BR112019011818A2 - Processo e biorreator para produtos de fermentação de gás - Google Patents
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Abstract
a presente invenção refere-se a um biorreator e a um processo para produção de produtos de fermentação de gás, que são particularmente adequados para produção de hidroxialcanoatos microbiais (phas) usando um estoque de alimentação gasoso contendo co2. o processo compreende as etapas de: a) proporcionar pelo menos um vaso de fermentação de gás (2) parcialmente enchido com um caldo de fermentação líquido (11), e parcialmente enchido com uma fase gás (15); b) retirar continuamente uma alíquota do caldo de fermentação líquido (11) do vaso de fermentação de gás (2); c) fornecer um substrato gasoso (14) compreendendo co2, h2 e o2; d) contatar o caldo de fermentação líquido (11) na forma de gotículas pulverizadas com o substrato gasoso (14) na fase gás (15); e) cultivar os micro-organismos de fermentação de gás com a mistura gás-líquido obtida na etapa d para formar uma massa de célula contendo pelo menos um poli-hidroxialcanoato; f) recuperar o pelo menos um poli-hidroxialcanoato a partir da massa de célula.
Description
Relatório Descritivo da Patente de Invenção para ’’PROCESSO E BIORREATOR PARA PRODUTOS DE FERMENTAÇÃO DE GÁS.
Declaração relacionada a R&D federalmente patrocinados.
[0001] Esta invenção foi efetuada com suporte governamental sob N00014-10-1-0310, N00014-11-1-0391, N00014-12-1-0496, N0001413-1-0463, N00014-14-1-0054, N00014-15-1-0028 e N00014-16-12116 fornecido pelo Office of Naval Research, USA. O governo tem certos direitos na invenção.
Campo da Invenção.
[0002] A presente invenção refere-se a um processo para produção de produtos de fermentação de gás e a um biorreator que pode ser usado para efetuar o processo. O processo e biorreator da presente invenção são particularmente adequados para produção de polihidroxialcanoatos microbiais (PHAs) usando um estoque de alimentação gasoso contendo COs.
Antecedentes da invenção.
[0003] O CO2 liberado de combustão de combustível fóssil é um gás de estufa principal. Um gás de combustão típico contém (% vol): CO2 (6-12), O2 (6-14), N2 (66-76), H2O (6-18), e outros poluentes menores. Com 0 crescente interesse sobre a mudança climática, a redução de emissão de CO2 por captura de carbono e sequestro torna-se um sério desafio a grandes fontes pontuais, tais como plantas de energia, plantas de cimento, e incineradores de despejo de sólido municipal. A conversão de CO2 em produtos valiosos é uma alternativa atrativa para armazenagem. Bactéria de oxidação de hidrogênio, tal como Cupriavidus necator, pode fixar CO2 pelo uso de H2 e Oz em condições litoautotróficas. Desde que H2 e O2 possam ser convenientemente obtidos de eletrólise de água com energia renovável, tal como energia solar e energia de vento, ela é um processo sustentável para
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2/35 produzir biomassa de CO2 através de fermentação de gás. Importantemente, uma quantidade substancial (40-80 peso %) de massa de célula de C. necator sob condições controladas é um polk hidroxialcanoato (PHA), especificamente poli-hidroxibutirato (PHB). Este bio-poliéster, que é acumulado nas células microbiais como energia e material de armazenagem de carbono, pode ser processado para obter uma variedade de produtos valiosos incluindo termoplásticos, combustíveis de alto grau, alquenos e aromáticos. Fermentação de gás de bactéria de oxidação de hidrogênio tem sido investigada quase exclusivamente com uma mistura de CO2, Hz e O2. Ao conhecimento da Requerente, nenhuma pesquisa tem usado gás de combustão por causa da grande quantidade de N2 dilutes em concentrações de substratos de gás, e tornam a operação do biorreator difícil.
[0004] A fixação de CO2 microbial é limitada pela transferência de massa do substrato gasosos às células microbiais suspensas em uma solução mineral aquosa (isto é, caldo de fermentação). A pobre solubilidade dos gases, H2 e O2 em particular, no caldo de fermentação, impõe um grande desafio técnico para uma fermentação de gás para alta taxa de fixação de CO2, alta densidade de célula, e alta produtividade de PHB. Em um biorreator aerado convencional, 0 gás é introduzido no fundo e as bolhas de gás se elevam na solução aquosa rapidamente. Embora a transferência de massa ao redor das bolhas possa ser intensificada por agitação mecânica, uma alta taxa de gaseificação é necessária para gerar uma alta retenção de gás ou área interfacial na fase líquida. Muito do gás é, portanto, descarregado e despejado. Este problema pode ser solucionado por recirculaçáo do gás em um sistema de biorreator fechado. Tal solução, contudo, não é aplicável a um gás de combustão.
[0005] Um biorreator ideal para fermentação de gás deve ter um alto coeficiente de transferência de massa de gás (/o,a) mesmo em
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3/35 uma taxa de gaseificação muito baixa. Em um biorreator agitado convencional, contudo, o valor de ki.a declina com a diminuição da taxa de gaseificação, significando que uma alta dissipaçâo de energia na fase líquida não pode fixar um alto kia a uma baixa taxa de gaseificação.
[0006] Colunas de pulverização foram usadas nas indústrias para absorção de gás, mas principalmente para as reações rápidas na solução líquida, tal como absorção de SO2 em solução de NaOH e absorção de CO2 em solução de amina, em que a resistência de transferência de massa é principalmente localizada no lado do gás. Em contraste, a resistência de transferência de massa de CO2, H2 e Oz em fermentação microbial é principalmente localizada no lado do líquido, e é muito mais alta do que a resistência de transferência de massa do lado do gás.
[0007] Ao conhecimento da Requerente, contudo, pulverização de bocal não tinha sido ainda usada na fermentação microbial.
Sumário da invenção [0008] Em vista das desvantagens da técnica anterior, as Requerentes têm enfrentado 0 problema de proporcionar um processo para produção de um produto de fermentação de gás, tais como polihidroxialcanoatos (PHAs) e um biorreator de fermentação de gás que pode ser operado mantendo uma alta taxa de transferência de massa de gás mesmo em uma taxa de fluxo de gás muito baixa (Us), isto é, taxa de gaseificação. O tempo de retenção de moléculas de gás no biorreator pode, portanto, ser controlado para dar uma utilização de alta eficiência.
[0009] As Requerentes verificaram que as vantagens acima, e outras que serão aparentes da seguinte descrição, podem ser alcançadas por contato do caldo de fermentação (solução de meio) na forma de gotículas pulverizadas com 0 substrato gasoso na fase gás suspensa presente no vaso de fermentação de gás do biorreator.
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AI35 [0010] O contato pode ser alcançado em vários modos. Em uma primeira concretização preferida, o caldo de fermentação é retirado do vaso, circulado via um circuito externo e, em seguida, reintroduzido no biorreator por pulverização do mesmo na fase gás suspensa presente no mesmo, onde entra em contato com o substrato gasoso que é separadamente suprido na fase gás do biorreator. O caldo de fermentação pode ser acionado no circuito externo, por exemplo, por uma bomba de deslocamento positivo.
[0011] Em uma segunda concretização preferida, o substrato gasoso é alimentado ao circuito externo de modo que uma mistura gáslíquido é obtida, que é subsequentemente pulverizada na fase gás do biorreator. Vantajosamente, nesta segunda concretização, o circuito externo pode também compreender um ou mais misturadores estáticos para intensificar mistura de gás-líquido e contatar sob uma pressão elevada.
