в нефти до 0,1% (по массе) и хлоридов до 3—4 мг/л. После
этого нефть подается для перегонки на атмосферно-вакуумную
трубчатую (АВТ) установку, технологическая схема которой
приведена на рис. 1.
Поток нефти с давлением 0,3—0,4 МПа проходит
предварительные теплообменники-рекуператоры /, где подогревается до
температуры 210—230°С и поступает в отбензинивающую
колонну 2. В этой колонне из нефти выделяется легкая бензиновая
34

франции
Рис. 1. Технологическая схема получения нефтяных дистиллятов (по Н. Н.
Лебедеву, 1975)
фракция, которая конденсируется и собирается в емкость 3.
Из нее часть легкой фракции возвращается на орошение
колонны 2, а часть подается в стабилизационную колонну 7.
Из этой же емкости 3 выделившийся из нефти растворенный
газ поступает на компримирование и затем на газофракциони-
рующую установку (ГФУ).
Полуотбензиненная нефть с низа колонны 2 направляется
в трубчатую печь //, где нагревается до 320—360°С.
Выходящий из трубчатой печи поток разделяется на две части: одна
(15—20%) часть возвращается в виде «горячей струи» в отбен-
зинивающую колонну 2, сообщая дополнительное количество
тепла, необходимое для ректификации; другая часть потока
поступает в атмосферную ректификационную колонну 5, где при
давлении 60—100 КПа происходит разделение нефти на
несколько фракций:
— с верха колонны 5 в паровой фазе выходит тяжелый
бензин, который конденсируется в холодильнике-конденсаторе,
поступает в сборную емкость 4, из которой частично
возвращается на орошение колонны 5, а частично направляется в
стабилизационную колонну 7;
— в качестве боковых продуктов выводятся керосиновая и
дизельная фракции, которые направляются в соответствующие
секции отпарнои колонны 6.
В отпарнои колонне 6 с помощью острого пара дополнительно
удаляются легкие фракции, которые возвращаются в
атмосферную колонну 5. После секций отпарнои колонны 6 керосиновая
и дизельная фракции через соответствующие теплообменники-
утилизаторы выводятся с установки.
С низа атмосферной колонны 5 выходит мазут с
температурой 300—350°С, который нагревается в трубчатой печи 10 до
35

400—420°С и поступает в колонну вакуумной перегонки 8,
работающую при давлении 4—10 КПа. В ней мазут разделяется
на вакуумные дистилляты и гудрон, которые в виде бокового
продукта и кубового остатка выходят из колонны 8 н через
теплообменники-утилизаторы / выводятся с установки. Сверху
вакуумной колонны 8 пароэжекторным насосом 9 отсасываются
пары воды, воздух, газы разложения и некоторое количество
легких нефтепродуктов, по температуре кипения близких к
дизельной фракции.
Для снижения температуры нижней части колонн 5 и 8 и
более полного извлечения дистиллятных фракций в низ колонн
подается острый водяной пар. Избыточная теплота в
колоннах 5, 8 снимается циркулирующим орошением.
В стабилизационной колонне 7 при давлении 0,7—1,1 МПа
получают сверху сжиженный углеводородный газ, поступающий
на ГФУ, а снизу стабильный бензин, не содержащий
углеводородов Сз—С4, который затем подается на вторичную разгонку.
После разгонки нефти на АВТ получается ряд продуктов в
следующем количестве (в процентах от исходного количества
нефти) и выкипающих в следующем температурном
диапазоне (°С):
Продукты Количество Температура
Сжиженный газ . 1,0—1,2 до 50
Бензиновая фракция . 12—18 50—140
Керосиновая фракции 16—18 120—240
Дизельная фракция . 17—21 200—360
Вакуумный дистиллят 22—23 350—500
Гудрон . . 20—30 свыше 500
Наиболее экономичным и доступным сырьем для производства
кормовой биомассы могут служить дизельные фракции парафи-
нистой и высокопарафинистой нефти, содержащие не менее
15% и-алканов. Более низкое содержание w-парафинов делает
процесс прямого получения биомассы неэффективным и требует
предварительного выделения н-алканов для их последующего
использования.
Микробиологическая депарафинизация дизельной фракции
(нефтяных дистиллятов) позволяет осуществить комплексную
переработку сырья, получая одновременно три целевых
продукта: кормовую биомассу, технический биожир, компонент
дизельного топлива с пониженной температурой застывания.
Получение н-парафинов для культивирования
микроорганизмов переработкой нефтяных дистиллятов. Для получения
кормовой биомассы широко используются очищенные жидкие
парафины с температурой кипения от 180 до 350°С следующего состава
(в %):
н-Алканы . . 87—98
Ароматические углеводороды . не более 0,5
Сера ... ... » » 0,05
Выделение парафинов с температурой плавления менее 30°С
(жидкие парафины) можно осуществлять несколькими спосо-
36

бами. При получении н-алканов с длиной цепи Сю—Сго как
сырья для микробиологической промышленности используют
методы карбамидной депарафинизации дизельной фракции или
адсорбционного извлечения жидких парафинов. Одновременно
с выделением парафинов в обоих случаях получают низко-
застывающее дизельное топливо (депарафинизат, нормализат)
с температурой застывания от —35 до —45°С.
Получение н-алканов карбамидной депарафинизацией
дизельной фракции. Выделение н-парафинов из дизельной фракции
основано на их способности образовывать с мочевиной
(карбамидом) легко разлагаемые кристаллические соединения по
реакции
10—40°С
nCO(NH2)2 + RH ^=Z RN-nCd(NH2)2 (1)
70—100°С
Технологическая схема этого процесса с применением
растворителя (метиленхлорида) для поддержания оптимальной
температуры и лучшей грануляции комплекса приведена на рис. 2.
В кристаллизатор / подают равные объемы нефтяных
дистиллятов, содержащих до 20—30% н-парафинов, метиленхлорида и
насыщенного при 70—80°С водного раствора карбамида.
Кристаллы образуются очень быстро, а тепло кристаллизации
снимается легкокипящим метиленхлоридом. Его пары
конденсируются в конденсаторе 2 и растворитель возвращается в
кристаллизатор /. Благодаря этому циклу в кристаллизаторе /
поддерживается температура 35—40°С.
Образовавшаяся масса .направляется на барабанный
фильтр 12, осадок промывается-метиленхлоридом. Кристаллы с
фильтра 12 шнеком Л/ направляются в подогреватель 10, где
они обрабатываются острым паром или горячей водой для
разложения комплекса. Одновременно из подогревателя 10
отгоняется метиленхлорид, унесенный с кристаллами, который затем
н-«-
Рис. 2. Технологическая схема карбамидной депарафинизации
нефтяных дистиллятов (по Н. Н. Лебедеву, 1975)
37

конденсируется в холодильнике 4 и стекает в сборник метилен-
хлорида 9. Жидкость из подогревателя 10 отстаивается в
отстойнике 8 (или разделяется на сепараторах), разделяясь на
два слоя: верхний — парафин и нижний — водный раствор
карбамида. Горячий парафин из отстойника 8 и депарафинизат из
фильтра 12 поступают соответственно в ректификационные
колонны 7 и 6, где от них отгоняется растворитель. Пары
растворителя конденсируются в конденсаторе 5 и метиленхлорид
стекает в сборник 9. Жидкие парафины и депарафинизат
выводятся из кубов колонн 7 и 6. Водный раствор карбамида из
отстойника 8 после «укрепления» в выпарном аппарате 3, где его
доводят до насыщенного состояния при 70—80°С, снова подают
в кристаллизатор.
Полученные карбамидным способом жидкие парафины
содержат до 85—92% н-алканов и до 5% алкилароматических
соединений.
Снижение содержания ароматических углеводородов до
требований микробиологической промышленности (не более 0,5%)
достигается с помощью дополнительной очистки серной кислотой
или олеумом. После такой очистки содержание ароматических
углеводородов составляет 0,2—0,4% и эти парафины можно
использовать при получении кормовой биомассы.
Адсорбционное извлечение жидких парафинов. Выделение
жидких парафинов фракции Сю—Cie из нефтяных дистиллятов
основано на способности цеолитов избирательно сорбировать
вещества с определенными размерами и конфигурацией молекул.
Процесс состоит из двух стадий: адсорбция н-алканов на
цеолитах (с размером пор до 0,5 нм) и их десорбции из пор цеолита.
Десорбцию можно проводить с помощью снижения давления,
повышения температуры или вытеснением другим веществом
(н-пентаном, н-гексаном, аммиаком и т. д).
Технологическая схема выделения н-алканов на неоли-
тах с использованием вытеснительной десорбции приведена
на рис. 3.
Подаваемая на очистку нефтяная фракция (температура
кипения 200—320°С) подвергается предварительной сушке в
адсорберах / или 2, работающих по сменно-циклическому
графику для обеспечения регенерации адсорбента. После осушки
сырье смешивается с газом-носителем (азот или водородсодер-
жащий газ), подогревается в теплообменнике-утилизаторе 12
и после испарения н' нагрева в трубчатой печи 3 до температуры
150—200°С поступает в адсорбер 4, где и происходит адсорбция
н-алканов. Адсорберы 4, 5, 6 работают по сменно-циклическому
графику: адсорбция, продувка, десорбция. На этом рисунке
показан случай, когда адсорбер 4 работает по графику адсорбции,
5 — по графику продувки и 6 — десорбции н-парафинов.
Выходящую из адсорбера 4 смесь охлаждают в
теплообменнике-утилизаторе 12 и холодильнике 13, а в сепараторе 14
отделяют депарафинизированный конденсат от газа-носителя.
38

нефтяные
дистилляты
Рис. 3. Технологическая схема адсорбционного извлечения жидких
парафинов (по Н. Н. Лебедеву, 1975)
Депарафинизированная дизельная фракция с температурой
застывания (—35) — (—45) °С выводится с установки.
Отделенный в сепараторе 14 газ-носитель возвращается в цикл на
смешение с исходной фракцией.
После окончания адсорбции производится продувка
адсорбера аммиаком с температурой 200°С (в адсорбере 5), при которой
из свободного объема адсорбера удаляются компоненты не
вступившего в реакцию сырья, а с внешней поверхности гранул
цеолита — нёселективно адсорбированные углеводороды.
Продувочный продукт проходит холодильник 10, в
сепараторе-отделителе 9 отделяется от аммиака и объединяется с депарафиниза-
том, уходящим с установки.
После продувки начинается стадия десорбции (в десррбере 6).
В адсорбер 6 подается аммиак с температурой 200°С; проходя
через цеолит, он десорбирует н-парафины из пор. Смесь н-алка-
нов с аммиаком выходит из адсорбера 6, охлаждается в
холодильнике //, жидкие парафины при этом конденсируются и
затем отделяются от аммиака в сепараторе 8. н-Парафины
выводятся с установки, а аммиак из сепараторов 9 и 8
объединяется в один поток, нагревается в трубчатой печи 7 и
возвращается в процесс.
Полученные жидкие парафины имеют следующий состав
(в %):
н-Алканы
!?Ароматические углеводороды
Сера . .
ие менее 98
» более 0,2
> » 0.£5
Таким образом, полученные жидкие парафины пригодны для
дальнейшей микробиологической переработки без
дополнительной очистки и могут быть поданы на суадию культивирования
микроорганизмов.
39

§ 2. Получение этилового спирта
Основным_ источником этанола является _нефтехнмический
синтез, использующий реакцию, гидратации этилена в
присутствии различных катализаторов. Известны также
промышленные способы получения так называемого гидролизного спирта
сбраживанием гексоз, содержащихся в гидролизатах
растительного сырья, и высококачественного «пищевого» этанола,
образующегося в процессе брожения моносахаридов при
ферментативном гидролизе крахмала. Процессы брожения описаны в
специальных руководствах; здесь будет рассмотрена лишь
технология получения синтетического этилового спирта.
Первый из способов производства синтетического этанола
основан на сернокислотной гидратации этилена по реакции
СН2 = СН2 + H2S04 -*- СНз - CH2OS02OH +Нг°>
С2Н5ОН + H2S04 (2)
Другим методом получения этанола является прямая
гидратация этилена водяным паром в присутствии катализатора —
фосфорной кислоты на носителе:
СН2 = СН2 + Н20 ГзРа> С2Н5ОН (3)
В промышленности существуют оба эти процесса получения
этанола, поэтому каждый из них будет рассмотрен отдельно.
Получение этанола сернокислотной гидратацией этилена.
Процесс осуществляется в две стадии:
— абсорбция этилена концентрированной серной кислотой с
образованием моно- и диалкилсульфатов:
СН2 = СН2 + H2S04 -»- СНз - CH2OS02OH +QH' >
+ЯН< (СНз—CH2)2S04 (4)
— гидролиз полученных алкилсульфатов водой:
(C2H5)2S04 + Н20 ^ C2H5OS02OH + С2Н5ОН £¥L
£¥* 2СНз—СН2ОН + H2S04 (5)
В качестве побочного продукта образуется диэтиловый эфир.
Технологическая схема процесса сернокислотной гидратации
этилена приведена на рис. 4.
Углеводородная фракция, содержащая 50—60% этилена,
40—48 этана и до 1 % примесей (газы пиролиза) под давлением
до 2,5 МПа подается в тарельчатый реактор-абсорбер /. На
верхние тарелки этого реактора подается концентрированная серная
кислота в соотношении H2S04:C2H4 = 1,0:1,2—1,4, что
сокращает расход серной кислоты. В абсорбере / поддерживается тем-
40

Рис. 4. Технологическая схема сернокислотной гидратации этилена (по Н. Н.
Лебедеву, 1975)
пература 65—75°С. Теплота абсорбции снимается
охлаждающей водой, циркулирующей в трубчатых теплообменниках,
установленных под каждой тарелкой в зоне жидкости (на схеме
показан только один). Газовый поток для отделения от брызг
проходит через слой насадки, расположенной вверху абсорбера /,
дросселируется до давления 0,2—0,3 МПа, поступает на очистку
и нейтрализацию в скуббер 13 и направляется на пиролиз. В
отходящем газе содержится более 90% этана и 2—4 этилена.
Раствор, содержащий моно- и диэтилсульфаты и немного
свободной серной кислоты, после абсорбера / охлаждается в
холодильнике 2 до 45—55°С, дросселируется до давления 0,6—
0,7 МПа, смешивается в смесителе 3 с оборотной водой и
поступает в гидролизер 4. Гидролиз этилсульфатов происходит при
давлении 0,2—0,3 МПа и температуре 95— 100°С. В результате
снижения давления и увеличения температуры из раствора
выделяются растворенные газы, которые поступают в
скруббер 13.
Жидкость, выходящая снизу гидролизера 4, содержит
этанол, воду, частично непревращенные этилсульфаты и немного
примесей. Этот поток поступает на верхние тарелки отпарной
колонны 5, а вниз колонны подается острый пар. В этой колонне
завершается гидролиз этилсульфатов. Одновременно из жидкости
отгоняются этанол, эфир и часть водяных паров. Отходящую
из колонны 5 парогазовую смесь подают в нейтрализационно-
отпарную колонну 6, обогреваемую острым паром, где
обрабатывают водным раствором щелочи NaOH. Нейтрализованная
парогазовая смесь проходит холодильник-конденсатор 7 и
поступает в сепаратор 8 для отделения растврренных газов, которые
после очистки в скруббере 9 направляются на сжигание. После
сепаратора 8 спирт-сырец, содержащий 30—40% этанола,
поступает в сборник 12.
Для получения товарного продукта спирт-сырец подвергают
двухступенчатой ректификации в колоннах 10 и //. Сверху
колонны // получают товарный продукт с содержанием этано-
41

ла 96%; выход этанола от этилена достигает 90%. Оставшаяся
после гидролиза серная кислота с концентрацией 45—50%
отводится из отпарной колонны 5 и используется для получения
удобрений (сульфата аммония). Полученный этанол в виде
азеотропа с водой (96% этанола и 4% воды) с минимальным
содержанием ингибирующих примесей (не более 0,005%)
является готовым субстратом для культивирования
микроорганизмов.
Прямая гидратация этилена в этанол. Образование этанола
из этилена и воды с использованием в качестве катализатора
фосфорной кислоты, нанесенной на инертный носитель,
протекает по обратимой реакции (3). Поскольку разбавление
этилена инертными примесями неблагоприятно сказывается на
равновесии и скорости этой реакции, исходный газ должен
содержать не менее 97—99% этилена. При рециркуляции газа
постепенно накапливаются инертные примеси: предельно
допустимой считается концентрация этилена в рециркулирующем
газе не менее 85%, для ее поддержания проводят отдувку части
рециркулирующего газа.
Фактическая степень конверсии этилена за один проход
составляет около 60% от равновесной, т. е. ~4—5%, что
обеспечивает после конденсации паров получение водного раствора,
содержащего до 15% этанола. Использование рециркуляции
газовой смеси позволяет повысить общий выход спирта до 95%
по этилену.
Процесс гидратации проводят при давлении 7—8 МПа,
температуре 280—300°С и мольном соотношении Н20:С2Н =
= (0,6—0,7): 1,0. Технологическая схема процесса приведена
на рис. 5.
Очищенный этилен (чистота 97—99%), сжатый
компрессором / до давления 7—8 МПа, проходит холодильник и
маслоотделитель, где очищается от масла. В смесителе 2 происходит
смешение свежего этилена с циркуляционным газом, доведенным
до рабочего давления в турбокомпрессоре 3. Газовый поток
смешивают с водным конденсатом в смесителе инжекторного
Рис. 5. Технологическая схема получения этанола прямой гидратацией этилена
(по Н. Н. Лебедеву, 1975)
42

типа 4 в соотношении СгН^НгО = (1,4—1,6):1,0 и смесь
нагревают до 200°С в теплообменнике-утилизаторе 5 отходящими
реакционными газами. Затем смесь дополнительно
подогревается до 290°С в змеевиках трубчатой печи 17 и поступает в
гидрататор 6, представляющий собой полую колонну, корпус и
днище которой выложены листами красной меди во избежание
коррозии. Катализатор представляет собой носитель (силикагель,
алюмосиликат), пропитанный фосфорной кислотой и
содержащий до 35% свободной НзРО*; он насыпан высоким слоем на
опорный перфорированный конус. Ввиду малой степени
конверсии, небольшого теплового эффекта реакции (3) и высокой
объемной скорости (~2000 ч ) в аппарате 6 отсутствуют
устройства для дополнительного теплосъема.
Выходящие из реактора 6 реакционные газы, содержащие
этилен, пары воды, спирта, эфира, других примесей и небольшое
количество фосфорной кислоты, для предотвращения коррозии
аппаратуры нейтрализуют в нейтрализаторе 15, впрыскивая в
газопаровую смесь водный раствор щелочи NaOH.
Образовавшиеся фосфаты отделяются в солеотделителе 16. После этого
реакционные газы проходят теплообменник-утилизатор 5,
холодильник 7 и поступают в сепаратор высокого давления 8, где
от газов отделяется конденсат, образовавшийся при охлаждении.
Парогазовая смесь из сепаратора 8 содержит значительное
количество спирта и для его улавливания направляется в
абсорбционную колонну 10, орошаемую водой. Отходящие с верха
колонны 10 циркуляционные газы направляются в
циркуляционный турбокомпрессор 3 и снова подаются на гидратацию. Часть
рециркулирующего газа выводится из системы для поддержания
содержания этилена на уровне 85% и направляется на сжигание.
Водный конденсат из сепаратора высокого давления 8 и
водный раствор из абсорбера 10 дросселируются до давления
0,5—0,6 МПи и поступают в сепаратор низкого давления 9, где
отделяются газы, выделившиеся из жидкости при снижении
давления. Полученный водный раствор, содержащий до 15%
этанола, из сепаратора 9 стекает в сборник этанола-сырца 13.
Для получения товарного продукта этанол-сырец подается
на ректификацию. Для получения чистого спирта-ректификата
используется двухколонная ректификация в аппаратах // и 12.
В ректификационной колонне // отгоняются легколетучие
примеси (диэтиловый эфир, ацетальдегид), а сверху колонны 12
получают очищенный этиловый спирт в виде азеотропа с водой.
Выходящай из куба колонны 12 вода, содержащая высоко-
кипящие и нелетучие примеси, проходит очистку от солей в
установке 14 и возвращается в цикл.
Полученный азеотроп этанола с водой является товарным
продуктом с содержанием ингибирующих примесей не более
0,007% и может с успехом использоваться в микробиологической
промышленности в качестве субстрата при культивировании
микроорганизмов как кормового, так и пищевого назначения.
43

§ 3. Сырье для культивирования
метилотрофов
Одним из перспективных процессов биотехнологии является
промышленное культивирование метилотрофов, которые уже
сегодня рассматриваются как важный источник белка
одноклеточных, ~а—в" дальнейшем, очевидно" могут-найти еще более
широкое применение. Известно, что метилотрофы способны
утилизировать так называе ше «одноуглеродные» соединения, т. е.
производные метана — метанол, формальдегид, метиламины
и т. д. Важнейшим из этих веществ является метанол, поскольку
это один из крупнотоннажных продуктов химической
промышленности и, что особенно важно, может быть получен как из
нефтехимического (.метан), так и из углехимического (кокс) сырья.
Ряд авторов высказывают точку зрения, что метанол является
своего рода «веществом будущего», так как позволяет в
принципе перестроить многие нефтехимические процессы,
основанные сейчас на использовании все более дефицитного этилена.
В настоящем разделе кратко рассмотрена технология
получения синтез-газа и его дальнейшего превращения в метанол
по реакции
СО + 2Н2 ^СНзОН (6)
которая протекает при катализе рядом оксидов (цинка, меди,
хрома и т. д.) и позволяет в силу своей высокой селективности
получать метанол с концентрацией выше 99,9% и содержанием
нежелательных для биотехнологии примесей не более 0,005%,
что вполне допустимо.
Получение синтез-газа. Раньше монооксид углерода (СО)
в виде смеси с другими газами (водяной газ) получали из
каменноугольного кокса по реакциям:
2С + 02 ^ 2СО (7)
С + Н20 + Н2 (8)
В этом случае твердое топливо подвергается газификации
при атмосферном или повышенном давлении. В качестве
окислителя используют водяной пар (паровое дутье) или смесь
водяного пара с кислородом (парокислородное дутье>. Получаемый
в результате водяной газ имел соотношение СО:Н2 ■< 2, что
делало необходимым перед синтезом метанола регулировать
состав газа путем конверсии СО водяным паром по реакции
СО + Н20 ^ С02 + Н2 (9)
с последующей очисткой конвертируемого газа от диоксида
углерода.
Ввиду дефицитности кокса и несовершенства технологии его
газификации эти методы были вытеснены другими,
основанными на переработке природного газа.
44

синтез-
-газ
Рис. 6. Технологическая схема производства синтез-газа из твердого топлива
В настоящее время в связи с возникшими энергетическими
проблемами вновь возрос интерес к газификации каменного угля
с переработкой его через монооксид углерода в синтетические
продукты и моторное топливо. Процесс газификации может
быть как периодическим, так и непрерывным. Для получения
синтез-газа с соотношением СО:Н2=1,5—1,9 из
крупнокускового топлива применяются печи с циркуляцией теплоносителя,
позволяющие проводить процесс газификации в непрерывном
режиме. Он нашел применение на заводах по получению
искусственного жидкого топлива.
Технологическая схема производства синтез-газа в печах с
обогревом высокотемпературной парогазовой смесью
непрерывным методом приведена'на рис. 6.
Крупнокусковое топливо (60X40 мм) с влажностью около 15%
подается из бункера / в четыре вертикальные шахты печи 2
через специальное загрузочное устройство. Топливо опускается
вниз и подвергается последовательно процессам сушки (100—
200°С), полукоксования (200—700°С), газификации (700—
1000°С) и охлаждения.
В зону газификации подают высокотемпературную
парогазовую смесь (~ на 1/3 высоты печи снизу) с температурой
1100—1200°С. При взаимодействии водяного пара с углеродом
образуется синтез-газ по реакции (8), который в конце
реакционной зоны (~1/2 высоты печи) с температурой 750—780°С
частично выводится из печи и направляется в конденсационно-
охладительную систему. Оставшаяся часть парогазовой смеси
(циркулирующий газ-теплоноситель) проходит в верхнюю часть
печи (выше отвода синтез-газа), где за счет тепла парогазовой
смеси происходят сухая перегонка и подсушка топлива. С верха
печи с температурой 100—120°С выходит смесь синтез-газа и
45

газов полукоксования, которую с помощью газодувки 12
направляют через пылеотделитель 10 и смолоотделитель // в
регенератор 13. Одновременно в регенератор 13 вводят первичный
водяной пар, который смешивается с парогазовой смесью, и вся
смесь нагревается в регенераторе до 1150—1200°С. При этой
температуре происходит термическое разложение углеводородов,
содержащихся в полукоксовом газе, что приближает состав
циркуляционного газа-носителя при выходе из регенератора к
составу синтез-газа. Из регенератора 13 парогазовая смесь вновь
поступает в печь 2.
Сырой синтез-газ выходит из печи 2, проходит
пылеотделитель 3, где очищается от крупной пыли, котел-утилизатор 4,
в котором охлаждается до 250°С, скруббер 5, где охлаждается
до 40°С, очищается от пыли и смолы в дезинтеграторе
(центробежном пылеотделителе) 6 и каплеуловителе 7. Из каплеулови-
теля 7 синтез-газ с температурой 30—35°С газодувкой 8 подается
на установку синтеза метанола, где его предварительно
очищают от сернистых соединений.
В котле-утилизаторе 4 получают пар, который используют на
этой же установке.
Поскольку в печи 2 для получения синтез-газа расходуется
только часть топлива, то оставшаяся часть его после охлаждения
в нижней части печи 2 выгружается в вагонетку 9 и
направляется на газификацию в газогенератор для получения
отопительного газа (на схеме не показан). Отопительный газ сжигают
в топке одного из двух регенераторов 13, разогревая его, а в
другом нагревают парогазовую смесь. Переключение
регенераторов 13 происходит автоматически через каждые 20 мин.
На установке получают синтез-газ в количестве до 30 000 нм3/ч
следующего состава (% по объему):
Моноокснд углерода 28—30 Водород . 54—56
Диоксид углерода 14—15 Азот 1,0
Метан 1,5
Полученный синтез-газ имеет соотношение СО:Н2 = 1,9—2,0
и может быть использован при синтезе метанола без
дополнительной конверсии монооксида углерода.
Получение синтез-газа из углеводородного сырья основано
на конверсии метана водяным паром, диоксидом углерода или
неполном его окислении кислородом:
СН< + Н20 ,* СО + ЗН2 (10)
СН4 + С02 ,* 2СО + 2Н2 (11)
СН4 + 0,5О2 ^ СО + 2Н2 (12)
Поскольку во всех реакциях образуется оксид углерода, а в
дутье имеется вода, то происходит вторичный процесс их
взаимодействия:
СО + Н20 ,± С02 + Н2 (.13)
46

Существуют три основных метода конверсии метана с
получением синтез-газа различного состава:
— собственно конверсия водяным паром, диоксидом углерода
или их смесью на никелевом катализаторе при 750—800°С;
в этом случае процесс является сильно эндотермическим
[реакции (10) и (И)] и требуется постоянный подвод тепла для
поддержания необходимой температуры;
— окислительная конверсия смесью водяного пара с
кислородом на никелевом катализаторе при 900—950°С; здесь для
компенсации эндотермичности реакции (10) используют теплоту
сгорания части углеводородов в реакционном пространстве; при
соотношении СН4.'02:Н20 = 1:0,55:1 суммарный процесс
становится несколько экзотермическим и эта теплота расходуется на
подогрев исходной смеси и компенсацию потерь теплоты в
окружающую среду;
— неполное окисление метана кислородом без катализатора
при 1200—1500°С по реакции (12); к недостаткам этого метода
следует отнести выделение свободного углерода и получение
соотношения СО:Н2 <С 2. •
Первоначально процесс конверсии углеводородов проводили
при атмосферном давлении, но затем процесс стали вести при
2—3 МПа и более, что интенсифицирует его и позволяет создать
установки большой мощности. Технологическая схема наиболее
распространенного процесса получения синтез-газа
окислительной конверсией природного газа на катализаторе приведена
на рис. 7.
Природный газ при давлении 2—3 МПа, предварительно
очищенный от сернистых соединений, поступает в сатурацион-
ную башню /, орошаемую горячей водой. В ней он насыщается
парами воды, контактируя с конденсатом или очищенной водой,
предварительно нагретой д теплообменнике 6. Затем парогазовая
Рис. 7. Технологическая схема производства синтез-газа конверсией природного
газа (по Н. Н. Лебедеву, 1975)
47

смесь смешивается с С02, поступающим со стадии очистки
синтез-газа из десорбера //. Соотношение СН4:Н20:С02 зависит
от заданного соотношения СО:Н2 в получаемом синтез-газе.
Затем смесь подогревается в теплообменнике-утилизаторе 2 до
температуры 500°С, смешивается с кислородом в смесителе 3
и поступает в конвертор 4. Конверсию проводят на никелевом
катализаторе при 800—900°С. Для исключения выброса
пламени в смеситель 3 скорость парогазовой смеси должна быть
выше скорости распространения пламени. Одновременно
используют и огнепреградители.
Газ из конвертора 4 при температуре 800°С проходит
последовательно котел-утилизатор 5, где его теплоту используют для
получения водяного пара высокого давления, теплообменник-
утилизатор 2, теплообменник 6 и водонагревательную башню 7,
в которых нагревают воду сатурационного цикла. В
холодильнике 8 прямого смешения газы окончательно охлаждаются
водой до 35—40°С. Полученный синтез-газ имеет соотношение
СО:Н2 я 1,5 и перед подачей на синтез метанола он проходит
очистку от С02 с помощью моноэтаноламина (МЭА).
Синтез-газ из теплообменника 8 поступает в нижнюю часть
абсорбера 9, орошаемого 12—15%-ным водным раствором МЭА.
Раствор снизу абсорбера 9 подогревается в теплообменнике 12
и поступает в десорбер //, куб которого обогревается глухим
паром. Регенерация раствора МЭА проводится при 115—120°С.
После регенерации поток МЭА предварительно охлаждается в
теплообменнике 12, холодильнике 10 и поступает в абсорбер 9.
Выделившийся в десорбере // диоксид углерода подается на
дозирование в исходный поток природного газа.
Очищенный синтез-газ из абсорбера 9 после компримирова-
ния подается на стадию синтеза метанола.
Получение метанола из синтез-газа. Для получения метанола
необходим синтез-газ, имеющий состав, близкий к
соотношению СО:Н2 = 1:2.
На промышленных установках синтеза метанола чаще всего
процесс проводят при давлении 20—35 МПа, температуре 370—
420°С и объемной скорости синтез-газа (10—35) ■ 103ч-1 (время
контакта 10—40 с). В этих условиях степень конверсии в
реакторе составляет 10—20%.
В последнее время с целью снижения энергетических затрат
реализованы в промышленности способы синтеза метанола при
более низком давлении (5—10 МПа) и температуре (300—
350°С). Этого удалось достичь с помощью применения новых
более активных оксидных цинк-медь-хромовых катализаторов и
обеспечения лучшей очистки синтез-газа от сернистых
соединений, дезактивирующих эти катализаторы.
Технологическая схема синтеза метанола при давлении 5—
10 МПа приведена на рис. 8.
Свежий синтез-газ сжимают 5—6-ступенчатым компрессором 1,
после каждой ступени которого он охлаждается и освобожда-
48

