автореферат диссертации по химической технологии, 05.17.08, диссертация на тему:Новый принцип аппаратурно-технологического оформления сложных ферментативных процессов

РГ8

Российский.химико-тезнологическнй университет им. Д. И. Менделеева

На правах рукописи

ЧАН ХАНЬ ФУК

НОВЫЙ ПРИНЦИП АППАРАТУРНО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО ОФОРМЛЕНИЯ СЛОЖНЫХ ФЕРМЕНТАТИВНЫХ ПРОЦЕССОВ

05.17.08 — Процессы и аппараты химической технологии 03.00.23 — Биотехнология

АВТОРЕФЕРАТ

диссертации на соискание ученой степени доктора технических наук

Москва 1993

Работа выполнена в Институте биохимии им. А. Н. Баха, Российском химико-технологическом университете им. Д. И. Менделеева, Институте экспериментальной биологии Национального центра научных исследований Вьетнама.

Научные консультанты: доктор технических наук, профессор И. Н. Дорохов; доктор химических наук М. Л. Рабинович.

Официальные оппоненты: доктор технических наук, профессор Ю. А. Ивашкин; доктор технических наук, профессор А. Ю, Винаров; доктор технических наук, В. И. Крупянко.

Ведущая организация — Московский технологический институт пищевой промышленности.

Защита состоится _ 1993 г.

в_ час в ауд. __ на заседании специализированного совета Д 053.34.08 в Российском химико-технологическом университете им. Д. И. Менделеева по адресу: 125190, г. Москва, А-190, Миусская пл., дом 9.

С диссертацией можно ознакомиться в научно-информационном центре РХТУ им. Д. И. Менделеева.

Автореферат разослан_ 1993 г.

Ученый секретарь специализированного совета

Д. А. БОБРОВ

ОЩАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА. РАЮ'Ш

А11 г у ал ы ю ст ь I гро б л е ш. Успехи одного из важнейших направлений современной биотехнологии - инженерной знзимологии связываются, главным образом, с применением иммобилизованных ферментов для трансформации растворимых субстратов, другая большая группа практически важных гетерогенных процессов - превращение иерастеориких биополимеров (полисахаридов, целлюлозы, лигнина, ксилана, протопектина, хитина, крахмала, коллагена и др.) под действием ферментов с образованием низкомолекулярных продуктов -привлекла относительно меньшее внимание. Применение иммобилизованных ферментов в этих процессах ограничено трудностями учета массопереноса, а ташке необходимость» отделения биокатализатора от труднораещепляемой части нерастворимого субстрата по окончании процесса п процессе регенерации фермента.

Сущность регенерапни биокатализатора в гене роге! 1ном процессе ферментативного превращения состоит в том, чтобы фермент , можно было снова вернуть в систему и, тем самим, многократна использовать. Однако, до сих пор еще не создано удовлетворительное т-?хн"-чогичеекое оборудование, обеспечивающее одновременно и высокоэффективное ферментативное превращение субстрата и эффективную регенерашш биокатализатора.

Для регенерации адсорбированного биокатализатора предлагались различше подходы, основанные на сдвиге равновесия адсорбции-десорбши путем промывания остатка большим количеством вода, изменения температуры, рН, ионной силы элювнта, добавления поверхностно-активных веществ, пертурбантов или других растворимых эффекторов.

Каскад реакторов непрерывного перемешивания, функционирующий в противоточном режиме, или противоточный колоншй реактор штос!.ония предлагались для непрерывного удаления биокатализатора с по« -'тхкости нерастворимого остатка, выводимого из реакции. Пое-лс;)ь;:й в кастеящее время рассматривается кап наиболее зффектив-¡¡ш жч преарацриия нерастворимых субстратов.

К сожаление, предложенные подхода оказались не свободными о г определенных недостатков. Обычно равновесие адсорбции-десорбции биокатализ^т'-ра с поверхности субстрата сичьно едвгнуто в сторону адсорбции, та!: п*;з для смещения равновесия приходится использовать солгрис оМе:.гц клиента. Это, п. своад очередь, шзыйает

нежелательное разбавление раствора продуктов реакции, а также значительно увеличивает гидродинамическое сопротивление колонного реактора. Более жесткие условия десорбции могут вызывать денатурацию. фермента и приводить к загрязнению продуктов реакши посторонним» примесями, если таковые используются для десорбции.

Указанные проблемы продиктовали необходимость поиска принципиально новых способов регенерапии биокагадизагора в процессах превращения нерастворишх биополимеров, свободных, по возможное?* от перечисленных недостатков. При этом ставилась задача не проиграть в эффективности известным типам реакторов.

Целью работы являлось создание на принципиально новой основ* аппаратурно-технологичесгсго оформления ферментативных процессов превращения нерастворимых субстратов обеспечивающего одновременно и высокую степень конверсии и высокую эффективность регенерации фермента. Практической гелыо работы являлись разработка и испытание полупромышленных установок получении этанола из крах^ мала на основе различных методов регенерации фермента, оптимизация их работы с помоо^ьо методов математического моделирования и сравнительный анализ их функционирования. Конкретные задачи работы, исходя из этого, ставились и решались следующие: -

1. Обоснование нового принципа регенерации фермента ы системах с нерастворимым субстратом; экспериментальное изучение и моделирование процессов адсорбционного перераспределения фермента между поверхность» прореагировавшего и вновь добавляемого субстрата через пронинаему» для раствора и не проницаемую для твердой фазы перегородку.

2. Разработка принципиальной схемы реактора нового типа, моделирование процесса регенерации фермента в новом реакторе и его сравнение с колонным противоточным реактором вытеснения по эффективности регенерации биокатализатора. *

3. Экспериментальное ис\прдопание степени гидролиза тлеллю-лозъ! на кинетику адсорбции-десорбции фермента на поверхности 'нерастворимого субстрата.

4. Полное математическое моделирование процесса гидролиза .целлюлозы в реакторе нового тина .и опенка эффективности его .функционирования.. . .

5. Создание полупромышленных установок для получения этанола из крахмала на основе различных принципов регенераши фермента, идентификация кинетических констант для многокомпонентной полиферментной сис.теш сбраживания крахмала и сравнительный анализ функционирования установок.

Научная иоЕИзна работы заключается б следующей:

- сформулирован новый принцип регенераши биокатализатора в гетерогенных процессах с учас.тием нерастворимого субстрата, позволяющий в определенных условиях обеспечить сколь угодно полную регенерацию катализатора, адсорбируемого на поверхности субстрата, за счет его перераспределения на вновь добавляемый субстрат;

- определеш характеристики адсорбции-десорбции фермента и его проникания через полупроницаемую перегородку в процессе перераспределения между двумя порциями нерастворимого субстрата, раздеяеншни полупроницаемой перегородкой;

- изучено влияние геометрии реактора, а также температуры

в обеих половинах ячейки на кинетику перераспределения фермента;

- впервые теоретически предсказано и экспериментально подтверждено явление осииляиии концентрации растворимого фермента в процессе его перераспределения между двумя порциями нерастворимого субстрата, разделенными перегородкой;

- на основании экспериментально определенных констант ад-сорбши-десорбщш проведено моделирование процессов перераспределения биокаталиэагора в прогивоточном колонном реакторе е помощью нового подхода;

- гроведена моделирование процессов перераспределения фермента в многоячеечной модели реактора нового типа и показана его более высокая эффективность в регенерации биокатализатора■ по сравнению с колонным противоточшм реактором;

- экспериментально определена зависимость констант адсорбции и десорбции фермента от степени гидролиза-нерастворимого субстрата и проведено моделирование процесса непрерывного ферментативного гидролиза шллюлозы в реакторе нового тина, -установлена его высокая продуктивность в сравнении с другими тинами реакторов;

- разработаны и апробированы экспериментально математические модели, описывающие поведение полиферментной системы: альфа-амилаза, глнкоамилаза, дрояжевые клетки при получении этанола из крахмала; рекомендованы процедуры и препараты, дающие максимальную активность.

Пр&ктическая значимость работа:

- разработаны принципы конструирования нового поколения реакторов для ферментативной конверсии нерастворимых субстратов;

- подобраны оптимальные носители для иммобилизации натуральной полиферментноА системы получения этанола из крахмала;

- созданы опытно-пройменные установки непрерывного действия для получения этанола из крахмала на основе натуральных полиферме итных систем и определены оптимальные условия их работы;

- даны практические рекомендации по выбору тина реактора для аппаратурло-техиологичесного оформления различных биотехнологических производств.

Апробация работы. Результаты работы докладывались на УП Всесоюзном симпозиуме по инженерном энзимэлогии (Шереметьево, 1991), II Всесоюзной конференция "Достижения биотехнологии -агропромышленному комплексу" (Черновцы, 1991). Ш Всесоюзном симпозиуме "Биотехнология и получение падевых продуктов" (Светлогорск, 1991), Национальной конференции СРР "Химия и химическая технология" (Бухарест,, октябрь 1580 г.), Обще вьетнамской научной конференции по проблемам химии и химической технологии (Ханой, 1983), 1 и П Всесоюзных конференциях "Метода кибернетики химико-технологических процессов" (Москва, 1984; Баку, 1987), Международной конференции "Нестационарные процессы в катализе" (Новосибирск, 1990), заседаниях Ученых советов Института биохимии км.А.ШБаха РАН, МХТИ им.Д.И.Менделеева, МГИПП..

Публикации. По материалам диссертации опубликовано 26 печатных работ. «

Объем работы. Диссертация состоит из введения, 5 глав, общих выводов, списка использованной литературы из наименований. Работа излечена на стр., я содержит рисунков и

таблин. '

содершш РАБОТЫ

Во введении обосновала актуальность, сформулирована цель исследования, указаны научная новизна и практическая ценность работа.