[0012] O coeficiente de transferência de massa de gás (/o,a) alcançável com o biorreator da presente invenção foi medido sob absorção física e condições de fermentação microbial para demonstrar a taxa de transferência de massa de gás intensificada. A taxa de transferência de massa foi aumentada por 89% por causa da intensificação biológica. Em contraste aos biorreatores agitados convencionais, o biorreator da presente invenção exibe um alto /c<a com baixo consumo de energia. A transferência de massa de gás é também intensificada por uma alta frequência de contato líquido-gás e uma pequena pluma de pulverização no biorreator. O consumo de energia a uma taxa de gaseificação muito baixa é mais baixo do que dos biorreatores agitados convencionais.
[0013] Foi observado que vantajosamente uma alta taxa de circulação de líquido pode ser operada a uma baixa queda de pressão através dos bocais para manter uma alta frequência de exposição de
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5/35 líquido à fase gás. Isto também economiza energia porque a baixa queda de pressão através dos bocais dramaticamente reduz a taxa de dissipação de energia. Vantajosamente, uma alta taxa de dissípação de energia é, de preferência, evitada no biorreator de pulverização da presente invenção, visto que não pode ser assegurada uma alta taxa de transferência de massa, mas perdas de energia.
[0014] Além disso, uma grande pluma de pulverização pode ser evitada porque a transferência de massa de gás ocorre principalmente em uma curta distância sob as pontas do bocal. Uma pequena pluma de pulverização pode economizar o custo de grande pulverização suspensa.
[0015] Adicionalmente, o consumo de gás biológico por células microbiais no caldo de fermentação pode, a uma grande extensão, intensificar a transferência de massa de gás.
[0016] Finalmente, o biorreator de pulverização da presente invenção pode ser operado a taxas de gaseificação muito baixas para produzir PHA de CO2, H2 e O2, mesmo na presença de diluição de nitrogênio, e sem circulação de gás.
[0017] Daqui por diante, a presente invenção é descrita com referência ao processo de fixação de CO2 microbial na presença de H2 e O2, para produzir poli-hidroxialcanoatos. Especificamente, tem sido observado que poli-hidroxibutirato (PHB) pode ser produzido de uma mistura de gás de hidrogênio, dióxido de carbono, e oxigênio, na presença ou ausência de uma grande quantidade de nitrogênio.
[0018] O processo da presente invenção e 0 aparelho relacionado para efetuar referido processo, contudo, pode também ser vantajosamente empregado em outros tipos de fermentações de gás microbiais no qual substratos gasosos moderadamente solúveis são usados.
[0019] De acordo com um primeiro aspecto, a presente invenção refere-se a um processo para produção de pelo menos um poli
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6/35 hidroxialcanoato através de fermentação de gás que compreende as etapas de:
a) proporcionar pelo menos um vaso de fermentação de gás 2 tendo um volume interno parcialmente enchido com um caldo de fermentação líquido 11 compreendendo:
- água,
- micro-organismos de fermentação de gás suspensos capazes de produzir pelo menos um poli-hidroxialcanoato,
- nutrientes para os micro-organismos de fermentação de gás;
a parte remanescente do volume do vaso de fermentação de gás 2 sendo enchida com uma fase gás 15;
b) retirar continuamente uma alíquota do caldo de fermentação líquido 11 do vaso de fermentação de gás 2;
c) suprir um substrato gasoso 14 compreendendo CO2, H2 e O2;
d) misturar 0 substrato gasoso 14 com 0 caldo de fermentação líquido 11 retirado do vaso de fermentação de gás 2 por contato do caldo de fermentação líquido 11 na forma de gotículas pulverizadas com 0 substrato gasoso 14 na fase gás 15;
e) cultivar os micro-organismos de fermentação de gás com a mistura gás-líquido obtida na etapa d para formar uma massa de célula contendo pelo menos um poli-hidroxialcanoato;
f) recuperar 0 pelo menos um poli-hidroxialcanoato da massa de célula.
[0020] Em uma concretização preferida, 0 processo para produção de pelo menos um poli-hidroxialcanoato através de fermentação de gás compreende:
a) proporcionar pelo menos um vaso de fermentação de gás 2 tendo um volume interno parcialmente enchido com um caldo de
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7/35 fermentação líquido 11 compreendendo:
- água,
- micro-organismos de fermentação de gás suspensos capazes de produzir pelo menos um poli-hidroxialcanoato,
- nutrientes para os micro-organismos de fermentação de gás;
a parte remanescente do volume do vaso de fermentação de gás 2 sendo enchida com uma fase gás 15;
b) retirar continuamente uma alíquota do caldo de fermentação líquido 11 do vaso de fermentação de gás 2;
c) suprir um substrato gasoso 14 compreendendo CO2, H2 e O2, e misturar 0 substrato gasoso 14 com 0 caldo de fermentação líquido 11 retirado do vaso de fermentação de gás 2;
d) pulverizar a mistura gás-líquido assim obtida no vaso de fermentação de gás 2, e cultivar os micro-organismos de fermentação de gás para formar uma massa de célula contendo pelo menos um poli-hidroxialcanoato;
e) recuperar 0 pelo menos um poli-hidroxialcanoato da massa de célula.
[0021 ] Em uma concretização preferida adicional, 0 processo para produção de pelo menos um poli-hidroxialcanoato através de fermentação de gás compreende as etapas de:
a) proporcionar pelo menos um vaso de fermentação de gás 2 tendo um volume interno parcialmente enchido com um caldo de fermentação líquido 11 compreendendo:
- água,
- micro-organismos de fermentação de gás suspensos capazes de produzir pelo menos um poli-hidroxialcanoato,
- nutrientes para os micro-organismos de fermentação de gás;
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8/35 a parte remanescente do volume do vaso de fermentação de gás 2 sendo enchida com uma fase gás 15;
b) retirar continuamente uma alíquota do caldo de fermentação líquido 11 do vaso de fermentação de gás 2;
c) suprir um substrato gasoso 14 compreendendo CO2, H2 e O2 na fase gás 15;
d) pulverizar 0 caldo de fermentação líquido 11 retirado do vaso de fermentação de gás 2 na fase gás 15;
e) cultivar os micro-organismos de fermentação de gás com a mistura gás-líquido obtida na etapa d para formar uma massa de célula contendo pelo menos um poli-hidroxialcanoato;
f) recuperar 0 pelo menos um poli-hidroxialcanoato da massa de célula.
[0022] De preferência, 0 caldo de fermentação líquido é retirado e reintroduzido no vaso de fermentação de gás a uma taxa de circulação para proporcionar um tempo de retenção de líquido igual a ou mais baixo do que 0,5 min, de preferência, igual a ou mais baixo do que 0,3 min. O tempo de retenção de líquido é determinado pelo volume de líquido no biorreator dividido pela taxa de circulação de líquido.
[0023] De preferência, 0 referido substrato gasoso é suprido no vaso de fermentação de gás com uma taxa de gaseificação igual a ou mais baixa do que 0,001 m/s, de preferência, igual a ou mais baixa do que 0,0005 m/s.
[0024] De preferência, a pulverização do caldo de fermentação líquido, ou da mistura gás-líquido formada pelo substrato gasoso e 0 caldo de fermentação na fase gás é efetuada através de um ou mais bocais cada tendo uma queda de pressão igual a ou mais baixa do que 1,0-105 Pa.
[0025] De preferência, 0 substrato gasoso é misturado com 0 caldo de fermentação líquido retirado do vaso de fermentação de gás em
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9/35 pelo menos um misturador estático para formar uma mistura gáslíquido que é pulverizada no vaso de fermentação de gás.
[0026] De preferência, o substrato gasoso é um gás de combustão, a saber, uma corrente de gás que é produzida por um processo de combustão.