Рис. 8. Технологическая схема производства метанола из синтеза-газа (по Н. Н.
Лебедеву, 1975)
ется от масла и воды (на схеме это приведено только для
последней ступени). После второй или третьей ступени компрессора /
газ при давлении 1—2 МПа направляют на очистку от диоксида
углерода, которая происходит в насадочном абсорбере 2,
орошаемом водой под давлением, создаваемым насосом 5. При
снижении давления дросселированием через дроссель 3
растворившийся диоксид углерода выделяется из воды и отделяется в
сепараторе 4, а вода возвращается на абсорбцию.
Очищенный от СОг газ сжимается до рабочего давления
5—10 МПа в следующих ступенях компрессора /, охлаждается
в теплообменнике 6, отделяется от масла и воды в
маслоотделителе 7 и смешивается с циркулирующим газом в смесителе 9.
Циркуляционный газ, потерявший часть давления в процессе
синтеза, доводят до давления 5—10 МПа в циркуляционном
компрессоре или турбокомпрессоре 8 и затем подают на
смешение со свежим газом в смеситель 9.
Перед подачей в реактор синтез-газ очищают от небольших
количеств образовавшегося летучего пентакарбонила железа в
адсорбере 10, заполненном активированным углем. После
адсорбера 10 одна часть газового потока проходит через
теплообменник-утилизатор //и поступает в реактор 13. В период пуска
установки синтез-газ подогревают в электроподогревателе 12,
который затем отключают. Другая часть газового потока
остается холодной и подается в реактор 13 между слоями катализатора
для съема выделяющегося при реакции синтеза тепла и
охлаждения газов.
Реакционные газы с температурой около 300°С, содержащие
5—10% (по объему) метанола, выходят из колонны синтеза 13
и разделяются на два потока. Один из них охлаждается в
теплообменнике-утилизаторе 11, а другой проходит через
котел-утилизатор 14 с образованием водяного пара средних давлений. Затем
оба потока объединяются и проходят
холодильник-конденсатор 15, где из реакционных газов конденсируются метанол и
побочные продукты (вода, диметиловый эфир, высшие спирты).
Одновременно в конденсате растворяется большая часть
образовавшихся газов (СОг и СН4). В сепараторе высокого давле-
49

ния 16 конденсат отделяется от непрореагировавших газов,
которые после компримирования в компрессоре 8 возвращаются в
реактор 13. Поскольку в циркуляционном газе накапливаются
неконденсируемые примеси (главным образом азот), часть ре-
циркулирующих газов выводят с установки через дроссель 17
и направляют на сжигание.
Конденсат из сепаратора 16 (через дроссель 18) подают в
сепаратор низкого давления 19. В сепараторе 19 из конденсата
удаляются растворенные газы (С02, СН4, СН3—О—СН3),
направляемые на сжигание. Метанол-сырец стекает из
сепаратора 19 в сборник 20.
Для получения товарного продукта метанол-сырец
подвергается ректификации, совмещенной с экстрактивной перегонкой
(в случае проведения процесса при высоком давлении) или
просто двухступенчатой ректификации в колоннах 21 и 22 (для
процесса при низком давлении).
Отходящий с верхних тарелок колонны 22
метанол-ректификат имеет следующий состав (в % по объему):
Метанол не менее 99,9 Альдегиды, кетоны не более 0,006
Вода » более 0.05 Железе » » 0,00005
Органические
кислоты » » 0,002
Такой метанол является товарным продуктом и может
непосредственно использоваться для культивирования
микроорганизмов.
Подготовка сырья для микроорганизмов, утилизирующих
метан. Альтернативой испельзайалия метанола для получения
микробного белка является культивирование продуцентов,
способных утилизировать непосредственно метан-, так называемых
метанотрофов. "Этот процесс, безусловно, перспективен,
поскольку метан — основной компонент природного газа и его
концентрация может приближаться (для некоторых месторождений)
к 100%. Вместе с тем круг метанотрофов сравнительно
ограничен, а имеющийся в нашей стране природный газ требует
перед подачей в ферментер дополнительной очистки, в первую
очередь от сероводорода и других серусодержащих соединений,
сильно ингибирующих рост клеток. Ниже изложены основы
технологии очистки природного газа и его подготовки к подаче
в биореактор.
Очистка от меркаптанов, сероводорода и воды
осуществляется с помощью моноэтаноламина (МЭА) по обратимой реакции:
NH2CH2—СН2ОН + H2S 2^SrC H2S-NH2CH2—CH2OH (14)
70—80°С
Технологическая схема процесса моноэтаноламинной очистки
природного газа приведена на рис. 9.
50

очищенный
природный
ПнсХ
МЭА
Рис. 9. Технологическая схема МЭА очнсткн природного
газа (по Н. Н. Лебедеву, 1975)
Природный газ с давлением около 0,3 МПа подается в
нижнюю часть абсорбера 1, где контактирует с движущимся
противотоком 15%-ным водным раствором МЭА и освобождается
от примесей, которые переходят в раствор. Температура в
абсорбере / не превышает 35—40°С, что обеспечивает образование
комплексов по уравнению (14). Очищенный газ выводится с
установки. Насыщенный серусодержащими соединениями
раствор МЭА выводится из нижней части абсорбера 1 и поступает
в сепаратор 2, где за счет снижения давления до 0,15 МПа
выделяются растворившиеся газообразные углеводороды, которые
отделяются, компримируются до давления 0,3 МПа и
соединяются с газовым потоком из абсорбера /.
Из сепаратора 2 раствор МЭА через
теплообменник-рекуператор 3 и подогреватель 4 поступает в десорбер 5, в котором
под действием острого пара при температуре 115—130°С
происходит разложение комплекса и выделение поглощенных МЭА
серусодержащих соединений.
Регенерированный раствор МЭА выводится из десорбера 5,
охлаждается в теплообменнике-рекуператоре 3, холодильнике и
поступает в сборник 7. В этот же сборник для компенсации
потерь подается свежий раствор МЭА. Из сборника раствор
МЭА насосом подается в абсорбер 1.
Насыщенный сероводородом водяной пар из десорбера 5
проходит через холодильник-конденсатор 8 и поступает в
сборник 6. Из сборника 6 паровой конденсат возвращается на
орошение десорбера 5,. а выделившийся сероводород выводится
с установки.
Полученный после очистки природный газ имеет следующий
состав (% по объему):
Метан . . .
Гомологи: этан
пропан ....
сумма остальных
не менее 95
» более 2
» » 1
» » 1
Диоксид углерода
Сероводород . . .
Серусодержащие
соединения . . .
не более 1
> > 0,01
> » 0,00
51

Такой природный газ является товарным продуктом,
полностью соответствует требованиям микробиологической
промышленности и может быть использован для культивирования
микроорганизмов.
§ 4. Получение углеводов
гидролизом растительного сырья
Гидролиз растительного, главным образом древесного сырья,
предназначенный первоначально для получения гексоз, дающих
при сбраживании этанол, служит почти исключительно для
изготовления гидролизатов как сырья для аэробного
культивирования дрожжей. Гидролизаты содержат смесь моносахаридов
состава Сб и Се — пентоз и гексоз — и примеси, к сожалению, в
большинстве своем нежелательные для микробиологического
синтеза, но трудно отделяемые из получающегося разбавленного
раствора углеводов. Важнейшим побочным продуктом гидролиза
оказывается лишь фурфурол, химический синтез которого пока
слишком затруднителен и не реализован в промышленности.
Вследствие этого все схемы гидролиза предусматривают
тщательное отделение фурфурола, а для так называемого пенто-
зансодержащего сырья — подсолнечной и хлопковой шелухи,
кукурузных кочерыжек и т. п. — режим гидролиза подбирается
специально в расчете на наибольший выход фурфурола.
Химический состав растительного сырья, перерабатываемого
на гидролизных заводах, неодинаков и колеблется в широких
пределах. Главной частью этого сырья являются полисахариды,
количество которых составляет 40—75%, и лигнин, содержание
которого может варьировать от 15 до 60%. Обычно в
гидролизной промышленности под лигнином понимают все
нерастворимые при кислотном гидролизе полисахаридов компоненты
растительного сырья.
Полисахариды растительного сырья делятся на легко- и
трудногидролизуемые. Легкогидролизуемая часть полисахаридов
состоит из гемицеллюлоз и пектиновых веществ, количество
которых составляет 15—40%. Трудногидролизуемая часть
полисахаридов состоит из целлюлозы с небольшой примесью
гемицеллюлоз, общее количество которых 25—50% в зависимости от
вида растительного сырья.
Химический состав некоторых видов растительного сырья,
максимально возможный выход редуцирующих веществ (РВ)
и соотношение между гексозами и пентозами после гидролиза
приведены в табл. 2.
Как видно из таблицы, наибольшее количество РВ может
быть получено при гидролизе кукурузной кочерыжки и древесины
хвойных и лиственных пород.
Полный гидролиз древесины (полисахаридов) можно
представить следующими уравнениями:
(СбН10О5)„=(и-1)Н2О^иСбН,2О6 (15)
(C5H804)m+(m— l)H20-^nC5Hio05 (16)
52

Лигнин
Азотистые
вещества
Легкоотщепляемые
группы
меток-
сильные

ацетильные
Уроиовые
кислоты
Полисахариды
Максимальный выход
моносахаридов
Наименование сырья
III
легко-
гидроли-
зуемые
содержание
гексоз
пентоз
общий
(РВ)
■ 24-28
20—27
20-53
24—25
27-29
15-17
1,4—2,2
1,3—4,0
1,1—3,1
5,7—7,6
2,1—2,9
0,2
0,6—0,7
0,6—1,6
0,1—0,3
1,4-2,2
5,4-6,8
0,6-2,1
0,8
4,6—6,5
3,0-4,5
3,9-4,1
5,7-8,0
7-10
7,3
10-11
5,5-8,2
40—49
34—44
16—20
17
25—29
33—34
16—19
21—28
21—31
18
19—22
37—39
62—66
44—54
26—36
20
28
41—43
5—6
19—25
10—16
17
20
35—39
62—72
69—73
45—57
37
46—56
79—83
Древесина:
ели, сосны
березы, осины
Кора:
сосны
березы
Отходы сельского
хозяйства:
подсолнечная
лузга
кукурузная
кочерыжка
Соотношение
между гексозами
(уравнение 15) и'пентоза-
ми (уравнение 16)
не имеет
существенного значения при
выращивании
кормовых дрожжей,
поскольку обе группы
моносахаров
утилизируются
микроорганизмами. Уроновые
кислоты
усваиваются дрожжами
значительно хуже, чем
моносахариды.
Поэтому сырье, богатое
уроновыми
кислотами, образует гидро-
лизаты более низкого
качества.
Ацетильные
группы, входящие в
состав многих гемицел-
люлоз, легко
отщепляются и при полном
гидролизе образуют
уксусную кислоту,
которая при
культивировании кормовой
биомассы
усваивается наравне с
моносахаридами.
Легкоотщепляемые меток-
сильные группы при
гидролизе образуют
метиловый спирт,
содержание которого
может достигать 2—
7 кг на 1 т
абсолютно сухого сырья.
Азотистые вещества
в большей степени
состоят из белков,
которые при
гидролизе распадаются до
аминокислот.
Небольшая часть не-
гидролизовавшегося
53

белка остается в лигнине. При производстве кормовой биомассы
аминокислоты легко усваиваются микроорганизмами и
способствуют их росту.
Лигнин — нерастворенный при гидролизе остаток
растительного сырья — находит ограниченное применение и в большинстве
случаев является балластом. При гидролизе хвойных пород,
содержащих от 2 до 10% смолистых веществ, часть смолы
образует эмульсию и вместе с коллоидным лигнином и продуктами
распада Сахаров оседает на стенках труб и приемников.
Основным способом гидролиза растительного сырья был и
остается перколяционный гидролиз разбавленной серной
кислотой при повышенном давлении и температуре. По этому способу
горячая разбавленная кислота (жидкая фаза) непрерывно
протекает через слой неподвижной твердой фазы (измельченное
растительное сырье), которая полностью погружена в жидкость.
Имеющиеся разновидности перколяционного гидролиза
позволяют изменять удельную производительность гидролизаппаратов,
варьировать температуру гидролиза и уменьшать расход
кислоты.
Технологическая схема гидролиза растительного сырья
приведена на рис. 10.
Измельченное растительное сырье транспортером 5 подается
в гидролизаппарат 2 через верхнюю горловину. Для проведения
процесса перколяции через верхний штуцер из смесителя 6
непрерывно подается горячая разбавленная серная кислота,
получаемая смешением предварительно нагретой до 180—190°С воды
с концентрированной серной кислотой. Концентрированная
серная кислота из емкости 25 проходит фильтр 24 для отделения
растительное
сырье
^Р^
24
H,S04
25
•у^
Рис. 10. Технологическая схема получения гндролнзатов растительного
сырья (по В. И. Шаркову и лр.. 1973^
54

взвешенных частиц и затем плунжерным насосом 23 через
обратный клапан подается в смеситель 6. Заданная концентрация
серной кислоты, поступающей в гидролизаппарат, определяется
соотношением потоков горячей воды и концентрированной
кислоты, поступающих в смеситель 6. Для контроля за количеством
жидкости в гидролизаппарате 2 под одну из его опор
устанавливается весомер 21, а под другую — подвижный шарнир 3.
Перед началом перколяции подогрев реакционной массы и
гидролизаппарата осуществляется острым паром, подаваемым
в нижний штуцер гидролизаппарата. В начальной стадии
подогрева в верхней части гидролизатора 2 собирается воздух,
вытесняемый из растительного сырья. Находящийся в воздухе
кислород способствует образованию окисленных продуктов, что
снижает качество получаемого гидролизата и выход РВ.
Удаление воздуха из гидролизаппарата 2 (сдувка) проводится через
обратный клапан и штуцер 4 снижением давления внутри
аппарата с 0,3 до 0,1 МПа.
После сдувки давление пара в аппарате снова поднимается
до заданного значения и начинается стадия перколяции
(одновременная подача варочной кислоты и отбор гидролизата).
Перегретый гидролизат с температурой 150 — 185°С отводится из
гидролизаппарата в систему последовательно соединенных испарителей
20, 19, 18, где происходит ступенчатое снижение давления и
охлаждение гидролизата до 100—105°С. Для более полной
рекуперации теплоты отходящего гидролизата работа испарителей
регулируется так, чтобы давление в испарителе 20 было
наибольшим, а в испарителе 18 — наименьшим, близким к атмосферному.
(В случае проведения инверсии гидролизата при повышенном
давлении испаритель 18 не используется.) В процессе снижения
давления в испарителях образуются пары самоиспарения (около
10% объема гидролизата), вместе с которыми из гидролизата
удаляется большая часть фурфурола.
Пары самоиспарения из испарителя высокого давления 20
с температурой 140—150°С поступают на конденсацию в
поверхностный конденсатор высокого давления 10. Аналогично пары
самоиспарения из испарителей 19 к 18 с температурой 115—
125°С и 100—105СС соответственно конденсируются в
конденсаторах 11 и 12.
Жидкость из аппаратов 10—12 через конденсационные
горшки, пропускающие только жидкость, поступает в испаритель 15,
где охлаждается до 100СС, и затем поступает в сборник 16. На
ряде гидролизных заводов конденсат из сборника 16
направляется на получение фурфурола.
Вода, используемая для разбавления серной кислоты, вначале
подогревается в теплообменнике низкого давления 12 до 50—
60°С и собирается в сборник теплой воды 13. Из него теплая
вода центробежным насосом 14 под давлением 0,4—0,5 МПа
подается последовательно в теплообменники // и 10, где
нагревается до 120—140СС. Подогретая вода центробежным насосом
55

высокого давления 9 под давлением до 1,0 МПа подается в
подогреватель 8, где нагревается глухим паром до 160—170°С.
Окончательный нагрев воды осуществляется острым паром в
струйном подогревателе 7. Такой двухступенчатый подъем
давления подогреваемой воды позволяет использовать часть тепло-
обменной аппаратуры, рассчитанной на меньшее давление.
По окончании процесса гидролиза оставшийся на дне гид-
ролизаппарата лигнин через быстрооткрывающийся клапан
22 выбрасывается (выстреливается) в циклон /, где отделяется
от паров самоиспарения, охлаждаясь до 105—110°С, и
транспортером удаляется из циклола.
Охлажденный до 103—108°С гидролизат из последнего
испарителя 18 поступает в инвертор 17, где происходит инверсия —
процесс превращения неполностью гидролизованных
растворимых в воде полисахаридов (в основном олигосахаридов и
декстринов) в моносахариды, усваиваемые микроорганизмами.
Поступающий в работающий при атмосферном давлении инвертор
17 гидролизат из-за снижения давления вскипает, охлаждаясь
до 98—99°С. Образующиеся пары самоиспарения поддерживают
эту температуру в инверторе в течение 2—3 ч — всего времени
инверсии. В процессе инверсии из гидролизата выделяется
взвешенный лигнин, унесенный через сетчатые фильтры из гидро-
лизаппарата 2, а также осадок смол, которые собираются в
конусном днище инвертора и периодически удаляются из него.
Для уменьшения времени инверсии возможно проведение
процесса при повышенном давлении (температура), так при
температуре 130°С время инверсии составляет 40 мин.
Кислый гидролизат с рН 1,3—1,4 после инверсии имеет
следующий состав (в % по объему):
Общее содержание РВ 2,5—3,5 Окснметилфурфурол 0,08—0,2
Летучие органические Формальдегид . . . 0,005—0,015
кислоты . . 0,2—0,4 Коллоидные вещества
Серная кислота 0,5—0,7 (лигнин, гуминовые
Уроновые кислоты 0,1—0,2 вещества) . 0,2—0,4
Фурфурол 0,03—0,09
При использовании гидролизата для культивирования
микроорганизмов необходимо оценить его биологическую
доброкачественность, под которой понимают показатель, отражающий
степень влияния вредных примесей среды на процесс выращивания
дрожжей или выход целевых продуктов их жизнедеятельности.
Таким образом, биологическая доброкачественность сред зависит
от содержания в них примесей, мешающих развитию
микроорганизмов, отрицательно действующих на их жизнедеятельность,
тормозящих процессы обмена. Доброкачественность сред
определяют биологическим методом по таким показателям, как выход
биомассы в единицу времени, физиологическая активность
клеток микроорганизмов и т. д.
В гидролизных средах основной примесью, подавляющей
обмен веществ, рост и размножение дрожжей, является фурфурол,
56

тормозящее деис'тяие которого проявляется при концентрациях
выше 0,02%. Оксиметилфурфурол (ОМФ) —также ингибитор
процесса культивирования дрожжей, проявляет угнетающее
действие при концентрациях выше 0,1%. Однако при непрерывном
культивировании допускается содержание ОМФ в гидролизате
до 0,2%, незначительно снижающее скорость роста дрожжей.
Поскольку полного удаления всех ингибирующих примесей
достигнуть не удается, установлены минимально допустимые
концентрации (в %) основных ингибирующих примесей в
питательной среде:
Фурфурол
ОМФ . .
Лигногуминовые вещества .
не-более 0,03—0,04
0,05—0,1 (до 0,2)
до 0,1
Для получения биологически доброкачественных гидролиза-
тов необходимо провести их обработку, включающую в себя
следующие основные операции: нейтрализацию минеральных и
части органических кислот; отделение осадков и коллоидных
частиц; охлаждение субстрата до 30—35СС; удаление вредных
летучих примесей.
Технологическая схема обработки гидролизатов приведена на
рис. 11.
Периодическая или непрерывная нейтрализация гидролизата
происходит в вертикальных цилиндрических нейтрализаторах / и
2, снабженных перемешивающими устройствами. Горячий кислый
гидролизат после инверсии подается в нейтрализатор /, где
происходит нейтрализация свободной серной и муравьиной кис-
Са(ОН)г
воздух
Рис. 11. Технологическая схема обработки гидролизатов перед биохимической
переработкой (по В. И. Шаркову и др., 1973)
57

лот предварительно полученным раствором известкового молока
по реакции
H2S04+Ca (OH)2=CaSo*H-2H20 (17)'
2НСООН + Са(ОН)2 Са(НСОО)2 + 2Н20 (18)
рН гидролизата в нейтрализаторе / доводится до значений
3,0—3,2. Образующийся в результате реакции (17) гипс плохо
растворим в воде и часть его выпадает в виде кристаллов. Время
нейтрализации известковым молоком составляет 30—40 мин
при температуре 80—90°С, что обеспечивает формирование
мелких кристаллов гипса и предотвращает образование
пересыщенных растворов. Для предупреждения возникновения и оседания
крупных кристаллов гипса в нейтрализаторах происходит
перемешивание (л = 30 об/мин) реакционной смеси. При
недостаточном перемешивании наблюдается локальное перещелачивание
гидролизата, что вызывает разрушение маносахаридов.
Из нейтрализатора / частично нейтрализованный гидролизат
поступает в нейтрализатор 2, где происходит донейтрализация
органических кислот и кислотность раствора доводится до
рН 4,2—4,4 при постоянном перемешивании жидкости. Такое
проведение процесса обеспечивает полную нейтрализацию серной
и муравьиной кислот и частичную нейтрализацию остальных
органических кислот. При рН 4,2 — 4,5 в гидролизате
находится еще до 0,15% свободных органических кислот (в
пересчете на уксусную кислоту). Образующиеся при нейтрализации
соли органических кислот остаются в растворе.
Нейтрализованный гидролизат с температурой 80—85СС
подается в отстойник 3, где происходит осаждение взвешенных
частиц. Взвешенные частицы содержат 70—80% кристаллов
гипса и 20—30% органических веществ (лигнин, гуминовые
и смолистые вещества). Концентрация частичек примесей в
гидролизате зависит от вида сырья и изменяется от 5 — 7 г/л для
хвойной древесины до 12 г/л для сельскохозяйственных
отходов.
После отстойника 3 в осветленном гидролизате
концентрация взвешенных частиц составляет 0,5—0,8 г/л, из которых
около 80% приходится на органические коллоиды. Осадок из
отстойника 3 поступает на фильтр-пресс 9 и выделившийся
гидролизат возвращается в процесс, поступая в сборник 4.
Осветленный нейтрализат из отстойника 3 поступает в
сборник 4, откуда насосом подается в непрерывно действующую
вакуум-охладительную установку 5, где охлаждается с 75—85СС
до 30—35СС. Конденсат, составляющий 5—7% от объема
гидролизата, с повышенной концентрацией фурфурола поступает в
цех выделения фурфурола.
Охлажденный до 30—35°С нейтрализат поступает в
аэратор 6, где обрабатывается мелко диспергированным
воздушным потоком. При этом большая часть коллоидов коагулирует
и образует хлопья. Для отделения хлопьев коллоидов нейтр1^-
58

лизат поступает в отстойник 7, где происходит оседание хлопьев,
что снижает концентрацию лигногуминовых веществ в нейтрали-
зате до 0,2—0,4 г/л. Из отстойника 7 нейтрализат (или
готовое сусло) сливается в сборник 8, откуда по мере необходимости
поступает на стадию ферментации.
Основными недостатками процесса перколяционного
гидролиза древесины являются образование крупнотоннажного
отхода — лигнина и низкое качество гидролизата с точки зрения
микробиологического синтеза: наличие в смеси и пентоз, и гек-
соз, а также заметных-количеств ингибирующих примесей
ограничивает применение гидролизата только производством белко-
во-витаминного концентрата (гидролизные дрожжи), во всех
остальных биотехнологических производствах это сырье
оказывается неприемлемым.
В настоящее время интенсивно разрабатываются более
совершенные процессы гидролиза растительного сырья, которые
решают задачу повышения качества углеводного раствора и
утилизации лигнина. Перспективными можно считать методы
кислотного гидролиза- или так называемого автогидролиза (без
добавления кислот-катализаторов), предваряемые механическим
или механохимическим воздействием на древесину. Особенно
интересные возможности открываются при проведении не
исчерпывающего, как это делается сейчас, а ступенчатого
гидролиза с постепенным извлечением пентоз и гексоз, которые в
этом случае могут быть получены раздельно.
В литературе по этим вопросам имеется обширная
информация, но рекламный характер большинства публикаций не
позволяет пока достоверно судить о технологической сущности
новых процессов гидролиза, поэтому они не отражены в
настоящем пособии. Необходимо подчеркнуть, что растительность
как единственный источник возобновляемого сырья,
образующегося ежегодно в крайне широких масштабах за счет
утилизации энергии солнца, углекислоты и воды, должна в принципе
служить основой получения субстратов для микробиологического
синтеза, который характеризуется высокими расходными
коэффициентами по сырью. Можно полагать, что в недалеком
будущем биотехнология будет базироваться на углеводном сырье
растительного происхождения, чему в немалой степени должно
способствовать и то обстоятельство, что подавляющее
большинство промышленных штаммов-продуцентов быстро и эффективно
растут на углеводных средах, предпочитая их многим другим
источникам углерода.
§ 5. Получение уксусной кислоты
Пищевая уксусная кислота издавна получается путем
окисления этанола культурами бактерии рода Acetobacter.
В последние годы было установлено, что уксусная_ кислота
представляет собой очень перспективный субстрат для
биотехнологии; на ней хорошо развиваются дрожжи как источник
59

микробного белка, однако наиболее интересно применение
"уксусной кислоты в биосинтезе лизина. Очевидно, что в этих
случаях ввиду необходимости применять большое количество
уксусной кислоты она должна быть получена каким-либо
крупнотоннажным методом, в частности химическим синтезом из
этилена через ацетальдегид или карбонилированием метанола.
Получение уксусной кислоты из этилена. Процесс
получения уксусной кислоты из этилена проводится в два этапа по
следующей схеме:
^° J°
СН2 = СН2 + 0,5О2 $>■ СНз—СГ + 02 ^ СНзСГ (19)
ХН Х>Н
Процесс получения ацетальдегида прямым окислением
этилена проводят в одну стадию с использованием в качестве
катализатора {Кг,) водного раствора хлоридов палладия и меди
(PdCl2-CuCl2), что обеспечивает достаточно интенсивное
протекание процесса при температурах 110 — 130°С. Для поддержания
катализатора при этих температурах в растворе необходимо
избыточное давление 0,3—0,7 МПа, которое также
способствует ускорению процесса окисления этилена за счет повышения
его растворимости в реакционной массе.
На втором этапе получения уксусной кислоты проводят
жидкофазное окисление ацетальдегида, используя в качестве
катализатора (/СТ2) раствор ацетата марганца в уксусной
кислоте (0,05—0,1% по отношению к массе ацетальдегида), проводя
реакцию при температуре 50—80°С. Применение других
катализаторов и снижение температуры ведет к накоплению надук-
сусной кислоты (как основного промежуточного продукта
окисления), что увеличивает взрывоопасность производства.
Повышение же температуры ограничено высокой летучестью
ацетальдегида и ускорением побочных реакций, снижающих выход
уксусной кислоты.
Таким образом, прямое каталитическое окисление этилена
обеспечивает получение ацетальдегида, а затем и уксусной
кислоты из дешевого сырья с суммарным выходом не менее 90%.
Общая технологическая схема получения уксусной кислоты
из этилена приведена на рис. 12.
Кислород и смесь рециркулирующего газа со свежим
этиленом при рабочем давлении подают раздельно вниз
реакционной колонны /, заполненной раствором катализатора. Барботи-
руя через жидкость, газы растворяются в ней и вступают в
реакцию образования ацетальдегида. Непрореагировавшие газы
с парами ацетальдегида, воды и захваченным каталитическим
раствором охлаждаются в холодильнике 2.
Сконденсировавшиеся пары воды и раствора возвращаются в реакционную
колонну /, а газопаровая смесь, содержащая ацетальдегид,
дополнительно охлаждается в холодильнике и подается на абсорбцию
ацетальдегида в абсорбер 4, орошаемый холодной водой. Газ
60

после абсорбера 4 дожимается циркуляционным компрессором 16
до рабочего давления и возвращается в реакционную
колонну /. Небольшое количество рециркулирующего газа во
избежание чрезмерного накопления инертных примесей сбрасывается
в атмосферу.
Для поддержания активности катализатора часть жидкости
из колонны / непрерывно отводится на регенерацию в
регенератор 3, где ее обрабатывают кислородом и хлороводородом
при ультрафиолетовом облучении. Регенерированный
катализатор возвращают в колонну /.
Стекающий из нижней части абсорбера 4 10%-ный водный
раствор ацетальдегида, содержащий растворенные газы и
побочные продукты (хлора цетальдегид, кротоновый альдегид),
поступает в абсорбционно-отпарную колонну 5, где острым
паром отгоняют растворенные газы, а захваченной ими ацеталь-
дегид абсорбируется водой. Затем раствор ацетальдегида за
счет избыточного давления поступает в ректификационную
колонну 6, где он отгоняется от воды и высококипящих
примесей острым паром. Пары ацетальдегида конденсируются в
холодильнике-конденсаторе, из которого часть жидкости
возвращается на орошение колонны 6 в качестйе флегмы. Другая часть
ацетальдегида поступает либо в сборник, либо на синтез
уксусной кислоты в окислительную' колонну 7 после
предварительного смешения с раствором ацетата марганца, приготовленного
в аппарате 15.
Для отвода теплоты реакции окисления ацетальдегида
реакционная колонна 7 снабжена пятью секциями змеевиков,
которые одновременно способствуют лучшему растворению
кислорода в жидкости за счет увеличения поверхности
контакта фаз. Ввиду высокой летучести ацетальдегида процесс
проводят в растворе рециркулирующей уксусной кислоты при
Рис. 12. Технологическая схема получения уксусной кислоты из этилена
(по И. И. Юкельсону, 1968)
61