ГЛАВА I. СОВРЕМЕННОЕ СОСТОЯНИЕ ШОЯОСИЙ ФЕРЖОТАТИБШХ ПРОЦЕССОВ ПРЕВРАЩЕНИЯ ЦОЛИСШРЦфШХ СУБСТРАТОВ В ГЕТЕРОГЕННЫХ СИСТЕМАХ

Анализ литературных данных и результатов исследований, проведении в послодео время, показал, что о шгяенерной энзнш-логии и биотехнологии достигнуто достаточно глубокое и детальное понимание основных закономерностей ферментативного превращения полисахаридшх субстратов а гетерогенный системах.

Одна на основных проблем при организации крупнотоннажного промышленного производства состоит в том, чтобы в процессе ферментативного превращения модно было бн обеспечить высокую степень регенерации дорогого биокатализатора - фермента. В гомо-гешых системах эта проблема решается в основном с помощью улътрафильтрации, а гетерогенных системах при ее решении следует различать две ситуации: I) субстрат нерастворимый, фермент раст-иоришй и адсорбируется на субстрате; 2) субстрат растворишЛ, фермент растворимый, но он иммобилизуется на нерастворимом инертном носителе, в качестве которого может использоваться природный или синтетический полимер. Недостатком ультрафнльтрации при гидролизе растворимых полисахаридов является то, что при больших концентрациях полимерного субстрата, используемых в реальных процессах, резко затрудняется фильтрование. Более перспективна организация регенерации фермента в гетерогенных процессах.

До настоящего времени для осуществления гетерогенного фзр-ативного гидролиза с регенерацией фермента рекомендовались, п пег.озном, два типа биохимических реаоторой: I) каскад реакторов смешения, функционирующий в противоточном режиме; 2) проти-бзточшй кодоншй реактор вытеснения, й а той и в другом аппарате рсгзис-рпгаи адсорбированного на субстрате биокатализатора основана |-м. эдшч« рапи;ччгсия адсорбции-дееорбци» разными путями: про-

- б -

шванием остатка больиим количеством воды; изменением температуры; изменением рН, изменением ионной силы элгаента, добавлением поверхностно-актившх веществ, пертурбантов и др. Однако перечисленные методы сдвига равновесия адсорбши-десорбции обладают рядом существенных недостатков: требуют больших объемов элюента, сильно разбавляют продукты реакции, увеличивают гидродинамическое сопротивление колонного реактора, приводят к инак-п вации фермента, загрязняют продукты реакиии посторонними примесями.

Таким образом, возникает проблема разработки нового принципа регенерации фермента в гетерогенных системах, свободного от перечисленных недостатков, и на этоП основе создание нового аппаратурно-технологического оформления ферментативных процессов.

ГЛАВА 2. ОБОСНОВАНИЕ НОВОГО ПРИНЦИПА РЕГЕНЕРАЦИИ 4ЕШЕНТА В СИСТЕМАХ С НЕРАСТВОРИМ* СУБСТРАТОМ

Для эффективной регенерации фермента необходимо создать такие аппаратурно-технологические условия ц режимы, чтобы фермент, адсорбированный на нерастворимом субстрате, по мере его гидролиза мог бы десорбиропаться с трансформируемого субстрата и адсорбироваться на новых порциях свежего поступающего на гидролиз субстрата так, чтобы фермент многократно использовался длп гидролиза, т.е. сохранялся.в аппарате как можно дольше и с наименьшими потерями.

До сих пор эту задачу пытались решать в условиях прямого контакта реагирующих сред в режиме противотока.

Идея предлагаемого подхода к регенерации фермента состоит в том, что устраняется прямой контакт между субстратов, содержащим и не содержащим адсорбированный фермент. Для этого предлагается использовать рааделто.цуч перегородку, пронитекут> длп р-эстнэра, содержащего фермент и продукты гидролиза, и не пронинпему» для час тип нерастворимого субстрата. Как будет пс. казшю техно г ог и'""'<".1:ие аппараты, реачиартдие указан!«?.

пр!!н'Г.!ч. Ю МНОГИМ ПОГЯ.?Г>»-ОЕ'>М '"ОГ'/Т ПНаЧИТеЛЬНО Пр«?ВО-.ХГЯ"ТЬ епкграты.

- У -

Для обоснования видвинутого принципа, регенерации фермента надо было: I) убедиться в его физической осуществимости; ?.) количественно оценить основные кинетические характеристики ыассообмена между двумя разделенными полупроницаемой перегородкой субстратами, один из которых насыщен ферментом, а другой -не насыщен.

С этой целью била сконструирована специальная измерительная ячейка, разделенная полупроницаемой перегородкой {из нейлона) на 2 части: 1-я (левая) и 2-я Справая). (См.рис.1). В 1-я часть ячейки в буферном растворе помещали насыщенный ферментом Е субстрат «5^ а вдда фермент-субстратного комплекса целлюлозы Во 2-я часть ячейки в буферном растворе помещался свежий субстрат Из-за неравновесия по содержанию фермента Е в 1-й и 2-К частях ячейки последний десорбируется со скоростью (скорость обратной реакции К^) из фсрмент-субст-ратного комплекса Е5.|, проникает через перегородку со скоростью

1>е и адсорбируется со скоростью К.£ ( К_г, - скорость обратной реакции) на субстрате б,,, образуя фермент-субстратный комплекс Е&2 и вызывая гидролиз со скоростью Образующийся в

результате гидролиза Зр растворимый продукт реакции А^ проникает из 2-й части ячейки в 1-ю через перегородку со скоростью причем продукт в 1-й части ячейки обозначен Ар (См. схему на рис.2). Заметим, что в обеих частях ячейки реализуется режим, близкий к Идеальному перемешиванию за счет применения магнитных мешалок.

Вообще говоря, константы скорости адсорбции (К^ и К,,) и десорбции С Кд и неодинаковы для субстратов и 0 особенности, если один из них подвергался ферментативной атаке в течение длительного времени. Однако в нашем модельном случае оба субстрата были приготовлены одинаковым способом, так что для упрочения задачи мокно рассматривать только одну пару констант адсорбции и десорбция СК{ и К|), соответствующих не.прогидролизо-яанному субстрату.

Кроме тего, искомые кинетические параметр переноса фермента будут зависеть и от степени конверсии субстрата. Однако на этом этапе зсперииент ставится так, чтош влиянием гидролиза молено ОЧЛО П{ХЛ!'"*1,1 .»¡г,: |)ассг.лт1:иа!..ч'оя »изкао степени гоил'пени субстрата ми! п Ь;-> п *г,»-е-»л.«•(-«а-л'Лхг, «яо скоросгь ги^лити нашего

ниже скорости процессов адсорбции- рсоро'цли .1: переноса через перегородку .

Рис Л. шзическая ячзГиса, используемая для моделирования. I - корпус, й - перегородка,про-[пцче.'-яя для ;.\идяо1'1,но непроницаемая для твердо:! газы, М - пере-ыелпнаю.цие устройства.

ОАО

(аа)

К

г(Еч)-

М».

Е52 к

кат

Т

■ Аа

отделение I перегородка отдаление г Рис.?.. Процессы, протвкащне в :;зол:кюв-ло«>Г. яче'ке регн.кто;».

С учетом этих допущений мокно сформулировать систему кинетических уравнений, описывающих процессы переноса, в ячейке :

с! ГА],/^ е ¿Ь^Л = - аЬл(СА], - [Л],)/ V,. (2

«Пе^М = к.,.. к,Ю1 + а№ -М»)/^ С

Л№л/Л - к.,, <!

Е5,,0 - [еь]^, + [ЕЬ]^ + [Е],V, +

3 стационарных условиях, когда [е]и - Йг = К* и скорости накопления продуктов равны в обоих отделениях, «ото записать также следущие дополнительные уравнения , выведенные из уравнений (1-7 ) •

(е И

(d[A\ /4 JtJa , a £>„ C£A ]A- [ Al,/у, = аЦ)л A5 / Vj (8 ) £3J4 [ЕЗЛ/С £s3jS » kH / K, = Kaai to >

C*h/L = С в s34St/ £es .7iS a»)

Ккат Cfsj^ = * J)A: С+ W/Vj, J cu

E5,0 e ГCvSjws V, t íesí2S V2 * £Ej4 С Vt) (12)

где необходимо определить 12 неизвестных величин: <1 •.. Jt-ij

3>a> Эе , f e.J , CeiJ^esw-taStljiBj^-tesJ^ £esj2S Поскольку перепэг фермента мезду ячейками I и 2 экспериментально трудно детектировать, бнл использован специальный подход с применением трассера (индикатора). Его суть заключается в той, что в 1-ю половину ячейки ткзщается комплекс фермен-а с субстратом ( Е&.»), причем фермент изначально адсорбирован на обычной целлюлозе, В качестве субстрата во 2-й поливине ячейки используется аналогичная целлюлоза Sz. , по содержащая ко валентно присоединенный краситель (окрашенная целлюлоза) и образующая окрашенные растворимые продукты при адсорбции и гидролитическом действии на нее ферменте в-пеллюл аз. Таким образом, прочеес перераспределения фермента между 1-й и 2-Я частями ячейки может изучаться по образовании растворимых окрашенных продуктов Aj и Ag путем измерения оптической плотности растворов в 1-й и 2-й частях ячейки.

МАТЕРИАЛЫ 1Í МЕТОДУ

Источником фермента слуяил коммерческий пеллюлазный препарат из тщснааецмду/яюп , производимый в России и дополнительно очищенный путем ультрафнльтрации через полые волокна с пределом задержания 15 ООО (Ассоциация "Пластек", Ст.Петербург).

Целлюлоза siaeiacfii-i race 50 (üi'ümachamicjh- ьомрял>ц , США) и окрашенная нерастворимая целлюлоза ОЦ-31 (НПО "Фермент", Вильнюс, Литва) ¡1СПОЛ1.повались для приготовления гранулированных аморфных субстратов с частицами определенного размера.