[0027] De acordo com um aspecto adicional, a presente invenção refere-se a um biorreator de fermentação de gás 1 compreendendo:
- um vaso 2 tendo um volume interno parcialmente enchido com um caldo de fermentação líquido 11 compreendendo microorganismos de fermentação de gás e um meio fermentável, a parte remanescente do volume do vaso 2 sendo enchida com uma fase gás 15;
- pelo menos um conduto de circulação de efluente 19 que se comunica com o interior do vaso 2 através do qual uma alíquota do caldo de fermentação líquido 11 é retirada, o conduto 19 sendo conectado a uma linha de circulação 6 para circulação de referida alíquota do caldo de fermentação líquido 11 externamente com relação ao vaso 2 e, em seguida, reintroduzindo o mesmo na fase gás 15 presente no vaso 2;
- pelo menos um bocal de pulverização 12 conectado à linha de circulação de efluente 6 para pulverização do caldo de fermentação líquido 2 na fase gás 15;
- um sistema de alimentação 30 para alimentação na fase gás 15 de um substrato gasoso 14 compreendendo um ou mais gases para cultivar os micro-organismos de fermentação de gás, o sistema de alimentação 30 sendo conectado à fase gás 15 através de um conduto de entrada 25 que se comunica com o interior do vaso 2.
[0028] De acordo com um aspecto adicional, a presente invenção refere-se a um biorreator de fermentação de gás 1 compreendendo:
- um vaso 2 tendo um volume interno parcialmente enchido
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10/35 com um caldo de fermentação líquido 11 compreendendo microorganismos de fermentação de gás e um meio fermentável, a parte remanescente do volume do vaso 2 sendo enchida com uma fase gás 15;
- pelo menos um conduto de circulação de efluente 19 que se comunica com o interior do vaso 2 através do qual uma alíquota do caldo de fermentação líquido 11 é retirada, o conduto 19 sendo conectado a uma linha de circulação 6 para circulação de referida alíquota do caldo de fermentação líquido 11 externamente com relação ao vaso 2 e, em seguida, reintrodução do mesmo na fase gás 15 presente no vaso 2;
- pelo menos um bocal de pulverização 12 conectado à linha de circulação de efluente 6 para pulverização do caldo de fermentação líquido 11 na fase gás 15;
- um sistema de alimentação 30 para alimentação no caldo de fermentação líquido 11 retirado do vaso 2 de um substrato gasoso 14 compreendendo um ou mais gases para cultivar os microorganismos de fermentação de gás, o sistema de alimentação 30 sendo conectado à linha de circulação 6 de modo que a mistura gáslíquido assim obtida é pulverizada na fase gás 15 presente no vaso 2 por referido bocal de pulverização 12.
[0029] De preferência, a linha de circulação 6 compreende um ou mais misturadores estáticos 7 para mistura do caldo de fermentação líquido 11 retirado do vaso 2 com o substrato gasoso 14 para formar a mistura gás-líquido a ser pulverizada na fase gás 15.
Breve descrição das figuras [0030] A Figura 1 é uma estrutura esquemática de um biorreator de pulverização de acordo com uma concretização da presente invenção (SNBR);
[0031] A Figura 2 mostra um diagrama esquemático do bocal de
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11/35 pulverização do biorreator com dois misturadores estáticos e introdução de gás de linha lateral (SNSMBR);
[0032] A Figura 3 mostra o curso de tempo de resposta da sonda de DO ótico (oxigênio dissolvido) em uma mudança de etapa de concentração de oxigênio dissolvido;
[0033] A Figura 4 mostra o coeficiente de transferência de massa volumétrica e dissipação de energia a uma velocidade de gás superficial de 0,00028 ms-1 no biorreator de pulverização, e biorreatores agitados convencionais, conforme descrito em M. Nocentini, D. Fajner, G. Pasquali, F. Magelli, Ind, Eng. Chem. Res. 32 (1993) 19-26 (a™0,0083, β-0,62 e y=0,49) e Y. Kawse, M. Moo-Yong, Chem. Eng. Res. Des. 66 (1988) 284-288 (α=0,0126, β-0,65 e y-0,5):
[0034] A Figura 5 mostra os cursos de tempo de fermentação com gás de Entrada I (Tabela 1) na ausência de nitrogênio: (A) concentração de biomassa, concentração de biomassa residual e teor de PHB, (B), rendimento de célula instantâneo e cumulativo, e concentração de oxigênio dissolvido, e (C) taxa de crescimento específica;
[0035] A Figura 6 mostra os cursos de tempo de fermentação com gás de Entrada III (Tabela 1) na presença de nitrogênio: (A) concentração de biomassa, biomassa residual e teor de PHB, (B), rendimento de célula instantâneo e cumulativo, e concentração de oxigênio dissolvido (DO), e (C) taxa de crescimento específica.
[0036] A Figura 7 ilustra a estrutura esquemática de um biorreator agitado convencional (CSBR) para fermentação microbial.
[0037] A Figura 8 mostra o curso de tempo de crescimento de célula e aumento de densidade ótica (OD) para uma fermentação efetuada no biorreator agitado da Figura 7.
[0038] A Figura 9 mostra um diagrama esquemático de um biorreator de coluna de absorção de leito recheado convencional (absorvedor de gás convencional - CGA).
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12/35 [0039] A Figura 10 mostra o curso de tempo de crescimento de célula e aumento de densidade ótica (OD) para uma fermentação efetuada no absorvedor de gás convencional da Figura 9.
[0040] A Figura 11 mostra o curso de tempo de crescimento de célula e aumento da densidade ótica (OD) para uma fermentação efetuada no bocal de pulverização do biorreator SNBR da Figura 1;
[0041] A Figura 12 mostra o curso de tempo de crescimento de célula e aumento da densidade ótica (OD) para uma fermentação efetuada no bocal de pulverização do biorreator de acordo com a Figura 2.
Descrição detalhada [0042] Através de uma interfase gás-líquido, transferência de massa ocorre sob uma força de acionamento da concentração. De acordo com as duas teorias de resistência de película, a resistência de transferência de massa de um gás moderadamente solúvel, tal como O2, H2 e CO2, é principalmente localizada na película de líquido, e 0 fluxo de massa (Λ/,) é controlado pela Eq. 1:
= = (Eq · 1) [0043] onde kp. é 0 coeficiente de transferência de massa de fase líquida de gás ’7', B a pressão parcial na fase gás, Hi a constante de Henry, Cí,l é a concentração de equilíbrio (kmol m 3) e Cí,l a concentração na fase líquida. O modelo de película de Whitman também indica que 0 coeficiente de transferência de massa (ki,i_) é determinado pela difusividade molecular (D; J de gás '7' na água, e a resistência de transferência de massa de lado do liquido (Rl) conforme mostrado na Eq.2 = V (Eq-2).
[0044] Nesta operação, somente 0 coeficiente de transferência de massa volumétrica de O2 (/o.a) foi medido pelo uso de uma sonda confiável, mas ki.a de oxigênio pode ser usado para encontrar aquele de
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13/35 hb e CO2 de suas difusividades moleculares em água (Eq. 3) •taS_5ü_aa (Eq3) [0045] A taxa de utilização de oxigênio volumétrica (Ot/R) em um biorreator de pulverização é determinada pelo fluxo de oxigênio (N) expresso pela Eq. 1, a área de interface efetiva total (Ae) e 0 volume de líquido (V7.)(Eq. 4) (Eq.4) [0046] onde a é a área interfacial efetiva por volume de líquido (Ae/Vt), Po e Ho são a pressão parcial e constante de Henry de oxigênio, C\ a concentração de equilíbrio de oxigênio sob Po , e Cl a concentração de oxigênio dissolvido na fase líquida.