давлении 0,3—0,4 МПа. Ввод кислорода осуществляют
распределение для поддержания максимальной его концентрации в
жидкой фазе. В нижней части колонны поддерживают
температуру 60°С и давление 0,4 МПа, а в верхней — температуру
75°С и давление 0,3 МПа с точным регулированием
температуры. Для разбавления парогазовой смеси и снижения
концентрации надуксусной кислоты в верхнюю часть колонны
непрерывно подают газообразный азот. Парогазовая смесь сверху
окислительной колонны 7 поступает в
холодильник-конденсатор, где происходит отделение несконденсировавшихся газов от
воды, уксусной кислоты и растворенного в них непрореагировав-
шего ацетальдегида. Газы после отмывки в скруббере 8 от
остатков альдегида и кислоты выводятся в атмосферу, а
конденсат возвращается в нижнюю часть колонны 7.
Образующаяся в колонне 7 уксусная кислота (сырец)
непрерывно отбирается из расширенной части колонны и
поступает в ректификационную колонну 9, в которой от сырца
отгоняются легкокипящие примеси. Для очистки от высоко
кипящих примесей (катализатора, кротоновой кислоты, паральдегида
и продуктов осмоления) уксусная кислота снизу колонны 9
подается в ректификационную колонну 10. Пары уксусной
кислоты конденсируются в холодильнике-конденсаторе, откуда часть
кислоты возвращается в виде флегмы на орошение колонны 10,
небольшая часть поступает в аппарат 15 для приготовления
раствора катализатора, а большая часть направляется в
реактор // для очистки от примесей окислением их перманганатом
калия.
После окисления содержащихся примесей смесь из
реактора // поступает в испаритель 14, где уксусную кислоту
испаряют при температуре 120—125°С и пары направляют в на-
садочиую ректификационную колонну 12 для конечной очистки.
Очищенная уксусная кислота представляет готовый. продукт и
поступает в сборник 13.
Полученная таким способом ледяная уксусная кислота
является товарным продуктом, имеет 99,9% основного вещества и
удовлетворяет всем требованиям микробиологической
промышленности.
Получение уксусной кислоты карбонилированием метанола.
Производство уксусной кислоты из метанола в промышленности
основано на взаимодействии спирта с оксидом углерода при
катализе комплексами Со и Rh или смесью СоН(СО)4+ Со12
по реакции
^°
СНзОН + СО Кт > СНз—СГ (20)
Х)Н
1
При использовании катализаторной системы из гидрокарбо-
нила кобальта и иодида кобальта процесс синтеза кисло-
62

ты протекает при температуре 180 — 200°С и давлениях
40 — 70 МПа.
Этот метод позволяет базировать производство уксусной
кислоты на природном газе (метан -»- синтез-газ —»- метанол -*-
—»- уксусная кислота) или на каменном угле (водяной газ —*-
метанол -v уксусная кислота) и относится к одному из самых
экономичных для получения уксусной кислоты.
Технологическая схема синтеза уксусной кислоты
карбонилированием метанола приведена на рис. 13.
Оксид углерода, сжатый до давления 65 МПа в
компрессоре /, и метанол с давлением 65—75 МПа после насоса 2
смешиваются в соотношении 1,1 : 1 в смесителе 3. Реакционная смесь
подогревается в теплообменнике 4 до температуры 250°С и,
смешиваясь с рециркулирующим газом, поступает в
реакционную колонну 6, заполненную катализаторной системой СоН(СО)4 +
+ СоЬ, где и протекает реакция синтеза уксусной кислоты.
Выходящий из колонны 6 парогазовый поток охлаждается
в холодильнике-конденсаторе 7 и разделяется в сепараторе
высокого давления 8. Непрореагировавшие газы возвращаются
через циркуляционный турбокомпрессор 5 в реакционную
колонну 6, а жидкость дросселируется и поступает в сепаратор низкого
давления 9. При снижении давления из жидкости выделяются
растворенные газы, содержащие пары метилиодида, которые
отмываются в абсорбере 10 метанолом. Очищенные от примеси
метилиодида газы (СО, СОг, СШ) выводятся с установки на
сжигание, а метанол из абсорбера поступает в сборник //.
Жидкость из сепаратора низкого давления 9 подается в
ректификационную колонну 12 для отгонки метанола, который
возвращается в цикл, поступая в сборник //. Из куба колонны
12 жидкость, содержащая катализаторный раствор, поступает
в испаритель 13. В нем пары кислоты испаряются, а
катализаторный раствор, полностью сохранивший каталитическую активность че-
Рис. 13. Технологическая схема получения уксусной кислоты карбонилированием
метанола (по И. И. Юкельсону, 1968)
63

рез сборник // вместе с метанолом возвращается в реакционную
колонну 6.
Пары кислоты из испарителя 13 подаются на
двухступенчатую ректификационную очистку в колоннах 14 и 15, причем
сверху колонны 14 отделенный метанол возвращается в
сборник //, а из куба колонны 15 получаемый тяжелый остаток,
содержащий высшие карбоновые кислоты, выводится с установки.
Сверху колонны 15 товарная уксусная кислота поступает в
сборник 16 и представляет собой готовый субстрат для нужд
микробиологической промышленности.
§ 6. Меласса как субстрат для биотехнологии
.Меласса, содержащая до 50% сахарозы, является отходом
сахарного производства и очень широко используется в
микробиологическом синтезе, так как многие продуценты белка и
биологически активных веществ прекрасно утилизируют углеводы из
мелассы. В связи с необходимостью увеличения производства
сахара в СССР стоит задача возможно более полной утилизации
сахарозы, находящейся в клубнях сахарной свеклы; в этих целях
процесс сахароварения непрерывно совершенствуется прежде
всего за счет снижения процента сахара, попадающего в мелассу.
Современная технология позволяет снизить содержание сахара в
мелассе, доводя его до 30 и даже 20%. Естественно, что такой
продукт будет представлять тем меньший интерес для
биотехнологии, чем ниже содержание в нем сахарозы. Это делает весьма
актуальной упоминавшуюся задачу использования углеводов из
гидролизатов растительного сырья взамен мелассы.
Тем не менее меласса пока остается важнейшим, часто
незаменимым сырьем, особенно для синтеза метаболитов типа
аминокислот, средств защиты растений и т. п. Ниже описана
классическая схема переработки сахарной свеклы с образованием
мелассы, приведенная на рис. 14.
Поступающая на свеклосахарный завод свекла смешивается с
водой для предварительной очистки, проходит систему ботвосоло-
мо- и песколовушек /; отделяется от промывной воды и поступает
в двухступенчатую свекломоечную машину 2, где окончательно
отмывается от примесей. Чистые клубни свеклы через
водоотделитель ленточным (или элеваторным) транспортером 3 с
электромагнитным сепаратором подаются на свеклорезку центробежного
типа 4, где изрезываются в стружку для лучшей экстракции
сахарозы из свеклы. Полученная свекловичная стружка через
загрузочную шахту подается в ошпариватель 5 для набухания
и облегчения процесса экстракции, где нагревается сначала
отходящим диффузионным соком (1 мае. часть), а затем потоком
циркулирующего через теплообменник 6 диффузионного сока
(4 мае. части) до 75°С. Смесь стружки с циркулирующим соком
нагнетается в колонный диффузионный аппарат 7, где она
перемещается в вертикальном направлении противотоком к подавае-
64

Рис. 14. Технологическая схема переработки сахарной свеклы с образованием
мелассы (по А. Р. Сапронову, Л. Д. Бобровнику, 1981)
мой свежей сульфированной воде и диффузионному соку после
отделения жома (обессахаренной в диффузионном аппарате
свекловичной стружки) в шнековом водоотделителе с прессом 8.
Отходящая часть диффузионного сока после экстрактора 7
проходит ловушку 27 циклонного типа, где очищается от пульпы,
периодически возвращаемой в ошпариватель 5 на доэкстракцию,
н поступает в отделение очистки диффузионного сока от примеси
несахаров обработкой известью (дефекация) с последующим
удалением ее избытка диоксидом углерода (сатурация),
осуществляемые в две стадии: предварительные дефекация и сатурация, а
затем основные дефекация и сатурация, проводимые в
аналогичных аппаратах 9 и 10 соответственно. На стадии предварительной
дефекации, проводимой в дефекаторе 9, при рН 10,8—11,6
достигается максимальная коагуляция и осаждение несахаров из
диффузионного сока; на первой стадии сатурации в сатураторе 10
образующийся осадок СаСОз служит фильтрующей основой для
фильтрации и очистки соков, являясь одновременно и активным
адсорбентом нескоагулированных несахаров. Целью основной
дефекации является проведение реакций разложения амидов,
редуцирующих и пектиновых веществ, а также возможно более
полное осаждение анионов, способных давать с ионами Са2+
нерастворимые соединения. Процесс проводится при рН 11 —12
при температуре 80—85°С, после чего диффузионный сок
поступает на вторую стадию сатурации, где происходит перевод в
осадок растворимых солейtи гидроксида кальция, которые дают
большое образование накипи в выпарной установке //.
После каждой стадии дефекации и сатурации происходит
отделение образующегося осадка в отстойниках 26 и барабанных
вакуум-фильтрах 25.
Однако после такой очистки в диффузионном соке все еще
много красящих веществ, снижающих качество получаемого
сахара-песка. Для обесцвечивания красящих веществ и снижения
щелочности сока заменой соли КгСОз на K2SO3 очищенный сок
подвергают сульфитации в жидкоструйном сульфитаторе 24,
подавая туда диоксид серы и добиваясь значения рН 8,5—9,0. Очи-
3—154
65

щенный таким образом сок с содержанием 12—13% (по массе)
сухих веществ подается на 3—4-корпусную выпарную
установку 11, где сгущается до содержания сухих веществ 60—65% (по
массе). Дальнейшее сгущение сиропа до содержания сухих
веществ 92,5—93,5% (по массе) осуществляется в
вакуум-аппарате 12. В последующем происходит выпадение кристаллов
сахарозы в смесителе 13 после введения в качестве затравки
сахарной пудры. Путем кристаллизации выделяется около половины
находящейся в сиропе сахарозы, а межкристальная жидкость
(утфель) подается на дополнительное выделение сахарозы.
Отделенный от утфеля на центрифуге 23 сахар-песок с
влажностью 0,8% (по массе) направляется на сушку, после чего в
качестве готового продукта передается на склад.
При сгущении в сиропе уменьшается растворимость солей
кальция, разлагаются редуцирующие сахара, протекают другие
реакции, способствующие образованию осадка и повышению
цветности.'Для предотвращения этих процессов в сироп
добавляют суль^эитированный сироп из сульфитатора 22.
Утфель с первого вакуум-аппарата 17 (утфель I) поступает в
выпарной" аппарат 14, концентрируется до содержания сухих
веществ ~93% (по массе) и направляется в кристаллизатор 15,
где образуются кристаллы желтого сахара, имеющие
повышенную цветность, и остаток — утфел.ь II, разделяемые на
центрифуге 20.
Желтый сахар вместе с аффинированным желтым сахаром
последнего утфеля, отделенным на центрифуге 19, растворяют
в смесителе 21 соком, прошедшим вторую сатурацию, до
содержания сухих веществ 65—70% (по массе) и после сульфитации
в сульфитаторе 22 направляют на кристаллизацию
сахара-песка.
Утфель II, отделенный в центрифуге 20, направляется на
извлечение сахарозы повторной кристаллизацией после упаривания
в аппарате 16 до содержания 94% (по массе) сухих веществ.
Кристаллизацию проводят в два этапа, начиная в шнековом
кристаллизаторе 17 и завершая в аппарате 18 при температуре
35—40 °С в течение 24—28 ч. Кристаллы, отделенные в
центрифуге 19, направляют в смеситель 21, а вязкую жидкость —
мелассу — в качестве отхода производства направляют на
склад.
В зависимости от качества сахарной свеклы и
технологических режимов переработки состав мелассы колеблется в
следующих пределах (в % по массе); сухих веществ 76—84 (в том
числе сахарозы 46—51; общего азота 1,5—1,8; бетаина 4—7;
редуцирующих веществ 1,0—2,5; раффинозы 0,8—1,2; молочной
кислоты 0,2 — 0,5; красящих веществ 4 — 8; уксусной
кислоты 0,2 — 0,5; муравьиной кислоты 0,2 — 0,5; золы 6— 10).
Меласса используется как источник углеводов и некоторых
биологически активных веществ в средах, применяемых в
различных отраслях микробиологической промышленности.
66

§ 7. Дополнительные источники сырья
для производства белка одноклеточных
Как уже отмечалось, многие смеси органических веществ,
особенно углеводов и некоторых других кислородсодержащих
соединений, могут служить субстратами для выращивания
кормовых дрожжей. Здесь будет рассмотрена только технология
получения гидролизатов торфа и облагораживания сульфитных
щелоков — отхода варки целлюлозы, поскольку эти продукты уже
нашли практическое применение в получении микробной
биомассы.
Получение гидролизатов торфа для биосинтеза белка.
Одним из перспективных источников углеводного сырья для
получения кормовых дрожжей является верховой торф со степенью
разложения не выше 20%, содержащий в своем составе до 50%
полисахаридов и до 15— 17% уроновых кислот.
Торф малой степени разложения имеет следующий состав
(в % от АСВ):
Полисахариды: общие
легкогидролизуемые 25—32
трудногидролизуемые . 26—32
Негидролизуемый остаток . 14—25
Общий азот . . . 0,7—1,2
Уроновые кислоты 10—17
Зольные вещества . 1,6—2,2
При мягком гидролизе до 80% уроновых кислот торфа
переходят в раствор и, легко декарбоксилируясь, превращаются в
пентозу по реакции _
СООН— (СНОН)4—с/ ^СН2ОН—(СНОН)з—С^ +ССМ21)
Таким образом, торф, содержащий значительные количества
азота и фосфора в легкоусвояемой форме, после
предварительной подготовки может служить хорошим сырьем для
микробиологической промышленности.
В связи с тем, что торф оказывает большое гидравлическое
сопротивление проходящей через него жидкости и не позволяет
обеспечить необходимую скорость отбора гидролизата, широко
распространенный перколяционный способ гидролиза не пригоден
для торфа. Кроме того, невысокое содержание целлюлозы в
торфе не дает заметного повышения РВ при увеличении времени
гидролиза, а замедленная скорость фильтрации приводит к
разложению образующихся из легкогидролизуемой части
моносахаридов. Низкая скорость диффузии Сахаров из частичек торфа
не дает возможности полностью удалять их из гидролизуемой
массы и гидролизат не насыщается сахарами.
Для гидролиза торфа предложен целый ряд способов,
учитывающих особенности его состава и свойств.
Рассмотрим наиболее перспективный непрерывный способ
гидролиза торфа разбавленной серной кислотой, технологическая
схема которого приведена на рис. 15.
3*
67

-A
ш
^^штр+gf
Рис. 15. Технологическая схема гидролиза торфа (по В. И. Шаркову
и др., 1973)
Верховой торф малой степени разложения смешивается с водой
до гидромодуля 8—10 и превращается в пульпу в смесителе /.
Из смесителя водная пульпа насосом 2 под давлением 0,6—
0,8 МПа подается в смеситель инжекторного типа 3, где
происходит смешение с определенным количеством концентрированной
серной кислоты для обеспечения 0,5—0,7%-ной ее
концентрации. После этого пульпа нагревается острым паром до
температуры 160—170°С в подогревателе 4 и поступает в реактор
5, работающий в режиме идеального вытеснения, где происходит
гидролиз торфа. Время пребывания в трубчатом реакторе
5, обеспечивающее получение максимального количества РВ,
регулируется дозатором выдачи 6, через который смесь гидроли-
зата и частичек торфа поступает в испаритель 7. В нем
отделяются пары самоиспарения, с которыми удаляется большая часть
летучих примесей, и температура гидролизата снижается до 100 —
105°С. Из испарителя 7 гидролизат поступает в сборник
гидролизата 8 и затем насосом подается в отстойник 9 для отделения
осадка. После отделения осадка осветленный гидролизат из
отстойника 9 идет на дополнительную обработку, аналогичную
подготовке гидролизатов растительного сырья (см. рис. 11).
После этого нейтрализат поступает в отделение ферментации.
Подготовка отходов целлюлозно-бумажной промышленности
для культивирования микроорганизмов. Основными отходами
целлюлозно-бумажной промышленности являются предгидроли-
заты и сульфитный щелок.
Предгидролизаты образуются при первичной обработке
древесной щепы горячей водой для удаления гемицеллюлоз. При
этом отщепляется содержащаяся в древесине связанная уксусная
кислота и, переходя в водный раствор, создает в нем
слабокислую реакцию (рН ~ 4,5). Это способствует протеканию
частичного гидролиза гемицеллюлоз и накоплению в водном растворе
продуктов ее деполимеризации. При варке целлюлозы образуется
До 6 м3 предгидролизатов на 1 т перерабатываемой древесины.
Технология подготовки предгидролизатов для культивиро-
68

вания микроорганизмов аналогична процессу обработки гидро-
лизатов растительного сырья, приведенному на рис. 11.
Вторым отходом целлюлозно-бумажной промышленности
является сульфитный щелок, объем которого составляет 6,5—8 м3
на 1 т полученной целлюлозы.
В промышленности для выделения целлюлозы из древесины
широкое распространение получил сульфитный метод, при
котором древесину обрабатывают при повышенном давлении и
температуре водным раствором солей сернистой кислоты.
Нецеллюлозные компоненты древесного сырья, переходящие при такой
обработке в раствор (сульфитный щелок), можно после
соответствующей обработки и подготовки использовать в
микробиологической промышленности.
Состав образующегося сульфитного щелока зависит от вида
используемого сырья, режима варки и выхода целлюлозы. В
зависимости от состава варочной кислоты различают следующие
виды сульфитных варок:
1. Моносульфитная варка — процесс варки при рН 6—7,
когда в гидролизаппарате вся сернистая кислота (диоксид
серы) находится в связанном состоянии в виде моносульфита
кальция (CaSCb).
2. Бисульфитная варка — процесс варки при рН 4,0—4,2,
когда весь диоксид серы связан в виде гидросульфита кальция
Ca(HS03)2 без избытка SCb в среде.
3. Кислая бисульфитная варка — процесс варки при рН 1,0—
1,5, когда в варочной кислоте вместе с гидросульфитом кальция
имеется значительный избыток свободного SCv
Для микробиологической переработки пригодны сульфитные
щелока бисульфитной и кислой бисульфитной варок.
По окончании процесса сульфитной варки целлюлозы щелок
в варочном котле обладает различной доступностью. Около
40% щелока вообще не связано с волокнами целлюлозы и может
свободно стекать из массы; еще около 40% распределено между
волокнами и пучками волокон целлюлозы (наружный щелок),
для его отделения требуется избыточное давление до 0,3 МПа;
15—20% щелока находится в полостях волокон целлюлозы и
может быть извлечено только диффузией в окружающий раствор
с меньшей концентрацией щелока; около 5% щелока содержится
в клеточных стенках и удаляется только многократной
промывкой целлюлозной массы водой, что приводит к сильному
разбавлению щелока, исключающему его переработку. Таким образом
на переработку может быть направлено не более 95% объема
полученного в варочном котле сульфитного щелока.
Отбор всего сульфитного щелока из варочного котла
значительно снижает его производительность из-за затрат времени,
необходимого для стекания щелока, вытеснения его оборотным
щелоком и последующей ступенчатой промывки. Для увеличения
производительности варочных котлов широкое распространение
получил ступенчатый метод отбора сульфитного щелока с использованием
69

/К
?1ъи у—i у—I у—
.. сульфитный
щелон
Рис. 16. Технологическая схема отбора сульфитного шелока
(по В. И. Шаркову, 1973)
промежуточной емкости (сцежи), технологическая схема
которого приведена на рис. 16.
Из варочного котла 2 после окончания процесса варки и
проведения сдувки в сборник крепкого щелока 3 собирается
свободно стекающий щелок. После отбора этой части щелока
в котел 2 медленно подается из сборника 4 первый оборотный
щелок, вытесняющий находящийся между волокнами щелок,
который поступает в сборник 3. Это позволяет без разбавления
отобрать до 50% сульфитного щелока, находящегося в котле.
После окончания отбора крепкого щелока вся масса из
варочного котла 2 вымывается первым оборотным щелоком
(из сборника 4) в сцежу /, представляющую собой емкость
из железобетона, облицованную кислотоупорными плитами и
имеющую специальное перфорированное ложное днище на
высоте 0,5 м от днища сцежи, объем которой в 1,5—2 раза превышает
объем варочного котла 2. После выгрузки целлюлозы в сцежу
варочный котел вновь готов к следующему циклу варки
целлюлозы.
Вымытая в сцежу / масса промывается вторым оборотным
щелоком из сборника 5, а стекающий под ложное дно раствор
направляется в сборник первого оборотного щелока 4. Затем в
сцежу подается из сборника 6 горячая вода для промывки
целлюлозы, #^ стекающий раствор направляется в сборник второго
оборотное щелока 5. После заполнения всех баков оборотными
щелоками,йроводится дополнительная промывка целлюлозы
водой, после'эдего она выгружается из сцежи /.
Такая схема позволяет отобрать не менее 90% щелока при
разбавлении его всего на 15—18%. Отобранный сульфитный
щелок в зависимости от сырья и условий варки (рН 1,5—2,0
или рН 3,5—4,2) имеет следующий состав (% по объему):
70

Общее сведение РВ ....
Летучие органические кислоты ....
Сернистая кислота (в пересчете на SO2) .
Метиловый спирт
Формальдегид
Фурфурол
Лигносульфоновые кислоты .
Гидросульфит кальция
1,7—3,1
0,2—0,5
0,06—0,1
0,03—0,06
0,02—0,05
0,02—0,06
3,5^-7,0
0.03—0,8
Помимо концентраций ряда примесей, определяющих
биологическую доброкачественность субстрата и приведенных ранее
(см. гл. 3, § 4), здесь необходимо отметить присутствие диоксида
серы, наиболее угнетающе действующего на рост и размножение
дрожжей. Концентрация свободного S02 не должна превышать
0,005%, непосредственно титруемого SO2 — 0,03—0,06, альдегид-
носвязанного SO2 — 0,2—0,3%, содержание волокон
целлюлозы — не более 0,05 г/л.
Для снижения концентраций вредных примесей до значений
ПДК сульфитные щелока перед культивированием должны
пройти обработку, включающую следующие стадии: отделение
волокон целлюлозы; десульфитацию, включающую как удаление
свободного диоксида серы, так и выведение избытка сульфитов,
разрушение карбоксилсульфитных соединений, окисление ряда
сульфитов в сульфаты; нейтрализацию щелока с его
последующим охлаждением и отстаиванием (для щелоков кислой
бисульфитной варки).
Для повышения содержания усваиваемых моносахаров в
1,5—2 раза рекомендуется проведение инверсии сульфитных
щелоков, аналогичное инверсии предгидролизатов и гидролизатов
растительного сырья. Технологическая схема процесса обработки
сульфитных щелоков приведена на рис. 17.
Сульфитный щелок с температурой 80—90°С поступает в
инвертор /, где в течение 2—3 ч происходит гидролиз олигосаха-
ридов. Из инвертора / сульфитный щелок направляется на
отделение волокон целлюлозы, осуществляемое на вакуум фильтре
а.
7 сульфитный
• I щелон
Рис. 17. Технологическая схема подготовки сульфитных щелоков (по В. И. Шар-
кову и др., 1973)
71

2, так как волокна неблагоприятно влияют на процесс
ферментации дрожжей и забивают аппаратуру. Для предупреждения
потерь тепла в окружающую среду процесс проводят в закрытых
барабанных фильтрах. Отделенные на фильтре волокна
целлюлозы направляют в сборник 3, а сульфитный щелок проходит
подогреватель 4, нагреваясь там до 90—95°С, и подается в бар-
ботажную колонну 5, где происходит отдувка сернистых
соединений острым паром. Выходящая из колонны парогазовая смесь
конденсируется в конденсаторе 6 и направляется в систему
регенерации so2.
Выходящий из колонны 5 щелок с температурой 105—108°С
отдает часть теплоты- в теплообменнике 4 и с температурой
80—85°С поступает в сборник-окислитель 7, в котором
продувается воздухом в течение 1-—3 ч для окисления растворимых
сульфитов в сульфаты. Степень окисления сульфитов в сульфаты
сильно зависит от температуры щелока, уменьшаясь при снижении
температуры. Для обеспечения не только полного окисления
сульфитов, но и осаждения кристаллов гипса, присутствующего в
любом щелоке, кислотность щелока не должна превышать 3,5. После
окисления в окислителе 7 сульфитный щелок бисульфитной варки
имеет рН 3,5—4,0 и может подаваться после осветления в
отстойнике 8 на стадию культивирования дрожжей без дополнительной
обработки.
Сульфитный щелок после кислой бисульфитной варки имеет
рН 2—2,5 и должен подаваться на стадию нейтрализации,
аналогичную приведенной на рис. 11. После стадии нейтрализации
сульфитный щелок с температурой 30—35°С и рН 3,7—4,2
поступает на стадию ферментации для культивирования
микроорганизмов.

Глава
"П ТЕХНОЛОГИЯ ПРОИЗВОДСТВА
■2 БЕЛКОВЫХ ВЕЩЕСТВ И ЛИПИДОВ
■ МИКРОБНЫМ СИНТЕЗОМ
По данным ряда специалистов мировой дефицит белка к
концу XX в. оценивается в 30—35 млн. т. Основным путем снижения
и ликвидации этого дефицита является производство биомассы
с помощью микробного синтеза, имеющее следующие
преимущества перед другими источниками белковых веществ:
микроорганизмы обладают высокой скоростью накопления биомассы,
которая в 5000—500 раз выше, чем у растений или животных;
микробные клетки способны накапливать очень большое
количество белка (дрожжи — до 60%, бактерии — до 75% по массе);
в микробиологическом производстве за счет высокой
специфичности микроорганизмов отсутствует многостадийность; сам
процесс биосинтеза протекает в мягких условиях при температуре
30—45°С, рН 3—6 и давлении ~0,1 МПа, он менее трудоемок
по сравнению с получением сельскохозяйственной продукции
и органическим синтезом белков.
Все эти преимущества и предопределили быстрое развитие
технологии получения микробного белка, которое является самой
крупнотоннажной отраслью биотехнологии и открывает
возможность промышленного производства с помощью микроорганизмов
важнейших кормовых добавок для животноводства и
птицеводства с высокой кормовой ценностью и в необходимом
количестве.
§ 1. Принципиальная технологическая схема
получения кормовой биомассы
Поскольку технология белковых веществ мало зависит от
типа используемого сырья, целесообразно рассмотреть вначале
общую технологическую блок-схему получения кормовой
биомассы, приведенную на схеме, по всем входящим в нее отделениям,
а затем перейти к особенностям проведения процесса в
зависимости от типа используемого источника углерода:
73

Ком прим ирование
^здуха
Хранение и
подготовка сы ья
♦
Получение засевной
культуры
+
Приготовление
растворов
питательных солей
и микроэлементов
Технологическая
вода
Аммиачная вода
Сгущение
суспензии
микроорганизмов
в атмосферу
Очистка
газовоздушных
выбросов
Стерилизация
окж
i_
Термообработка
суспензии
Получение
горячего
воздуха
Концентрирование на
биомассы очистку
Суш на
Грануляция
и сушка
1 \
Фасоана
и упановна
Склад
готового продукта
Очистка
газовоздушных
выбросов
Всякое производство требует наличия нормативного и
аварийного запаса исходных и вспомогательных веществ,
обеспечивающего его нормальную эксплуатацию, в том числе и при
временных перебоях в поставках. Вопросы поступления на завод и
складирования веществ, служащих источниками углерода, азота,
фосфора, макро- и микроэлементов для культивирования
производственных штаммов, выходят за рамки настоящего пособия
и не будут здесь рассматриваться.
Очень большое значение во всем процессе имеет отделение
получения засевной культуры (или отделение чистой культуры),
служащее для выделения чистой культуры посевного материала,
74

используемого для засева, подсева и пересева промышленных
ферментеров основной ферментации.
Обычно приготовление посевного материала проводится
периодически, по мере необходимости, осуществляется в несколько
стадий (рис. 18) и начинается в микробиологической
лаборатории. Хранящиеся там штаммы-продуценты из пробирок 16
переносят в конические качалочные колбы 15 со стерильной
питательной средой, состав которой соответствует составу среды,
используемой в производстве. Колбы помещают на качалки и,
•проводя культивирование в оптимальных по температуре и рН
условиях, контролируют развитие микроорганизмов.
Чистую культуру, находящуюся в логарифмической стадии
роста, переносят в малый посевной аппарат 12 объемом 500 л
с подготовленной питательной средой. Питательную среду
готовят в специальном смесителе 7, снабженном рубашкой для
обогрева и мешалкой. Все компоненты питательной среды поступают
из соответствующих сборников 1—5 через дозирующие
устройства в биореактор 7, рН среды доводится до значения 5,5—5,8
аммиачной водой или известковым молоком. Одновременно в
смеситель подается жидкий источник углерода (субстрат),
используемый в данном производстве. Среду дополнительно обогащают
автолизатом дрожжей из автолизатора 6. После тщательного
перемешивания в течение 20 — 30 мин готовую питательную среду
перекачивают в отстойник //, а если на заводе имеет место
инфициирование процесса посторонней микрофлорой, то среду
предварительно стерилизуют в греющей колонне 8 острым
паром и выдерживателе 9 в течение 10—15 мин. Стерильную
питательную среду охлаждают в теплообменнике 10 и подают в
отстойник //. На ряде производств питательная среда отдельно
не готовится, а отбирается из основного производства и в отде-
Рис. 18. Схема получения засевного материала (по И. М. Грачевой, и др., 1980)
75