Приготовление аморфной иеллплозы с частники определенного размера. Порошковую леллтолозу IP.0 г., независимо, окрашенную или нет) растворяли при интенсивном перемешивании п 400 мл бЗ^-ноП ор-тафосфорной ьиелиш при комнатной температуре в течение 3-4 часов до получения ирорргимго вязкого раствора, затем о жаждали добавлением Í л дистиллированной води и промывали большим количеством йоды. рП суспензии pereneрироианноН суспензии целлюлозы доводили до 8 —

- ю -

10%-ным раствором подн и снова промывали большим количеством воды. Осажденный седиментацией материал лнофилизовали и просеивали. Отбирали фракнию частив со средни?-! диаметром 1-2 мм.

Приготовление фермента, прочно адсорбированного на поверхности неллялозн. Аморфную неокрашенную целлюлозу, приготовленную как указано выше, (200 мг) суспендировали в 10 мл ферментного раствора (40 мг/мл) в 0,1 М нагрпП-апетатном буфере, рН 4,5, при комнатной температуре в течение ГО мин при слабом перемешивании, осаждали центрифугированием я дсаздц промывали 10 мл этого же буфера. Осадок использовали в качестве комплекса фермента с нерастворимым субстратом в экспериментах по перераспределению адсорбированного фермента.

Изучение ферментативных процессов в отдельной ячейке. Определенное количество гранулированной окрашенной педл'олозы, приготовленной, как указано вы те, помещали в одно из де.\г отделений отдельной ячейки реактора, отделенных друг от друга нейлоновой перегородкой, задерживающей твердые чаетнш, но проницаемо!! для раствора, и суспендировали в натрий-ацетатном буфере, рН 4,5 (20 мл). То же количество буфера находилось одновременно и ео втором отделении, так что уровни жидкости в обоих отделениях были одинаковы. Каждое отделение терыостатироваяи и перекашивали независимо. Реакцию начинали путем добавления неокрашенного субстрата, содержимого адсорбирован« фермент С 200 мг, см.выше) в первое отделение. Алмкэоту (I мл) отбирали из каждого отделения через каждые 20 мин в течение 4-6 часов и измеряли поглощение супернатанта при 490 нм (максимум поглощения красителя, коваленгно присоединенного к окрашенной иеллплозе) после центрифугирования при 12 000 об/мин в течение 3-4 мин. После .измерения с.упернатант снова перемешивали с осадком и возеращали в соответствующее отделение ячейки.

Обсуждение зкеперимептальшк данных и результатов моделирования. На рдс.З представлены типичнио кривые образования окрашенного '¡продукта п обоих отделениях ячейки. Рисунок показывает, что в них * отчетливо можно выделить предстянионарный- и стационарный участки, •что позволяет гюлучить экспериментальные данные для расчета всех ^переменных систем уравнений 1-12).

Определение исходного коадсорбированного на неокра-' .левной "сл.г.'лозс фермента иллчетрирует рис.4. Это количество о про-

делится как максимальное количество фермента, способное перейти с неокрашенного на окрашенный субстрат при как угодно малых соотношениях . Эта величина определялась из зависимости стационарной скорости гидролиза 5о от соотношения

Значения констант скоростей адсорбции, десорбции и коэффициентов диффузии фермента и продукта, а также каталитической константы образования окрашенного продукта, полученные путем решения системы уравнений (1-12) для различных соотношений и &а_ приведены в таблице I.

Таблица I.

» пл Наименование параметра Обозначение Количественная оценка

I. Константа скорости адсорбции фермента К, 0,083 ± 0,005 -I -I мг НИН мл

2. Константа скорости десорбции фермента ^ 0,043 к 0,004 мин""*

3. Коэффициент проницания фермента через перегородку Фа 0,0013 ± 0,0001 2-1 см мин

4. Коэффициент проницания окрашенного продукта реакции через перегородку На" 0,0105 ± 0,0010 2 -I см мин !

5. Активность фермента, первоначально адсорбированного на исходной целлюлозе КкагСЕа«Ъ 0,0052 к 0,0004 мин"*

Г490

О.в

1/КЕЙ!

Рис. 3: Кинетические кривые образования продуктов ферментативное гидролиза целлюлоз« в первой (Г) и во второй ( 2) половинах ячейк!

Рис.4. Определение активности ■¿■ерменп, первоначально адсорбированного на исходной неокрашенной целлюлозе ( из отрезка, отсекаемого на оси ординат > и константы равновесия адсорбции - десо бции фермента метлу неокрашенноЛС £1) и окрашенной(целлюлозой и зависимости суммарной стационарной скорости образования окрашенного продукта ((\^ Но) .от отношения концентраций обоих субстрат

И

4«> 1«

Рис.5. Влияние отношения на кинетику накопления продукт

ферментативного гидролиза окродешюй целлюлозы во второй полови ячзйк«.

(—) -экспериментальчу: (_^ -расчетные-

/с -.(I) 3,0; (3) 4,0» Ь,0;(Г>Н,«;

* (0) 7,0;(7 ) о, ');(':.) .',0 ; С ^ Ю.О.

Эти параметры оили в дальнейшем использованы для проверки адекватности разработанной модели, а также расчета кинетики реак-1цш яра еысоких соотношениях З^/з^ , которые не могли быть попуче-ш экспериментально (с применением мешалок магнитного типа), Рис.5 иллюстрирует теоретические и экспериментальные кривые образования окрашенного продукта в отделения 2 при различных отношениях концентраций субстратов в обоих отделениях. Удовлетворительная сходимость результатов эксперимента и расчетных дшнгых позволяет говорить об адекватности модели описываемому процессу.

Полученные данные при моделировании процесса в отделениях ячейки были далее использованы для построения ос'цеП модели процессов регенерации фермента в реакторе в целом (в Гл.З) и процесса гидролиза целлюлозы (в Гл.4),

ГЛАВА 3. МОДЕЛИРОВАНИЕ ПРОЦЕССА РЕШЕРАЦШ Ш-ШП'А В РЕАКТОРЕ НОВОГО ТИПА И ЕГО СРАВНЕНИЕ С КОЛОНШМ ПЮГИВОТОЧНУМ РЕАКТОРОМ ВЫТЕСНЕНИЯ

Для аппаратурно-технологической реализации рассмотренного в главе 2 принципа перераспределения фермента в ячейке с полупроницаемой перегородкой выдвинута концепция реактора нового типа, состоящая в следующем. Реактор должен состоять из двух камер, частично разделенных полупроницаемой перегородкой (рис.6а), причем камера, ближа*Гшая к загрузочному отверстию разделена на отдельные ячейки специальными устройствами (5), пропускающими твердый субстрат, но препятствующими свободному току жидкости вдоль этой камеры. Содержимое обеих камер интенсивна перемешивается м продвигается от ахода (1) к выходу (3) из реактора иди ль' полупроницаемой перегородки.

Концентрация суспензии твердого субстрата снимаетеа от входа к выходу в процессе ферментативного гидролиза (рис.бб). Раствор фермента перк'чачально вводится через отверстие (2), а затем, в ходе непрерывного функ щюнированиа заменяется буферным водным раствором (¡.п;..со), ¡благодаря еасй-.т>ш полупроницаемой перегородки фермент 1кдоас.-лре,'«гяяе«ч;в между с.беголи камерами, хотя шрж.жачачг но он был вне цен тътю и и'.чмеру, бяпжчЙиум ;с выходу из реактора. Различие в химическом потецпшшо абсорбированного фермента м хду обеими камера-

ми постоянно увеличивается вдоль полупроницаемой перегородки и достигает максимума в ближайшей от входа/выхода части реактора, где разница между концентрациями субстрата по обе стороны мембраны максимальна.

Именно это различие и являет движущей силой непрерывной ре-циклизации фермента в реакторе. Поток феррита, который в адсорбированном виде направляется вместо с нерастворим!М суО-.гратом через устройства (5) параллельно продольной мембране, одновременно проникает вместе с раствором в напраг~ешги от меньшей концентрации субстрата к большей (рис,66).

Поток растворимых продуктов в реакторе схематически изображен на рис.66. Благодаря устройствам (5), затрудняет перенос раствора между ячейками реактора (б) и препятствующими таким образом ингиби-рованию продуктами реакции, концентрация Сахаров увеличивается ступенчато от ячейки к ячейке, достигая максимума вблизи входа/выхода реактора.

Благодаря способности улавливать ферменты, данный реактор бьш назван САТСН-реактором (аббревиатура от continuos, acso*nve tuíulsh сил меся , предложена проф.А.Л.Кдесовым).

Моделирование СЛТСН-ре актора включает определение его оптимальной форда и длины, а также штимгльного числа отдельных ячеек для достижения подходящей степени регенерации ферментов и продуктивности реактора на единицу объема по сравнению с наиболее эффективным из известных 'противоточным реактором непрерывного действия.

Первым этапом при построении общей модели функционирования реактора является моделирование процессов перераспределения фермента по длине реактора. Этот момент является ключевым, поскольку в ко нечдам счете именно он и определяет эффективность регенерации биокатализатора в реакторе нового типа. С другой стороны, необходимо сравнение эффективности регенерации в данном реакторе с известным колонным противоточным реактором, считавшимся до недавнего времени наиболее эффективным в этом отношении. В данной главе проведено с-у ветствутацее моделирование на основе экспериментальных результатов, полученных в изолированной ячейке САТСН-реактора.

Моделирование процесса регенерации фермента в САТСЦреакторе. В этом разделе анализировали процессы адсорбции и десорбции фермента в новом типа реакторе. Объем 1.-й ячейки V;. ; прслставлпат-н в я! де суммы двух объемов и V2 L • разделенных перегородглй. Еудо

;s

a.

К

Л:

j л r U^KE^ j ! -il T-'^'./v |

4—

Pao.o. (a) Обций Принцип конструкции САМ-реактора.I - ввод твердой .¡ази (субстрат) ; 'с - ввод жикои фазы; 3 - вывод продуктов(гнд-ролнзат к негидродизованниЛ остаток) ; 4 - первородна, проницаемая только для х.идкой -4йзц; б - устройства, пропускающие только твердую лазу; ô - адсорбционные ячейки; 7 - зона гидролиза.