[0047] Reações químicas similares, 0 consumo de gás biológico por células microbiais em soluções líquidas pode também reduzir a resistência de transferência de massa (Rl), e, consequentemente, intensifica 0 coeficiente de transferência de massa (/aa). Um fator de intensificação (E) é definido como (Eq. 5) onde os subscritos S/o e Phy indicam os valores de foa sob as condições de utilização de gás biológico e absorção física na água, respectivamente.
(Eq.5) [0048] As Figuras 1 e 2 são representações esquemáticas de um biorreator de pulverização de bocal 1 de acordo com duas concretizações da presente invenção. Um vaso de vidro redondo 2 (φ15 cm, 3L) no fundo mantém uma solução aquosa (caldo de fermentação) 11 (0,51,5 L) que foi agitada e aquecida em um agitador magnético e aquecedor 3. O substrato gasoso 14 pode ser introduzido no biorreator em dois modos. Com uma configuração de SNBR de acordo com a Figura 1, 0 substrato gasoso 14 é suprido no vaso 2 através do conduto 25. Em uma configuração de SNSMBR, de acordo com a Figura 2, 0 subs
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14/35 trato gasoso 14 é introduzido no circuito externo 6.
[0049] Em uma demonstração de fermentação de gás, o pH da solução foi controlado com uma solução base (amônia 2 M ou NaOH 2M). Uma bomba de diafragma 4 (taxa de fluxo máxima 4,9 L-min1) conectada a um conduto de descarga de efluente 19 distribui o caldo de fermentação líquido aos bocais 12 instalados no topo de um cilindro plexiglass 5 (φ20 cm χ 23 cm, 6L). Ο líquido foi pulverizado na pluma de cone total (90°) na fase gás 15 presente no vaso 2 e retornado à poça de líquido 11. Uma corrente de gás 14 foi introduzida na linha de circulação de líquido 6 por meio de um sistema de alimentação 30, e foi pulverizada com o líquido através do(s) bocal(is) 12 na fase de gás
15. Na concretização da Figura 2, a corrente de gás 14 foi introduzida na linha de circulação de líquido 6, por meio de um sistema de alimentação 30, antes dos dois misturadores estáticos 7, e foi pulverizada com o líquido através do(s) bocal(ls) 12 na fase gás 15 presente no vaso 2. Em ambas estas concretizações, a taxa de fluxo de gás e composição foram controladas pelas taxas de fluxo de gases individuais. Ar e Nz foram controlados com válvulas de agulha e fluxômetros (Cole- Parmer, Vernon Hills, IL). CO2, H2 e O2 foram controlados com três metros de fluxo de massa (Allcat Scientific, Tucson, AZ). O biorreator foi operado sob uma atmosfera, e a taxa de fluxo do gás de saída 20 foi medida com um medidor de película de sabão, e liberada em uma capela de laboratório, via uma tubulação de exaustão. Em um ensaio em branco sem consumo de gás microbial, 0 gás de entrada e gás de saída têm uma taxa de fluxo molar igual (<±5%).
[0050] O efeito da pluma de pulverização na transferência de massa foi também examinado quando o(s) bocal(is) foram instalados diretamente no topo do vaso de vidro. A distância X a partir da ponta do bocal à superfície do líquido foi reduzida a cerca de 10 cm, e 0 volume da pluma de pulverização foi reduzido por 80%.
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Absorção física de oxigênio na água [0051] O ki.a de absorção física de oxigênio na água ou solução mineral (isto é, o meio fermentável compreendendo água e os nutrientes para cultivar os micro-organismos) foi medido em um método dinâmico. A solução de líquido (1,5 L) foi retirada com N2 até a concentração de oxigênio dissolvido caída a zero. Ar foi, em seguida, introduzido a 0,3 L mim1 (25°C, 1 atm). A concentração de oxigênio dissolvido foi monitorada pelo uso de uma sonda de DO ótica (ProODO, YSI, Yellow Springs, OH). O ki_a foi calculado com a Eq. 6 bi ((Eq. 6) onde Cl* é a concentração de oxigênio saturado sib ar, Cl a concentração de oxigênio dissolvido no tempo t, e Cl,o a concentração de oxigênio inicial quando a medição foi registrada. O tempo de resposta da sonda é definido como o tempo tomado para a sonda alcançar 63,2% do valor final quando exposta a uma mudança de etapa na concentração. Quando a resposta do tempo é menor do que ou igual a (ki.a)a medição pode ser viável. A Figura 3 é a curva de tempo de resposta da sonda de DO quando ela foi exposta a uma mudança de etapa na concentração de oxigênio dissolvido. O tempo de resposta da sonda nas condições experimentais foi cerca de 6 s e, consequentemente, o kLa máximo que pode ser medido no método dinâmico foi 0,17 s’1 ou 600 hr1.
Intensificação microbial de transferência de massa de oxigênio [0052] A taxa de transferência de massa do oxigênio na fermentação de gás microbial foi determinada por medição da taxa de utilização de oxigênio (OUR) sob condições de operação constantes (ou quase constante). Como caldo de fermentação, foi usado uma variedade de laboratório de C. necator crescido em uma solução mineral contendo (por litro): 2,4 g de KH2PO4, 2,5 g de Na2HPO4, 1,2 g de (NH4)2SO4, 0,5 g de MgSO4.7H2O, 1,0 g de NaCl, 0,5 g de NaHCOs, 0,1 g de citra
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16/35 to de amônia férrica, e 1 mL de solução de elemento de traço, A solução de meio foi inoculada a uma densidade ótica inicial (OD) de 0,91 com 100 mL de cultura de garrafa preparada na mesma solução de meio. A garrafa (1L) foi inundada com uma mistura de gás de H2 (70%), O2 (20%) e CO2 (10%) toda 24 horas e sacudida a 200 rpm e 30°C em uma incubadora rotativa.
[0053] A solução de meio (0,5 L) no biorreator de pulverização foi agitada a 150 rpm, e sua temperatura e pH foram mantidos a 35°C e 6,8, respectivamente. O líquido foi circulado a 1,2 L/min com uma bomba de diafragma (NF300, KNF Neuberger Inc, USA), e pulverizado através de um bocal (1,65 mm de diâmetro de orifício, 90° de cone total). O tempo de retenção na poça de líquido foi controlado a 0,4 min. O gás de entrada foi ajustado a 100 sccm (centímetro cúbico padrão por min a 0°C e 1 atm), incluindo H2 (70 seem), O2 (20 sccm) e COz (10 sccm). A taxa de fluxo molar do gás (F) e fração molar do oxigênio (y) foram medidas para encontrar a taxa de utilização de oxigênio volumétrica (OUR) (Eq. 7a)
COT = (Eq. 7a).
[0054] Devido a boa mistura de ambos líquido e gás no biorreator, a solução líquida foi homogênea e a pressão parcial de oxigênio (Po) na fase gás foi igual àquela da corrente de gás de saída. Quando a concentração de oxigênio dissolvido (Cl) na Eq. 4 cai a zero, a transferência de massa de oxigênio torna-se a etapa de limitação de taxa de utilização de oxigênio. A OUR máxima, portanto, reflete 0 kLa do biorreator de pulverização (Eq. 7b) (Eq 7b).
Fixação de CO2 microbial e biossíntese de PHB [0055] Biossíntese de PHB de CO2 foi conduzida no biorreator de pulverização com pluma de pulverização reduzida por instalação dos
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17/35 bocais (10 mm2 de área aberta) no vaso de vidro de fundo. O meio líquido (1,5 L) foi mantido a 35 °C e circulado a 4,7 L mim1 sob uma queda de pressão de 48 kPa através dos bocais. O pH do meio foi mantido a 6,8 por uso de uma solução de amônia (2 M) no começo para proporcionar nutriente de nitrogênio e, em seguida, uma solução de NaOH (2 M) para promover formação de PHB. A composição de gás de entrada e taxa de fluxo em cada fermentação foram mantidas a níveis constantes conforme mostrado na Tabela 1. Gás N2 (40-60 % vol/vol) foi introduzido no biorreator para examinar seu efeito de diluição na fermentação de gás.