лении чистой культуры только отстаивается в отстойнике //, а при
необходимости предварительно стерилизуется.
Первоначально в посевной аппарат 12 подают около 40 л
питательной среды, разбавляют ее 4 — 4,5 раза стерильной
водой и при интенсивной аэрации добавляют остальное
количество питательной среды (80—100 л), поддерживая при этом
значение рН на уровне 4,5—5,5 подачей аммиачной воды. Затем
из качалочных колб вносят микробную суспензию объемом 1,5—2 л
и проводят процесс культивирования до накопления в среде 3,5 —
Р KJTPTOK л
4,0 по абсолютно сухому веществу (АСВ). Обычно
продолжительность этого процесса не превышает 15—18 ч. Вся
полученная в аппарате 12 суспензия (около 300 л) подается
в большой посевной аппарат 13 объемом 4—5 м3, предварительно
заполненный питательной средой (около 200 л) и стерильной
водой (1,2—1,5 м3), включается аэрация и при постоянном
доливе 70—75 л/ч питательной среды и добавлении аммиачной
воды для поддержания заданного значения рН проводится
культивирование в течение 10—12 ч.
На следующей стадии процесса проводится выращивание
засевной культуры в ферментере 14 объемом 15—20 м3.'Аппарат
на 10% (по объему) заполняется стерильной или прокипяченной
водой, туда же вводится около 0,5 м3 питательной среды и
полностью перекачивается все содержимое посевного аппарата 13
(2,5—2,7 м3). Выращивание посевного материала без отбора
суспензии продолжается 8—9 ч при интенсивной аэрации и
постоянном доливе питательной среды (170—200 л/ч) до
накопления в ферментере биомассы в количестве 4—5 г АСВ/л. После
этого засевную культуру начинают отбирать на основное
производство в количестве 1,3—1,7 м3/ч при одновременном доливе
питательной среды.
Процесс ферментации длится от 5 до 10 сут, а затем цикл
приготовления посевного материала возобновляется по мере
надобности.
При необходимости отбора засевной культуры на основную
ферментацию с большей скоростью используется
дополнительный ферментер объемом 40—50 м3, в котором процесс идет, как
описано выше для аппарата 14, а малый ферментер 14 работает
в схеме аналогично большому посевному аппарату 13. В этом
случае удается получить поток засевной культуры в количестве
7—10 м3/ч.
К подготовительным стадиям производства относится
приготовление растворов питательных солей и микроэлементов,
необходимых для нормального развития .микроорганизмов;
технологическая схема этого участка приведена на рис. 19.
Необходимые соли со склада транспортером через
дозировочные устройства (весы) подаются в заданном количестве в
смесители / или 2 (объемом .10—15 м3), работающие поочередно
для обеспечения непрерывной подачи растворов солей на стадию
76

вода или ОНЖ
Рис. 19. Технологическая схема приготовления и стерилизации
растворов питательных солей и микроэлементов, (по М. С. Мо-
сичеву, 1982)
ферментации. Смеситель предварительно заполняется водой на
50—60% (по объему), затем включается перемешивающее
устройство и поочередно подаются необходимые соли, которые
подбираются таким образом, чтобы при их совместном растворении
не образовывался осадок. Для повышения скорости растворения
ряда солей в рубашку аппаратов / и 2 может подаваться
греющий пар. Процесс растворения продолжается 20—30 мин, затем
раствор поступает в отстойник 3, где удаляются нерастворимые
примеси и осадок, если он образовался при совместном
растворении солей.
Осветленный раствор после отстойника 3 насосом 4
перекачивается на стадию ферментации. Если в качестве растворителя
использовалась отработанная культуральная жидкость (ОКЖ),
то для снижения инфицированности посторонней микрофлорой
раствор проходит тепловую стерилизацию на установке
непрерывной стерилизации, включающей в себя: 1) теплообменник-
рекуператор 5 для подогрева исходного раствора до 60—70°С;
отходящим после стерилизации горячим потоком; 2) греющую
колонну 6, где прямой поток прогревается острым паром
(р-04 МПа) до температуры 120—130°С; 3) выдерживатель 7 —
основной аппарат, где раствор находится в течение 10—15 мин и
происходит гибель микроорганизмов; обычно выдерживатель
выполняют в виде реактора идеального вытеснения, так как время
стерилизации при этом минимально.
Для повышения технологичности процесса обычно весь
необходимый набор минеральных компонентов группируют в два
раствора, которые параллельно подаются в основной ферментер:
1) раствор всех макроэлементов (N, Р, К), необходимое
количество которых составляет 5—70 г/л; 2) раствор микроэлементов
(Mg, Mn, Fe, Zn и т.д.), концентрации которых не превышают
5—10 мг/л.
Отделение компримирования воздуха существует только на
тех заводах, где установлены ферментеры, требующие для рабо-
77

ты больших потоков воздуха под избыточным (около 0,3—
0,5 МПа) давлением, и использует, как правило, центробежные
компрессоры большой производительности. В случае применения
на основной ферментации трубоэжекционных самовсасывающих
мешалок необходимость в сжатом воздухе ограничивается его
подачей в отделение чистой культуры.
Технологические потоки из всех подготовительных отделений
поступают на главную стадию производства — стадию
ферментации.
Основным аппаратом в этом отделении является ферментер —'
аппарат полного смешения по жидкой фазе, обеспечивающий:
1) рост и развитие популяций микроорганизмов в объеме жидкой
фазы; 2) транспорт питательных веществ к клеткам
микроорганизмов; 3) отвод от микробных клеток продуктов их обмена
(метаболизма); 4) отвод из среды тепловыделений клеток как
результата их жизнедеятельности.
Исходя из вышеприведенных требований к ферментеру,
простейший аппарат должен иметь: 1) емкость /,
обеспечивающую большой рабочий объем для роста микроорганизмов;
2) системы ввода и вывода жидкостных и газовых потоков 2;
3) систему перемешивания 3, обеспечивающую полное смешение
по жидкой фазе и интенсифицирующую массо- и теплопередачу
при определенной турбулентности потока; 4) систему
диспергирования газовой фазы в ферментере 4, необходимую для
ускорения массопередачи из газовой фазы в жидкую; 5) теплообменные
устройства 5, позволяющие быстро отводить теплоту из зоны
реакции.
В промышленности получили широкое распространение
несколько типов ферментеров, отличающихся по своей
конструкции, сложности работы с учетом вида используемого сырья
(жидкое, газообразное, водорастворимое или нет), количеству
получаемой биомассы, и связанные в различные технологические
схемы:
— батарея параллельно работающих ферментеров позволяет
обеспечить большую производительность завода, использующего
в качестве исходного сырья моносубстрат;
— батарея последовательно работающих ферментеров
применяется в случае использования сложного субстрата, компоненты
которого ассимилируются штаммом-продуцентом с различной
скоростью, для обеспечения наиболее полной утилизации всех
углеродсодержащих компонентов;
— батарея последовательно работающих ферментеров с
дополнительной промежуточной подачей питательной среды (с
подпиткой) обычно необходима в том случае, когда высокая
концентрация субстрата ингибирует или угнетает рост и развитие
микробной популяции, а малая концентрация не позволяет
достигнуть экономически оправданной концентрации биомассы в
отходящей на стадию сгущения суспензии;
— батарея последовательно работающих ферментеров с рецир-
78

куляцией части суспензии микроорганизмов используется в
случае применения сложного трудноутилизируемого субстрата,
когда микроорганизмам требуется длительное время адаптации
к одному или нескольким компонентам сырья; в этом случае
введение некоторого количества уже адаптированных к данному
субстрату клеток позволяет значительно сократить время
пребывания микроорганизмов в ферментере, увеличить скорость
протока и повысить степень утилизации субстрата;
— батарея последовательно соединенных ферментеров с
подпиткой и рециркуляцией суспензии микроорганизмов позволяет
успешно решить задачу наиболее полной утилизации
многокомпонентного трудноусваиваемого субстрата, ингибирующего в
высоких концентрациях микробные клетки.
Для решения проблемы повышения производительности
завода, работающего на сложном сырье, возможно параллельное
включение батареи ферментеров по одной из вышеприведенных
схем.
В обычных условиях стараются применять наиболее простое
сочетание промышленных ферментеров, обеспечивающее
получение микробной суспензии после стадии ферментации с
концентрацией 10—25 кг/м3(1—2,5% АСВ), которая и поступает в
отделение сгущения суспензии микроорганизмов.
Основной задачей стадии сгущения или выделения является
повышение концентрации биомассы до 12—16% АСВ за счет
механического отделения большей части межклеточной влаги
за минимальное время.
На практике в процессе производства белковых веществ
наиболее широко используется разделение на центробежных
сепараторах, а в ряде случаев употребляется сочетание
сепарации с такими малоэнергоемкими методами, как флокуляция,
коагуляция, флотация или декантация:
.— двухступенчатая сепарация широко применяется при
получении БВК на парафинах нефти с использованием
дрожжевой культуры; наличие предварительной емкости — обезгажива-
теля, обусловлено необходимостью получения светлой суспензии
для обеспечения нормальной работы сепараторов и
осуществляется механически вращающимся диском либо с добавлением
химического пеногасителя; такая схема позврляет увеличить
концентрацию дрожжей с 1,0—1,5 до 12—14% АСВ, содержание
клеток в осветленной культуральной жидкости (ОКЖ) при
хорошей работе сепараторов обычно составляет 0,1—0,3 г/л;
— двухступенчатая сепарация с доочисткой ОКЖ на
сепараторах наиболее часто применяется при сгущении бактериальной
биомассы, поскольку в этом случае концентрация клеток в ОКЖ
после сепараторов I и особенно II ступени может достигать
1—3 г/л, что может вызвать заметные потери продукта; для
снижения потерь в схему включен сепаратор, снижающий
концентрацию клеток в ОКЖ до 0,1—0,3 г./л, а тяжелая фракция
возвращается на сепараторы I ступени;
79

— трехступенчатая сепарация с предварительной флотацией
широко применяется в случае хорошей флотируемости микробной
суспензии, что имеет место при культивировании дрожжей на
гидролизатах раститедьного сырья; использование флотатора
позволяет повысить концентрацию биомассы, поступающей на
сепараторы, в 2—3 раза (особенно при использовании
двухступенчатого флотатора); наличие трех ступеней сепарации в
данном случае вызвано необходимостью обязательной
двукратной водной промывки суспензии от субстрата (в соотношении
1:1 после I ступени сепарации и 1:0,5 после II ступени),
которая обеспечивает придание готовому продукту товарного
цвета;
— двухступенчатая сепарация с предварительной
декантацией используется только в случае культивирования
микроорганизмов на нефтяных дистиллятах (НД) и позволяет
достаточно эффективно отделить большую часть водной фазы от
суспензии клеток в органической фазе в декантаторе; введение ПАВ
(сульфурид) в органическую фазу позволяет перевести
дрожжевые клетки в водную фазу и на I ступени сепарации отделить
их от депарафинизированного дизельного топлива, а в
сепараторах II ступени повысить концентрацию клеток до 20—22%
АСВ.
На ряде заводов производства БВК призвано целесообразным
проводить предварительный нагрев суспензии перед II ступенью
сепарации до 60—70°С, что позволяет снизить вязкость
суспензии и получить содержание клеток после II сепарации до 20—
22% АСВ, а это, в свою очередь, дает возможность отказаться
от очень энергоемкой стадии концентрирования методом
выпаривания.
Сконцентрированная до 15—17% АСВ микробная суспензия
должна пройти стадию термообработки, в процессе которой при
температуре 75—85°С в течение 10—40 мин погибает штамм-
продуцент и практически вся сопутствующая микрофлора.
Наличие этой стадии продиктовано необходимостью получения
готового продукта из инактивированных клеток! Одновременно с этим
повышение температуры суспензии способствует снижению ее
вязкости и пенообразования в процессе последующего
концентрирования.
Дальнейшее концентрирование суспензии в отделении
выпаривания до концентрации 23—25% АСВ проводят в 3-корпусной
вакуум-выпарной установке, в которой инактивированная
биомасса последовательно проходит три корпуса вакуум-выпарной
установки с выносными греющими камерами, где температура
кипения постепенно снижается (I корпус — 90°С, II — 75, III —
60°С). Обогрев кипятильных камер II и III корпусов
осуществляется вторичным паром, содержащим летучие продукты
метаболизма, что приводит к образованию кислого конденсата (рН ~
~4,5—5), который необходимо направлять на водоочистку.
Ввиду высокой вязкости суспензии клеток естественная циркуля-
80

пляжная
гвв
со
воздух [I \t gVsV 9Ж^
биомасса
Рис. 20. Технологическая схема отделения сушки (по И. М. Грачевой
и др., 1980)
ция в аппаратах сильно затруднена и для снижения локального
перегрева и предотвращения разрушения биологически активных
веществ в каждом аппарате осуществляется принудительная
циркуляция с использованием насосов, а температура выпарки
ограничена верхним пределом — 90°С.
Суспензия с концентрацией 22—25% АСВ поступает в
отделение сушки, где и происходит образование готового продукта
с влажностью^ 10% (по массе). В процессе сушки из клеток
микроорганизмов удаляется большая часть внутриклеточной
влаги, что позволяет получить стабильную при хранении и
удобную в потреблении кормовую биомассу.
В микробиологической помышлениости в основном
используются конвективные сушилки (распылительные, кипящего слоя,
ленточные и барабанные). В крупнотоннажном производстве
белковых веществ практически повсеместно применяются лишь
распылительные сушилки, обеспечивающие малые потери
биомассы и большую (до 15 т/ч по испаряемой влаге)
производительность.
Технологическая схема сушки представлена на рис. 20.
Суспензия микроорганизмов непрерывно подается на
центробежный распыливающий механизм 5, которым разбрызгивается в
сушильную камеру 4, снабженную предохранительными
клапанами 6, в виде капель размером 60—80 мкм, что обеспечивает
большую поверхность теплоотдачи. Проходя
воздуходувку /, нагретый до 350—450°С в топке 2
теплоноситель подается по воздуховоду 3, соприкасается с каплями
суспензии: в доли секунды большая часть влаги переходит
в пар, что препятствует перегреву твердой частицы. Порошок
или гранулы сухой биомассы с температурой около 90°С (не
выше!) опускаются в конусную часть сушилки и по пневмотран-
спортной линии 8 подаются в циклон-сепаратор 10, где
отделяются от воздуха.
4-154 81

сухая
Рис. 21. Технологическая схема отделения грануляции (по М. С. Моси-
чеву и др., 1982; И. И. Бортиикову, 1982)
Отходящий из сушильной камеры 4 воздух проходит по
газоводу 7 через батарею циклонов 9, где освобождается от белковой
пыли и затем направляется на стадию окончательной очистки
газовоздушных выбросов (ГВВ).
Сухая биомасса, содержащая 8—10% (по массе) влаги, на
большинстве заводов представляет собой готовый продукт и
после упаковки направляется на склад и потребителю. Однако
в ряде случаев готовый продукт необходимо получать в виде
гранул и тогда в технологический процесс включают отделение
грануляции, технологическая схема которого представлена на
рис. 21.
Сухая и влажная (после выпарки) биомасса в
соотношении 1:1 поступает во вращающийся барабанный гранулятор 3.
Влажная биомасса налипает на сухие частицы и вся масса
влажностью 45—50% (по массе) движется по образующей
обечайки аппарата, формируя гранулы, которые шнековым
транспортером 5 подаются в сушилку кипящего слоя 6. Гранулы
подсушиваются до остаточной влажности 8—10% (по массе)
горячим воздухом (или топочными газами) с
температурой 260—300°С, подаваемым по воздуховоду 4 из топки 2,
воздуходувкой /.
Для получения более прочных гранул и уменьшения уиоса
биомассы с отходящим воздухом небольшое (около 3%)
количество суспензии распыляется воздухом через диспергатор 8.
Отходящий через газовод 7 воздух направляется в циклон 9,
где очищается от мелких частичек и унесенной пыли и поступает
на дополнительную очистку ГВВ. Отделенная в циклоне 9
белковая пыль вновь возвращается в гранулятор 3.
82

*—'ч-—►—I I
П r±—
в атмосферу
гвв
•4,
вода послв
очистну
Рис. 22. Технологическая схема очистки ГВВ (по И. И. Бортникову,
А. М. Босенко. 1982)
Подсушенные в верхней части сушилки гранулы опускаются вниз
и через шлюзовой затвор 10 поступают на классификатор //,
отделяющий мелкие гранулы в пыль, возвращаемые в грануля-
тор 3; товарные гранулы попадают в сборник готового
продукта 12 и затем направляются на упаковку.
Заключительной стадией процесса получения кормовой
биомассы является стадия фасовки и упаковки готового продукта,
направляемого на склад. Сухая биомасса (порошок или
гранулы) поступает в приемный бункер и фасуется в бумажные
мешки с клапаном массой 25—30 кг, которые укладываются
на специальные поддоны. Готовые поддоны автопогрузчиком
отвозят на склад и отгружаются потребителю.
Обязательной стадией технологической схемы получения
белковых веществ является процесс очистки газовоздушных
выбросов (ГВВ), представляющих собой большие объемы
воздуха, содержащего живые клетки микроорганизмов, белковую
пыль, другие продукты микробного синтеза.
Высокоэффективная очистка ГВВ из отделений ферментации,
флотации, сепарации, сушки, грануляции и вентиляционных
выбросов отделения упаковки осуществляется с помощью
скрубберов Вентури (одинарного или двойного) (рис. 22), которые
обеспечивают снижение содержания загрязнений до предельно
допустимых концентраций (ПДК).
ГВВ подаются вентилятором / в трубу Вентури 3, где
смешиваются с вводимой под давлением через кольцевые отверстия
водой, которая, эффективно распыляясь, образует мельчайшие
4*
83

капли. На этих капельках происходит адсорбция примесей и
их частичная коагуляция. Вся газожидкостная смесь поступает
в инерционный аппарат 4, где газ частично отделяется от
жидкости, проходит циклон-каплеотделитель 2 и очищенный воздух
направляется в дымовую трубу или выбрасывается в атмосферу.
Загрязненная вода из циклонов 2 и трубы Вентури 3
поступает в отстойник 5, где отделяется большая часть примесей. Более
чистая часть воды подается на повторное орошение трубы
Вентури 3, а загрязненная часть (15—25%) поступает на
водоочистку.
Таким образом, очищая ГВВ, получают дополнительные
количества загрязненной воды, в свою очередь требующей обработки,
которая осуществляется в общем для завода цехе очистки
сточных вод вместе со всеми остальными стоками завода.
§ 2. Технологические особенности
производства кормовой биомассы
на углеводородном сырье
Углеводородное сырье является одним из основных
источников, углерода при получении кормовой биомассы. Поэтому в
первую очередь будут рассмотрены углеводородные субстраты,
используемые для культивирования микроорганизмов:
очищенные, н-парафины и нефтяные дистилляты.
Особенности культивирования микроорганизмов на
очищенных, н-парафинах. Очищенные жидкие н-парафины с
температурами кипения в пределах 200—340°С и длиной углеродной
цепи Сю—Сго, позволяют использовать в качестве продуцентов
как бактериальные, так и дрожжевые культуры, однако в
настоящее время получили распространение почти исключительно
дрожжи рода Candida: С. guilliermondii, С. maltosa, С. sake,
среди которых имеются и термотолерантные штаммы. Эти
микроорганизмы при оптимальных условиях культивирования (рН, t°)
способны обеспечить высокий экономический коэффициент
усвоения субстрата (н-алканов) —до 110%, накапливают большое
количество белка (свыше 60%) при достаточно высокой скорости
протока (до 0,22 ч—') на оптимально составленной питательной
среде.
При использовании н-парафинов вопрос состава питательной
среды становится особенно актуальным ввиду практически
полного отсутствия макро- и микроэлементов в самом сырье'. Кроме
того, очень заметное влияние на количество накапливаемого
клетками дрожжей белка оказывают количество и соотношение
вносимых в среду источников азота и фосфора, а также природа
соединений добавляемых элементов. По общепринятой схеме в
раствор макроэлементов вносят следующие соли: сульфат
аммония (~0,4 кг/м3); суперфосфат или аммофос (~1,5 кг/м3)
и хлорид калия (~0,9 кг/л). Раствор микроэлементов готовится
84

отдельно и состоит из ряда сульфатов, являющихся источниками
таких веществ, как магний, марганец, железо, цинк, медь,
натрий. Кроме того, для поддержания постоянным значения рН,
снижающегося в процессе культивирования, в ферментер
подается аммиачная вода, служащая одновременно
дополнительным источником азота.
Условия культивирования дрожжей во многом определены
наличием в данном случае четырехфазной системы (газ —
вода — жидкие парафины — клетки дрожжей).
Изучение распределения клеток в жидких фазах показало,
что ~'/з клеток растет в водной фазе, потребляя капли
парафина диаметром менее 3 мкм, а ~2/з клеток адсорбируются
на поверхности парафиновых капель диаметром от 3 до 5 мкм.
Адсорбция на каплях большего диаметра незначительна, поэтому
диспергирование н-парафинов в водной фазе играет важную
роль в процессе культивирования. Кроме перемешивания на
эффективность диспергирования влияет поверхностное натяжение,
поэтому введение ПАВ снижает поверхностное иатяжеиие и
повышает удельную скорость роста дрожжей.
Поскольку углеводородные субстраты могут усваиваться
дрожжами только в аэробных условиях, на эффективность
процесса большое влияние оказывает аэрация среды. На окисление
н-парафинов требуется в 2,6—2,8 раза больше кислорода, чем
на окисление углеводов, что вызывает и большее
тепловыделение в процессе культивирования. Таким образом, одновременно
с проблемой повышения интенсивности аэрации возникают
вопросы обеспечения эффективного теплоотвода во время
ферментации.
Большое влияние на рост и развитие клеток дрожжей
оказывает рН среды, значение которого в процессе ферментации
поддерживается на уровне 4,0—4,5. Однако в качестве
промежуточного продукта окисления н-алканов выделяются жирные
кислоты, что снижает рН водной среды в процессе выращивания
и требует постоянной подачи щелочного агента (аммиачной
воды) в ферментер.
Одним из главных параметров процесса культивирования
клеток является температура среды, которая должна
поддерживаться на уровне 32—34°С. Выращивание при более высоких
(выше 36°С) температурах приводит к уменьшению скорости
роста клеток, снижению активности биосинтеза белковых
веществ и, как следствие, понижению экономического
коэффициента усвоения субстрата. Ведение процесса при слишком низких
(ниже 28°С) температурах тоже снижает скорость роста
клеток, т. е. влечет за собой понижение продуктивности ферментера.
К технологическим особенностям процесса получения БВК на
н-парафинах следует отнести крупнотоннажность производства,
что сказывается на конструкции ферментеров и отделений
переработки.
На всех заводах нашей страны, работающих на жидких
85

парафинах, процесс культивирования проводится в ферментерах
марки Б-50 с эжекционной системой аэрации, представляющих
собой емкость в форме тора, общим объемом 800 м3 (рабочий
объем 320 м3), разделенную перегородками на 12 секций.
Суспензия клеток последовательно проходит все секции аппарата и из
последней выходит суспензия с минимальным содержанием н-
парафинов и максимальной концентрацией биомассы. Это
достигается наличием в ферментере Б-50 двухступенчатого
культивирования: в секциях 1 — 9-й происходит активный рост и
развитие дрожжевых клеток, а в 10—12-й — процесс «дозревания»
биомассы. Он предусматривает выдерживание биомассы в
секциях, куда прекращена подача субстрата (н-алканов) и
питательных веществ. Жизнедеятельность клеток осуществляется в
этом случае за счет эндогенных источников питания при
одновременном использовании остаточных углеводородов. Стадия
«дозревания» (или голодания) дрожжей упрощает их выделение
и исключает необходимость экстрактивной очистки биомассы от
остаточных углеводородов. Все это обеспечивает более полное
использование н-парафинов и высокое качество получаемого
продукта.
Установленное в каждой секции эжекционное щелевое пере-
мешивающе-аэрирующее устройство обеспечивает хорошее
перемешивание и интенсивное смешение воздуха с жидкостью,
насыщая ее кислородом воздуха.
Для отвода тепловыделений из ферментера, которое
составляет 34—40 МДж/кг АСВ, в каждую секцию встроены змеевики
с теплообменной поверхностью 3000 м2.
Время выращивания дрожжей составляет 8—8,5 ч;
производительность по АСВ > 27 т/сут; исходная концентрация
парафина ~ 3^5% (по объему); содержание остаточных н-алканов
в ферментационной среде девятой секции 4 г/л; расход воздуха
на единицу рабочего объема 113 м3/м3- ч.
При установке в центральную часть ферментера
дополнительной 13-й секции общая производительность аппарата
увеличивается на 10%. Предварительное сгущение дрожжевой суспензии,
выходящей из ферментера, осуществляется либо во
флотаторах с последующей сепарацией, либо сразу с помощью
двухступенчатой сепарации до концентрации 15—16% АСВ. Все
остальные стадии выделения биомассы и получения готового
продукта аналогичны описанным ранее.
БВК, полученный на очищенных жидких парафинах, имеет
следующий состав (в %): сырой протеин — 50—60 и выше;
жиры — до 5; углеводы — 10 — 20; зола, влага — до 10;
остаточные углеводороды — не более 0,1. Он является товарным
продуктом, пригодным для использования в качестве кормовой
добавки в корм сельскохозяйственным животным.
Особенности культивирования микроорганизмов на нефтяных
дистиллятах. При проведении такого варианта процесса
возможно получение сразу трех целевых продуктов: кормовой биомассы,
86

мр-
Рис. 23. Технологическая схема отделения экстракции биомассы (по И. М.
Грачевой, 1980)
ннзкозастывающего дизельного топлива и биожира. Кроме того,
в этом процессе не требуется выделять и очищать н-парафины,
так как микроорганизмы сами селективно утилизируют
фракцию к-алканов из дистиллятов. Экономически целесообразно
использовать дистилляты нефти, выкипающие в интервале
температур 240—360°С и содержащие не менее 15% н-парафинов.
По условиям культивирования, составу питательной среды и
используемому штамму-продуценту этот процесс практически
аналогичен рассмотренному получению БВК на н-парафинах.
Однако концентрация нефтяных дистиллятов в ферментере
составляет 10—30% (в зависимости от концентрации в ней н-ал-
канов), что позволяет на стадии выделения использовать
декантацию с последующей сепарацией. Для наиболее полной депара-
финизации дизельного топлива возможно применение
двухступенчатой ферментации, что позволяет понизить температуру
застывания топлива на 20—25°. В связи с присутствием в среде
широкой фракции углеводородов обязательной стадией при
выделении биомассы является экстракция из кормовых дрожжей
остаточных углеводородов, прежде всего непарафиновой
структуры; в ее ходе идет и извлечение биожира. Технологическая
схема экстракционной очистки, включающая подготовительное и
экстракционное отделения, представлена на рнс. 23.
В подготовительном отделении сухой препарат после
распылительной сушилки поступает в увлажнитель-гранулятор /, где
увлажненная острым паром биомасса продавливается через
фильтры и влажные гранулы направляются на вальцы
плющильного станка 2. Размер зазора между вращающимися
вальцами определяет толщину получаемого лепестка, которая обычно
составляет 0,1—0,2 мм.
Полученные лепестки элеватором подаются на распылитель
ленточной сушилки 3. в которой сушатся до остаточной
влажности 8—10% (по массе) горячим воздухом. Сухие чешуйки
с температурой около 80°С проходят классификатор 4, где от-
87

деляются пыль и мелкая фракция. Отделенная пыль и мелкие
частички возвращаются иа грануляцию в аппарат I, а готовый
лепесток конвейером подается в противоточный экстрактор 5.
В экстрактор, снабженный самовыгружающимися сетчатыми
корзинами с горячим лепестком, противотоком подается
растворитель (обычно бензин), в котором растворяются остаточные
углеводороды и клеточные липиды. Обезжиренная таким образом
биомасса (биошрот) из последней корзины выгружается в
приемную часть экстрактора и подается в десольвентор 6,
снабженный вращающимися перфорированными тарелками и
скребковыми приспособлениями. Под действием пара и высокой
температуры в десольвенторе 6 происходит удаление из биомассы
растворителя, который конденсируется в
холодильнике-конденсаторе 7 и стекает в отстойник 13. Освобожденная от растворителя
и частично подсушенная биомасса транспортером разгрузки де-
сольвентора 6 передается на стадии грануляции и фасовки.
Полученная на стадии экстрации мисцелла (раствор
углеводородов и липидов в растворителе) из экстрактора 5 подается
на дистилляцию в аппарат 9, где происходит отгонка
основного, количества бензина (растворителя). Сконденсированный
бензин поступает в отстойник 13, а концентрированная мисцелла
подается в отпарную колонну 8 пленочного типа для
окончательной отгонки остатков растворителя острым паром.
Выходящий из колонны 8 биожир с содержанием бензина
не более 0,4% (по массе) подается на стадию выделения и
фракционирования липидов, а конденсат поступает в отстойник
13. В нем происходит расслоение бензиновой и водной фаз
и отделение основного количества воды, которая поступает на
очистку, а бензин направляется в ректификационную колонну
10 на окончательную очистку. Очищенный бензин поступает в
сборник //, откуда насосом 12 возвращается на экстракцию,
а отделенная вода — на очистку от остатков бензина.
Кормовая дрожжевая биомасса, полученная на нефтяных
дистиллятах, характеризуется следующим составом (%): сырой
протеин — 58—65; липиды — менее 3; остаточные
углеводороды — не более 0,05; зола — до 10; влажность — до 10.
Выход ^биомассы составляет от 100 до 300 кг на 1 т нефтяных
дистиллятов.
Особенности культивирования микроорганизмов на
природном газе. Природный газ — один из перспективных источников
углерода в решении проблемы получения белковых продуктов
из непищевого сырья. Помимо широкой распространенности и
хорошей транспортабельности к его преимуществам следует
отнести невысокую стоимость метана, практически полное
отсутствие в нем ингибирующих примесей, а также легкое и полное
удаление его из среды на всех стадиях переработки.
Однако при получении белковых веществ из метана
возникает и целый ряд технологических трудностей, например
медленный рост микроорганизмов и их повышенная потребность
88

в кислороде (в 5 раз выше, чем на углеводах, и в 2—2,5 раза
выше, чем на н-парафинах); низкая растворимость метана в
культуральной жидкости (не более 0,02 г/л при атмосферном
давлении); взрывоопасность (в интервале концентраций 5—15%
по объему метан образует с воздухом взрывоопасные смеси).
Все эти трудности обусловливают необходимость более сложного
аппаратурного оформления стадии ферментации.
В качестве продуцентов на метане используются метан-
окисляющие бактерии, основными из которых являются Methylo-
coccus capsulatus, относящиеся к облигатным метилотрофлым
микроорганизмам. Заслуживает внимания применение в процессе
биосинтеза смешанных культур, одни из которых усваивают
метан, а другие — продукты окисления гомологов метана, что
позволяет смешанной популяции развиваться более активно, чем
чистые культуры.
В составе питательной среды для культивирования
необходимо наличие источников азота, фосфора, калия, микроэлементов
и других ростовых факторов. Потребность в азоте
бактериальные штаммы могут удовлетворять за счет нитратов,
солей■аммония, аммиака и даже молекулярного азота, однако вид.
источника азота в большей степени определяет экономический
коэффициент усвоения субстрата (У), который равен для NH^~-
формы 0,85, для нитратной формы 0,70, а удовлетворение,
потребности в азоте его молекулярной формой снижает У до 0,65.
В связи с культивированием олигонитрофильных бактерий
концентрация азота в питательной среде должна составлять
18—30 мг/л; более высокая угнетающе действует на рост клеток.
Источником фосфора для биосинтеза могут служить различные
соли фосфорной кислоты. Оптимальная концентрация фосфатов
в среде 1—5 г/л. Микроэлементы, как правило, в среду не:
добавляются, так как считается, что их вполне достаточно в
воде и солях, используемых для приготовления среды.
Одновременно отмечено, что рост бактерий улучшается при
добавлении небольшого количества дрожжевого автолизата или
биотина.
Специфичность процесса культивирования метанокисляющих
бактерий на природном газе заключается в том, что основные
питательные вещества — это газы (метан и кислород), которые
необходимо подвести в достаточном количестве к стенкам
клеток. Кроме того, оптимальная концентрация метана зависит от
соотношения метангвоздух или метан.кислород.
Термодинамическими расчетами установлено, что потребность бактерий в
кислороде в 2—3 раза превышает их потребность в метане.
Однако такое стехиометрическое соотношение
метан:воздух-лежит в интервале взрывоопасных концентраций и с учетом этого
фактора процесс культивирования ведут при составе газовой
фазы, отличающейся от оптимального в сторону избытка метана
при соответствующем лимите по кислороду.
Одновременно с этим отмечено, что присутствие в газообраз-
; 89