(.6 ) Траектории гиердой фазы (1); .»идкой .¿азы (2) ¡катализатора (3) в СА'ЮН-реакторе.

(в) Траектории твердой CI ) , <«сдкой д^зн (i: ) и катализатора (3j в противоточном раакторз вытеснения.

ES^L

V<C

^ ES, t H-1

i ElÀ-tt ввод

субст-

рата

РЛ'Ечл - E>.J

• -hi-t

Vzi k -1

•Xi

V2fl

вывод

л > лук та

/, Пргчн;н;)ци£ цтг-фигыышх ил-! око я в I -и a wîuce реактора.

полагать, что в кгдцой из частей осуществляется ретим идеального перемешивания, так что градиенты концентрации реагентов отсутствуют Между частями через мембрану происходит обмен веществом. В нулевой ячейке, где осуществляется поворот потока, нет перегородки и все компоненты равномерно распределены по всему объему( рло.7)

Полная математическая модель реактора, в котором протекают процессы адоорбши-десорбшн фермента, его перенос через перегородку, в результате рассмотренных различных причин и движение нерастворимого субстрата, а таете фермент-субстратного комплекса вдоль перегородки, состоит из системы 3(п+1) обыкновенных дифференциальных уравнений:

== - К,ГЕ,!к ГбД

= к^е&чП-к, СЕЛ С+

+ аЗ)Е ([ЕдЛ-

«^[езЖ/АЬ - -садьЬкДг^Д + К^СЕЛСЙ^

(ц^ЛЗ^/АЬ = о.(1&2)1-,~152)<)> - к, I ¡^Л;, г

(.Л) А 1.^2)11 АЬ ^[ЕдЛ^-Ге Л,.)* К-ДЕЗ^ _ [зг]1 +

(Шс) [ ЁЕ>2.Л(. /Л ЕЫ - I Е ) - К ДЕ в^ * ^ [К] ь С 6*

МзЫЕб^Л^ --- &([&<к-[б4К -^ ГЕ^З.Сб,

ь = аССЬк-^лЪ)* /<_, [£б«,г]. - К^Е^]*

НО с1СЕ5<,гЛс/сЛ. ,м(С£^г.11-[е54,г]0)-1</Е6^7о* К^Е^о

(2?)с1[бЛп/Аь , кдеЛп ^Л»

= + - К,+

+ п-

С^ЛибЛп/^ь = - е Ге^Лп - .к , [клп * к, СеЛп

Здесь [£>„]- вводимая концентрация субстрата, Ф - скорость потока через реактор. В системе уравнений ('2 ) - (-2^ ) отдельно заданы уравнения дли ячейки 0, отдичтегдейпл отсутствием разделяющей перегороди-!, а также для ячейки !л , в которой отсутствует ппдач; фермента и ^ермонт-еубстратного 'ошпекса из ячейки ГН1. а коние! трация вводимого субстрата рчрня «"хслной.

Началыьге условия интегрирования задаются следующим образом. Полагаем, что в начальный момент времени концентрация субстрата во всех ячейках И , а также ячейке 0 равна , а в ячейках г I равна 0. Нош5внтрация фзрмента в ячейке 0 равна [6^,1 , а во всех остальных ячейках равна 0.

Граккчше условия определяется следующим критерием. Концентрация фермента э реакционной смеси, выводимой из реактора, не должна превышать 1% от исходной, иначе говоря, должно выполняться условие * СеСгЗп < IЪ91 . Решение данной систеш проводится, начиная с л -1 и до тех пор, пока не будет алмлнено указанное условие, для каторого определяется минимальное удовлетворяющее ему число ячеек ть

Нетрудно вздеть, что минимальное число п зависит от соотношения скорости' потока а , с одной стороны, и минимальной из вэличин н аЛ)4 с другой. Полагая, что путем регулирования соотношения в-за счет соответствуицего варьирования геометрии реактора последняя величина может быть сделана заведомо большей , приход™ к заключению, что минимально необходимая длина реактора Левого типа определяется соотношением константы скорости десорбции и скорости потока, В связи с том, что в данном разделе нз рассматривается процесс гидролиза субстрата и общая концентрация последнего одинакова во всех ячейках, становится очевидным, что при выполнении условия а^к.^ (что фактически означает наличие медленного по сравнению со скоростью десорбции ц перераспределения фермента потока) добавление каждой следует,ей ячейки равнозначно уменьшения количества выводимого нз реактора фермента дополнительно еще в 1 раза.

Моделирование распределения Фермента в колонном реакторе на основа модели хроматографичеокого процесса. Моделирование далного типа реактора, преимущества которого неоднократно описывались в литературе (Рабинович и др., 1982; Гусаков и др., 1994; Морозов и др., 1506), было необходимо в связи с тем, что наш была определена экспериментально константа скорости десорбции фермента с целлюлозы; ранее не использовавшаяся при моделировании (Гусанов и до., 19В1).

Для моделирования был использовал принцип, отличный от предложенного ранее (Гусаков и др., 19&1).

В основу модели заложен анализ процессов градиентной динамики адг.орбции-дееорбшш, развитый н работах (Рслцнн и др.,. 19Ш) и бази-рувдийсл на следующих предположениях.

- 1В -

Проточный колонный биокаталитическиЯ реактор представляет собой трубку (рис.65)по которой сверху еяиз подается одяородшй поток твердой дисперсной базы целлмозосодэрзшцего материала со средой линейной скоростью у/т . Снизу противотоком подается кидкая фаза, содержащая растворимый фермент, со средней линейной скоростью \4а» Суспензия характеризуется пористостью слоя е, которая в отсутствие ферментативной реакции принимается постоянной по всему объему колонки.

При выполнении указанных предположений (налоыним, что речь в данном случае идет об упрощенной модели, описывающей распределение фермента в реакторе в отсутствии заметного гидролиза субстрата, т.е фактически, в начальный период реакции), уравнения конвективной диффузии в сечении колонки имеют следующий вид:

где Е - концентрация фермента в жидкой фазе, Е э - концентрация фермента на сорбенте, I* о(«ЯеЗ/с<Е ) _ аксиальшй поток, - средняя линейная скорость твердой фазы, У*. « ®>е - средняя линейная скорость жидкой фазы, - объемная скорость течения сидкой фазы, А= тр-1" - поперечная площадь колоши, я - ее радиус, е^т/4^ - пористость слоя, V,- - объем, занимаемый твердой фазой, ч/ц = тт*ь -объем колонки, г. - длина колонки, х,тнV,.) | {ч/т-1 - относительная скорость движения жидкой фазы относительно твердой фаз! При » сопл из (13) получаем:

e(cltвЗ/c^hje.tUШ1Ш£x~t>VvtJJ[гJ/ciЮt

Определим МО^ость источника фермента Ыыы/ль }е , связав е< с объемом целлюлозы в слое г. через пористость слоя е:

. При этом окончательное уравнение принимает следующий вид'. (о1Ге]/<*ь)е , -у„мЫе]/с1г)ь ч ъ(ыгШ/а1г%* (.<-*)( ¿сеЗ Для завершения математической «остановки задачи необходимо сформулиро вать началь ные и граничные С крае вые) ус ловия; .

[е] С г, о? « о; ь у - о [с-3 С о,ьУ = ¿еСО, Ь >о Решение данной задачи состоит в определении минимальной длида колонки; при которой концентрация фермент-субстратного комплекса ! выходе жвдкой фазы становится менее 0,01 исходной суммарной копир! рация фермента» • .

Предложенная математическая модель позволяет количественно и[ ледопать динамику процессов адсорбции - десорбции в колонном прот(

- ГУ -

Рис.8. Из макан не концентрации ноадлэаса Ей по дайна колонного противоточкого реактора! I - начальная яонцентрация комплекса; 2 - после 15 часов ) 3 - -посла 18 часов ¡4-22 ф.соп {5-28 часов } 6 - 32 часов } 7 - 34 часов | 8 - 49 часов >

Г>ю. 9 Изменение концентрация адсорбированного фермента по длине СЛТСН-реактора: I - а ' = 0-3 й /ч f 2 - . О. = «^'/ч 3 - <3-^0.бУь /ч

■¿О т

ваточной биокаталитическом реакторе и выполнить сравнение закономерностей' его функционирования и функционирования реактора САТСН-типа при перераспределении фермента.

^равнение двух типов реакторов по эффективности регенерации Ф^РНОНта. Сравнительный анализ проводимся машинным моделированием, р Частности, исследовалось влияние различиях параметров на процесс регенерации фермента по длине двух сравниваемых реакторов. Результаты сравнения представлеш на рис. $¡4 . На рис. 8- показаны профили Изменения фермент-субстратного комплекса по длине реактора колонного типа. На рис. 6 . показаны аналогичные профили по длине CATQJ-ре актора. Стационарный режим работы обоих реакторов соответствует времеии, когда концентрация фермент-субстратного комплекса на выходе близка к нулю. Если длину колонного реактора, на которой достигается это условие, принять за I, то для САТСН-реактора это условие достигается на длине 0,3. Это значит, что /узина САТСН-реактора может быть в 3 раза меньше, чем колонный реактор при такой же конечной концентрации фермент-субстратного комплекса на выходе. Креме то го при одинаковой степени регенерации биокатализатора САТСН-реактор позволяет работать.с малыми скоростями жидкости. Последнее обстоятельство особенно важно для получения гидролиэатов с высокой концентрацией продуктов. Необходимость постоянного смецешгя равнавасил в сторону десорбции адсорбированного катализатора на выходе противо точного колонного реактора требует больших скоростей течения жидкой фазы, что понижает концентрацию продуктов реакции. Увеличение длины колотого реактора вызывает также рост гидродинамического сопротивления, что резко ухудшает технологические характеристики колонных реакторов.