Tabela 1. Composição de gás de entrada e taxa de fluxo nas fermentações de gás para produção de PHB
| Gás de entrada | Taxa de fluxo (sccm)* | h2 (% em mol) | o2 (% em mol) | co2 (% em mol) | n2 (% em mol) |
| 140 | 60,0 | 20,0 | 20,0 | 0 | |
| II | 70 | 60,0 | 20,0 | 20,0 | 0 |
| III | 350 | 40,0 | 10,8 | 9,0 | 40,2 |
| IV | 350 | 10,0 | 16,2 | 13,5 | 60,3 |
*Centímetro cúbico padrão por min (seem) a 0°C e 100 kPa
Análise química [0056] A composição de gás foi determinada por uso de uma cromatografia de gás (Model 450, Broker, Fremont, CA). O GC foi equipado com um detector de condutividade térmica (TCD) e uma coluna Carboxen PLOT 1006 (0,15 mm x 30 m, Sigma-Aldrich, St Louis, MO). O ciclo de temperatura foi iniciado a 35°C por dois minutos e, em seguida, elevado para 100°C em 3 minutos. Os picos foram integrados usando software Galaxie, e calibrados com padrões de gás. As amostras de gás padrão de composição molar diferente foram preparadas por uso de uma seringa hermética à gás de gás puro e nitrogênio como 0 gás de origem.
[0057] O crescimento microbial foi monitorado por medição da
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18/35 densidade ótica (OD) da solução de meio a 620 nm com um espectrofotômetro de UV/Vis (DU530, Beckman-Coulter, Fullerton, CA). A solução de meio foi centrifugada a 5.000 g por 5 min, e as pelotas molhadas foram liofilizadas para determinar a concentração de massa de célula seca. O teor de PHB da massa de célula foi determinado por uso do GC com um detector de ionização de chama (FID) em uma amostra preparada conforme segue: cerca de 50 mg de massa de célula seca contendo PHB foi adicionada em 2 mL de solução de metanol (H2SO4 3% v/v, ácido benzoico 10 g L’1 como 0 padrão interno) e 2 mL de ciorofórmio, e mantida a 100°C por 4 horas. O poliéster intracelular foi convertido em 3-hidroxibutirato metil éster e liberado na solução de reação. Após a mistura ser resfriada à temperatura ambiente, 1 mL de água destilada foi adicionada, e a solução foi turbilhonada por 1 min. A mistura foi permitida separar em uma fase aquosa e em uma fase orgânica. A solução orgânica foi filtrada através de uma membrana de PTFE (0,45 pm) e analisada com GC. Um PHB puro (SigmaAldrich, St Louis, MO) foi tratado no mesmo procedimento para calibração.
Absorção física de oxigênio em água [0058] A Tabela 2 dá 0 kia de absorção física de oxigênio em água observado sob condições de operação diferentes.
Tabela 2 Absorção física e transferência de massa de oxigênio em água3
| Bocaisb | Diâmetro do orifício (mm) | Área aberta (mm2) | Taxa de circulação (L.mín-1) | Queda de pressão (x105Pa) | Velocidade de gotículasd(m.s-1) | ki_a (s-1) | Dissipação de energia (kw.m-3) |
| 1 | 1,44 | 1,63 | 2,4 | 2,57 | 22,7 | 0,031 | 6,9 |
| 1 | 1,65 | 2,14 | 2,8 | 2,38 | 21,9 | 0,033 | 7,3 |
| 1e | 2,06 | 3,33 | 3,5 | 1,92 | 19,6 | 0,044 | 7,5 |
| 2 | 2,06 | 6,66 | 4,6 | 0,61 | 11,0 | 0,062 | 3,3 |
| 3 | 2,06 | 9,99 | 4,7 | 0,48 | 9,8 | 0,064 | 2,7 |
| 3’ | 2,06 | 9,99 | 4,7 | 0,48 | 9,8 | 0,075 | 2,7 |
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a. Aeração 0,2 vvm (volume de gás por volume de líquido por min): 1,5 L de água com 0,3 L min-1 de ar
b. 90° bocais de cone totals
c.
Queda de pressão (ΔΡ) através do(s) bocal(is)
d.
Velocidade inicial de gotículas dos bocais (¾ = Cp
Cp = 0,95)
e.
O mesmo tempo de retenção de líquido (0,4 min) como no experimento de intensificação biológica
f. Os mesmos bocais e operações com pluma de pulverização reduzida.
[0059] A velocidade de gás superficial foi 0,00028 m s’1, ou 0,2 vvm (volume de gás por volume de líquido por min) em termos de taxa de gaseificação de líquido. Quando um bocal foi usado, o valor de fca (0,03-0,04 s’1) foi na faixa de biorreatores aerados convencionais.
[0060] O ki3 foi quase dobrado (0,064 s1) quando bocais múltiplos foram usados para dar uma maior área aberta. Interessantemente, este aumento no fea foi observado com diminuição na queda de pressão através do(s) bocal (is) e a velocidade de gotículas líquidas, um contraste fenomenal ao conhecimento convencional. De acordo com o equilíbrio de energia mecânica ao redor do(s) bocal(is), uma alta queda de pressão geraria uma alta velocidade e turbulência de fluxo de gotículas liquidas na fase gás. A alta turbulência também geraria menores gotículas para dar alta área interfacial gás-líquido. Todos estes fatores devem intensificar a taxa de transferência de massa de gás, mas, ao invés, um baixo valor de /o.a foi observado. Sem estar ligado a qualquer teoria, acredita-se que esta análise convencional pode ser verdadeira para gotículas líquidas individuais, mas não aplicáveis à poça de líquido ou biorreator total. Foi observado que a taxa de circulação de líquido da bomba declinou com uma área aberta de bocal menor, que reduz a frequência de exposição de liquido à fase gás. A uma alta taxa de circulação (4,7 L-min1), a queda de pressão e velocidade de líquido foram as mais baixas, mas o tempo de retenção na poça de líquido (1,5 L) foi o mais curto (0,32 min), isto é, uma frequên
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20/35 da de contato líquido-gás foi a mais alta. Para intensificar a transferência de massa de gás no biorreator de pulverização, uma alta taxa de circulação de líquido associada com uma baixa queda de pressão é, portanto, preferida preferivelmente do que uma baixa taxa de circulação associada com uma alta queda de pressão. Isto é também verdadeiro para economia de energia, conforme mostrado mais tarde.
[0061] Quando bocais múltiplos foram usados para pulverização, a pluma foi maior, e continha mais gotículas líquidas do que um bocal simples. Isto eleva uma questão se ou não uma maior pluma de pulverização deve ser provida para intensificar a transferência de massa de gás. Isto foi examinado quando o cilindro superior foi removido e os bocais foram instalados diretamente no topo do vaso de vidro. A pluma de pulverização foi reduzida dramaticamente de 7,5 L para 1,5 L. Sob as mesmas condições de operação, contudo, o kLa alcançou 0,075 s1 ou aumentou por 17%, conforme mostrado na Tabela 2. Em outras palavras, a pequena pluma não reduz, mas intensifica a transferência de massa de gás. Isto pode ser atribuído a um fato que a transferência de massa de gás-líquido ocorre principalmente sob a ponta dos bocais. Um tempo de retenção longo de gotículas líquidas pequenas na fase gás não produz uma contribuição substancial para transferência de massa. Ao invés, o impacto das gotículas líquidas na superfície de líquido livre pode, de certo modo, intensificar a transferência de massa de gás.