ной смеси диоксида углерода в концентрациях от 3 до 10%
(по объему) улучшает рост бактерий, а содержание кислорода
выше 18% (по объему) вызывает гибель клеток. Метанокисляю-
щие бактерии растут при рН 6,5—7,1 и температурах 34—38°С.
Для обеспечения эффективного роста клеток обычно
используются ферментеры с интенсивным тепло- и массообменом, который
обеспечивается увеличением скорости газового потока,
улучшением перемешивания и повышением рабочего давления в
аппарате для повышения растворимости газов.
К ферментерам, наиболее полно удовлетворяющим этим
требованиям, можно отнести струйные ферментеры.
Поскольку в прямоточной системе за один проход степень
утилизации метана не превышает 20%, то предложены системы
с рециркуляцией газовой смеси. В этом случае вместо воздуха
возможно применение кислорода и степень утилизации метана
и кислорода в зависимости от степени рециркуляции достигает
90 и 95% соответственно.
Для обеспечения рециркуляции в струйном ферментере
выделившийся из жидкости газ вновь подают на вход шахтных
переливов, чем обеспечивается хорошая циркуляция газовой
смеси. Для повышения растворимости газов, особенно метана,
в водной фазе и снижения лимитирования роста бактерий по
субстрату возможно включение струйных ферментеров в работу
под избыточным давлением. Концентрация суспензии,
выходящей из ферментера, достигает 4—6% АСВ.
К особенностям проведения процесса сгущения следует
отнести предварительную коагуляцию бактерий, а при получении
готового продукта — необходимость грануляции бактериальной
биомассы.
Получаемая на метане кормовая бактериальная биомасса
имеет следующий состав (% по массе): сырой протеин — до 75;
липиды — до 5; зола — до 10; влага — до 10; нуклеиновые
кислоты — до 10.
Полученный таким образом кормовой белок по своей
питательной ценности и сбалансированности по аминокислотному
составу сравнивают с рыбной мукой или соевым шротом.
§ 3. Получение микробного белка на низших спиртах
Особенности культивирования микроорганизмов на метаноле.
За последние годы как у нас в стране, так и за рубежом много
внимания уделяется разработке технологии получения
кормовой биомассы на метаноле.
Основными преимуществами этого субстрата являются
высокая чистота метанола, отсутствие канцерогенных примесей,
хорошая растворимость в воде, высокая летучесть, позволяющая
легко удалять его остятки из готового продукта. Наличие в
молекуле метанола атома кислорода снижает тепловыделение,
а следовательно, и затраты на охлаждение (по сравнению с
н-парафинами). Кроме того, биомасса, полученная на метаноле,
90

не содержит нежелательных примесей, что дает возможность
исключить из технологической схемы стадии очистки, а
строительство установки производства кормовой биомассы в
комплексе с цехом получения метанола — утилизировать теплоту
синтеза метанола на стадиях выделения биомассы.
Одновременно с этим, однако, необходимо учитывать при
проведении процесса и такие особенности метанола, как
горючесть и возможность образования с воздухом взрывоопасных
смесей в диапазоне концентрации 6—35% (по объему), а также
высокую токсичность метанола, требующие при работе с ним
определенных мер предосторожности.
В качестве продуцентов, использующих метанол в
конструктивном обмене, были изучены как дрожжевые, так и
бактериальные штаммы. Из дрожжей были рекомендованы в
производство Candida boidinii, Hansenula polymorpha и Piehia pastoris,
оптимальные условия развития которых (температура 34—37°С;
рН 4,2—4,6) позволяют проводить процесс с экономическим
коэффициентом усвоения субстрата до 0,40 при скорости протока
в интервале 0,12—0,16 ч . Среди бактериальных культур
применяется Methylomonas clara, Pseudomonas rosea и другие,
способные развиваться при температуре 32—34°С, рН 6,0—6,4
с экономическим коэффициентом усвоения субстрата до 0,55
при скорости протока до 0,5 ч_|.
Очень перспективными при культивировании являются смеси
культур, одна из которых потребляет только метиловый спирт,
а другие — остальные субстраты и продукты собственного
метаболизма. В этом случае наблюдаются значительное увеличение
скорости роста клеток, повышение оптимальной скорости
протока (с 0,2 до 0,64 ч-1), большая устойчивость к
инфицированию, возможное повышение температуры культивирования и
возрастание коэффициента выхода.
При подготовке питательной среды помимо традиционных
неорганических источников макро- и микроэлементов желательно
в качестве дополнительного источника азота, а также
биологических стимуляторов и витаминов внесение дрожжевого авто-
лизата, так как максимальная скорость роста дрожжей
наблюдается при содержании биотина Л0 мкг/л; тиамина 100 мкг/л
или дрожжевого экстракта в количестве 50 мг/л.
Особенности процесса культивирования во многом
обусловлены применяемым штаммом-продуцентом (дрожжи или
бактерии) и условиями асептики (асептическая или частично
неасептическая ферментация). Так, ряд зарубежных фирм
предлагает использовать дрожжевые штаммы и проводить
выращивание в отсутствие строгой асептики. В этом случае
технологический процесс протекает в ферментере эжекционного типа
производительностью до 75 т АСВ в сутки, а удельный расход
метанола составляет 2,5 т/т АСВ.
При культивировании дрожжей в асептических условиях
рекомендованы аппараты колонного или эрлифтного типа произво-
91

дительностью 75—100 т
АСВ/сут при расходе
метанола до 2,63 т/т
АСВ. В том и другом
случае процесс
культивирования проводится
одностадийно, без
стадии «дозревания» с
невысокой концентрацией
субстрата (8—10 г/л),
так как при
концентрации выше 15 г/л
наблюдается угнетение
роста и гибель клеток.
Остаточное содержание
метанола в отходящей
на сгущение суспензии
не превышает 50 мг/л,
а концентрация
биомассы достигает 30 г/л.
Низкое исходное
содержание метанола в
среде, его малая
остаточная концентрация в
суспензии наряду с
устранением неточностей
ферментационного
оборудования позволяют
снизить потери спирта
из-за его летучести,
облегчить очистку
сточных вод и повысить степень использования метанола.
В ряде стран в качестве продуцентов применяются
бактериальные штаммы, процесс проводится в асептических условиях
в ферментерах эрлифтного или струйного типов
производительностью 100—300 т/сут и расходом метанола до 2,3 т/т АСВ.
Ферментация осуществляется одностадийно при невысоких
концентрациях спирта (до 12 г/л) с высокой степенью утилизации
метанола.
Наиболее перспективным по своей конструкции является
струйный ферментер конструкции Института технической химии
АН ГДР (рис. 24).
Ферментер 4 (объемом 1000 м3 состоит из секций,
расположенных одна над другой и соединенных между собой
шахтными переливами 3. Ферментационная среда из нижней секции
ферментера по напорному трубопроводу 2 подается
центробежными циркуляционными насосами / в верхние шахтные
переливы 7, через которые проходит в низлежащую секцию, подсасывая
при этом воздух из газовода 5. Таким образом, среда протекает
Рис. 24. Схема струйного ферментера объемом
1000 м3 (по И. И. Бортникову, А. М. Босен-
ко, 1982)
92

из секции в секцию, постоянно подсасывая новые порции
воздуха. Шахтные переливы создают определенный уровень среды
в секциях аппарата. Падающие струи в шахтных переливах
обеспечивают интенсивное аэрирование среды (высокую степень
диспергирования газа). Одновременно с этим интенсивная
принудительная циркуляция ферментационной среды обеспечивает
высокую турбулентность потоков, что улучшает массообменные
характеристики ферментера.
Питательная среда непрерывно подается в зону верхних
шахтных переливов, а микробная суспензия отводится из
выносных циркуляционных контуров. Отвод тепла осуществляется
с помощью теплообменников, расположенных на линиях
циркуляционных контуров. Выделившийся из жидкости газ собирается
в воздушном трубопроводе 6 н через систему очистки ГВВ
выбрасывается в атмосферу.
На стадии выделения для всех видов продуцентов
предусмотрено отделение грануляции с целью получения готового
продукта в гранулах.
Кормовые дрожжи, полученные на метаноле, имеют
следующий состав (%): сырой протеин 56—62; липиды 5—6; зола —
7—11; влага 8—10; нуклеиновые кислоты 5—6. Бактериальная
биомасса характеризуется следующим составом {%)'■ сырой
протеин 70—74; липиды 7—9; зола 8—10; нуклеиновые кислоты
10—13; влажность 8—10.
Особенности культивирования микроорганизмов на этаноле.
К достоинствам этого высококачественного сырья можно отнести
его малую токсичность, хорошую растворимость в воде,
достаточно высокую летучесть, небольшое количество примесей и
легкость его утилизации практически всеми микроорганизмами.
Кроме того, за счет наличия в молекуле спирта кислорода
потребность в кислороде или воздухе ниже, а значит, меньше
тепловыделение и интенсивность аэрации, чем при использовании
н-алканов, что снижает затраты на получение продукта.
Одновременно с этим необходимо учесть, что этанол —
легковоспламеняющаяся жидкость, образующая с воздухом взрывоопасные
смеси в интервале концентраций 3—20% (по объему).
В качестве микроорганизмов — продуцентов белка на
этиловом спирте как единственном источнике углерода могут
использоваться дрожжи (С. utitis, S. lambica,. Hansenula anomala
и бактерии Acinetobacter calcoaceticus), которые, однако, имеют
гораздо меньшее практическое значение.
В случае использования дрожжевых культур оптимальное
значение рН составляет 4,0—4,5, температура 31—34°С, а при
культивировании бактерий — температура 32—35°С, рН 6,5—
7,5.
При подготовке питательной среды для дрожжей здесь, ка« и
для любого синтетического субстрата, готовятся отдельно
растворы макро- и микроэлементов, имеющие следующие
концентрации (в г/л): I — (NH4)2HP04 — 4,0; K2SO4 — 0,7; (NH4)H2P04 —
• 93

1,0; II — MgS04-7H20 — 0,2; CaCI2H20 — 0,1; NaCI — 1, а
также соли Mn2+, Fe+2 и Zn+2 с концентрациями 10 мг/л. Добавка
биотина (0,4 мкг/л) для дрожжевого автолизата (0,1 г/л)
улучшает рост дрожжей.
Процесс культивирования проводят одностадийно в
ферментерах с высокими массообменными характеристиками при
концентрации этанола не более 15 г/л (более высокие
концентрации спирта вызывают ингибирование роста дрожжей). Обычно
процесс выращивания проводят в асептических условиях без
избытка кислорода в среде, который только усиливает холостое
окисление спирта и снижает экономический коэффициент
усвоения субстрата. Во время ферментации имеет место интенсивное
ценообразование, которое тем больше, чем выше концентрация
спирта в среде и инфицированность в аппарате.
На стадии выделения кормовой биомассы в отделении
сгущения с успехом может использоваться флотация, а также
другие описанные выше методы.
Дрожжи, выращенные на этаноле, содержат (%): сырого
протеина 60—62; липидов 2—4; золы 8—10; влаги до 10.
§ 4. Получение белковых веществ на углеводном сырье
Исторически одним из первых субстратов, используемых для
получения кормовой биомассы, были гидролизаты растительных
отходов, предгидролизаты и сульфитный щелок — отходы
целлюлозно-бумажной промышленности. Интерес к углеводному
сырью как основному возобновляемому источнику углерода
значительно возрос еще и с экологической точки зрения, так как
оно может служить основой для создания безотходной
технологии переработки растительных продуктов.
Особенности культивирования микроорганизмов на гидроли-
затах растительного сырья и сульфитных щелоках. В связи с
тем, что гидролизаты представляют собой сложный субстрат,
состоящий из смеси гексоз и пентоз, среди промышленных
штаммов-продуцентов получили распространение виды дрожжей
С. utilis, С. scottii и С. tropicalis, способные наряду с гексозами
усваивать пентозы, а также переносить наличие фурфурола
з среде.
Сейчас на большинстве гидролизных заводов внедрены
наиболее продуктивные штаммы кормовых дрожжей С. scottii,
удовлетворительно утилизирующие наиболее трудноусвояемую
арабинозу и развивающиеся при температуре 36—38°С и рН
4,2—4,6. На гидролизных заводах широко используется также
совместное культивирование С. scottii и С. tropicalis, так как
штаммы С. tropicalis более урожайные, но в отличие от С. scottii
они не являются прототрофами, так как не способны сами
синтезировать все витамины. Совместное же выращивание этих
культур обеспечивает высокий выход биомассы при
относительно невысоких требованиях к субстрату.
Состав питательной среды в случае культивирования на
94

"1+bt- I
углеводородном сырье
значительно отличается
от применяемого при
выращивании
микроорганизмов на
углеводородном субстрате.
В гидролизатах и
сульфитных щелоках
имеются в небольшом
количестве практически
все необходимые для
роста дрожжей
микроэлементы, перешедшие
в раствор из
растительных тканей, основных и
вспомогательных
материалов и внесенные с
водой. Недостающие
количества азота,
фосфора и калия вводятся
в виде общего раствора
солей аммофоса,
хлорида калия и сульфата
аммония в количествах,
обеспечивающих
концентрацию каждого
элемента в среде
(мг/л): азота — до 900;
фосфора (в пересчете
на Р205) — 400 — 450;
калия — до 30.
Помимо неорганических добавок с сырьем в
ферментационную среду поступает большое количество органических веществ,
причем кроме углеводов, там содержатся и органические
кислоты. В сульфитных щелоках это уксусная и муравьиная
кислоты. Дрожжи утилизируют уксусную кислоту совместно с са-
харами в такой последовательности: глюкоза >уксусная кисло-,
та > манноза > ксилоза > галактоза > арабиноза.
При использовании смешанных культур наблюдается
практически полное потребление субстрата в случае применения
двухступенчатой последовательной или
параллельно-последовательной схемы соединения ферментеров, что является одной из
основных особенностей процесса культивирования.
Ферментация осуществляется в эрлифтных аппаратах
конструкции Лефрансуа-Марийе объемом 320 и 600 м (рис. 25).
Резервуар ферментера / имеет цилиндрическую форму с
усеченным днищем, предотвращающую образование застойных
зон. Рабочий объем ферментера составляет 200—250 м3. По
воздуховоду 3 диаметром 400 мм от воздуходувки производи-
Рис. 25. Схема эрлифтного ферментера объемом
600 м3 (по И. И. Бортникову, А. М. Босенко.
1982)
95

тельностью 10 тыс. м3/ч в ферментационную среду подается
воздух под избыточным давлением 40—60 кПа. В нижней части
воздуховодная труба 3 выполнена в виде раструба с поднятыми
вверх краями для образования кольцевой полости (кюветы) 7.
В кювету по отдельному трубопроводу 5 подается питательная
среда в смеси с субстратом, которая в виде тонкой пленки
стекает с краев по внешним стенкам кюветы. Стекающая из
кюветы жидкость подхватывается встречным потоком воздуха,
проходящим со скоростью 20—25 м/с через кольцевой зазор
высотой 20—25 мм между основанием кюветы и днищем
аппарата. В процессе насыщения питательной среды образуется
газожидкостная эмульсия, плотность которой (300—500 кг/м3)
значительно меньше плотности среды между корпусом аппарата
и циркуляционным диффузором 2. Газожидкостная смесь по
диффузору 2 поднимается вверх, а в нижней части на ее место
поступает новая порция среды, которая, дойдя до кюветы, в
свою очередь, насыщается воздухом и поднимается вверх по
диффузору 2. Так осуществляются постоянная направленная
циркуляция среды и ее эффективное перемешивание с вновь
поступающим субстратом. Это способствует выравниванию
концентрации сред по объему аппарата, улучшению газонаполнения,
снижению энергозатрат на перемешивание и увеличению
среднего времени контакта воздуха с жидкостью. Гашение
образующейся при аэрации пены происходит без использования химических
и механических пеногасителей за счет давления столба
газожидкостной эмульсии в ферментере.
Для отвода выделяющейся в процессе биосинтеза теплоты
внутрь диффузора 2 встроен теплообменник 6 и предусмотрено
орошение водой 4 внешней поверхности корпуса аппарата.
На биохимических заводах большой мощности по
производству кормовых дрожжей на углеводном сырье успешно
эксплуатируются барботажно-эрлифтные ферментеры объемом 1300 м3 с
многозонным воздухораспределением. Рабочий объем аппарата
условно разделен на 4—5 зон, в каждой из которых расположен
один циркуляционный диффузор, работающий аналогично
описанному выше ферментеру.
Процесс культивирования дрожжей во всех рассмотренных
аппаратах осуществляется в непрерывном режиме при скорости
протока, равной 0,2—0,25 ч-1 и значении рН 4,2—4,6, что
обеспечивает преимущественное развитие основного
штамма-продуцента. Оптимальная температура ферментации при выращивании
С. utilis составляет 30—35°С, С. tropicalis — 36—37, С. scottii —
38—40°С.
При размножении дрожжей на гидролизатах растительного
сырья или сульфитном щелоке происходит повышение
кислотности среды за' счет накопления в среде сульфат-ионов. Поэтому
для поддержания рН среды проводят подтитровку аммиачной
водой.
При рассмотрении особенностей технологической схемы
96

получения дрожжевой биомассы остановимся на двух, наиболее
широко используемых вариантах. По первому из них
применяется двухступенчатая схема культивирования микроорганизмов
на неразбавленном сусле с концентрацией редуцирующих
веществ (РВ) 3,0—3,5% (по массе) при частичной их утилизации
[остаток РВ= 1,0—1,2% (по массе)] на первой ступени. Здесь
дрожжами ассимилируются гексозы как наиболее легко усвояемые
сахара, затем клетки отделяются от культуральной жидкости
и направляются на стадии выделения и получения готового
продукта. Отделенная культуральная жидкость с концентрацией
РВ=1,0—1,2% (по массе), содержащая в основном пентозные
сахара, поступает на вторую ступень ферментации, где для более
полной утилизации пентоз используются другие штаммы
дрожжей или микроскопических грибов.
В другом варианте процесс проводится в двух
последовательно соединенных ферментерах. В первый (головной) аппарат
подается разбавленное до содержания РВ=1,4—1,8% (по массе)
сусло, сюда же поступают питательные соли и все остальные
компоненты и проводится ферментация, во время которой
происходит утилизация гексозных Сахаров и уксусной кислоты (при
работе на сульфитных щелоках). Полученная дрожжевая
суспензия непрерывно перетекает во второй ферментер, где при
интенсивной аэрации без добавки субстрата происходит доутили-
зация остаточных моносахаридов и увеличение концентрации
дрожжей до 12—14 г/л. В этом случае использование смешанных
культур позволяет довести усвоение до 80% РВ субстрата при
выходе биомассы (по отношению к РВ) до 70%.
Суспензия дрожжей из второго ферментера поступает в
одно- или двухступенчатый флотатор и с концентрацией 25—
35 г/л через газоотделитель подается в отделение сепарации.
Трехступенчатая сепарация с двукратной промывкой
дрожжевого концентрата водой для удаления пигментных примесей и
снижения зольности готового продукта обеспечивает повышение
концентрации дрожжей до 15—20% АСВ. Дальнейший процесс
получения кормовой биомассы не отличается от ранее описанного.
На ряде промышленных предприятий кормовые дрожжи
обогащают витамином D2 с помощью облучения их
ультрафиолетовым светом. В этом случае содержащийся в липидной фракции
дрожжей эргостерин в количестве 0,2—0,6% (по массе)
превращается в витамин "D2- Поскольку этот переход происходит через
ряд изомерных продуктов, то при неравномерном облучении могут
образовываться вредные соединения, а при слишком интенсивном
облучении возможно частичное разрушение белка. Поэтому
витаминизации чаще подвергают суспензию дрожжей,
прокачиваемую по кварцевым трубкам при облучении кварцевыми
лампами. Это позволяет получить содержание витамина D2 до
5000 м.е. в 1 г сухой биомассы (1 мг чистого витамина D2
соответствует 40 000 международных единиц — м.е.).
Кормовые дрожжи, полученные при культивировании на
97

гидролизатах растительного сырья и сульфитных щелоках,
имеют следующий состав (%): белок 43—58; липиды 2,3—3,0;
углеводы 11—23; зола — до 11; влажность — не более 10.
В случае использования гидролизатов растительного сырья
возможно кроме рассмотренного пути непосредственного
биосинтеза кормовой биомассы осуществление процесса комплексной
переработки гексоз и пентоз. По этой технологии в качестве
готовых продуктов получают этанол, углекислоту и кормовые
дрожжи.
В соответствии с этим направлением гидролизаты
растительного сырья с большими содержаниями гексоз на первой стадии
подвергаются культивированию в анаэробных условиях, при этом
гексозы сбраживаются дрожжами до этилового спирта и
углекислоты с последующей отгонкой этанола ректификацией.
Оставшаяся послеспиртовая барда, содержащая в основном пеитозы
и органические кислоты, поступает в ферментер, где в аэробных
условиях дрожжи утилизируют остаточные углеводы и кислоты,
давая в качестве конечного продукта кормовую биомассу.
Так, при переработке 1 т абсолютно сухой хвойной древесины
по прямой схеме получается 200—240 кг кормовых дрожжей,
а в комплексном процессе—175—180 л этанола, до 70 кг
углекислоты и до 35 кг кормовой биомассы.
Особенности культивирования микроорганизмов на
гидролизатах торфа. Одним из перспективных субстратов в производстве
кормовой биомассы являются гидролизаты торфа, имеющие в
своем составе большое количество легкоусвояемых моносахаров
(в основном пентоз) и органических кислот.
В процессе культивирования наиболее урожайных дрожжей
С. tropicalis используется гидролизат торфа, разбавленный
отработанной культуральной жидкостью до содержания РВ
1,6—1,7% (по массе). Дополнительно в состав питательной среды
вводятся лишь наибольшие количества суперфосфата и хлорида
калия. Все остальные ингредиенты присутствуют в гидролизате
торфа в достаточных количествах. Источником азота служит
аммиачная вода, подаваемая в ферментер для поддержания рН
в интервале 4,2—4,6.
Для обеспечения максимальной степени утилизации
источников углерода процесс культивирования проводят в двух
последовательно соединенных ферментерах по схеме, аналогичной ранее
рассмотренной для гидролизатов растительного сырья. Выход
дрожжей достигает 65—68% от РВ. По качеству (особенно по
аминокислотному составу и меньшему содержанию золы —
6—8% в готовом продукте) кормовая биомасса, полученная на
гидролизатах торфа, превосходит дрожжи, выращенные на
отходах растительного сырья.
Особенности культивирования микроорганизмов на зерно-
картофельной и мелассной барде. Барда, являющаяся отходом
спиртового и ацетонобутилового производства, содержит в своем
составе до 12% сухих- веществ, среди которых в наибольшем
98

количестве из усваиваемых микроорганизмами форм углерода
(в %) присутствуют карбоновые кислоты (до 20 от сухих
веществ); редуцирующие вещества (до 7 от АСВ), аминокислоты
(до 3 от АСВ), глицерин и другие спирты (до 6 от АСВ). Учитывая,
что наличие таких источников углерода позволяет получить из
1 м3 барды до 13—14 кг сухой кормовой биомассы, эти отходы
также могут являться субстратом для производства микробных
кормов. Для повышения выхода дрожжей в перерабатываемую
барду приходится добавлять дополнительные вещества:
свеклосахарную мелассу, кукурузный экстракт и другие углеродсодержа-
щие вещества, что повышает себестоимость кормовых дрожжей.
Поэтому экономически выгодным является выращивание
дрожжей С. guiltiermon'dii на смеси барды и гидролизатов
растительного сырья.
Присутствующие в значительных количествах соли калия,
натрия, кальция, магния и других микроэлементов делают
ненужной специальную их добавку в ферментационную среду.
Недостаток в барде азота и фосфора восполняется добавлением
в питательную среду соответствующих солей и минеральных
кислот.
В связи с утилизацией дрожжами содержащихся в субстрате
карбоновых кислот кислотность среды прогрессивно снижается
(рН растет), поэтому для поддержания рН среды необходима
добавка минеральных кислот. Наибольший выход биомассы
наблюдается при рН 5,5—6,0 (до 74 г/л), но в этом случае
культуральная жидкость сильно вспенивается, что ухудшает
условия ферментации и выделения дрожжей. Поэтому в процессе
культивирования поддерживают значение рН на уровне 4,5—4,8,
при этом выход биомассы достигает 69 г/л при температуре 30—
33°С.
Присутствие в барде микробных клеток, оставшихся после
отделения спирта или ацетона, позволяет проводить
культивирование как с отделением мертвых клеток, так и без него. При
периодическом или полунепрерывном процессе отделять клетки
нет необходимости, а в случае непрерывной ферментации
возникает необходимость в отделении мертвых клеток с предыдущей
стадии.
Состав кормовых дрожжей, полученных культивированием на
зерно-картофельной и мелассной барде, следующий (в % отн.):
сырой протеин 47—56; липиды 2—5; углеводы 14—22; зола 7—
10; влажность до. 10.
§ 5. Технология получения микробных липидов
Под липидами в производстве микробного белка
подразумеваются все растворимые в неполярных растворителях клеточные
компоненты микроорганизмов. В настоящее время активно
ведутся поиски новых источников получения жиров, прежде всего на
технические иужды. Дополнительным источником таких жиров
99

являются микроорганизмы, липиды которых после
соответствующей обработки могут быть использованы в различных
отраслях промышленности: медицинской, химико-фармацевтической,
лакокрасочной, шинной, кожевенной, горнорудной,
металлургической и др., что позволит высвободить значительные количества
масел животного и растительного происхождения для пищевых
целей.
Технологический процесс получения микробных липидов в
отличие от получения белковых веществ обязательно включает
стадию выделения липидов из клеточной биомассы методом
экстракции в неполярном растворителе (обычно бензине или
эфире). При этом одновременно получаются два готовых
продукта: микробный жир (биожир) и обезжиренный белковый
препарат (биошрот).
В процессе культивирования микроорганизмов на различных
субстратах, а сырьем для этого процесса являются те же среды,
что и для производства кормовой биомассы, получаются три
класса липидов: простые, сложные липиды и их производные.
К простым липидам относятся нейтральные жиры и воски.
Нейтральные жиры, являющиеся основными запасными
компонентами клетки, представляют собой эфиры глицерина и жирных
кислот (моно-, ди- и триацилглицериды), основная масса
которых — триацилглицериды. Воски — эфиры высших жирных
кислот или монооксикислот и алифатических спиртов с длинной
углеродной цепью, по своей структуре и свойствам близки к
нейтральным липидам. Обычно к воскам относят также эфиры
холестерина и витаминов А и D2. Наибольшее количество
нейтральных липидов синтезируется в дрожжах и мицелиальных
грибах, а у бактерий преобладают сложные липиды. Простые
липиды находят применение как технологические смазки в
процессах холодной и тепловой обработки металлов.
Сложные липиды включают два больших класса соединений:
фосфолипиды и гликолипиды. К фосфолипидам относятся фосфо-
глицериды (эфиры глицерофосфорной кислоты и спиртов) и
сфинголипиды (производные ненасыщенных аминоспиртов
с длинной цепью, например сфиигозина (А18), и жирной кислоты,
содержащие дополнительно остаток фосфорной кислоты, атом
водорода в которой замещен спиртовой группой, и не
содержащие в своей молекуле глицерина). Фосфолипиды являются
структурными компонентами клетки, входят в состав различных
мембран и принимают активное участие в переносе электронов.
Их молекулы весьма поляриы и при рН 7,0 фосфатная группа
несет отрицательный заряд.
Концентрат фосфолипидов находит применение в качестве
антикоррозионной присадки к маслам как добавка при флотации
различных минералов.
Гликолипиды в отличие от фосфолипидов не содержат
молекулы фосфорной кислоты, однако они также являются
сильнополярными соединениями за счет наличия в молекуле гидрофиль-
100

ных углеводных групп (остатков глюкозы, маннозы, галактозы
и др.).
К производным липидов относятся жирные кислоты, спирты,
углеводороды, витамины D, Е и К.
Жирные кислоты в основном представлены насыщенными и
ненасыщенными с одной двойной связью кислотами нормального
строения и четным числом углеродных атомов (пальмитиновая
Ci6, стеариновая Cie, олеиновая Cie.A9)- Среди диеновых и
триеновых жирных кислот можно выделить линолевую (Сгв.А9,12)
и линолевую (Ci8,A9,12,15). Двойные связи в ненасыщенных
жирных кислотах микробных липидов часто располагаются так,
что делят их на части, число углеродных атомов в которых
кратно трем.
Очищенные монокарбоновые кислоты с числом углеродных
атомов Си—Cie находят широкое применение в мыловаренной,
шинной, химической, лакокрасочной и других отраслях
промышленности. Спирты, присутствующие в липидах, включают три
группы соединений: спирты с прямой цепью, получаемые при
гидролизе восков; спирты с (З-ионовым кольцом, включающие
витамин А и каротиноиды; стерины, являющиеся одними из
компонентов неомыляемой части липидов. В дрожжах основным
компонентом является эргостерин, облучение которого
ультрафиолетовым светом позволяет получать витамин D2. Углеводороды,
также входящие в состав иеомыляемой части липидов,
представлены алифатическими углеводородами, каротеноидами и сквале-
нами. Жирорастворимые витамины D, Е и К также входят в
состав микробных липидов.
Способность к усиленному накоплению липидов имеет
промышленное значение, ею обладают немногие микроорганизмы,
в первую очередь дрожжи. Процесс образования липидов у
большинства дрожжей состоит из двух четко разграниченных
стадий: первая характеризуется быстрым образованием белка
в условиях обильного снабжения культуры азотом и
сопровождается медленным накоплением липидов (в основном фосфоглице-
ридов и нейтральных жиров); вторая — прекращением роста
дрожжей и усиленным накоплением липидов (в основном
нейтральных липидов).
Типичными липидообразователями являются дрожжи
Cryptococcus terricolus, отличительная особенность которых —
способность синтезировать большое количество липидов (до 60%
от АСВ) в любых условиях, даже наиболее благоприятных для
синтеза белка. Из других липидообразующих дрожжей
промышленный интерес представляют дрожжи С. guiltiermondii,
утилизирующие н-алканы, Lipomyces lipoferus и Rhodotorula gracilis,
накапливающие большие количества липидов и активно
развивающиеся на углеводных субстратах, в том числе и на мелассе,
гидролизатах торфа и древесины. У этих видов дрожжей липо-
генез очень сильно зависит от условий культивирования.
Использование дрожжей С. guilliermondii, обычно применяе-
101