Таким образом,САТСН-реактор имеет ряд преимуществ перед проти-еоточшм колонным биокаталитическим реактором вытеснения. Он обеспе чивает большую эффективность регенерации биокатализатора, а также возможность получения более концентрированных: растворов продукта. . При этом его геометрические размеры меньше.

ГЛАВА 4. ПОСТРОЕНИЕ ПОЛНОЙ МАТЕМАТИЧЕСКОЙ МОДЕЛИ ПРОЦЕССА ПЦРОЛШ, ' '■ USJDlKüiü3ü В РЕАКТОРЕ НОВОГО ТИПА И ОЦЕНКА ЕГО ЭФФЕКТИВНОС

Б предыдущей гласе мн рассмотрели характер функционирования н гюго тона рс опора ъ рдогив одсор'"г1'я-дгсорг1чии фермента и пыпвили при;iг5j;;I-.i;о отличия от |П>,ТИ>"Т",.№! о ''атомного реакторп в оф*!'.

тонкости улавливания адсорбированного фермента. В данной главе речь пойдет непосредственно о моделировании процесса гидролиза целлюлозы а данном типе реактора.

Проблеме механизма ферментативного гидролиза целлюлозы посвящено достаточно много работ, причем из имевшейся литературы убедительно следует многостаднйность и многокомпонентнооть этого слокного процесса. Вместе с тем, совершенно ясно, что учет всех возможных факторов, влияющих на ферментативный гидролиз, привел бы к таким усложнениям, при которых успешное моделирование вряд ли было бн возможно. В этой связи мм сочли необходимым сделать определенные дг лущения и ограничиться учетом лишь тех обстоятельств*.которые представлялись наиболее важными для адекватного моделирования.

1. Для определения характеристических констант скоростей ферментативного гидролиза нерастворимого субстрата было проведено изучение кинетики промесса при условии значительного.избытка целлобиа-зн А«рсга'Низ {ссЪ'Ли*, нпд цел.тялояитическими ферментами*псНоЖ^гта

и в условиях значительного избытка комплексного полиферментного препарата над концентрацией нерастворимого субстрата (се.]г ъ 07, в которых реальная зависимость скорости реакции от концентрации фермента отсутствовала, а степень конверсии в определенных пределах не зависела такде и от концентрации субстрата (последняя достигала при этом более 60$ в течение 2-3 часов). Б этих условиях оказалось возможным определить каталитическую константу скорость-лимитирущей стадии ферментативного гидролиза нерастворимого субстрата используемым пеллюлазиым препаратом (см. табл.2') которая в дальнейшем использовалась доя моделирования процесса гидролиза.

2. Как было показано ранее (Рабинович и др., 1985), в процессе гидролиза нерастворимого субстрата происходит изменение характеристик адсорбции-десорбции фермента на нерастворимом субстрате. Поскольку данный момент нвляегоя критическим' для создания адекватной модели, возникла необходимость уточнения констант скоростей адсорбции-десорбции фермента для нерастворимого субстрата, подвергнутого ферментативному гидролизу различной продолжительности. Ниже обсуждается методика данного исследования, которая может представлять самостоятельный интерес.

Влияние степени гидролиза целлюлозы на кинетику адсорбции-де-сорбши фцркента на поверхности нерастворимой целлюлозы. Ферментативному гидролиз;) подвергали субстрат (неокрашенная аморфная целлюлоз 1, приготсчк'*н>'.е • Для изучения указанной' зависимости было

Рис, 40 , ¡Сидагачеекие кривые образования продуктов ферментативного гидролиза окрашенной цвлдаяозц в пеовой(и и второйш половинах «чайки,20,иг/мл,- £2: 20 их/ил) . Оптическую плотность окрашенных проектов регистрировали при 4^0 >ш.

¡'исЛ1. Определение активности ко,\шленса фермент-субстрата после [и:ник времен гидролиза в реакторе: 1, - в начальный момент, - посла 1 часа гидролиза

3 - после 6 часов гидролиза,

4 - после 15 часов "гидролиза.

использовало 8 образфз со степенями конверсии 0; 5; 10} 14} 17; 20; 25-и 25$. В основу такой постановки эксперимента легли ранние данные о том, что наибольсее различие в характеристиках одсорбгши-десорбции наблюдается для образцов целлюлозы на начальных этапах ее гидролиза (Рабинович и др., 1985). Схема эксперимента внлпчаяе определение характеристик перераспределения фермента, адсорбированного на обработанном ила необработанном субстрате.

Для этой цели проводили параллельную инкубацию с адсорбирован-иым ферментом нескольких идентичных образцов целлвлозы в течение различных периодов времени, параллельно регистрируя образование восстанавливающих .Сахаров. Характерние кинетические кривые, а также вторичше данше, полученные на основаиия расчета из стационарах участков кривых, представлена на рис.10 и 11, а соответствующие значения кинетических констант для 8 изученных образцов разной степени гидролиза - в таблице 2.

Таблица 2,

Характеристики адсорбции фермента в процессе гидролиза целлюлозы» полученное в физической ячейке методом переноса адсорбированного фермента на окраменшй субстрат

Время реакции ч Степень конверсии % Концентрация сахароз в растворе С/л ) 1 (шин-1)

0 0,0 0,0 0,0460 0,0091

2 5.0 1,83 0,0433 0,0087

4 10,3 3,52 0,0407 0,0083

б 14,7 4,64 0,0406 0,0079

8 17.7 5,47 0,0400 * 0,0073 .

10 20,3 6,65 0,0385 . 0,0068

15 25,6 7,82 0,0365 0,0055

20 29.5 9,27 0,0333 0,0050

Для удобства, моделирования, функциональные зависимости кинетических констант адсорбции-десорбции и адсорбционной емкости субстрата выражали с помощью множественной регрессии веда; ,

у:ь,4 ь,х + ь^хч ь,ха<- . . . ^х* (зо)

где X,- степень конверсии целлюлозы, а ~ величины, характеризующие начальный-момент реакции, при. степени конверсия, равной 0. Коэффициенты уравнений Ь{, находили, минимизируя сум«лу квадратов от'клоне-

- ?л -

пий ¡экспериментальных величин от рассчитанных по уравнению • о). При этом оказалось возможным с достаточно низкой остаточной дисперсией описать зависимость к, , к., и Е4, от степени конверсии целлюлозы квадратичным уравнением регрессии. рлС- 43

Полное описание про^сса ферментативного гкп.ралкза шлядлозы в реакторе нового типа. Общая схема процессов, протекающих в отдельной ячейке нового реактора, включач процесс ферментативного гидролиза, представлена нкде ;

РусЛг Процесс», протекающие в 1-й ячейке САТШ -реактора,

включая стадии гидролиза субстрата и диффузии продукта.

По сравнению' со схеыоН предыдущего раздела здесь присутствуют также стадии переноса образуемого растворимого продукта через перегородку, а читаке его переноса по пути следования штока субстрата.

При рассмотрении рис. 12. , необходимо ввести следующее уточнение, Как мц уже упоминали в начале обсуждения, при формулировании общих принципов действия реакторов нового типа, их характерной чертой является наличие во входной части устройств, позволяющих отжимать твердую фазу, транспортируемую к нулевой ячейке, от раствора, содержащего продукта реакции и свободный фермент. Такал конструкция позволяет избежать излишнего ингибированип реакции растворимый продуктами. Технически это реализуется в виде шнека переменного шага в' ворхйай 'ист« реактора Яри "Ь'одЙмрэшник ато приводит к необходимости введения коэффициента переноса жидкой фазы через подобное устройство к учета ее баланса в отдельных ячейках, поскольку ье двикешо в этом случае нельзя описать постоянной скоростью потока . Однако Ддн упрощения ми не: -будои' иришшать »тот донэшш во внимание , а огра-

% I

с

I

f-4

c4^/WW\/WWW\tWWV^---jh

мшлл/v^

■o

перегородка

C3

\

№

Рис.« Конструкция CATCJi-реактора с ограничением потока раствор*«* " продуктов вдоль перегородки е верхней, части реактора.

(мчш&и лишь ир&длояоаснййы , что перегородка во входной части реактора полностью непроницаема для тверда* продуктов , но щюнн-.{¡еш для йлдкоЯ 4оза. Ш полагаем, что это на изцшш? пран-1(нш1ш1ьпи вывода, получаемых: при моделировании, сохраняя качественную картину .¡..-ходящих процессов неизяешой.

Сделанные ил:...1 замечания приведут к следующему упрощению :

Ч. . 1--1

еъ

* 4

"«л р с ■г е <

1 - ё*

к,- - ^ л)

"ал Е-,,, +

+

Рис. 1-7 Игсцгссц в 1-й ячейке реактора в условиях отсутст-вил потока растворимых продуктов в верхней половине.

Система уравнений, описывающая кинетику ферментативного гидролиза субстрата и перераспределения фермента во всем объеме реактора с учетом сделанных выше допущений приобретает следующий вид: для нулевой ячейки:

{Л!с1&%г1 /Ль-, а ([й^-^Ъ * - К^Ге^Д, [зьг.Зо

аг)сЦ е JJ.lt = -аСЕ.,^]. + К^Сей К^{в^Ъ^Л + К^ез^Х

Чг ¡¿ь [Е&,>х10)~[ез^ъ*¡<+2 [Е^ЗЛЗ^Л,

" С £&н,гЦо

а^сЦР^Ь/сИ; = - СкСР^гЗ.* ,ц/.н ¡'--¡1 ячейка :

; 2/3 <ji.Es.j3i. 141 = «(ГеаЛм "¿^А)- ^¡.С^З;. . К^Се^С&Ли

t |< г^ 1'Е-Ь )Лс.