Intensificação microbial de transferência de massa de oxigênio [0062] A Tabela 3 dá as medições de taxa de utilização de oxigênio (OUR) e kra em pontos de tempo diferentes em uma fermentação de gás.
Tabela 3 Transferência de massa de oxigênio intensificada no biorreator de pulverização com um bocal3
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| Tempo (hr) | OD | Oa dissolvido (mg.L·1) | Gás de saídac (mL.min'1) | Oade saída (% em mol) | OUR (mmol.L’ 1.mirr1) | ki_a (s’1) | Ed(-) |
| 0 | 1 | 6,43 | 104 | 20,64 | 0 | 0 | |
| 16 | 2,1 | 2,25 | 75 | 21,34 | 0,45 | 0,042 | 0,95 |
| 24 | 6 | 0,25 | 64 | 21,58 | 0,64 | 0,055 | 1,25 |
| 32 | 15,1 | 0 | 51 | 17,83 | 0,96 | 0,083 | 1,89 |
| 40 | 25,1 | 0 | 60 | 16,62 | 0,86 | 0,074 | 1,68 |
| 48 | 23,6 | 0 | 62 | 19,84 | 0,75 | 0,073 | 1,66 |
a. diâmetro de orifício de bocal φ1,65 mm, área aberta 2,14 mm2, 90° cone total
b. Densidade ótica de meio de cultura a 600 nm (1 OD = 0,4 g massa de célula seca/L)
c. A taxa de fluxo de gás volumétríca de saída (25°C, 1 atm)
d. Comparação com absorção física de oxigênio em água (kLa = 0,044 s-i) na Tabela 2.
[0063] Para manter uma boa mistura e frequente exposição de líquido à fase de gás, a solução de meio (0,5 L) foi agitada a 100 rpm, e circulada a 1,2 L/min para dar um tempo de retenção de líquido de 0,4 min no reservatório, A queda de pressão através do bocal (φ1,65 mm) foi 90 kPa, e não muda com o aumento da densidade de célula. Sob as condições de operação, a dissipação de energia na solução de líquido a partir da bomba foi 3,6 kw m-3. A densidade ótica (OD) aumentor de 1 para 25, ou a concentração de biomassa de 0,4 g/L para 10 g/L. Com nutriente de nitrogênio suficiente, as células microbiais formam pouco PHA (< 2%), e o CO2 reduzido foi principalmente usado para crescimento de célula. A composição elementar da massa de célula, que foi determinada conforme descrito em S. Kang and J. Yu, Biomass Bioenergy, 74 (2015) 92-95, foi: 45,1% de C, 6,3% de H, 12,8% de N, 27,8% de O e 8,0% de cinza, da qual a fórmula orgânica é CH1.69 Oo.46 N0.25. Devido ao consumo de gás microbial, a taxa de fluxo de gás de saída caiu de 104 mL/min no começo para 50-60 mL/min. A parte superior do biorreator (cerca de 9 L) foi inundada por 8 horas pe~
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Io gás existente antes da próxima medição. Cada taxa de fluxo de gás e composição foram as médias das três medições tomadas dentro de 30 minutos. Devido à atividade biológica relativamente lenta, estado quase uniforme de composição de gás foi assumido.
[0064] A partir da taxa de utilização de oxigênio, ki..a foi calculado com a Eq. 7. O valor de kí_a foi baixo em baixas ODs devido à baixa taxa de utilização de oxigênio, e, em seguida, alcança o nível mais alto quando a concentração de O2 dissolvido cai a zero, um claro indicador de limitação de transferência de massa de oxigênio. Em outra palavra, 0 mais alto Ka (0,083 s-1) reflete 0 coeficiente de transferência de massa de oxigênio máximo do biorreator de pulverização sob as condições de operação. O fca declinou com aumento adicional na densidade de célula. Isto é atribuível a um baixo OUR devido à atividade microbial reduzida após a variedade aeróbica obrigada ter sido exposta à depleção de oxigênio por um longo tempo. Comparado com 0 fca (0,044 s’1) de absorção física em água no mesmo tempo de retenção de líquido (0,4 min) (Tabela 2), 0 fato de intensificação de transferência de massa de oxigênio por atividade microbial foi calculado e listado na Tabela 3. A transferência de massa de gás foi intensificada a uma grande extensão pelo consumo biológico de oxigênio (e outros dois gases, também) pelas células microbiais.
Consumo e comparação de energia [0065] O biorreator de pulverização tem uma estrutura simples. A bomba na linha de circulação de líquido proporciona a energia mecânica para ambas pulverização de líquido e mistura. Um equilíbrio de energia mecânica entre dois pontos (1-1 ’e 2-2’) na Figura 1 mostra que a entrada de energia (I4/S) a partir da bomba menos perda de fricção é igual ao aumento de energia cinética, energia potencial, e energia de pressão do fluido (Eq. 8a)
1¾ - ΣΡ = + #(¾ - -F (j/kg) (Eq. 8a).
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23/35 [0066] Com a perda de fricção desprezível, Ui e diferença de altura entre dois pontos, são simplificados conforme a Eq. 8b
SP X = (Eq. 8b), onde Ü2 é a velocidade do líquido na tubulação (diâmetro interno 6 mm), e ΔΡ a queda de pressão através do bocal. Sob condições experimentais (Tabela 2), a energia dinâmica representa somente uma pequena porção (<8%) da entrada da bomba. A energia foi princípalmente usada para elevar a pressão de líquido para pulverização. O consumo de energia por volume de líquido foi calculado a partir da taxa de circulação de líquido e queda de pressão com a Eq. 8b. Conforme mostrado na Tabela 2, uma alta taxa de circulação de líquido sob baixa queda de pressão tem uma dissipação de energia muito mais baixa (2,7 kw-m3) do que uma baixa taxa de circulação sob uma alta queda de pressão (7,3 kw-m’3). No último caso, a energia foi dissipada como energia de superfície e calor em formação de gotículas de líquido delgadas (<50 um) mesmo embora a alta área ínterfacial não contribua muito para a taxa de transferência de massa de gás, conforme mencionado acima.
[0067] Em biorreatores agitados convencionais, o coeficiente de transferência de massa de oxigênio é dependente da velocidade de gás superficial, bem como a dissipação de energia na solução de líquido. Uma correlação amplamente usada para vasos agitados tem uma forma geral (Eq. 9) (Eq. 9), onde ki_a é o coeficiente de transferência de massa do oxigênio em unidades de s’1. P é a energia dissipada pelo agitador em W, e Vl é o volume de líquido em m3. Ué a velocidade de gás superficial em m s-1 e definida como a taxa de fluxo de gás volumétrica dividida pela área de seção transversal do biorreator. Numerosas correlações foram obti
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24/35 das de dados experimentais e/ou derivadas da teoria. Duas delas são piotadas na Figura 4 para comparação: uma da correlação experimental (M. Nocentini et al., Ind. Eng. Chem. Res. 32 (1993) 19--26) e outra da teoria de Kolmogorov que não é restrita à configuração especial e condições experimentais (Y. Kawse, M. Moo-Yong, Chem. Eng. Res. Des. 66 (1988) 284-288). Muitas das correlações experimentais dão previsões muito consistentes no ki_a, enquanto que a correlação baseada na teoria dá uma previsão mais alta (M. Xie, J. Xia, Z. Zhou, J. Chu, Y. Zhuang, S. Zhang, Ind. Eng. Chem. Res. 53 (2014) 5941-5953). Elas são comparadas com o fc.a do biorreator de pulverização na mesma taxa de dissipação de energia na Figura 4. Deve ser apontado que as correlações empíricas são obtidas de experimentos especiais em qie a velocidade de gás superficial mínima é 0,001 m s-1, ou acima. Quando as correlações são usadas a uma velocidade de gás muito baixa na presente descrição (0,00028 m s1 nas Tabelas 2 e 3), elas são somente para proposta de referência.