мых для биосинтеза белковых веществ как продуцента липидов,
содержание которых у данного вида составляет 16—20% от АСВ,
является экономически оправданным, учитывая большие объемы
производства БВК и возможность получения биожира
параллельно с белком. Кроме того, все другие продуценты липидов
накапливают значительные (до 70%) количества триацилглице-
ридов, в то время как С. guiltiermondii накапливают до 50%
фосфолипидов.
Микроскопические грибы пока не получили широкого
распространения как продуценты липидов, хотя жир грибов по своему
составу приближается к растительным жирам и выход жиров у
As^terreusHa углеводных средах достигает 51% от АСВ. Ли-
ййдный" состав грибов представлен в основном нейтральными
жирами и фосфолипидами.
Особенность бактерий как продуцентов липидов заключается в
своеобразии состава их липидов, включающих, в основном,
сложные липиды (фосфо- и гликолипиды), тогда как нейтральные жиры
составляют очень небольшую часть биомассы. Однако с учетом
более разнообразного состава жирных кислот (от Сю до С20),
входящих в жирорастворимую часть бактериальных клеток,
вопрос о промышленном использовании липидов бактерий может
возникнуть при необходимости получения специфических жирных
кислот.
Водоросли представляются очень перспективными для
культивирования их в качестве липидообразователей, так как они не
нуждаются в органическом источнике углерода для биосинтеза
белка, углеводов и жира. Химический состав водорослей сильно
зависит от условий культивирования: меняя содержание азота
в среде, можно получить клетки, имеющие 58% от АСВ белка и
5% от АСВ жира или всего около 8% от АСВ белка и до 85% от
АСВ жира. Однако наличие таких недостатков, как малая
скорость роста и накопление в клетках токсических соединений,
ограничивает их промышленное применение.
Таким образом из всех рассмотренных микроорганизмов пока
в процессе биосинтеза липидов используются дрожжевые
штаммы, культивируемые иа том же сырье, которое применяется при
получении кормового белка, причем от ценности углеродного
питания во многом зависят выход биомассы, количество и состав
синтезируемых липидов. Особое влияние на биосинтез липидов
оказывают углеродсодержащие соединения, сами являющиеся
липидными компонентами. Применение в качестве источника
углерода углеводородов ведет к значительному изменению жир-
нокислотного состава липидов по сравнению с углеводными
и другими субстратами.
Для обеспечения направленного биосинтеза липидов в
питательной среде употребляются легкоассимилируемые источники
азота. Очень большое влияние иа сдвиг биосинтеза в сторону
образования липидов или белка оказывает соотношение углерода
и азота в среде. Так, повышение концентрации азота вызывает
102

снижение липидообразоваиия, а недостаток азота при
обеспеченности углеродом ведет к понижению выхода белковых веществ
и высокому процентному содержанию жира. Установлено, что
оптимальное соотношение азот:углерод тем меньше, чем
труднодоступнее для дрожжей источник углерода. Обычно для
углеводородного сырья соотношение N:C=I:30, а для углеводного —
1:40.
Накопление липидов возможно только при наличии в среде
определенных доз фосфора. Его недостаток ведет к неполному
использованию источника углерода, а избыток — к накоплению
нелипидных продуктов. На фракционный состав липидов
изменение содержания фосфора практически влияния ие оказывает.
Воздействие остальных макро- и микроэлементов питательной
среды сказывается прежде всего на интенсивности роста
дрожжей и скорости утилизации источника углерода, что косвенным
образом сказывается на количестве синтезируемых липидов,
практически не изменяя их состава.
Условия культивирования также оказывают существенное
влияние на количество и фракционный состав синтезируемых
липидов.
От интенсивности аэрации среды зависит синтез прежде всего
фосфоглицеридов, жирных кислот и триацилглицеридов: при
оптимальной аэрации липиды содержат в 4 раза больше
триацилглицеридов, в 2 раза меньше фосфоглицеридов и в 8 раз
меньше жирных кислот, чем в условиях недостаточной
аэрации.
С интенсификацией аэрации обычно возрастает степень
ненасыщенное™ липидов и увеличивается относительное количество
всех групп ненасыщенных кислот.
Изменение рН среды в любую сторону от оптимальной
приводит к существенным изменениям фракционного состава и
незначительно сказывается на общем количестве синтезируемых
липидов. Так, повышение рН влечет за собой увеличение
содержания фосфоглицеридов и жирных кислот с одновременным
уменьшением количества триацилглицеридов.
Оптимальные температуры роста и липидообразоваиия для
клеток совпадают, причем общее содержание липидов мало
зависит от температуры культивирования. Однако степень
ненасыщеиности жирных кислот прямо зависит от температуры
выращивания, изменяя которую можно регулировать жирноки-
слотный состав фосфоглицеридной фракции, создавая
оптимальные соотношения насыщенных и ненасыщенных кислот в составе
фосфолипидиых мембран.
Технологическая схема получения микробного жира,
включающая подготовительное и экстракционное отделения, полиостью
аналогична рассмотренному ранее (см. рис. 23) отделению
экстракции кормовой биомассы, полученной на нефтяных
дистиллятах. Для углеводных субстратов наиболее отработана
юз

технология получения липидов на гидролизатах торфа и
древесины.
Исследования показали, что при соотношении гидролизатов
торфа и древесины в смеси, равной 1:4, обеспечивается
наибольший выход биомассы на стадии культивирования (до 10 г/л) при
максимальном содержании липидов (до 51% от АСВ) и
высоком экономическом коэффициенте усвоения субстрата
(до 0,54).
Из 1 т абсолютно сухого торфа после его гидролиза и
ферментации можно получить 50—70 кг микробного жира следующего
состава (в %): триацилглицериды 70,7—75,1; моно- и диацил-
глицериды 7,0 — 10,0; фосфоглицериды 5,0 — 6,6; стерины 4,8 —
6,0; жирные кислоты 2,3 — 9,6; стериновые эфиры и воски
1,7 — 2,1.
Состав белково-жировых дрожжей, полученных
культивированием на очищенных н-парафинах, следующий (в %): белок
30—49; зола 4,0—6,1; углеводы 3,7—4,5; влага 8—10; липиды
16,3—18,2, в том числе (%): моно- и диацилглицериды 2,5—6,0;
триацилглицериды 16—19; стерины 1,0-—1,5; жирные кислоты
3,5—22,0; эфиры стеринов и воски 0,5—4,0; фосфолипиды
18,0—50,0.

Глава
МЛ ТЕХНОЛОГИЯ
ШшЪ ФЕРМЕНТНЫХ ПРЕПАРАТОВ
В этой главе будут рассмотрены только общие вопросы
технологии микробиологического производства ферментов в
различных товарных формах. Основной трудностью, неизбежной при
описании технологии ферментных препаратов, является
чрезвычайное многообразие как конкретных продуктов, выпускаемых
для различных потребителей, так и большая разница в степени
очистки товарных форм, которая определяется требованиями
потребителя и главным образом сложностью и дороговизной
очистки ферментов от сопутствующих примесей.
Классификация ферментов основана на механизме их
действия и включает 6 классов:
1. Оксидоредуктазы — ферменты, катализирующие
окислительно-восстановительные реакции.
2. Трансферазы — ферменты, катализирующие реакции
переноса групп.
3. Гидролазы — ферменты, катализирующие реакции
гидролиза.
4. Лиазы — ферменты, катализирующие присоединение групп
к двойным связям или, наоборот, отщепление группы с
образованием двойной связи.
5. Изомеразы — ферменты, катализирующие реакции
изомеризации.
6. Лигазы (синтетазы) — ферменты, катализирующие
реакции конденсации двух молекул, сопряженные с расщеплением
пирофосфатной связи в молекуле АТФ.
Ферменты как биокатализаторы обладают рядом уникальных
свойств. Это прежде всего их необычайно высокая каталити^
ческая активность: добавка незначительного количества
фермента (Ю-7—10~9 моль) может ускорить катализируемую реакцию
более чем в I010 раз. Другое важное свойство — избирательность
действия. В ряде случаев ферменты обладают абсолютной
105

специфичностью, катализируя превращение -олько одного
вещества. Эта специфичность проявляется и в отношении условий
реакции.
Для каждого фермента существует свой оптимум рН, при
котором его каталитическое действие максимально. При резком
изменении рН среды ферменты могут ииактивироваться в
результате необратимой денатурации (изменение коиформации,
раскручивание). Температура на действие ферментов влияет так же,
как и на все химические процессы. Однако ускорение реакции
с повышением температуры наблюдается в ограниченных
пределах, поскольку многие ферменты уже при температуре 40—50°С
денатурируют. Это свойство ферментов приходится учитывать
при разработке технологии нового препарата.
Поскольку ферменты — вещества белковой природы, то в
смеси с другими белками определить их количественно
практически невозможно. Наличие фермента в препарате может быть
установлено лишь по протеканию той реакции, которую
катализирует фермент. Количественную характеристику, в частности,
можно дать, определив количество образовавшихся продуктов
реакции или количество израсходовавшегося субстрата.
Естественно, эта реакция должна протекать в некоторых выбранных
стандартных условиях: температура, концентрация субстрата,
значение рН, время от начала реакции. По решению
Международного биохимического союза принята так называемая
стандартная единица активности: за единицу активности (Е или U)
любого фермента принимают то количество его, которое
катализирует превращение одного микромоля субстрата в 1 мин при
заданных стандартных условиях.
Решено активность определять при /=30°С по начальной
скорости реакции, когда концентрация субстрата достаточна
для насыщения фермента и временная зависимость близка к
кинетике реакции нулевого порядка. Остальные параметры
реакции индивидуальны для каждого фермента.
Активность ферментного препарата выражается в микромолях
субстрата, прореагировавшего под действием I мл ферментного
раствора или I г препарата в оптимальных условиях за I мин.
Если ферментный препарат не содержит балласта, то его
активность выражается в тех же стандартных единицах на 1 мг
фермента. Если же балласт есть, то активность считается иа I мг
белка в ферментном препарате. Активность выпускаемого
заводом препарата является важнейшим нормируемым показателем
его качества.
В производственной практике пользуются понятием активность
условного ферментного препарата. Эта единица рассчитывается
по активности 'основного фермента в стандартном условном
препарате. За активность условного препарата принимают его
среднюю устойчивую активность, достигаемую в
производственных условиях. Так, например, амилолитический стандартный
условный препарат из глубинной (Asp. oryzae 3-9-I5) и поверх-
106

ностиой (Asp. oryzae -476) культур имеет активность 2300 ед.
на 1 г условного препарата.
За одну условную тонну ферментного препарата принимается
1 т препарата со стандартной активностью. Для пересчета
выработанной товарной продукции в условные тонны пользуются
соотношением
Л1у л, •
где Му — масса условного препарата; Мт — масса товарного
препарата; Ау — активность условного препарата;
Аф — фактическая активность товарного препарата.
Выпускаемые в СССР ферментные препараты принято
обозначать следующим образом: первая буква «П» или «Г» указывает
на способ культивирования продуцента — поверхностный или
глубинный; следующие за ней цифры показывают степень
очистки фермента в процессе его получения — чем выше очистка,
тем больше число; наличие фермента в препарате обозначается
буквой «X». Например: препарат марки ПЮХ — обычно
получают водной экстракцией из поверхностной культуры и
последующим осаждением органическими растворителями.
§ 1. Промышленные ферментные препараты
Использование микробных ферментов в некоторых отраслях
промышленности началось более 70 лет назад. Большую часть
ферментов, поступающих иа рынок, составляют гидролазы, так
как именно они являются основными в промышленной
биотехнологии. От общего количества потребляемых ферментов 99%
выпуска приходится на 16 препаратов.
Рассмотрим подробнее некоторые группы ферментов.
К амилолитическим ферментам относятся а-амилаза, р-ами-
лаза, глюкоамилаза. Их действие проявляется при гидролизе
крахмала и гликогена. Крахмал при гидролизе сначала
расщепляется на более простые полисахариды — декстрины, а затем —
до глюкозы.
а-Амилаза гидролизует любые v.a-1,4* глюкановые связи;
Р-амилаза — фермент_ концевого__ действия, последовательно
отщепляет остатки мальтозы от концов цепей. Глюкоамилаза
последовательно отщепляет остатки глюкозы от концов цепей.
Эти ферменты применяются в спиртовой промышленности,
хлебопечении.
Протеолитические ферменты относятся к гидролазам, образуя
класс пептидгидролаз. Их действие заключается в ускорении
гидролиза пептидных связей в белках и пептидах. Важная их
особенность — выборочный, селективный характер действия на
пептидные связи в белковой молекуле. Например, пепсин
действует только на связь с ароматическими аминокислотами,
трипсин — только на связь между аргинином и лизином.
107

Ферментов этого класса очень много. В промышленности их
классифицируют по способности проявлять активность в
определенной области рН: рН 1,5—3,7— кислые протеазы; рН 6,5—
7,5 — протеазы; рН>8,0 — щелочные протеазы.
Применение протеаз широкое: мясная промышленность —
для умягчения мяса; кожевенная промышленность — при обезволо-
шивании и мягчении шкур; кинопроизводство — для растворения
желатинового слоя на пленках при их регенерации;
парфюмерия — при создании добавок в зубную пасту, кремы, лосьоны;
промышленность синтетических моющих средств — прй~примене-
нии моющих добавок для удаления загрязнений белковой
природы; медицина — при лечении воспалительных процессов,
ожогов, тромбозов.
Пектолитические ферменты объединены в одну группу по
внешнему проявлению своего действия — уменьшению
молекулярной массы и снижению вязкости пектиновых веществ (пектин,
пектиновые кислоты и протопектин) — представителей
полисахаридов. Они содержатся в фруктах, корнеплодах, стеблях (лен).
Пектиновые вещества имеют молекулярную массу от 20 000
до 200 000. Все пектиназы делятся на два вида — гидролазы
и трансэлиминазы. Первые отщепляют метильные остатки (пек-
тинэстеразы) или разрывают а-1,4- гликозидные связи (поли-
галактуроназы). Вторые ускоряют негидролитическое
расщепление пектиновых веществ с образованием двойных связей.ьПриме-_
неиие: в текстильной промышленности — вымачивание льна
перед его переработкой, в виноделии — осветление вин,
уничтожение мутности; в консервировании — при приготовлении фруктовых
соков.
Целлюлолитические ферменты очень специфичны, их действие
проявляется лишь в деполимеризация^молекул _ целлюлозы;
обычно они действуют в виде комплекса, который в целом
доводит гидролиз целлюлозы до глюкозы. Использование их
очень перспективно: в гидролизной промышленности — это
получение глюкозы __из_ целлюлозы; в медицинской — выделение
лекарственных веществ (стероидов) из растений; в пищевой —
улучшение качества растительных масел; в сельском хозяйстве —
как добавки в комбикорма для жвачных животных.
§ 2. Факторы, влияющие на биосинтез ферментов
Существует мнение, что из клеток микроорганизмов можно
выделить любые из известных ферментов. Большинство
микроорганизмов способно расти на относительно простых и дешевых
питательных средах. Имеется возможность усиливать
способность микроорганизмов к биосинтезу ферментов с помощью
селекции, получая высокопродуктивные мутантные формы.
Биосинтез ферментов в растущих культурах можно
регулировать технологическими приемами. Все это послужило толчком
108

к бурному развитию микробиологической технологии ферментов
в Японии, США, с начала 50-х годов в СССР.
Состав и количество синтезируемых клетками ферментов
зависит главным образом от наследственных свойств данного
организма, так как структура каждого образующегося в клетке
белка определяется соответствующим геном. В то же время ген
как единица наследственности способен изменяться, делиться
и расщепляться под влиянием внешней среды, а также в
результате направленных мутаций искусственного характера.
Решение задачи получения промышленно ценных штаммов
мутантов с измененными генетическими свойствами успешно
осуществляется путем селекции с использованием мутагенных
факторов, таких, как ионизирующие и неионизирующие излучения,
изотопы, актинофаги, антибиотики, химические соединения,
обладающие высокой преобразующей способностью по отношению
к наследственным элементам клетки.
Несмотря на определяющую роль генетического фактора в
биосинтезе ферментов, производительность существующих
технологических процессов по каждому ферменту не в последнюю
очередь зависит от состава питательной среды, имея в виду
наличие в ней не только источников углерода, азота, фосфора
и других элементов, но и веществ, играющих роль индукторов
или репрессоров биосинтеза данного конкретного фермента или
их групп. Хотя механизм этого явления не вполне изучен, сам
факт должен в максимальной степени учитываться технологами
в ходе биосинтеза.
Рядом примеров проиллюстрируем опыт, накопленный в этом
отношении. Фецмент _ липаза почти не синтезируется грибом
Asp. awamori на среде без индуктора, внесение кашалотового
жира усиливает биосинтез фермента в сотни раз. Этот же вид
грнба при добавлении в среду крахмала и полном исключении
минерального фосфора интенсивно синтезирует другой
фермент — фосфатазу.
Однако не только наличие индуктора способно увеличить
выход фермента; не менее важно подыскание оптимального для
биосинтеза фермента состава питательной среды и оптимальных
условий культивирования. Значение этих факторов можно
проиллюстрировать на примере разработки процесса биосинтеза а-
амилазы культурой Asp. oryzae с индуктором — крахмалом.
Ниже показано влияние состава питательной среды иа
биосинтез а-амилазы:
Добавки в питательную среду Активность
фермента, Е/100 мл
3% сахарозы и 0,05% NaN03 . . 20
6% крахмала и 0,15% NaNOa ... 60
10 мл экстракта из солодовых ростков . 250—300
40 мл экстракта из солодовых ростков . . 500—560
Повышение в 1,5 раза концентрации
основных компонентов среды 1000—1100
109

Для интенсификации процесса роста и синтеза ферментов
часто добавляют всевозможные вытяжки или экстракты,
содержащие дополнительные факторы роста. К ним относятся прежде
всего аминокислоты. Они легки проникают внутрь клетки и
специфически влияют на образование фермента. Механизм их
действия, вероятно, заключается в компенсации недостающих
свободных внутриклеточных аминокислот, необходимых для
синтеза фермента. Факторами роста являются также пуриновые
основания и их производные, РНК и продукты ее гидролиза.
Все рассмотренные факторы должны учитываться при
составлении питательных сред для культивирования продуцентов
ферментов. В промышленных средах в качестве источников
органического углерода и азота чаще всего используют различные
сорта крахмала (картофельный, кукурузный, рисовый),
кукурузный экстракт, соевую муку, гидролизаты биомассы
дрожжей и т. д. Мирокоорганизмы для своего роста могут
утилизировать и минеральные соединения азота, которые в конечном
счете превращаются в аммиак, необходимый для синтеза
сложных азотсодержащих органических соединений.
Существенное влияние оказывают минеральные соли Mg2"1",
Са2+, Mn2+, Zn2+, Fe2+, Cu2+ и некоторых других металлов.
Однако о механизмах их действия известно немного. Некоторые
из них входят в состав ряда ферментов, ионы Са повышают
устойчивость а-амилазы, ионы Fe и Mg активизируют и
стабилизируют протеолитические ферменты; Fe2+ и Си2+ участвуют
в реакциях, связанных с утилизацией и превращением энергии.
Оптимальный состав питательной среды для каждого
продуцента может быть определен двумя способами: методом
эмпирического подбора и с использованием математических методов
оптимизации, последний подход становится в последние годы
преимущественным благодаря применению ЭВМ.
С точки зрения характера процесса культивирования
микроорганизма-продуцента все технологические процессы
производства ферментных препаратов делятся на две принципиально
отличные группы: в первом случае ферментация ведется
глубинным методом в жидкой питательной среде, во втором
используется поверхностная культура, растущая на специально
подготовленной рыхлой и увлажненной питательной среде.
§ 3. Глубинный метод культивирования продуцентов
ферментов
Глубинный метод культивирования заключается в
выращивании микроорганизмов в жидкой питательной среде. Он
технически более совершенен, чем поверхностный, так как легко
поддается механизации и автоматизации; переход к большим
масштабам производства осуществляется значительно легче и проще.
Весь процесс должен проводиться в строго асептических
условиях, что, с одной стороны, является преимуществом метода,
а с другой — составляет наибольшую техническую трудность,
НО

поскольку малейшее нарушение асептики по причине
несоблюдения режима или несовершенства оборудования приводит иногда
к полному прекращению образования фермента.
Концентрация фермента в среде при глубинном
культивировании обычно значительно ниже, чем в водных экстрактах
поверхностной культуры. Фильтраты культуральных жидкостей
содержат не более 3% сухих веществ. Это вызывает
необходимость предварительного концентрирования фильтратов перед
тем, как выделять ферменты любым методом.
Технологические схемы при глубинном способе
культивирования почти не отличаются одна от другой, независимо от состава
среды и продуцента. Исключение представляют те редкие случаи
культивирования анаэробных микроорганизмов, в которых
опускается стадия подготовки воздуха. На рис. 26 представлена
типовая технологическая схема.
Получение посевного материала. Для засева питательной
среды посевной материал готовят также глубинным способом.
Вид посевного материала зависит от продуцента: для грибов и
актииомицетов — мицелиальная вегетативная масса, а для
бактерий — молодая растущая культура на начальной стадии
спорообразования.
Получение посевного материала осуществляется постадийным
увеличением массы продуцента, например, для обслуживания
предприятий с большой суточной производительностью — в
четыре ступени: исходная культура продуцента-^маточиая культура,
выращенная в колбах на качалке-*-посевная культура,
выращенная в инокуляторе-*-посевная культура, выращенная в посевном
аппарате.
Объем посевного материала зависит от физиологических
особенностей продуцента. Он резко возрастает, до 5—20%,
если продуцент размножается только вегетативно, и
сокращается до 1%, если происходит обильное спороношение. Объем
посевного аппарата составляет до 10% от объема
промышленного ферментера.
Существенное влияние на ход производственного
культивирования оказывает возраст посевного материала. На рис. 27
показано такое влияние на продуцирование ферментов культурой
Asp.oryzae 8F|. Обычно при использовании слишком молодой
посевной культуры процесс затягивается, а старая приводит
к нерациональному потреблению субстрата.
Приготовление питательных сред. Участок приготовления
среды обычно изолируют от других производственных помещений,
чтобы предотвратить попадание загрязненного
микроорганизмами сырья в основное производство. При большой
производительности предприятия питательные среды готовят централизованно
для всего производства в отдельном здании.
Методы приготовления питательных сред различны и зависят
от состава компонентов. Для некоторых требуется
предварительная обработка: измельчение, отваривание, экстрагирование,
ill

17^
сухие т сжатый
компоненгыНН воздух
*-
у у;
2(к
">-И 23^f
=г КЖна
[переработку
рассол
Рис. 26. Принципиальная технологическая схема культивирования микроорганизмов глубинным методом
(по И. М. Грачевой, 1975):
/ — производственный ферментер; 2 — холодильник; 3 — выдерживатель; 4 — нагревательная колонка; 5, 6, 25 — насосы;
7 — емкость приготовления питательной среды для инокулятов; 8 — смеситель; 9—шнек; 10— автоматические весы; //, 13 —
трубоконвеиер; 12 — буикер; 14 — циклон пневмотранспорта сухих компонентов среды; 15 — головной.фильтр; 16 — емкость для
стерилизации и хранения пеногасителя; 17, 20, 22, 23 — индивидуальные фильтры; 18 — подъемник-нория; 19 — посевной
аппарат; 21 — инокулятор; 24 — фильтр очистки отходящего воздуха; 26—теплообменник для захолаживания культуральной
жидкости

гидролитическое
расщепление и т. д. Затем
готовые к растворению
компоненты подают
при постоянном
перемешивании через
дозирующие устройства в
емкость для
приготовления среды;
необходимо соблюдать
последовательность введения
в" смесь отдельных
компонентов.
Емкости и аппараты
для предварительной
обработки и
смешивания компонентов
изготавливают из
нержавеющей стали или с
антикоррозионным покрытием. Передачу жидких потоков
осуществляют насосами, самотеком или передавливанием сжатым воздухом.
Отделение приготовления сред обычно занимает большое
помещение и насыщено оборудованием, так как там кроме
смесителей с мешалками и барботерами имеются теплообменники,
дозаторы, размельчители, экстракторы, варочные котлы,
аппараты для ферментативного гидролиза и др.
Стерилизация питательных сред. Это важнейшая
подготовительная операция, осуществляемая двумя способами —
отделением микроорганизмов от среды или уничтожением их в среде.
Перспективнее первый способ, поскольку при любом методе
уничтожения микроорганизмов происходит воздействие
«губительного» фактора и на компоненты питательной среды. Первый
способ проще всего провести с помощью полупроницаемых
мембран в процессе микрофильтрации. Отечественная
промышленность уже осваивает производство стерилизующих
микрофильтрационных патронов, однако их применение на практике еще
крайне ограничено.
Второй метод стерилизации на производстве осуществляют
почти исключительно с помощью высоких температур. Отмирание
микроорганизмов происходит в течение некоторого времени,
которое тем короче, чем интенсивнее «губительный» фактор, т. е.
чем выше температура. Кроме того, необходимая, экспозиция
зависит еще и от уровня обсемененности объекта, так как чем
больше микроорганизмов в обрабатываемом объеме, тем больше
особей выживет за данное время в выбранных условиях
стерилизации. Методика расчета параметров тепловой стерилизации
приведена в книге В.Е.Матвеева (см. список литературы).
Стерилизацию питательных сред можно проводить
периодически и непрерывно. В первом случае процесс ведут в самом
120
12 24 36 48 60 72
Возраст посевного материалам
Рис. 27. Влияние возраста посевного материала
на биосинтез ферментов при глубинном
культивировании Asp.oryzae 8F| (5% посевного
материала) (по И. М. Грачевой, 1975):
/ — амилаза; 2 — щелочная протеиназа; 3 — кислая
протеииаза
5—154
113

ферментере, куда заливают питательную среду, нагревают ее
до температуры стерилизации, выдерживают .при этой температуре
нужное время и охлаждают. Во втором случае предварительно
стерилизуют аппараты и коммуникации проточным паром, затем
подают в ферментер среду, которая прошла через
нагревательную колонку (см. рис. 26), где нагрелась острым паром до 120—
140°С, выдерживатель, где находилась нужное время под
температурой стерилизации, и холодильник, где охладилась до
температуры культивирования.
Отдельно от среды периодическим способом стерилизуют
пеногаситель, все корректирующие растворы. Особую проблему
представляет стерилизация аммиачной воды, которую
невозможно нагревать.
Очистка воздуха до и после аэрирования. Атмосферный
воздух содержит частицы пыли органической и неорганической
природы, капли воды и микроорганизмы в количестве до 109
частиц на 1 м3. Стерильность его достигается фильтрацией через
объемные волоконные фильтры. При производстве ферментных
препаратов необходима двойная очистка — на головном фильтре
(см. рис. 26), затем на индивидуальных фильтрах
непосредственно перед вводом воздуха в посевные и производственные
ферментеры. (Обзор фильтрующих материалов, конструкции
фильтров и методика их расчета представлены в упомянутой
книге В. Е. Матвеева.)
После аэрирования производственной культуры газовый
поток, отводимый из ферментера, несет с собой клетки продуцента.
Чтобы не загрязнять окружающий воздух микроорганизмами,
на отводящем воздуховоде устанавливают фильтр или систему
фильтров. При этом обычно ставится задача получить воздух
с установленным предельным значением обсемененности,
определенной санитарными органами с учетом особенностей
микроорганизмов.
Производственное культивирование. При культивировании
1 ю
й 16
| 14
§ 12
7 ю
в 8
8 е
£ 4
i 2
<
Рис. 28. Рост мицелия, образование а-амилазы и
потребление сухих веществ среды в глубинной
культуре Asp. oryzae (по И. М. Грачевой, 1975):
/ — а-амилаза; 2 — мицелий; 3 — сухие вещества
114
- SS
. m
о
- <
-
-
i i i i
-6 \
-5 \
-4
-3
-2
-1 J
1— _
Чз Ъ^У^' -
\. у'
\г 1
i i i i 1*"*-
1,4
13
1,2
11
W
0$
0JB
0,7
5
к
!г,
s!
5
!Ч
8
5
8
о
6 18 30 42 54 66
Продолжительность культивирования, ч

продуцента в объеме жидкости
протекают два неразрывно
связанных, хотя зачастую и
раздельных во времени
процесса — увеличение биомассы
микроорганизмов и
накопление в среде или в микробной
клетке ферментов. Биосинтез
ферментов в глубинных
культурах протекает в течение 2—
4 сут при непрерывной подаче
воздуха и перемешивании.
Изменения, происходящие в
процессе роста, показаны на рис.
28 на примере образования
а-амилазы продуцентом Asp.
oryzae 3-9-15.
Большинство ферментов являются экстрацеллюларными
продуктами и выделяются в окружающую клетки жидкую среду,
при этом обычно в мицелии трехсуточной культуры остается
не более 10—15% ферментов. В этом случае препараты
ферментов выделяют из фильтратов после отделения биомассы. Иногда
ферменты не выделяются в окружающую среду и, будучи
связанными с клеточными органеллами, могут быть извлечены из клеток
лишь после их разрушения и соответствующей обработки.
Высокие концентрации питательных веществ на первых
этапах могут тормозить рост биомассы продуцента. Поэтому часто
свежая питательная среда или некоторые ее компоненты
вводятся в ферментер постепенно на стадии активного роста. Это
можно проиллюстрировать биосинтезом р-глюканазы
продуцентом Вас. subtilis-402 (рис. 29).
На первом этапе при /=40СС потребляются легко усваиваемые
компоненты, биомасса бурно нарастает (к 8-му часу ее
содержание достигает 10 г/л). Редуцирующие сахара (по РВ) быстро
расходуются. Затем вводят дополнительное количество РВ в
виде гидролизата БВК (с 4 до 8 г/л), содержащего необходимые
для биосинтеза фермента вещества, особенно индуктор — р-глю-
кан. Этот прием сокращает длительность культивирования с 28
до 20 ч и в 5 раз повышает конечную ферментную активность.
Одними из важнейших параметров глубинного
культивирования являются концентрация ионов водорода и ее изменение в
процессе роста культуры. Кислотность среды в растущей культуре
определяется составом и свойствами минеральных солей и их
потреблением культурой, в первую очередь, это касается источников
минерального азота. Потребление клетками иона аммония
сопровождается освобождением анионов, которые подкисляют среду. Если
же потребляются анионы NO^, то освобождающиеся ионы металла
подщелачивают среду.
Влияние рН на биосинтез ферментов можно проиллюстриро-
Продолжительность культивирования, ч
Рис. 29. Рост биомассы, активности fi-
глюканазы и расходов РВ при
культивировании Вас. sub tilts-402 (по И. М.
Грачевой, 1975):
/ — РВ; 2 — биомасса; 3 — активность
фермента (в относительных единицах)
5*
115