1.07 ЛСГ-Л'-/-"^ = а. !>,.(£ ргЛ 1-Сгл:Ц)/уи, + К клт1 Г.&Л Л;„

(яМЕбхЬ /¿ь= к-иЕевгК-к, I [егшгг,

(Ю^СглП/с/ь-.аСсЕ^-Гел)* К^.^-^-'к г е,:?;. ,

^ г-'с/СГлИ = «я. (си]1-< '[г\То]+ г,. ЗрСМь гад у\/а ^ - к ■ г е.' г а • для 1-го отделения п>-й яч-з/лит : *лт '

С4г;с1С5ЛпМь= Км,лиъ,]п-К1.п1в^г,

(А^сИ^Лп/сН = К-1,п[е$4]т>-]<*,»[£<3т,[б,]г, * ^

+ К кат .7 и

'4^)с![е$л]п Ць = - О ГеМп - К-чП/"£5^п + ■ /< нятС с- 5?

<4 О а)[Р-Оп/Л = гйУраР^Л-Ш-ЬЭЛ'у,, + К ЕЙ^П

соотношения для констант скоростей адсорбции )' десорбции фярмента:

МИ К.иг^ * Ь, Ьа [([ьк* ]!

И?; =Кн * /((¿^[евЛО/Ш.Мз. I(1&<п< ^

к-4.1 = К-! ♦ Ьл Шбц]с,)/[.&]„}г Ь1{([$,П+1$&4л]ау1&]~}г = ке** + [еь,И)/1;З.]1* ]я-

= К.еа■» + ¿2 + Г^г^УШоГ

= 3<\1 / /<-,,1 •

I - 1С1,и / /< - г, ;„ = / К-4,г.

Анализ рис.-*'! и систем! уравнений (30-ОХ*позволяют яэметить что в данном описании обаего процесса отсутствуют стадии переноса растворимогс^'ермента и продукта реакции вдоль потока нерастворимого субстрата и фермент - субстратного комплекса во входной ччстт' реактора. Это, разумеется, ухуджзет в каяой-то 'степени показатели регенерации серпента, однако одновременно посшает концентрацию растворимых продуктов на выходе, препятствуя их размыванию по всему объему реактора и ичгибироеанию ими процесса гидролиза.

Граничные условия процесса задаются следущим образом: в начальный момент времени концентрация субстрата по всех ячейках \ь , а также ячейке 0 равна ¡1 Э, а в ячейках 21 равна О . Концентрация .{¡ермснта в ячейче О равна 1<5в1 , а во вех остальных ячейках равна 0. Конц«?!п-рациг продукта во всех л'»м":;пх ргвна 0, Константы скоростей адсорбции и десорбции равны соответствующим констатам при степени яонпв^лиг с/Острата, равной О

<'>лг'"/.ел'-ч^е ::и 'и1пльн'1 необдодимого ч;гсля ячеек САТСН-реактора м»'|1ПГО Г ' Г <!- ПГНЦ'ОДИТЬ .14^ . Т ■ 1 ¡'К к с и ронянной

1_ь.;„,,"1 ¡1 UO-tOtCU ву , аздашясь СЛ©ЛУИИ"41 1фИТер1ШУи ; 1 :".vii)<Mu конверсии суо'ст^-ата па выходе:

И, i>i".iUoiiL регенерации ферьюнта: 3, Концентрация продукта ни выходе:

С58)

Исследование влияния параметров модели процесса гидролиза цол-лииоии ь новом реакторе проводилось путем решения fia УйМ систем дн^ерзацлалы-ых уравнении Некоторые дашше, полученные при

варьиройании концентрации фермента и скорости потока, приведены в таблице 3.

Таблица 3

Раичечш.-о данные по ¡эффективности регенерации фермента и степени конверсии субстрата в последней ячейке САТСН-раактора

Активность Скорость Число Степень Степень концентрация

({.ерманта патока ячеек конверсии рег-ции продукта lia

ч'вр-та выходе

ед/г Ч/ч W V. '/. г/л

30 0,3 5 12 45 9

10 21 57 15

12 33 62 25

15 39 75 30

30 0,5 5 9 29 3

10 15 42 7

12 ¿8 51 21

15 ¡.14 63 26

К) 0,3 5 35 50 30

10 52 66 45

12 72 7t3 01

15 84 94 ' 77

гю 0,5 5 29 Гй 21

10 . 59 3')

Ik; -tin 64 Г;1

15 76 79 72

IfeiK ьедш из ценной таблиц'!, при онре.цслспшых усдовилк ь д-дннои тине реактора мокст ош'ь досч*1>ау-1а uîvimhi гчуцлли'^а

субстрата 84 и степень регенерации при концентрации продуктов ¡а выхода 7,7 % . Эти показатели, насколько нам известно, превышают аналогичные показатели других типов реакторов, что доказывает высокую эффективность предлагаемого подхода.

ГЛАВА. 5. СОЗДАНИЕ ПОЛУПРО[,ШЛШШ1Х УСТАНОВОК ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ЭТАНОЛА ИЗ КРАХМАЛА НА ОСЮЕЕ РШНИШ ПГШЦИГОВ РЕГЕНЕРАЦИИ ЖЫЗГГА И СРАЗНИГЫЬШЙ М;11В ИХ

ФЛШЦЮНИРОВАШШ. • »

Данный раздел посвящен разработке технологии и оптимизации промышленных процессов получения этанола из крзхмэлсодертапего сырья с помощью полиферментнои систеглы альфа-^илазч-глюкоэдила-за-дрожжевые клетки, содержацейся в' традиционных вьетнамских заквасках для приготовления различных типов пищевых продуктов и напитков из риса. В технологических процессах полу»; низ этанола рисовый крахмал может использоваться в 2-х модификациях: в лиде нерастворимого субстрата и в виде коллоидного вязкого ра: гвора, получаемого после замачивания риса и варки на пару. Соответственно, возможны 2 модификации технологической схемы гидролиза крахмала: П схема с нерастворимым субстратом; 2)- схема с растворимым субстратом.

Первая схема в качестве основного технологического узла включает СДГСН-реактор и основана на рассмотренном рыше принципе регенерации фермента на нерастворимом субстрате. Вместе с тем, применение САТСН-реактора для данного случая осложнено тем, что один из компонентов комплексного биокатализатора - дрожжевые клетки - нерастворим, и для него перенос через перегородку ¡1 ходе регенерашш существенно, затруднен. Вместе с тем, дрожжевые клетки способны к самовоспроизведение и для них указанная схема регенераций является излишней. Поэтому применен!'« САЮ1-реактора в динной системе оправдано лишь на стадии излучения глюкозы (но не ятапола) из нерастворимого крахмалсодержшцего сырья. Существенным ^.»-имуществом нового реактора в данном случае является то обстоятелъ ;№>, что для получения в нем г локоны нзт необходимости использовчгь очищенный крахмал, но целесообразно применять и более грубые «и-с» сырья, наирнмер« рисовуо муку или крупу.

Вторая схема основана на регенерации бноь'чггч^тгерч яри растворимом оубстр.лге с и люяьзоганием итобипи^отци-ч::-.! неч-нцермеитной

системы. Вторая схема в качества основного технологического узла содержит- колонный аппарат, заполненный инертным полимерным носителем с иммобилизованным катализатором (см.рис. 16 ).

В данном случае нет необходимости в отдельном проведении процессов получении глюкозы системой ферментов с<-амилаза-глюкоаыила-'зе ц ее последующего сбраживания в этанол дронжаыи. Поэтому данная схема имеет преимущество перед использованием САТСН-реактора, по крайней мере в тех случаях, когда полисахаридный субстрат (крахмал) монет бить переведен в растворимое состояние.

Б связи с тем, что рисовый крахмал удается получить в виде коллоидного вязкого раствора, то в отличие от предыдущего случая для превращения данного полисахарида било принято решение использовать иммобилизованную пояифериентную систему. При этом необходимо было решить следующие задачи:

1. Создание общей модели полиферментной реакции получения этанола из крахмала и определение ее параметров.

2. Подбор оптимальных носителей и оптимизация процесса иммобилизации полиферментной системы.

3. Создание установки для непрерывного получения этанола из крахмала на основе иммобилизованной полиферментной системы и оптимизация ее работы.

ЦсуК'.лированиэ полиферментной системы образования этанола на крахмала. Общая схема получения этанола из крахмала с помощью указанной полиферментной системы может быть представлена в виде:

Он. г рис ^ обитая схема получения _^ ^ р этанола из крахмала.

----G*-

где S - исходный крахмал,Grn - мальтодекстрины,Сг£ - мальтоза, Cf - глюкоза, Р - этанол. Введем обозначения: альфа-амилаза, in - глйкоамилаза, £3 - дрожжевые клетки.

Обозначим константы диссоциации комплексов и Еа с ,5> Gj-f,, > иг.> G- через , К3, Kfi соотиатствепно, а также

ыахыьшьмс етролт образов,->;m.iG-n, q-Z . Gr под действием через "V,; V,, Уз , а действия Г у на-5 , Сг,г . О z - чс^з V/.Vi'.Vj'

1К:1цан система ура ьшы К о пи -ucaiauin но ведение аолифо} си>:гмш ц.» OTHOjoiHhj к rem ■ .ар-цдиоиу куй -грдг-, при отсн rj{.i&K*v след; ^дай вид:

фс /ЫС57/<Л = -^.^У/^Ш/К^^Ш/^' [С,п1/Кг* ГОл//кд +

+ £йЛ/1<и)- ч'ГСт-п-З/^ С 1»£!]/К!*[<хп* }.

= Ч^СтзЛГКц)/ (-ры/к, ^Оп^/^+ЕОгЛ/Кз +

+ Ч/1Сгн1/К£* ^йСг^/Кл)/(?+из/к,'+

t [СгпЗ/Хг!* [Сп1//<5' + [Сг1/К* - Кй * С-Ы)

(СвМсг I /с/Ь ^ V* С О-Л /С Кг * 'О-7-)

г о

где К 5 и - константы, характеризует« стадич сбраживания глюкозы в этанол.