[0068] A Figura 4 revela alguma informação interessante. Primeiro, quando o biorreator de pulverização é operado a uma alta queda de pressão através dos bocais, a alta dissipação de energia não pode assegurar um alto coeficiente de transferência de massa. Com alta dissipação de energia, o biorreator de pulverização exibe a kLa similar do biorreator convencional a taxas de gaseificação muito baixas. Segundo, com baixa dissipação de energia, os biorreatores de pulverização podem proporcionar taxas de transferência de massa mais altas do que os biorreatores convencionais. A uma taxa de gaseificação muito baixa, energia mecânica é mais eficientemente usada para transformer líquido em gotículas do que para criar bolhas de gás. O biorreator de pulverização pode, portanto, usar a mesma quantidade de energia para proporcionar um /o. a mais alta. Terceiro, um fumo de pulverização reduzido promove trasferência de massa em biorreatores de pulveriza
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25/35 ção. Finalmente, o consumo de gás biológico pode intensificar a transferência de massa de gás na solução de meio.
Formação de PHB de CQz na ausência de nitrogênio [0069] A Figura 5 é os cursos de tempo de fermentação de gás de Entrada I (Tabela 1). A uma taxa de fluxo constante (140 sccm) de Hz (60%), Oz (20%) e COz(20%), a densidade de célula microbial aumentou continuamente com o tempo e alcançou um nível máximo de 21,5 g/L. Uma grande porção do carbono reduzido foi armazenada no PHB, e o teor de PHB final alcançou 50 peso %. Interessantemente, a biomassa residual, a diferença de massa entre a massa de célula e PHB, aumentou no começo com nutriente de nitrogênio suficiente e alcançou um patamar quando uma limitação de nitrogênio foi aplicada. Este padrão foi similar àquele de culturas heterotróficas em fonte de carbono orgânico, conforme descrito, por exemplo, em N. Tanadchangsaeng, J. Yu, BiotechnoL Bioeng. 109 (2012) 2808-2818. A concentração de oxigênio dissolvido (DO) na solução de líquido foi monitorada como percentagem de saturação de ar, e mantida em um nível muito alto (> 70%) até a densidade de célula alcançada de 5 g/L. Durante este período de tempo, a taxa de transferência de massa de oxigênio foi alta bastante para suportar a alta atividade microbial. Quando a concentração de biomassa aimentou para 9 g/L ou acima, o DO caiu rapidamente a zero e a variedade aeróbica obrigada foi exposta à condição de depleção de oxigênio depois disso. A disponibilidade de substratos de gás afeta o crescimento microbial e fisiologia. O crescimento microbial pode ser aproximadamente dividido em três estágios de acordo com as taxas de crescimento específicas (μ). Na Figura 5, a taxa de crescimento específica é apresentada como a inclinação de curva de logaritmo natural de densidade ótica versus tempo. Após uma fase de atraso inicial, a taxa de crescimento específica foi 0,1 h 1 (jji) e, em seguida, declinou por causa de limitação de oxigênio em altas densiPetição 870190053465, de 11/06/2019, pág. 37/63
26/35 dades de célula. Esta foi reduzida para 0,06 h1 (μζ) e, em seguida, ainda para 0,01 h’1 (ps) à medida que a fermentação continuou por 115 h.
[0070] A Figura 5 também dá a mudança de rendimento de hidrogênio instantâneo e acumulativo com o tempo. O hidrogênio foi a única fonte de energia e agente de redução para fixação de CO2 microbial. O rendimento de hidrogênio é definido como a quantidade de biomassa formada por hidrogênio alimentado (g-g-1). O rendimento quase instantâneo, medido da diferença de dois pontos de tempo, indica uma eficiência biológica media de fixação de CO2 neste curto período de tempo. O rendimento de hidrogênio acumulativo reflete a eficiência total a partir do começo de uma fermentação a um ponto de tempo. O rendimento de hidrogênio acumulativo foi 0 mais alto (cerca de 2 g g~1) correspondente à taxa de crescimento específica máxima (0,1 s1), e, em seguida, mantida a um nível moderado (1,2 g g-1) para um tempo muito longo durante 0 qual muita da massa de célula foi formada. Ele cai a zero porque pouca massa de célula foi formada. Como um critério importante da economia de processo, 0 rendimento de hidrogênio acumulativo de fermentação de lote total foi 0,6 gg E [0071] Com 0 gás de Entrada II da mesma composição de gás, a taxa de fluxo de gás foi reduzida a 70 sccm e cursos de tempo similares foram observados. Contudo, a concentração de biomassa máxima foi reduzida a 12,4 g/L e teor de PHB reduzido a 17,5 peso %. O rendimento de hidrogênio instantâneo máximo foi 1,8 g g1, indicando a taxa de transferência de massa similar e eficiência de fixação de CO2. O rendimento de hidrogênio acumulativo foi muuto mais alto (0,95 g-g· 1) por causa do desperdício de hidrogênio mais baixo na taxa de gaseificação muito baixa (0,05 vvm). Com 0 gás de Entrada B, as células mlcrobials podem não ter carbono e fonte de energia suficientes para crescimento.
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O efeito do nitrogênio na formação de PHB de CO2 [0072] A Figura 6 é 0 curso de tempo de fermentação do gás de Entrada III (Tabela 1) na presença de uma grande quantidade de gás N2 (40% em mol). Uma alta densidade de biomassa de 21,9 g/L foi também alcançada, e 0 teor de PHB foi tão alto quanto 61 peso %. O alto teor de PHB pode ser atribuído ao declínio de biomassa residual após um longo tempo em um patamar. Interessantemente, 0 oxigênio dissolvido foi mantido a um alto nível (15-30%) por até 75 horas durante as quais uma grande quantidade de massa de célula (16 g/L) foi formada. Ele cai a zero quando a densidade de célula alcança 17 g/L. Obviamente, a variedade aeróbica obrigada tem oxigênio suficiente para manter boa atividade metabólica por um tempo muito longo. A taxa de crescimento específica máxima (pmáx) foi 0,12 h’1 (μι) por um período de 20 h após uma fase de atraso inicial de 8 h. A taxa de crescimento declina para 0,04 h1 (μζ) à medida que a fermentação progride por 20 horas adicionais, ou desse modo. Finalmente, a taxa de crescimento específica foi mantida a 0,01 Ιτ1(μ3) até 0 final da fermentação. Os rendimentos de hidrigênio, contudo, foram mais baixos na presença de Nz que diluiu a composição de gás. O rendimento de hidrogênio instantâneo mais alto foi 0,7 g g1 e 0 rendimento acumulatlvo foi 0,3 g g-1. Este experimento mostra que é possível usar gás de combustão diretamente como a fonte de COz, que economiza 0 custo de captura de CO2.
[0073] Quando uma quantidade muito pequena de hidrogênio (10% em mol) foi provida no gás de Entrada IV, pouco crescimento de célula foi observado. A densidade ótica máxima (OD) após 32 horas foi somente 1,68 (densidade de célula * 0,81 g/L). A densidade de célula foi mantida neste nível na mesma taxa de gaseificação através de toda a operação. Parece que a baixa composição de Hz foi apenas bastante para manutenção da célula sem suficiente H2 disponível para fixação
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28/35 de COs e crescimento de célula. A Tabela 4 compara a fermentação de gás de gases de entrada diferentes. Os resultados do gàs de Entrada C e D indicam claramente 0 efeito de diluição do N2 (40-60 % em mol).