200
150
100
50
- 20
- -15
- 10
- 5
Температура культивирования, С
Рис. 30. Влияние температуры
культивирования на накопление ферментов (по И. М.
Грачевой, 1975):
/ — протеиназа Asp. flavus 716; 2 и 3 — амилазы
Asp. awamori-22
вать на примере
получения а-амилазы Asp.
oryzae 3-9-15. Даже при
незначительном подкисле-
нии, когда в течение всего
роста поддерживалось рН
6,0, наблюдалось заметное
понижение активности (на
23%). При выращивании
с постоянной
кислотностью исходной среды
(рН 5,5) через трое суток
обнаруживается лишь
40% от возможного
выхода фермента.
Интересно отметить, что
оптимальное значение рН
среды при биосинтезе
грибной а-амилазы (рН
оптимума каталитического дей-
-4,9).
7,5) резко отличается от рН
ствия самого фермента (рН 4,7
Уровень накопления и скорость образования ферментов
сильно зависят от режима аэрации при культивировании. Отсутствие
надежных датчиков растворенного кислорода пока не позволяет
контролировать процесс впрямую. Однако известно, что
интенсивное потребление кислорода свойственно молодой растущей
культуре в первые сутки культивирования, поэтому максимальное
аэрирование и перемешивание среды обычно осуществляется
в начальный период. Следует отметить, что концентрация
растворенного кислорода определяется давлением воздуха,
температурой, эффективностью перемешивания, которая, в свою очередь,
зависит от конструктивных особенностей ферментера; таким
образом, технологические и аппаратурные аспекты здесь тесно
взаимосвязаны.
Большинство продуцентов ферментов являются мезофиль-
ными микроорганизмами и оптимум их развития находится
при температуре 22—32°С. Почти все они термолабильны и
быстро инактивируются при повышении температуры сверх
оптимальной. На рис. 30 показана достигаемая активность
различных ферментов при культивировании продуцентов в различных
температурных режимах.
В процессе культивирования приходится иметь дело со
сложной трехфазной системой: жидкость — условно твердая фаза
(клетки) — газ. В такой системе затруднены массообменные
"процессы, что требует специальной аппаратуры. Обычно
культивирование проводится в герметичных цельносварных
цилиндрических сосудах с эллиптическими крышкой и днищем объемом
до 100 м3, выполненных из нержавеющей стали. Основными
элементами любого ферментера являются перемешивающие и
116

аэрирующие устройства. Они должны обеспечить равномерное
распределение пузырьков воздуха по всему объему
жидкости, создать максимально большую поверхность фазового
контакта газ — жидкость и устойчивые циркуляционные потоки
жидкости с клетками в аппарате, особенно в зонах, где
расположены теплообменные устройства. Обычно воздух подают в
аппарат через различного типа барботеры или форсунки. Для
перемешивания используют многоярусные сложные мешалки.
Важнейшим условием эффективной работы ферментеров
является контроль и автоматическое поддержание оптимального
уровня основных параметров процесса. В современных
технологических процессах ведется, также непрерывное автоматическое
определение содержащихся в среде углеводов, количество
образовавшихся метаболитов и концентрации клеток. На
основании этих данных с помощью ЭВМ разрабатывается и
автоматически осуществляется оптимальное управление процессом,
обеспечивающее максимальную производительность каждой стадии
и наилучшее качество продуктов.
§ 4. Поверхностный метод
культивирования продуцентов ферментов
При поверхностном методе культура растет на поверхности
твердой увлажненной питательной среды. Мицелий полностью
обволакивает и довольно прочно скрепляет твердые частицы,
клетки получают питание за счет содержащихся в этих средах
веществ и используют для дыхания кислород воздуха, поэтому
для их нормального обеспечения кислородом приходится
применять рыхлые по своей структуре среды с очень небольшой
высотой слоя. Это приводит к необходимости иметь большую
поверхность контакта рыхлой среды с воздухом и при отсутствии
механизации придает всему процессу неинтенсивный характер,
требует больших затрат ручного труда.
Так, например, для завода, вырабатывающего 1 т
поверхностной культуры плесневых грибов на. пшеничных отрубях, при
двухсуточном росте требуется более 1000 отдельных кювет, на
которых тонким слоем раскладывается засеянная конидиями
гриба питательная среда. Мойка, стерилизация, перемещение
кювет внутри цеха, их заполнение и освобождение составляют
ту основную трудность, которая характерна для данного метода.
Выращивание производственной культуры происходит обычно
в неасептических условиях, однако как сама среда, так и
кюветы первоначально должны быть надежно стерилизованы.
Это требование является безусловным, кроме того, перед каждой
новой загрузкой должны дезинфицироваться растильные
камеры, а также все мелкое оборудование и инвентарь.
Поверхностный метод имеет и преимущества, самое главное
из них — значительно более высокая конечная концентрация
117

фермента на единицу массы среды. Например, для осахарива-
ния 100 кг крахмала в спиртовом производстве требуется 5 кг
поверхностной культуры плесневых грибов или около 100 кг
культуральной жидкости. Поверхностные культуры можно
быстро и относительно легко высушить, их легко перевести в
товарную форму и транспортировать, если не требуется
дополнительной очистки фермента. Положительной стороной поверхностного
метода является также меньшая потребность в электроэнергии
по сравнению с глубинным методом.
На рис. 31 приведена принципиальная технологическая
схема поверхностного метода выращивания.
Посевной материал. Для поверхностного метода
производства он может быть подготовлен в виде культуры, выращенной
на твердой питательной среде, спорового материала или мице-
лиальной массы продуцента, выращенной глубинным методом.
Посевную культуру получают выращиванием микроорганизмов
во все возрастающем количестве в три или четыре этапа.
Исходную музейную культуру продуцента, находящуюся на
твердой агаризованной среде, пересевают сначала на 1 —1,5 г
увлажненных стерильных пшеничных отрубей в пробирку.
Выращивание проводят в термостате до обильного
спорообразования. Второй этап осуществляют на той же среде и при тех же
условиях, но в колбах, содержащих до 100 г рыхлой среды.
Аналогичен и третий этап, но здесь выращивание проводится
в сосудах с 500 г среды.
На последнем, четвертом этапе выращивание ведут на
посевных кюветах, если материал нужен в виде культуры, или
отделяют конидий от основной массы мицелия и субстрата на
специальном вибросепараторе, если необходимы споры, или,
наконец, в инокуляторе объемом 8—10 л на жидкой питательной-
среде, если инокулят нужен в виде мицелиальной массы.
Можно продлить срок хранения посевного материала, если
спороносящую культуру подсушить до влажности 10—12%,
отделенные конидии поместить в герметичную тару, а мицелиаль-
ную массу охладить до 4—6°С.
Приготовление питательных сред. Основой почти каждой
твердой среды являются пшеничные отруби как источник
необходимых питательных и ростовых веществ. В увлажненном
состоянии отруби создают требуемую структуру среды. Для
повышения активности некоторых ферментов к отрубям
добавляют свекловичный жом как материал, богатый пектином и
целлюлозой, соевый шрот для повышения содержания белков и
индукции протеазы, соевую муку или другие включающие жиры
материалы для индукции липазы, пивную дробину, обогащенную
крахмалом, для стимулирования биосинтеза амилолитического
комплекса и др.
Дополнительное введение в отруби растительных отходов —
овсяной или рисовой шелухи, соломы, кукурузных кочерыжек
и древесных опилок — может улучшить структуру среды, особен-
118

Рис. 31. Принципиальная технологическая схема культивирования микроорганизмов поверхностным методом (по И. М. Грачевой,
1975):
/ — пневмотранспорт сыпучнх компонентов; 2 — бункера; 3— ворошители; 4 — шнек; 5 — пневмотранспорт отрубей; 6 — циклоны для
очистки отходящих газов; 7 — вентилятор; в — автоматический дозатор отрубей; 9 — стерилизатор сыпучих компонентов; 10 —
стерилизатор воды; //—теплообменник; 12—мерник стерильной воды; 13—дозатор; 14—емкость для концентрированной соляной кислоты;
. . /5—мерник разбав-
UTjiJ (£J ленного раствора
соляной кислоты; 16 —
емкость для
посевной суспензии; 17 —
стол; IS — кювета
под загрузкой; 19 —
передвижная
этажерка для перемещения
кювет; 20 —
растительная камера; 21—
кондиционер; 22 —
фильтр
предварительной очистки;
23—фильтр очистки
от микробного
загрязнения; 24 —
этажерка с готовой
культурой; 25 —
мойка этажерок; 26 —
стерилизация
этажерок; 27— кювета на
разгрузке; 28 —
грязная кювета; 29 —
мойка кювет; 30 —
чистая кювета; 31 —
камера для
стерилизации кювет; 32 —
стерильная кювета;
33 — дробилка
— вола ,
-I
26'
-О
"25
тракцию

но в случае мелких отрубей. Эти отходы вряд ли выполняют
роль индукторов, так как большая часть веществ в них
находится в нерастворимом состоянии и лигнифицирована.
Улучшая структуру и облегчая доступ. воздуха, такие материалы
обедняют среду и понижают активность получающихся
ферментов. Устранить это влияние можно прибавлением источников
минерального азота и фосфора, а также материалов, богатых
ценными органическими веществами, например солодовыми
ростками, упаренным картофельным соком, кукурузным
экстрактом и др.
Таким образом, как и при глубинном методе, изменяя состав
среды, учитывая физиологические особенности продуцента и
индуцибельность синтезируемых им ферментов, удается в
известных пределах управлять процессом культивирования.
Стерилизация питательных сред и засев. Питательную среду
готовят в специальных емкостях или непосредственно в
стерилизаторе. Сначала смешивают нужные компоненты, затем их
увлажняют, подкисляют соляной кислотой для лучшей
стерилизации, добавляют минеральные источники азота и фосфора и
подают на стерилизацию.
Прогрев сыпучих смесей осуществляют острым паром в
цилиндрических аппаратах при постоянном перемешивании.
Время выдержки среды при температуре стерилизации (105—
140°С) больше, чем для жидкостей, так как труднее обеспечить
полный прогрев, обычно для этого требуется 60—90 мин. В
стерилизаторах всех известных конструкций основным элементом
является перемешивающее устройство — мешалки, шнеки,
конвейеры, лопатки, встряхиватели, которое должно перемещать
материал по длине стерилизатора и активно его перемешивать.
На рис. 32 показан часто применяемый на отечественных заводах
стерилизатор с мешалками.
После стерилизации среда охлаждается в этом же аппарате
продуванием стерильного холодного воздуха или водой,
подаваемой в рубашки. После снижения температуры до 38—40°С
в аппарат вводят посевную культуру продуцента, при этом также
производят тщательное перемешивание среды.
Большая доза посевного материала уменьшает длительность
лагфазы, но в этом случае, значительное количество субстрата
тратится на энергетический обмен, возрастает выход С02 и Н20,
медленно синтезируется фермент и соответственно снижается
его выход. Кроме того, такая культура начинает обильно споро-
носить, что осложняет дальнейшую переработку. Поэтому доза
посевного материала должна быть минимально возможной,
обычно 0,02—0,1% от массы среды. В заводских условиях из-за
неполной стерилизации вносят 0,5-—1,0%.
Засеянная среда поступает из стерилизатора на специальный
стол (см. рис. 31) и раскладывается ровным слоем на простери-
лизованные кюветы. Обычно эта операция производится вручную
и требует известной сноровки и быстроты, так как нельзя допус-
120

Рис. 32. Стерилизатор твердой сыпучей среды с мешалками (по И. М. Грачевой):
/ — корпус; 2 — крышка; 3 — задерживающая сетка; 4 — штуцер выаода отработанного
аоздуха; 5 — штуцер загрузки посеаного материала; 6 — люк для загрузки отрубей;
7 — штуцер ввода воздуха для охлаждения; 8 — торцевая крышка; 9 — люк; 10 — опора;
//—штуцер выгрузки; 12— вал мешалки; 13— нагревательная рубашка: 14—лопасти
кать переохлаждения среды ниже 28—30°С, чтобы не замедлить
начальный рост культуры. Затем заполненные кюветы
устанавливают на этажерки, которые сразу же задвигаются в растильные
камеры.
Производственное культивирование. Процесс выращивания
поверхностной культуры длится 36—48 ч. Весь цикл роста можно
разделить на три периода:
— в течение первых 10—12 ч происходит набухание конидий
и их прорастание; в этот момент температура не должна быть
ниже 28°С;
— в следующие 14—18 ч происходит быстрый рост мицелия,
его можно наблюдать в виде пушистого налета серовато-белого
цвета. Клетки потребляют основное количество питательных
веществ, очень энергично дышат и выделяют большое количество
тепла, которое необходимо отводить;
— третий период продолжается 12—18 ч. Процессы обмена
ослабевают, тепла выделяется меньше, но образование фермента
все еще происходит, а у большинства видов аспергиллов
начинается образование конидий.
В разные периоды роста параметры развития культуры
различны, рассмотрим некоторые из них:
Энергетика процесса поверхностного культивирования.
Соотношение расходов субстрата, идущего на конструктивный и
121

энергетический обмен,
примерно такое же, как и при
глубинном культивировании,
обычно экономический
коэффициент составляет 0,75—
0,80. Суммарное выделение
тепла в течение всего цикла
редко превышает 4000—
4200 кДж на 1 кг
питательной среды, происходит
неравномерно, максимум
приходится на середину второго
периода. На рис. 33
представлена динамика
тепловыделения для некоторых
культур.
Динамика газового
обмена. Потребление культурой
кислорода можно
контролировать по выделению ССЬ. Установлено, что максимальная
потребность поверхностной культуры в кислороде приходится на второй
период роста и хорошо согласуется по времени с тепловыделением.
Влажность питательной среды. При низкой влажности
микроорганизмы попадают в неблагоприятные условия и проявляют
склонность к спороношению, что используют при получении
посевного материала. Для продуцирования ферментов оптимальной
является влажность 55—70%. Чрезмерное увлажнение нарушает
рыхлую структуру среды, в результате чего снижается
проникновение воздуха, замедляется биосинтез.
Эти параметры поверхностных процессов определяют режим
аэрации растущей культуры. Аэробным продуцентам ферментов
кислород нужен для конструктивного и, особенно,
энергетического обмена. Воздух, кроме того, необходим для съема
выделяющегося тепла, так как другие теплоносители подать в растильные
камеры технически сложно. Во втором периоде роста внутрь
приходится подавать до 60 объемов воздуха на объем камеры в
1 ч, при этом относительная влажность его должна
приближаться к 100% для предотвращения высыхания среды. Поскольку
расход воздуха велик, его стараются использовать многократно,
возвращая до 90% на рециркуляцию. Циркулирующий воздух
проходит через воздухоохладитель и используется вновь, а
отработанная часть очищается на фильтрах и выбрасывается
в атмосферу. По технологии, представленной иа рис. 31,
выращивание культуры происходит в кюветах. Они изготавливаются из
оцинкованной жести с перфорированным днищем. Размер их
обычно 600X800X30 мм, перфорация выполнена в виде щелей
2X20 мм. На некоторых заводах для равномерного заполнения
кювет установлены специальные барабанные дозаторы.
Загруженные кюветы размещают на этажерках с небольшим наклоном
10 20 30- 40 50
Продолжительность культивирования, ч
Рис. 33. Динамика удельного
тепловыделения в процессе поверхностного
культивирования плесневых грибов (по И. М.
Грачевой, 1975):
/—Asp. niger; 2 — Asp. oryzae; 3 — Asp
awamori
122

Рис. 34. Растильная камера с вертикальными кассетами (по
И. М. Грачевой, 1975)
через каждые 10—12 см по высоте. Многоярусные подвижные
этажерки устанавливают в растильные камеры, имеющие размеры
(в м) 2Х 10X2. Камеры располагают между двумя коридорами —
загрузочным и разгрузочным; с обеих сторон камеры снабжены
герметичными дверями. На кюветах каждой камеры можно
разместить до 700 кг среды, загрузка и выгрузка занимают 4 ч,
мойка и дезинфекция камер — еще 3 ч. Хотя получение культуры
продуцента на таких предприятиях технологически просто,
себестоимость ее высока за счет большой доли ручного труда.
Более современен способ выращивания культуры в
вертикальных кассетах. Растительная камера разделена
перфорированными перегородками иа 23 кассеты шириной 55—70 мм (рис. 34).
Просветы между кассетами выполняют роль воздушных каналов.
Толщина слоя среды за счет двусторонней аэрации увеличена
в 2—2,5 раза. Такая конструкция позволяет механизировать
загрузку среды засыпкой сверху при закрытых воздушных
каналах, а разгрузку проводить с помощью жалюзийного днища
и специально установленных вибраторов. В камеру размером
(в м) 1,6X1,6X1,3 загружается до 500 кг среды.
Резко улучшить производственные условия позволяет
колонный аппарат объемной аэрации, изображенный на рис. 35.
Аппарат разделен по высоте на секции перфорированными пластинами,
укрепленными на поворотных осях. На общем валу расположены
перемешивающие устройства, которые взрыхляют среду на
тарелках, улучшая условия аэрации. Через загрузочный люк
аппарат герметично соединен со. стерилизатором.
Воздух-подается под каждую секцию, тепло дополнительно отводится
охлаждающей водой через рубашку. Перегрузка среды осуществляется
поворотом тарелок иа 90°, режим перегрузки сверху вниз можно
задать автоматически.
123

стерильный
воздух
Диаметр колонны 3,2 м.
Количество секций 4.
Высота слоя среды на
тарелках 300 мм,
производительность до 1 т культуры
в сутки.
Измельчение и сушка
культуры. Выросшая в
неподвижном слое
культура представляет собой
корж из набухших частиц
среды, плотно связанных
сросшимся мицелием.
Для дальнейшего
употребления массу
приходится размельчить до гранул
размером 5—6 мм, это
достигается применением
различных типов
дробилок: дезинтеграторов, ба-
стерильный рабанно-зубчатых,
ударного действия, шнековых
и молотковых.
Наиболее
распространенный дезинтегратор
содержит два диска,
вращающихся в разные
стороны, каждый от своего
привода. Материал
подают в центр между дисками,
на них концентрическими
кругами расположены
пальцы, проходя между
которыми материал
дробится и отбрасывается
на периферию. При
диаметре дисков 400 мм
и скорости вращения
1400 об/мин
производительность дезинтегратора
составляет 200 кг/ч.
После дробления культуру, имеющую влажность 40—50%,
необходимо высушить до 10—12%, чтобы предотвратить
инактивацию ферментов, из тех же соображений температура сушки не
должна превышать 40°С, а длительность не более 30 мин.
Обычно на заводах используют конвективные сушилки ленточного,
тоннельного, барабанного, шахтного и других типов. Наиболее
распространены барабанные сушилки. Внутри барабана имеются
перемешивающие устройства в виде системы загнутых вверх
Рис. 35. Колонный аппарат с объемной
аэрацией для выращивания поверхностной
культуры (по К- А. Калунянцу, Л. И. Голгеру,
1979):
/—люк для выгрузки; 2— валик секции; 3—
опора; 4 — коллектор подвода стерильного
воздуха; 5 — охлаждающие змеевики; 6 — лопасть
вала; 7 — коллектор отвода отработанного воздуха;
8 — крышка; 9 — бобышка манометра; 10 — шту-
це'р; // — воздушник; 12— шестерня привода
вала; 13— вал: 14—люк для загрузки; /5-
корпус
124

лопаток, которые расположены по винтовой линиии на внутренней
поверхности. Барабан медленно вращается (3—8 об/мин),
высушиваемый материал лопатками пересыпается и передвигается
вдоль оси аппарата. Мелкие частицы увлекаются током воздуха и
высушиваются быстрее, крупные падают почти вертикально и
задерживаются в барабане на 7—8 мин. Суточная
производительность достигает 1,5 т, потери активности 3—10%.
Дробление и сушка в простейшем случае завершают
обработку препарата марки ПХ. Порошок упаковывают в крафт-мешки
с полиэтиленовой прокладкой по 15—30 кг, снабжают этикеткой
с указанием препарата и его активности и отправляют
потребителю. Однако в основном ферментные препараты выпускаются в
очищенном виде, после соответствующих операций, повышающих
удельную активность и потребительские свойства продукта.
Операции очистки мало связаны со способом культивирования
продуцента и поэтому рассматриваются вне связи с этой стадией.
§ 5. Получение товарных форм ферментных препаратов
Культура микроорганизмов, выращенная поверхностным
методом, и культуральная жидкость после глубинного
культивирования содержат большое количество балластных веществ:
биомассу продуцента, непотребленные компоненты среды,
продукты метаболизма. Доля собственно ферментов — активных
белков — составляет около 1% для поверхностных и не более
0,1% — для глубинных культур.
Выделение и очистка .ферментов — трудоемкий и дорогой
процесс, поэтому, как уже отмечалось, в некоторых случаях
ферментные препараты применяют в неочищенном виде: в
кожевенной и спиртовой промышленности степень очистки не влияет
на качество готовой продукции, введение биомассы продуцента
и примесей в корма для животных может даже повысить
питательную ценность кормов. В то же время в пищевой
промышленности, в бытовом обслуживании, в текстильных и
микробиологических производствах и особенно в медицине могут
использоваться только ферменты достаточно высокой, иногда предельной
степени очистки. В процессе очистки происходит повышение
удельной активности препарата, в табл. 3 на примере Asp.
oryzae показано это повышение по стадиям очистки.
Таблица 3. Последовательность очистки а-амилазы Asp oryzae
Стадия очистки
Поверхностная культура гриба
Упаренный водный экстракт из культуры
Осаждение этанолом из экстракта
Осаждение этанолом из диализованного
экстракта
Повторная кристаллизация
Кристаллическая а-амилаза
Марка препарата
ПХ
П2Х
ПЮХ
П15Х
П20Х
Активность,
Е/г АСВ
38
120—140
600—800
1300—1400
2000—2500
6600
125

В лабораторной практике для указанных целей применяют
множество препаративных методов в нестандартной
последовательности и в самых неожиданных комбинациях. При создании
технологии получения высокоочищенных препаратов приходится
ориентироваться на разработанные в лаборатории приемы,
поэтому на заводах стараются обеспечить возможность мобильного
переключения с одной последовательности технологических
операций на другую при смене продукта или повышении его
качества.
Обсуждая проблемы получения очищенных ферментов,
правильнее рассмотреть отдельные технологические стадии, не
связывая их в единую технологическую линию. В любом случае,
однако, схема очистки сводится к: 1) освобождению от
нерастворимых веществ; 2) освобождению от сопутствующих
растворимых веществ; 3) фракционированию, как правило, хроматогра-
фическими методами. В подавляющем большинстве случаев на
первом этапе используют экстракцию фермента.
Экстракция из поверхностной культуры. Наилучшим и
наиболее употребляемым экстрагентом для белков является вода, но,
к сожалению, вместе с ними в воду переходят часть Сахаров, не
потребленных в процессе роста, полностью гидролизованные ге-
мицеллюлозы и пектиновые вещества, продукты гидролиза
целлюлозы и белковых веществ, содержащихся в отрубях,
растворимые пигменты, образуемые плесневыми грибами. Степень
извлечения ферментов при различных способах экстракции можно
проследить на примере извлечения а-амилазы из культуры
Asp. oryzae:
Способ обработки культуры Активность. Е/мл
Настаивание с водой без растирания, 30 мин 8,3
То же, 60 мин 10,0
Растирание в ступке, экстракция 30 мин . 14,0
То же, 60 мин 14,0
Измельчение с водой в дезинтеграторе, 4 мни . 16,0
На практике механического разрушения мицелия не проводят
ввиду больших энергетических затрат. Установлено, что извле-
каемость ферментов значительно выше из сухих культур (10—12%
влажности), что связано с лучшей проницаемостью воды в
подсушенные клеточные структуры. Ввиду большой молекулярной
массы ферменты медленно диффундируют в экстрагирующую
жидкость, а из-за их лабильности процесс надо проводить при
температурах не выше 30°С. Выход из этого положения — только
в увеличении времени контакта культуры с водой.
В производственных условиях очень важно избежать
разбавления экстрактов и не уменьшать концентрацию в иих ферментов.
Это достигается тем, что в диффузионном процессе одна и та же
порция материала подвергается многократному выщелачиванию.
Однократная обработка водой дает растворы с концентрацией
АСВ 4—5%, поэтому используют многосекционные установки
126

подача готовой культуры на экстракцию
транспортировка биошрота /жома/ иа стадию утилизации «ill
Рис. 36. Диффузионная батарея для экстрагирования ферментов (по
И. М. Грачевой, 1975)
противоточной экстракции, обычно 8-секционную батарею,
что позволяет поднять содержание АСВ в экстракте до
14-15%.
Батарея содержит 10 экстракционных аппаратов-диффузоров,
каждый из которых представляет собой емкость с коническим
днищем и заслонкой внизу. Сверху под переливным штуцером
расположена сетка для предотвращения уноса твердой среды
потоком воды. Объем аппарата 300 л, загрузка 60 кг. Аппараты
выполнены из нержавеющей стали и соединены в батарею из
10 шт., восемь из которых постоянно работают, одни
загружается, а один находится под разгрузкой (рис. 36). В каждый из
аппаратов можно подать как свежую воду, так и вытяжку из
предыдущего аппарата.
Время заполнения аппарата, а значит, и время нахождения в
нем жидкости 30 мин, поэтому общее время экстракции около
4 ч. Через каждые полчаса первый аппарат ставят под разгрузку,
второй делают первым, а с конца подключают восьмым аппарат
со свежей культурой. Производительность батареи до 3,5 т
культуры в сутки. Потери фермента на стадии экстракции обычно
составляют 10—12%.
Более современными являются экстракторы непрерывного
действия шнекового типа, с цепным транспортирующим органом,
а также колонные аппараты. Однако на отечественных
производствах они пока используются редко.
Отделение твердой фазы. Фильтрация жидкостей,
содержащих мелкодисперсный клеточный материал, частично
разрушенные клетки и внутриклеточные биополимеры, осложнена тем, что
такая суспензия склонна к гелеобразованню, осадок сжимается и
127

производительность фильтров быстро падает. Это частично
предотвращают добавлением в исходную смесь или же
предварительным нанесением на фильтровальную ткань вспомогательных
фильтрующих материалов — диатомитов, фильтроперлита
(размолотые вулканические породы SiC>2, AI2O3), кизельгура,
бентонита и т. п. На ткани образуются несжимаемые осадки с хорошо
развитой пористой структурой, и производительность
фильтрации снижается значительно медленнее.
Большое значение имеет также коллоидное состояние
фильтруемой суспензии. Улучшению процесса фильтрации
способствует регулирование рН, добавление флокулянтов или введение 0,1%
хлорида кальция, который в присутствии ионов РО?- образует
гель фосфата кальция, улучшающий фильтруемость. Однако при
решении вопроса о любого рода добавках в фильтруемую
суспензию основным моментом является сохраняемость активности
фермента, так как известны случаи, когда добавки 4—5%
фильтроперлита вызывали потерю ферментативной активности на 52—
58%.
Процесс проводят в вакуумных фильтрах ленточного,
барабанного и фильтр-прессного типов. Потери фермента на. стадии
фильтрации 5—10% в основном с биомассой, которая сегодня
практически не используется и поступает в отвал.
Некоторые виды биомассы без добавок вспомогательных
веществ можно отделять методом центрифугирования, используя
различие в плотностях жидкой фазы и условно твердой
биомассы микроорганизмов. Имеются специально разработанные
сепараторы с коническими тарелками для отделения мицелиальной и
бактериальной массы. Сепараторы снабжены устройством
пульсирующей выгрузки осадка, обычно отделяют 96—97% твердой
фазы. Для ферментных производств сепараторы должны иметь
систему охлаждения ротора желательно до 0—4°С. Для
небольших производств иногда применяют суперцентрифуги, создающие
центробежное ускорение до 150 000 g, производительностью 40 —
80 л/ч. Потери фермента 10—15%.
Концентрирование ферментных растворов обычно
проводится перед кристаллизацией продукта и чаще всего
ограничивается упариванием. Основным условием успешного проведения
процесса является снижение температуры кипения и уменьшение
длительности процесса, поэтому выпаривание обычно проводят
не в циркуляционных, а в проточных выпарных аппаратах
пленочного типа, вслед за которыми сразу же установлены
холодильники для резкого снижения температуры и сокращения
времени пребывания раствора в нагретом состоянии. При
температуре кипения среды 25—35°С температура греющего пара мо:
жет быть 60—85°С, для ускорения процесса параметры
греющего пара можно было бы поднять до 100—120°С, однако
температуру кипения раствора фермента тогда надо снизить до 20°С,
т. е. обеспечить высокий вакуум. В производственных условиях
не всегда возможно достичь глубокого вакуума, поэтому по-
128