Общая схе;.'а((Я позволяет постэдийнэ моделировать превращение чистых глюкозы и мальтозы под действием полифер^снтной системы и, таким образом, определить в независимых экспериментах константы ,

Чг > Чз > > Ч, > К» > Кь > ' ' ^Г*

Остальные параметры данной схемы определяли путем изучения кинетики образования этанола из крахмала данной нолиферментной системой и анализа полученных данных методом Паузлла.

Математическое описание сбраяиоанип крахмала ккмобилизовашой полифсрментной системой в установке непрерывного действия и сопоставление с реальным процессом. На рис.16 показана общая схема процесса получения этанола с использованием иммобилизованной полиферментноЯ системы.

Для моделирования работы ферментного реактора, представлявшего собой колонный реактор вытеснения с неподвижным слоем катализатора использовали полученные ранее данные кинетиче'ского анализа полиферментноЯ системы получения этанола из крахмала.

Будем предполагать, что фильтрационные характеристики слоя не изменяется з процессе образования этанола, а значение критерия Пекле достаточно велико, так что диффузией вещества в поперечном направлении можно пренебречь. Далее, будем считать слой частиц условно монодисперсным.

При этом нестационарное одномерное поле, концентрации описывается уравнением:

еЫсл /с!Ь г - + еОс^^/Лх1* (егО

[¡¿■и рассмотрении стационарного процесса гидролиза крахмала нраиоводнуы dcL/dt мойш положить равной 0 . В атом случае уравнение материального баланса примет следующий вид :

е vdCü/ doc = еDd*Cc /d * Яс Cez)

Вад выражений R i , входящих в уравнении (.<?') iß1), задается уравнениями скорости образования промежуточных и конечных продуктов на рис. f.f :

dS/dtj R^¿Gz/dt^^dG/dtj-Rs-cim

При этом Q - Е21) С2 - Ь*пЗ, С* - Ш, С, = fe Ii Cs = [P"J Начальные и граничнае условия в данном олуще соответствуют ну-лзрцм концентрациям всок продуктов в первдй момент времени на входе реа'ктора, за исключением.

Значения параметров, испольаашшша для расчета, приведены в таблице 4. Решение системы уравнений для колонного реактора с иммобилизованной полифермантной системой проводили методом конечно-разностной аппроксимации. При этом исследовали влияние различных параыегорв на производительность процесса и степень конверсии крахмала в этанол.

Результаты {«.счетов показали, что при содержании ферментного препарата более О, J5 г/г носителя скорость превращения крахмала не зависит от концентрации онокатализатора. В то ке время, увеличение поверхности раздела твердая фаза - жидкость в 5 раз заметно увеличивает концентрацию зтанола на выходе реакторв. Однако попытки достигнуть этого путем уменьшения размера частиц приводили к значительному росту гидродинамического сопротивления либо истиранию частиц.

Время установления стационарных концентрациошшх профилей в реакторе длиной к м составляло 4-5 часов , степень конверсии субстрата ¿5 % , концентрация зтанола на выходе 7 % . Таким образом , удалось создать пилотный реактор на основе иммобилизованной полиферкбитноД системы и оптимизировать его работу с помощью мо делпро вания

Таблица 4.

Параметры Збозна-чение Численные значения

Частицы альгината Частицы синтетичес ких полимеров

Высота реактора Н 2 м 2 м

Площадь попечного сечении й 0,00785 м2 0,00785 V1'

Порозность слоя частиц е 0,65 о, 52

Диаметр частиц ы, 3,50 мм 2,50 чм

Максимальная скорость У£ V« 0,205 0,258

действия полиферментшй 0,289 . 0,215

системы С г. продукта/ 0,650 0*559

г. энзим ) > 0,280 0,254

У» 0,120 0,110

Константы .Чихаэлиса - 0,409 0,695

ментен К^ Кз 0,734 0,598

С мМЛО'2 ) 0,521 0,552

0,072 0,067

«г 1,273 1,052

-С

ю.

сь

1-

У

-щ-

1

Ш

' 1..........

II

10 а

[-.

Рис. 16 Пилотная схема процесса получения этанола с использова -нием иммобилизогянной политерм^нтной системы: 1-горячая вода; '¿-холодная вода; ;< - резервуар для крахпла; 4 - танк для приготовления шствора суГнптлтч; 5 - сигнальная систсма; б - танк для поддержания заданной теит.-ратурл релкторо; 7 - рН контроль; С - сигнш.цая система: 9 кололся реактор; 10 - сигнальная систекэ; II - резервуар чля С.02\ - ггз=™.У;Ф ляи ''танола.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

Б таблице. 5" гфиведаш основные типы ферментативных реакторов, рекомендуемые для осуществления различных биотехнологических производств.

Комментируя данную таблицу, необходимо отметить, что нами предложены два основных типа реакторов для процессов, имеющих конкретное практическое значение в СРВ.

Первый тип: САТШ-реакторы различной конфигурации. Их применение особенно оправдано во всех случаях,где используется сложное многокомпонентное нерастворимое сырье, претерпевающее неполное превращение с образованием растворимых продуктов. Непрореагировав-ший остаток сырья, выводимый из процесса, как правило, содержит высокие 'концентрации ( вязанного биокатализатора, который наиболее легко регенерировать именно в САТСН-реакторе с применением предлагаемого подхода. Поэтому данный тип реактора оптимален при переработке любых растительных и животных отходов в углеводнне, белковые или другие гздролмяаты (табл. 5 ).

Второй мп! реакторов: колонные реакторы с иммобилизованным катализатором, оптимальны там, где используется относительно чистый растворимый субстрат (растворимый крахмал, глюкозный сироп). Получаемые растворимые продукты легко отделяются от иммобилизованного биокатализатора в чистом виде..

На основании изложенных соображений можно рекомендовать следующую схему реакторов дня промышленной реализации большинства био-технологичес^их процессов с высокой степенью регенерации биокатализатора (рис.17 ).

В схеке предусмотрено получение в САТСЦреакторс двух продуктов превращения исходного биологического сырья основного растворимого продукта (глюкоза, аминокислоты или иные соединения, в зависимости от типа сырья (растительное, животное) и конкретного биокатализатора (шлисахаридгвдролазы, протеазы, нуклеазы, липазы)) и лизкорзакционноспособного нерастворимого остатка. Основной продукт ьчправляоачЧ' затем на трансформацию в колоишй реактор с иммобилизованным биокатализатором (фермати, целые клетки или их комбинация) с получением конечного продукта, которым может быть отанол (при иммобилизации дрожжевых клеток), ¡шгамиш, антибиотики (при ¿к&юбшшэаши других микроорганизмов), фруктоза (с икмобшшзонаыюй

Таблица 5

Еиотехнологическиэ производства Рекомендуемый тип ферментативного реактора

I Углеводные гидролизаты из отходов ЦБП ,цля получения кормов CATCH

2 Белковые гидролизатн из отходов морепродактов и животноводства CATCH '

3 Глюкоза из рисовой крупы и муки другого крахталсодержацего сырья неочищенного CATCH

4 Ятанол из крахмала , э Колоктшй аппарат с иммобилизован™ катализатором

Глюкозо - фруктозннй сироп Колонный аппарат с иммобилизовании '¡ермантом

5 Антибиотики и (¡'ярмацевтиче-счие препараты (аминокислоты, пенициллинчмк.цаза, лак-тазч, ст}»';покииаза, 1» -аопа-оагиназо ) Колонный аппарат с иммобилизованным ферментам

FVo. I7 ; ; г- схема реакторов для Промышленной реализации

Чтгыл! ••twsx"- логических- процвзшв с высоко3- степенью ре-

Г - - -;•■ : ' ; ТГОра.

еликозошомеразой). Наконец, низкореакциоидаспособидЯ остаток,

; "разуыцпйсл в СйЗСИ-реакторе, в раде случаев макет использоваться ь качестве элективного индуктора и источника углерода при культи-вдювшиа микроорганизмов, слукащих для приготовления биокатализа-•Toi.a в процессах с САГСН- и колоннам реактором. Проведенные в пос-пгДп.,0 года в лаборатории биокоиверсии возобновляемых ресурсов Института биохимии мм.А.Н.Баха РАН исследования позволили показать, на; такое применение, в частности, высокоэффективно при микробиологическом получении ферментов-целлюлаэ на среде с лигнифицированным остатком после ферментативного гидролиза мигноцеллюлозц в САТСЛ1-рьакторе.

Таким образом, удается построить малоотходную биотехнологии использования слолсшго возобновляемого сырья без его предварктечьш-ги разделения.

Данная схема представляется достаточно универсальной и при широко!,; внедрении позволяет успешно ресигь ключевой вопрос шнеа-i.eü ни: i пиррол энзимологии: снижение стоимости биокателиэатора.

В 11 В О Д 1Í

í, аудированы общие физико-химические принципы действия реактора ноесго типа. В них достигается аффективная регенерация roMorBíLiO!-» катализатора в гетерогеншх процессах. Движущей силой регенерации является наличие градиента химического потенциала ие&-ду ьходч-н к выходом реактора, разделенными перегородкой. Перегородка проницаема для гомогенного катализатора и продуктов реакции, но непроницаема душ твердой фазы.

2. Экспериментально показан эффективный перенос гомогенного биокаталнза-гора (цедлюлаза) через полупроницаемую перегородку вдоль .градкг-ща концентрации адсорбированного фермента от одной части иус шюик гетерогенного субстрата к другой. Разработаны зкепериментал;. то подхода к моделировании подобного процесса,

, 3. Создша и экспериментально подтверждена математическая мо-д^ль процессов адсорбции-десор/"в перераспределения бкокатаякза» тора н ячейке реактора нового типа. В соответствии с предсказания;/:! , теории конечная степень перераспределения биокатализатора мало зависит от температур! и определяется только градиентом концентрации ад copo иро в ш-в ю го фе рые нт а.

4. Впервые предсказано и экспериментально подтвер'здено су~ ■чествование колебаний концентрации свободного фермента в отделениях реактора в процессе перераспределения.

5. Проанализировано влияние геометрии реактора и отношения площади перегородки к объему реактора на перераспределение адсорбированного фермента. Показано, что в соответствии с предсказаниями теории увеличение отношения поверхность/объем ускоряет перераспределение фермента, но не влияет на положение равновесия.

6. Разработаны кинетические подхода и экспериментально опре-делеш константа скорости гидролиза нерастворимого субстрата и за-г.исимость кинегичеейих параметров адсорбции-десорбции фермента от степени гидролиза нерастворимого субстрата.

"!. На осно-'е полуэмпяричсской модели хроматографии белкоз создана модель процесса перераспределения биокаталязатора в протипо-точном реакторе вытеснения. Построены профили распределения фермента в таком реакторе.

• 0. Создана модель процесса ферментативного гидролиза и перераспределения фермента п реакторе нового типа. Построены профили перераспределения фермента в нем. Показано, что при одинаковой .эффективности регенерации Сиокатализатора новый реактор имеет в 3 раза меньшие линейные размеры, чем противоточный реактор вытеснения, который до последнего времени считался лучшим по эффективности гидролиза и регенерации ферментов. При этом новый реактор не требует опеничльной зоны адсорбции фермента с пониженной температурой, что полояительно сказывается на его производительности.

9. Разработки и апробированы экспериментально математические модели, описывающие поведение полиферментной системы: альфа-амилаза, гд»ноакилад1, дрожяевые клетки при получении этанола из крахмала.

10. Прой дены математическое планирование и оптимизация получения гпаюбйлиээ&янных полиферментных систем для различных типов

носите;;-:;". Г^-отщояюы процедура и препараты, дающие максимальную активно "ГЬ.

П. Создана '-тещетп усгаиоп -.я для полуения этанола из крахмала с помочь« 1«.г.;.зби.'»и о ванной полиферментной ойетемн,

12. Предложена, универсальная схема биотгхнологических процессов на с:нсрг бнологичосксго сырья с еыеокой гтежэнм) регенерации ката тс зтора, п'стт:а-:::;рг сошхегное использование САТСН-реактора с ря;т;;ор;иферм-нточ (на перпои гтпдпи) и кслошюго реактора с

га -

иммобилизованным биокатализатором (на второй стадии). Данная схема ¡¡рпнциппхтьпо пригодна для получения этанола, фруктозы, витаминов, аминокислот и других продуктов непосредственно из необработанного сырья (крахмал и целлюлозосодержащего).

СПИСОК ОПУБЛИКОВАННЫХ РАБОТ

1. Даиг Ван Луен, Чаи Хань Фу^ Нгуен Тхи Узнг. Исследование синтеза жидкокристаллических полимеров и их способность к деструкции онзимами. Химический журнал СРВ, 1977, т.12, № 10, 24-2?.

2. Я^и Michsi, Пак Н&чн риис. м<ятн£маг/с<з*. мовсишъ of the pfloeesses ролматюм of рмаяоьоглсаии acTive mer. fapt|ct.h& ih fswui-aion. рлосееpiwtt of rtit rjanorjai. conference

ОЫ СНе'м/5ГЯ.Ы «NO CHEMICiL Г«СНММ-ОйЫ. SC. B. J iO- i5

ОСЛО&Е.В- 13ЬО , iOO - IQ* .

3. Далг Ван Луен, Тон Ны Нгок, Чан Као Ань Туан, Чан Хань Фук. Гидролиз декстрина в глюкозу ишобилизованной глюкоамилазой

в проточном колонном реакторе. Материалы Национальной научной конференции по проблемам химии и химической технологии. Ханой, СРВ, октябрь I9S3, ЩШИ? 63-65.

4. Фаы Ле Зунг, Чан Хань Фук. Применение высокомолекулярных соединений из древесного масла как носителей для иммобилизации ферментов. Там же, 104-105.

5. 4а, Хаць Фук, Ле Cyan Хай. Математическая модель процесса - получения сополииершх частиц в периодическом реакторе.

6. До Црнг Сам, Чан Хань Фук. Изучение процесса получения полимерных мембран. Там же, 103-104.

7. '¡ам'Яе Зунг, Во Нопг Минь, Чан Хань Фук. Возможности применения высокомолекулярных соединений на основе природшх алкилфено-лоь как носителей для иммобилизации ферменте в. ли'чичоский журнзл, Лапой, 1983, т.21, »..II, 21-24.

8. Дорохов-И. П., Jle Cyan Хай, Чан Хань Фу ¡с. Алгоритм решения уравнения баланса частиц при суспензионной полимеризации. Материалы I BcecOiJsnAi конференции "Методу кибернетики химико-технологических

¡.р-оцесиов" Москва, июнь 1984, 53.

9. Дорохов И.Н., Ле Суан лай, Чаи лань ¿у.;, 0»шы»:-.>гщия про-y -i-onojiiiMcpnaaiuiH в периодическом реахторз. 'I'M.: к.;, 65.

10, Дорохов ИЛ1., ile Cyan Xaii, Чан Хань 4ук. Мол е nj >но .и::' о -

распределение- соиолиыишлш^*апри омульенонной полюк.-риз'днил ju-rt.*j«a-iu II Всесоюзной конференции ".¿с-гидп кибернетики химико-Технологических процессов" Гаку, май 19Ш, 105.

II. Дорохов И.Ii., Чал Хань <1ук. Идентификация кинетических параметров процесса получения этанола с использованием иммобилизованных ферментов. Деп. ВИНИТИ 22 декабря 1987 г., № 8131-660, 13 стр.

12. Дорохов ПЛ., Чан Хань Фук, Je Суан Хай. Управление процессом эмульсионной полимеризации при получении поливинилацетата. Доп.ВИНИТИ 22 декабря 1967 г., 8131-388, 15 стр.

13. Dorokhov I.N, Т«ам Намн Pwuc , uPTiMaL conthoL ror-. ыоы лтеаоа зтатс ао&ояртюгч» Кбастол ГЧ?А nnokoiusis oF eeli.ut.os6 &у ewz.t»m6s. uim«,reaoa ät-зге. proces^es. in caTaL'Jsis. Pp-oc.. iNTERNarwNaL Conference f MovosieiRs.« ,

5-3 Juwe 1Эзо asü- eis.

14. Дорохов И.Н., lüecoB A.A., Рабинович У. Л., Чан Холь --уч, Ле Суан лай. Оценка коэффициента диффузии фермента в реакторе с перегородкой при гидролизе целлюлозы. Деп.ВИНИТИ 30 марта 1990 г.,

417-390, 18 стр.

15. Клесов A.A., Дорохов И.Н., Рабинович М.Л., Чан Хань ч-ук,

Ле Суан лай. Лчсечнчя «одаль обратными поток"«я для описании про- • чесса здеорбгии ферментов на нерастворимом селлгюзнам ^страте. Деп.ЗШИГИ 30 марта 1990 г., .',* 217-390, 12 стр.

Iß. raßirjovich m.L } Тяам Нами FVue , seuvanov А.s ENz.yMaTic- COMVER.5юм OF plяNT MW MareMaLs a ST^TE CP-

THE art /tu6siai~j в1осме.м15гду -б b)otfchno£. . vi, м2лз , .зь-лз .

17. Рабинович M..1., Чан Хань Vyx, Селиванов A.C. Современное ;0'.тоянис проблемы ферментативной конверсии растительного сырья. Тезисы докладов УП Всесоюзного симпозиума по инженерной онзимоло-гии. Апрель 1991, Мосчва, I5Ö-I5I.

18. Рабинович М.Л., Чан Хань ¿ук, Селиванов A.C. Проблемы ферментативной конзерсии растительного сырья. Тезисы докладов II Зсеооюзной конференции "Достижения биотехнологии - агропромъжлен-ному комплексу". 0,:тк;рь 1991 г., Черно вш, 168.

12. Рабинович М...'., Чан Хань Фук., Селиванов A.C. Современное ••оотопшо проб темы бночонверсии целлютозосодержащего сырья. Тезисы докладов У11 З^-готаюЯ конференции "Химические превращения пище-пых полимеров". Апрель 1991 г., Светлогорск, 163.

20. Рабинович М.Л., Чан Хань &ук. Новый тип реактора для ферментативного щг>вр.тягиия нерастяоримнх субстратов. Моделирование про''е - ■> с з Л|дг.огС!гйи~д,,'-эрС5гли формента в единичной ячейке реактора, йюоттюепп, 19?^, пчч/пи.

21. Рабкиоьич Ii.Я.4 Чан У.ань Фук. Ношй тин реактора для ферментативного превращения нерастворимых субстратов. Осцилляция концентрации фермента в процессе его перераспределения. Биотехнология, 1992, в печати.

22. Рабинович М.Л., Чан Хань Фук. Новдй тип реактора для ферментативного превращения нерастворимых субстратов. Моделирование процессом перераспределения фермента в реакторе: сопоставление с противоточным колонным реактором. Биотехнология, 1993, в печати.

23. Чан Хань С;ук, Нгуен Тхи Донг, М.Л.Рабинович. Новый тип реактора для ферментативного превращения нерастворимых субстратов. Оценка влияния степени конверсии целлюлозы на характеристики адсорбции-десорбции фермента. Биотехнология, 1993, в печати.

24. Рабинович U Л., Чан Хань Фук. Новый тип реактора для ферментативного превращения нерастворимых субстратов. Моделирование процесса ферментативного гидролиза целлюлозы в швом реакторе. [>ио технология, 1993, п печати.

25. Рабинович М.Л., Дорохов H.H., Чан хань Фук. Новый принцип регенерации биокатализатора в гетерогенных процессах с растворимым ферментом. Д/VH 19ЭЗ,(в иечатф

26. Рабинович М.Л., фрохов И.Н., Чан Хань Фук .Новый тип гетерогенного реактора для фарыентявного преврацннил нерастворимых биополимеров. ДОН I-Ш Дв печати).