тери фермента из-за тепловой инактивации часто достигают
20 — 25%.
Известно, что чем чище выпариваемый раствор фермента,
тем больше его термическая инактивация. В то же время
глубокое концентрирование исходной культуральной жидкости- или
водного экстракта неизбежно приводит к значительному
изменению их состава, так как выпадают в осадок гидроксиды,
карбонаты и сульфаты магния, меди и других двухвалентных металлов,
улетучивается аммиак, продукты разложения некоторых
органических веществ, заметно изменяется в сторону подкисления и
рН. Все это необходимо учитывать и принимать специальные
меры для снижения потерь, поэтому иногда перед упариванием
в раствор добавляют специальные стабилизаторы: белки
(альбумин, казеин, БВК), хлорид кальция или натрия, другие соли
кальция, которые, впрочем, не должны мешать последующей
кристаллизации или другим приемам очистки товарной формы
препарата.
Ультрафильтрация. В отличие от других способов
концентрирования ультрафильтрация позволяет одновременно удалить из
растворов все низкомолекуляриые балластные примеси, т. е. она
одновременно выполняет функции и концентрирования, и
очистки. Поскольку процесс основан на разделении веществ по
молекулярной массе, он является идеальным именно в применении к
очистке ферментов: не требует изменения температуры и
фазового состояния, проводится без добавления химических реагентов,
позволяет получить теоретически любую необходимую
концентрацию белка и достичь любой заданной степени очистки от
примесей.
Основной элемент ультрафильтрационной установки —
полупроницаемая мембрана. Правильный ее выбор для каждого
конкретного объекта целиком определяет возможность достижения
цели. Сегодня отечественная промышленность выпускает
широкий спектр мембран из ацетата целлюлозы, полиамидов, других
материалов с размерами пор от 3 до 100 нм.
На ферментных заводах ультрафильтрационную очистку
проводят в. циркуляционных установках периодического действия
(рис. 37). В исходную емкость закачивают определенный объем
жидкости, уже прошедшей стадии отделения биомассы и
стерилизующей фильтрации. Последняя необходима для
предупреждения развития микрофлоры на мембранах и очистки раствора от
мелких взвесей, могущих загрязнять поверхность мембран.
Раствор постоянно охлаждается в емкости и в цикле; в зависимости
от свойств фермента температура составляет от 4 до 15°С. В
результате оттока через мембраны уровень жидкости в емкости
постоянно понижается, по нему иногда судят об окончании
процесса.
Циркуляционный насос создает над мембранами линейную
скорость жидкости 2—5 м/с для снижения концентрационной
поляризации, отрицательно влияющей на процесс. Это явление за-
129

исходный
раствор
СХ—1
обессоленная
^ . вода
Г«-£>0
мембранный
аппарат
_>->-Y->->-4
концентрат
пермеат
слив
концентрированного
раствора
Рис. 37. Схема ультрафильтрационной установки с циркуляцией
концентрата и добавкой обессоленной воды (по Ю. И. Дытнерскому, 1978)
ключается в повышении концентрации белка в тончайшем слое
жидкости над мембраной за счет оттока через мембрану воды —
пермеата. Оно приводит к адсорбции крупных молекул —
белков — на поверхности и в порах мембраны и постепенному
снижению ее удельной производительности. Время, от вре-
концентрирования приходится останавливать
регенерацию мембраны специальными раст-
мени процесс
и проводить
ворами.
Иногда во время концентрирования в емкость добавляют
обессоленную воду, т. е. осуществляют так называемый режим
диафильтрации. Такое разбавление способствует еще более
высокой очистке раствора от примесей, хотя и приводит к некоторому
увеличению длительности процесса. Совместное использование
диафильтрации и концентрирования позволяет на практике в
250—300 раз повысить удельную ферментативную активность
раствора.
Теоретически процесс ультрафильтрации можно проводить
без потерь фермента, на практике же потери достигают 20—30%
в основном из-за неправильного выбора мембран,
несовершенства конструкции мембранных аппаратов, допускающих
протечки исходного раствора в пермеат, минуя мембрану, потерь
фермента с регенерирующими растворами и несоблюдения
температурного режима в установке.
Осаждение органическими растворителями. Действие
органических растворителей основано на снижении диэлектрической
постоянной среды, значение которой определяет силы
электростатического притяжения и отталкивания. Устойчивость
белковых растворов обусловлена наличием гидратного слоя у белковой
молекулы; если разрушить гидратную оболочку, начинается
конгломерация и осаждение белков. Для этого молекулы
добавляемого вещества должны быть более гидрофильными, чем
молекулы белка.
В качестве осадителей используют этанол, метанол, ацетон,
изопропанол. Исходя из механизма процесса, можно понять,
130

почему, используя различное количество растворителя и проводя
процесс при различных значениях рН, можно осаждать
ферменты фракциями с преобладанием какого-либо одного из них.
Например, из 50%-ного этанола осаждается до 80% протеазы и
лишь 3—5% амилазы. В то же время до 98% амилазы выпадает
при использовании 70% спирта.
Осаждение проводят в реакторах периодического действия.
Для уменьшения потерь фермента при смешивании растворителя
с водой обе жидкости первоначально охлаждают до 0—5°С.
Смесь тщательно перемешивают, спустя 20—30 мин начинают
выпадать мелкие частицы белка. В реакторе объемом 1,2 м3 по
высоте расположены несколько штуцеров для слива надосадоч-
ной жидкости. Оставшуюся суспензию направляют на фильтр
или сепаратор для отделения осадка.
Надосадочную жидкость, содержащую 50—70%
растворителя, направляют на- регенерацию в ректификационную колонну.
За каждый цикл теряется 5—7% растворителя, потери фермента
достигают 15% по причине инактивации при длительном
контакте с растворителем..
Высаливание. Применение этого метода связано с очень
большим расходом солей и трудностью их регенерации из маточного
раствора, тем не менее в ряде случаев метод находит применение
и в заводских условиях. Механизм этого процесса тот же, что и
при действии растворителей. Чаще всего как реагент используют
сульфат аммония, хорошо растворимый и наиболее дешевый.
Применяют также сульфат натрия, сульфат магния, фосфат
калия.
Осадок ферментов различной природы образуется за разное
время — от 0,5 до 12 ч. Длительность этого процесса, а также
расход соли сильно зависят от содержания АСВ в растворе,
поскольку надо связать разное количество воды. Для выделения
1 кг препарата непосредственно из культуральной жидкости надо
затратить 45—50 кг соли,'а из раствора, упаренного до
содержания 30% АСВ, — только около 1,5 кг.
Содержание соли в осажденном препарате зависит от
концентрации ее в растворе, но в любом случае оно велико — от 30
до 80%, тем не менее растворение и повторное осаждение
растворителями позволяет получать даже высокочистые
препараты медицинского назначения.
Сорбционная очистка. В молекуле фермента имеются
функциональные группы, сообщающие ей при соответствующих
значениях рН среды кислотные или щелочные свойства. Поэтому
белки обычно способны сорбироваться по ионообменному
механизму. Для сорбции белков чаще всего применяют иониты на
основе целлюлозы: катионит — карбоксиметилцеллюлозу (КМЦ)
и анионит — диэтиламиноэтилцеллюлозу (ДЭАЭ). В последнее
время появилось множество высокоселективных ионитов, из
которых можно выбрать наилучший для каждого конкретного
случая: термически обработанный крахмал, сефадексы на основе
131

декстрана, аниониты на основе поливинилового спирта, катиони-
ты на основе полиметакриловой кислоты и т. п.
После сорбции и промывки проводят десорбцию элюирую-
щими растворами, специально подбираемыми для каждого
сорбента и фермента. Варьируя их расход, можно получить
различную концентрацию фермента в элюате. Потери активности
обычно не превышают 15%.
Сорбционную очистку проводят либо непрерывно в колонках
насадочного типа, либо периодически в аппаратах с мешалкой с
последующим отделением твердой фазы.
Сушка ферментных препаратов. Этот процесс завершает
стадии выделения и очистки. Высушиванию подвергают культураль-
ные жидкости и диффузионные вытяжки, концентраты после
упаривания и ультрафильтрации, а также осадки после
осаждения растворителями или солями.
Жидкие полупродукты чаще сушат в распылительных
сушилках. Общие требования к процессу следующие: исходное
содержание АСВ не должно превышать 20—22%, температура
теплоносителя не должна быть выше 130°С на входе и 50—70°С на
выходе, время контакта — несколько секунд, гидродинамика
газовых потоков в сушильной камере должна обеспечить отсутствие
контакта капель жидкости со стенками камеры. Перед сушкой в
раствор обязательно добавляют наполнители (обычно NaCl) для
предотвращения слипания частиц из-за большого количества
остаточных Сахаров. Наполнителя вносится до 100% от массы
АСВ, потери ферментативной активности при сушке с
наполнителями — 5—6, без них — 25—30%.
После сушки препарат должен содержать не более 6—8%
влаги, тогда срок его хранения в герметичной упаковке — до
года практически без потери активности.
Сушку осадков, имеющих влажность 70—80%, проводят под
вакуумом при обогреве водой с температурой 50—60°С; из-за
низкого потенциала сушки (движущей силы массопереноса)
длительность ее 14—16 ч. Препарат загружают на поддоны
слоем 10—15 мм и устанавливают их на обогреваемые водой
плиты внутри герметичной камеры, из которой вакуум-насосом
постоянно откачивается воздух.
Более современны и-эффективны сушилки, которые
перемешивают продукт в процессе сушки (рис. 38). Барабанная
вакуум-сушилка состоит из барабана объемом 1,5 м3, в который
загружается до 1000 кг стальных шаров и 270 кг ферментного
осадка. Барабан снабжен рубашкой, через которую протекает
вода с температурой 35—60°С. Корпус барабана установлен под
углом 35°С к оси вращения, частота вращения 7 об/мин. Время
высушивания 10—12 ч. Потери активности определяются
тщательностью выдерживания режима сушки и обычно составляют
Ю-12%.
Стандартизация ферментных препаратов. Стандартизацией
называют операцию по доводке активности препарата до стан-
132

Рис. 38. Барабанная вакуумная сушилка (по. К. А. Калунянцу,
Л. И. Голгеру, 1979):
/ — шары; 2 — редуктор; 3 — электродвигатель; 4 — сушильная камера;
5 — кожух; 6 — встроенный фильтр
дартной, определяемой ГОСТ или техническими условиями. Для
этого используют различного рода нейтральные наполнители,
обычно это крахмал, лактоза, пищевая соль. Препарат и
наполнитель тщательно перемешивают в барабанном смесителе в
течение 20—30 мин, количество наполнителя рассчитывают по
формуле
т = А™'м — М,
лст
где т — масса наполнителя; М — масса исходного препарата;
Аисх — активность исходного препарата; Лст — стандартная
активность.
Проведенное выше общее рассмотрение технологии
получения микробных ферментных препаратов позволяет сделать два
основных вывода о современном состоянии и перспективах
развития этих производств. Во-первых, очевидно, что потенциальные
возможности микробиологического синтеза ферментов
колоссальны, можно даже утверждать, что практически вся потребность
народного хозяйства в ферментах может быть покрыта их
микробиологическим производством при условии правильного выбора
продуцента и оптимальной разработки технологии
биосинтеза.
Вместе с тем анализ проведенных в настоящей главе и
имеющихся в литературе данных позволяет сделать и второй вывод о
явном несовершенстве современной биотехнологии ферментных
препаратов. Это определяется не только громоздкостью и малой
эффективностью технологических схем ферментации (особенно,
твердофазной), выделения и очистки, но и слишком высокой
зависимостью результатов производства от ряда неучитываемых,
133

случайных и неопределенных факторов. Это вытекает из слабой
разработки научных основ технологии, прежде всего
недостаточной глубины понимания и количественного описания
физиологических особенностей продуцентов.
Результатом неудовлетворительной проработки научных основ
биотехнологии многих ферментов является то абсолютно
нетерпимое в промышленности обстоятельство, что при осуществлении
процесса строго по разработанному регламенту результаты на
всех стадиях сильно изменяются не только от завода к заводу, но
и на одном и том же предприятии в операциях, проведенных в
разное время. Так, потери ферментативной активности на стадии
фильтрации колеблются в пределах 14—40%, при осаждении —
от 19 до 51, экстракции — 8—20, ультрафильтрации — 7—25,
сушки — 7—40%. Конечно, такие колебания далеко выходят за
пределы случайного разброса и могут объясняться как ошибками
обслуживающего персонала, так и недостаточным знанием
закономерностей осуществляемого технологического процесса.
Учитывая огромные перспективы применения микробных
ферментных препаратов в самых различных отраслях
промышленности и сельского хозяйства, медицине и т. п., можно сделать
заключение о необходимости расширения исследований, опытных
проверок и проектных разработок в этой области не только
вширь, увеличивая ассортимент продукции, но и вглубь,
добиваясь стабильности и оптимизации технологии и твердой
гарантии получения высокоактивных и стабильных препаратов
микробных ферментов.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ
Как уже отмечалось, решениями XXVII съезда КПСС
предусмотрено приоритетное' развитие биотехнологии как области
научной и практической деятельности, дающей огромный
народнохозяйственный эффект и во многом определяющей темпы
научно-технического процесса. На основании этих решений, а также с
учетом новейших достижений биотехнологической науки и
практики можно определить ближайшие и перспективные задачи
промышленной биотехнологии белковых веществ, к которым
относятся :
— в области производства белка одноклеточных — резкое
увеличение числа субстратов, необходимых для ферментации,
за счет использования, прежде всего, природного газа, низших
спиртов, продуктов переработки растительного сырья;
совершенствование технологии в целях уменьшения расходных
коэффициентов, снижения энергоемкости, повышения и стабилизации
качества товарных форм продуктов; расширение ассортимента
продукции за счет разработки и внедрения методов комплексной
переработки биомассы и культуральной жидкости, в том числе с
получением пищевых белковых изолятов, биологически активных
веществ и продуктов технического назначения;
— в области производства ферментных препаратов —
совершенствование и интенсификация стадии ферментации, упрощение
и повышение эффективности очистки, выпуск
высококонцентрированных и активных товарных форм; расширение ассортимента
продукции за счет создания новых медицинских препаратов,
целлюлолитических ферментов высокой активности для
деполимеризации растительных материалов; промышленное
производство активных и стабильных форм иммобилизованных ферментов
в широкой номенклатуре.
В условиях ускорения научно-технического прогресса в нашей
стране приоритетное развитие биотехнологии означает
необходимость постоянного опережающего развития научных
исследований (в теоретическом и прикладном аспектах) и скорейшего
внедрения их результатов в промышленную практику. Решение
изложенных задач промышленной биотехнологии белковых
веществ основывается на широком использовании специфических
методов, присущих именно этому роду знаний. Трудно переоце-
135

нить, в частности, роль методов генетической и клеточной
инженерии в создании высокоэффективных продуцентов, а в
перспективе вообще биологических объектов с заданными свойствами.
Генно-инженерные методы применительно к производству
белковых веществ могут быть использованы в двух принципиально
различных целях: для улучшения качественных и количественных
характеристик продуцентов, способность которых образовывать
интересующий потребителя продукт уже обнаружена и может быть
использована, либо для придания микроорганизмам
принципиально новых свойств превращения их, таким образом, в продуценты
необходимых веществ.
Оба эти подхода крайне важны для промышленного
производства микробного белка, отметим лишь некоторые возможности,
очевидные уже сегодня. Прежде всего, генетические манипуляции
с дрожжами и бактериями, применяемые в промышленном
биосинтезе белка одноклеточных, могли бы улучшить
аминокислотный состав белка, так как они позволяют, в принципе, изменять
относительные скорости накопления разных белков клетки и
поэтому, в известных пределах, увеличивать внутриклеточный пул
особенно дефицитных аминокислот типа лизина, триптофана,
треонина и др. Возможно, что при этом можно было бы несколько
повысить и общее содержание протеина в биомассе, т. е. поднять
выход целевого вещества.
Не меньшее производственное значение имело бы придание
продуцентам белка генетически определенной способности к
ускоренному метаболизму и размножению, что увеличило бы
производительность предприятий без увеличения объема основной
аппаратуры. Можно говорить также о целесообразности придания
продуцентам белковых веществ свойства устойчивости к некоторым
химическим агентам, например, антибиотикам, что позволило бы
поднять уровень асептики в производство БВ К-
С другой стороны, большое практическое значение имеют
исследования, направленные на придание клеткам способности
утилизировать или какой-либо новый вид субстрата или
устранение вредного влияния примесей, имеющихся в питательной среде.
В этом отношении крайне важно добиться, например, устойчивости
дрожжей к фурфуролу и другим ингибиторам, неизбежно
образующимся при гидролизе растительного сырья и снижающим
производительные показатели получения гидролизных дрожжей.
Здесь же стоит проблема «научить» клетки продуцировать цел-
люлазный комплекс и таким образом утилизировать не только
моносахариды, но и олигосахариды и даже целлюлозу, что
позволило бы исключить гидролиз как технологическую стадию.
Нетрудно себе представить в этом плане, какое значение имело
бы придание микроорганизмам — продуцентам белка, способность
утилизировать целлолигнин и, особенно, лигнин — один из самых
неприятных промышленных отходов. Возможности генетической
и клеточной инженерии, очевидно, не ограничиваются здесь
перечисленными примерами, достаточно упомянуть лишь возможность
136

расширить спектр поглощаемых дрожжами н-алканов, что
избавило бы от необходимости выделения узкой фракции сырья
для БВК-
В технологии ферментных препаратов генетическая инженерия
помогает усилить продуцирующую способность клеток или
придать им способность синтезировать новые ферментные системы
по типу уже разработанного синтеза белков — инсулина,
интерферона, гормонов и т. д. Учитывая сложность, дефицитность
и дороговизну сред, используемых в технологии ферментов,
возможность ввести в генетический аппарат клетки способности
утилизировать «простые» субстраты типа гидролизатов или низших
спиртов имела бы огромное экономическое значение.
Обсуждение роли генетической инженерии в
совершенствовании процессов промышленной биотехнологии можно было бы
продолжить, однако, не следует связывать прогресс этих производств
только с достижениями прикладной генетики. В практическом
плане прогресс биотехнологии белковых веществ сильно зависит
от совершенствования имеющихся производств. Уже были
отмечены недостатки технологии ферментных препаратов, устранение
которых сделает эту подотрасль гораздо более современной,
стабилизирует технологический процесс и поднимет качество
товарных препаратов,. Не меньшие возможности совершенствования
имеются и в производстве белка одноклеточных.
Культивирование микроорганизмов — продуцентов белка,
сегодня сталкивается с большими трудностями на стадиях
выделения биомассы, которые, во многом, определяют общую
энергоемкость производства и влияют на качество конечного продукта.
Немалое значение имеет и решение чисто технологических
вопросов усиления теплосъема при ферментации и снижения количеств
технологической и оборотной воды. Нельзя не отметить, однако,
и тот факт, что целью производства БВК является даже не сам
белок, а только часть находящихся в нем особо дифицитных
аминокислот. Поэтому разработка комплексной переработки
микробной биомассы как потенциального источника аминокислот,
белков, липидов, полисахаридов, кофакторов и других
биологически активных веществ подняла бы весь технологический процесс
на качественно новый уровень.
Из всего вышесказанного ясно, как велики возможности
промышленного биосинтеза белковых веществ и как сложны и
многообразны задачи, которые предстоит решать ученым и
производственникам, работающим в этой области.
Научно-технический прогресс в области биотехнологии
белковых веществ и ферментов должен в перспективе до 2000 года
привести к качественному и количественному росту производства
этих продуктов в нашей стране. Это позволит практически
ликвидировать дефицит белка в кормах для животноводства и
добиться нового прогресса в органическом синтезе и пищевой
промышленности за счет использования новых эффективных
ферментных препаратов.
137

ЛИТЕРАТУРА
Биотехнология микробного синтеза/Под ред. М. Е. Бекера. — Рига: Зинатне,
1980. 287 с.
Грачева И. М., Гаврилова Н. И.. Иванова Л. А. Технология микробных
белковых препаратов, аминокислот и жиров. — М.: Пищевая промышленность,
1980. 448 с.
Мосичев М. С, Складнее А. А., Котов В. Б. Общая технология
микробиологических производств. — М.: Легкая и пищевая промышленность, 1982. 264 с.
Технология гидролизных производств/В. И. Шарков и др. — М.: Лесная и
пищевая промышленность, 1973. 316 с.
Калунянц К. А., Голгер Л. И. Микробные ферментные препараты. — М.:
Пищевая промышленность, 1979. 303 с.
Бортников И. И., Босенко А. М. Машины и аппараты микробиологических
производств. — Минск: Вышейшая школа, 1982. 288 с.
Брухман Э. Э. Прикладная биохимия. ■— М.: Легкая и пищевая
промышленность, 1981. 294 с.
Матвеев В. Е. Основы асептики в технологии чистых микробиологических
препаратов. — М.: Легкая и пищевая промышленность, 1981. 311 с.

ПРЕДМЕТНЫЙ
УКАЗАТЕЛЬ
Барабанная вакуумная сушилка 133*
Белково-витаминный концентрат
/БВК/ 6, 28, 29
Биомасса 73
— кормовая 73 — 84, 90, 94
получение на низших спиртах
90 — 94
углеводном сырье 94 — 99
технологическая схема отделения
экстракции 87*
получения 73 — 84
технологические особенности
производства на углеводородном сырье
84 — 90
— одноклеточных 19
способы выращивания 19
непрерывный 19, 22
периодический 19, 22, 24
— получение 10, 18, 19
Биосинтез микробного белка 33
основы технологии
субстратов 33 — 67
Биотехническое производство 10, 22, 32
стадии 10
выделение и очистка целевого
продукта 11
подготовка биологически
действующего начала 10, 11
подготовка сырья 10
приготовление товарных форм
продуктов 11
расфасовка н упаковка
продуктов II, 12
ферментации 11
условия 24
Бнотехнологнческие процессы 10
* Звездочкой отмечены страницы, i
лицы. -
Взаимосвязь технологии ферментации
и технологического и аппаратурного
оформления последующих стадий 24
Диффузионная батарея для
экстрагирования ферментов 127*
Кормовой концентрат лизина (ККЛ) 29
Меласса 64 — 66
сырье для синтеза метаболитов 64
Метилотрофы 44
— подготовка сырья 50 — 52
— сырье для культивирования 44 — 52
получение метанола нз
синтез-газа 48 — 50
сннтез-газа 44 — 48
Микробиологические процессы 23
управление 23
Микробные липиды 99, 100
источники 99 — 102
технологическая схема
получения 103
Отделение грануляции 82, 83
технологическая схема 82*
— сгущения суспензии
микроорганизмов 79, 80
— сушки 81, 82
технологическая схема 81*
— чистой культуры 74
которых помещены рисунки или таб-
139

Питательные среды для
биосинтеза 12 — 16
источники углерода 12, 13
— методы стерилизации
14— 16
радиационный 14, 15
химические 15
стерилизующей
фильтрации 15, 16
отделение приготовления 12
соблюдение требований
асептики 13
термическая
стерилизация 14
недостаткя 14
технология приготовления
12— 16
культивирования
микроорганизмов 33
Продукт 28
— метаболизма получение 10, 19, 20
— микробиологического синтеза 24
выделение и очистка 24
новые возможности
27, 28
применение
мембранной технологии 27
технологические
приемы 25, 27
— получение товарной формы 28 — 30
стадия фасовки 29, 30
Промышленная асептика в
микробиологическом синтезе 20
— биотехнология 5, 6, 9, 10, 18, 28,
30, 107, 135
два типа процессов 18, 19
процессы 10
разделение по признаку
целевого продукта 10
современный этап развития 23
технологическое оформление
процессов 20, 21
Промышленные ферментные
препараты 107, 108
Промышленный микробиологический
синтез 33
сырьевая база 33
Растительная камера с вертикальными
кассетами 123*
140
Растительное сырье 52 — 54, 59
получение углеводородов
гидролизом 52 — 59
технологическая
схема 54*
Стадия термообработки микробной су-
спенвии 80
— фасовки и упаковки готового
продукта 83
— ферментации 78 — 80
Стерилизатор твердой сыпучей среды
с мешалками 121*
Схема получения посевного
материала 75*
— ультрафильтрационной
установки 130*
Термостатирование ферментационного
процесса 21
Технологическая схема карбамидной
депарафинизации нефтяных
дистиллятов 37
- очистки ГВВ 83*
приготовления и стерилизации
растворов питательных солей и
микроэлементов 77*
Углеводородное сырье 34 — 40, 67
дополнительные источники
67 — 72
получение 34 — 40
нефтяных дистиллятов прямой
перегонкой нефти 34.— 36
технологическая схема
34, 35*
н-парафинов переработкой
нефтяных дистиллятов 36 — 39
Уксусная кислота 59 — 64
получение 59 — 64
' — из этилена 60 — 62
технологическая
схема 61*
карбонилированием
метанола- 62— 64
= технологическая
схема 63*

Ферментация стадия 18
Ферментеры 78, 79, 92, 95
— барботажно-эрлифтные 96
— струйный 92
схема 92*
— типы 78, 79
— требования 78
— эрлифтный 95, 96
схема 95*
Ферментные препараты 125, 132, 133
получение товарных форм
125— 133
стандартизация 132, 133
сушка 132, 133
Ферменты 105—133
— биосинтез 108
влияние возраста посевного
материала 113*
— влияние .температуры
культивирования на накопление 116*
— выделение и очистка 125, 126
— высаливание 131
— глубинный метод культивирования
продуцентов 110 — 117
технологическая схема
111, 112*
— концентрирование растворов 128, 129
ультрафильтрацией 129, 130
— осаждение органическими
растворителями 130
— отделение твердой фазы методом
фильтрации 127, 128
центрифугированием 128
— поверхностный метод
культивирования продуцентов 117— 125
влажность питательной
среды 122
динамика газового
обмена 122*
технологическая схема
118, 119*
энергетика процесса
121, 122
— сорбционная очистка 131
— технология микробиологического
производства 105
— факторы, влияющие на биосинтез
108— ПО
— экстракция из поверхностной
культуры 109
Чистая культура 16, 17
поддержание 16
Экологические аспекты
биотехнологии 30 — 32
метаболически замкнутые
производства 32
Этиловый спирт 40 — 44
получение прямой гидратацией из
этилена 42, 43
технологическая
схема 42*
сернокислотной гидратацией
этилена 40 — 42
технологическая
схема 41*
Этиловый спирт технология
получения 40

ОГЛАВЛЕНИЕ
Предисловие . ..... 5
Введение . . . 6
Глава 1. Основные принципы промышленного осуществления
биотехнологических процессов ... 10
§ 1. Технология приготовления питательных сред для биосинтеза .... 12
§ 2. Поддержание чистой культуры .... 16
§ 3. Ферментация . . . . 18
§ 4. Выделение и очистка продуктов ... . .24
§ 5. Получение товарных форм препаратов . .... 28
§ 6. Экологические аспекты биотехнологии ... 30
Глава 2. Сырьевая база промышленной биотехнологии 33
§ 1. Получение углеродного сырья для промышленной биотехнологии 34
§ 2. Получение этилового спирта .. .40
§ 3. Сырье для культивирования метилотрофов ... 44
§ 4. Получение углеводов гидролизом растительного сырья . . . 52
§ 5. Получение уксусной кислоты . 59
§ 6. Меласса как субстрат для биотехнологии 64
§ 7. Дополнительные источники сырья для производства белка
одноклеточных . . ... . . .... 67
Глава 3. Технология производства белковых веществ и липидов
микробным синтезом . 73
§ 1. Принципиальная технологическая схема получения кормовой
биомассы 73
§ 2. Технологические особенности производства кормовой биомассы на
углеводородном сырье . 84
§ 3. Получение микробного белка на низших спиртах . ... 90
§ 4. Получение белковых веществ* на углеводном сырье . . 94
§ 5. Технология получения микробных липидов ... 99
Глава 4. Технология ферментных препаратов . .105
§ 1. Промышленные ферментные препараты . . . . 107
§ 2. Факторы, влияющие иа биосинтез ферментов ....... 108
§ 3. Глубинный метод культивирования продуцентов ферментов . 110
§ 4. Поверхностный метод культивирования продуцентов ферментов . 117
§ 5. Получение товарных форм ферментных препаратов . . . 125
Заключение . . 135
Литература 138
Предметный указатель 139

Учебное издание
БИОТЕХНОЛОГИЯ. В 8 кн.
Валерий Алексеевич Быков, Михаил Николаевич Манаков,
Виктор Иванович Панфилов,
Алексей Александрович Свитцов, Нина Васильевна Тарасова
Книга 5
ПРОИЗВОДСТВО БЕЛКОВЫХ ВЕЩЕСТВ
Зав. редакцней А. Г. Гаврилов
Редактор М. М. Пенкина
Мл. редакторы Е. И. Попова, И. М. Павлова
Художественный редактор Т. А. Коленкова
Художник С. Ю. Вериченко
Технический редактор Н. А. Битюкова
Корректор С. К. Завьялова
ИБ № 6701
Изд. № Е — 555. Сдано в набор 24.02.87. Подп. в печать 03.06.87. Т-10183.
Формат 60 X 90'/i6. Бум. "кн-журн. Гарнитура литературная. Печать офсетная.
Объем 9 усл. печ. л. 18,5 усл. кр.-отт. 8,95 уч.-изд. л. Тираж 30 000 экз. Зак.
№ 154. Цена 35 коп.
Издательство «Высшая школа>, 101430, Москва, ГСП-4, Неглинная ул. д. 29/14.
Ярославский полиграфкомбинат Союзполиграфпрома при Государственном
комитете СССР по делам издательств, полиграфии и книжной торговли. 150014,
Ярославль, ул. Свободы, 97.

Биотехнология: Учеб. пособие для вузов. В 8 кн./Под
Б63 ред. Н. С. Егорова, В. Д. Самуилова. Кн. 5: Производство
белковых веществ/В. А. Быков, М. Н. Манаков, В. И.
Панфилов и др. — М.: Высш. шк., 1987. —142 с: ил.
Рассмотрены основные принципы промышленных биотехнологических
процессов, сырьевые источники промышленной биотехнологии, основы технологии
белковых веществ и ферментов, современное аппаратурное оформление промыш
ленных производств, вопросы повышения качества продукции.
2010000000(4309000000)—354 ББК 30.6+28.0/
Б - ' КБ—53—7—86
001(01)—87 605

35 коп.
1
5
ш
ПРОБЛЕМЫ
И ПЕРСПЕКТИВЫ
СОВРЕМЕННЫЕ МЕТСДЫ
СОЗДАНИЯ ПРОМЫШЛЕННЫХ
ШТАММОВ МИКРООРГАНИЗМОВ
КЛЕТОЧНАЯ ИНЖЕНЕРИЯ
АВТОМАТИЗАЦИЯ
БИОТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ
ИССЛЕДОВАНИЙ
ПРОИЗВОДСТВО
БЕЛКОВЫХ ВЕЩЕСТВ
МИКРОБИОЛОГИЧЕСКОЕ
ПРОИЗВОДСТВО БИОЛОГИЧЕСКИ
АКТИВНЫХ ВЕЩЕСТВ И ПРЕПАРАТОВ
ИММОБИЛИЗОВАННЫЕ
ФЕРМЕНТЫ
ИНЖЕНЕРНАЯ
ЭНЗИМОЛОГИЯ