Tabela 4. Os efeitos de gás de entrada na fixação de CO2 microbial e síntese de PHB
| Entrada de gása | II | III | IV | |
| Taxa de crescimento específica máxima (hr1) | 0,10 | 0,07 | 0,12 | n/a |
| Produção de hidrogênio máxima (g g':)b | 2,0 | 1,8 | 0,7 | n/a |
| Produção de hidrogênio cumulativa (g g‘1)b) | 0,6 | 0,95 | 0,24 | n/a |
| Densidade de célula máxima (g-L·1 | 21,5 | 12,4 | 21,9 | 0,8 |
| Teor de PHB (peso %)c | 50 | 17,5 | 61 | n/a |
a. Composição de gás e taxas de fluxo podem ser encontradas na Tabela 1
b. Gramas de massa de célula seca formada por grama de hidrogênio alimentado
c. Percentagem por peso de PHB em massa de célula seca [0074] Aqui em seguida, 0 desempenho do biorreator, de acordo com a presente invenção, para crescimento de célula e formação de PHB de um substrato de gás, é comparado com aquele dos dois biorreator convencional e absorvedor de gás.
Desempenho de biorreatores convencionais para cultura de gás microbial [0075] Um biorreator de topo de bancada convencional (3 litros de volume total, BioFIo 110, New Burnswick, Enfield, CT) foi usado para cultivar C. necatorem uma mistura de gás de 70% em mol de H2, 20% em mol de O2 e 10% em mol de CO2. A Figura 7 ilustra a estrutura esquemática do reator, um biorreator muito popular para fermentação microbial. A transferência de massa de gás das bolhas para as células
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29/35 microbiais suspensas é provida, via agitação da solução de meio por um agitador mecânico. Uma solução mineral (1,5 L) consistindo em fosfato de potássio 2,3 g/L, mono-hidrogênio fosfato de sódio 4,37 g/L, cloreto de amônia 1 g/L, sulfato de magnésio 0,5 g/L, bicarbonato de sódio 0,5 g/L, citrato de amônia férrico (FAC) 0,05 g/L, di-hidrato de cloreto de cálcio 0,01 g/L e mineral em traço 1 mL de solução previamente preparada, foi usada como um meio de cultura líquido. A taxa de agitação foi mantida a 900 rpm de modo a proporcionar a transferência de massa máxima. Aspergidor de gás foi usado para dispersar a corrente de gás na solução. Uma vez que o meio de cultura no biorreator alcança condição estável (pH e temperatura), a cultura de garrafa foi inoculada. O pH e temperatura foram mantidos a 6,9 e 30°C, respectivamente. Condições de operação, tal como DO, pH, temperatura, e velocidade de agitação, foram monitoradas. Gás de exaustão foi monitorado usando um analisador de gás (TANDEM Pro, Magellan Instruments Ltd, Norfolk, UK). Amostras de líquido foram coletadas e analisadas para densidade ótica (OD a 620 nm), densidade de célula, e teor de PHB.
[0076] O coeficiente de transferência de massa volumétrica (/^a) de O2 de uma corrente de ar (21% em mol de O2) foi medido na mesma solução acima e usado como um marcador de bancada para comparação de transferência de massa de gás em biorreatores diferentes. A Tabela 5 mostra os resultados deste biorreator convencional. Na indústria de fermentação, a taxa de fluxo de gás é frequentemente expressda como ‘vvm’, ou volume de gás por volume de líquido por min. A kLS máxima de 234 h~1 foi obtida a 900 rpm com uma taxa de fluxo de ar de 4,5 L/min (3,0 vvm). A redução da taxa de fluxo de ar causa uma redução significante na ki.a. Por exemplo, na taxa de fluxo de ar de 0,75 L/min (0,5 vvm) e 900 rpm de velocidade de agitação, a ki_a foi somente 144 It1, ou uma redução de 38%.
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Tabela 5. Coeficientes de transferência de massa volumétrica (/o,a) de oxigênio no biorreator convencional da Figura 7
| Velocidade de agitação (rpm) | Coeficiente de transferência de massa volumétrica | |||
| 0,5 vvm3 | 1,0 vvm | 2,0 vvm | 3,0 vvm | |
| 200 | 14,8 | 18,4 | 21,6 | 27,0 |
| 500 | 74,2 | 75,2 | 86,2 | 91,4 |
| 900 | 144,4 | 170,6 | 215,6 | 234,4 |
3vvm - volume de gás em condições padrão por volume de líquido unitário por minuto, volume de líquido do reator é 1,5 L.
[0077] A Figura 8 mostra a variação de densidade ótica com tempo de fermentação. A OD máxima de 72,8 foi observada após 103 horas de fermentação. O oxigênio dissolvido de partida (DO) foi ao redor de 75%, e gradualmente ele cai para 0% após 45 h de operação, indicando que o crescimento de célula foi limitado pela taxa de transferência de massa de gás. A taxa de crescimento específica máxima (pmáx) de 0,08 h’1 foi observada de 20 a 60 h da fermentação. Em seguida, a taxa de crescimento específica reduziu para 0,03 h1 até ela alcançar um patamar. No final do experimento, a densidade de célula máxima e o teor de PHB foram registrados como 24,16 g/L e 59%, respectivamente.
Absorvedor de gás convencional para cultura de gás microbial [0078] Um absorvedor de gás convencional com uma coluna de leito recheada foi modificado em um biorreator para cultura de gás microbial de C. necator. A Figura 9 mostra o diagrama esquemático da composição experimental. O reator (3 L) foi enchido com 1,5 L do mesmo meio líquido conforme acima. Durante o experimento, a solução aquosa foi recirculada através de um circuito externo, e dispersa no topo de uma coluna de leito recheada de 20 cm de esferas de vidro. O leito proporciona a área de contato de gás e líquido. A bomba de
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31/35 deslocamento positivo no circuito de recirculação gera uma taxa de fluxo de 5,3 L/min. Uma corrente de gás (70% de Ha, 20% de O2 e 10% de CO2) de 1,5 L/min foi introduzida ao reator a partir da entrada de gás de topo, e descarregada após contato com o líquido concorrente através da saída de gás de exaustão. As concentrações exatas de CO2 e O2 no gás de exaustão foram monitoradas usando um analisador de gás. Após inoculado com 100 mL de solução de semente, as mesmas condições de crescimento como no biorreator convencional foram mantidas. As amostras de líquido foram coletadas com o tempo para OD, densidade de célula, e teor de PHB.
[0079] A Figura 10 mostra a variação de OD com o tempo de fermentação para o absorvedor de gás convencional. O DE mais alto de 14,0 foi observado durante as 90 h de perído de fermentação. Após a fase de atraso de 12 horas, as células exibiram um crescimento exponencial nas primeiras 25 horas a uma taxa de crescimento específica máxima (pmáx) de 0,13 h1. A taxa de crescimento específica foi então gradualmente reduzida a 0,03 h~1 para dar um aumento linear de densidade de célula, uma indicação de limitação de transferência de massa. A densidade de célula máxima foi ao redor de 4,2 g/L a um correspondente OD de 14 após um perído de fermentação de 90 h.
Desempenho de um biorreator de bocal de pulverização de acordo com a presente invenção (SNBR) [0080] Nos biorreatores convencionais e absorvedores de gás, o gás é disperso em uma fase contínua de líquido. Devido à pobre solubilidade do gás, o gás forma rapidamente bolhas e deixa a solução de líquido, resultando em um tempo de contato curto para transferência de massa. De modo a manter uma alta retenção de gás na solução de água, uma alta taxa de fluxo de gás é necessária, que resulta em alto despedido de gás. De modo a solucionar estes problemas, o biorreator da presente invenção é caracterizado por uma distribuição de líqui
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32/35 do em gás reversa, conforme mostrado na Figura 1. A solução de meio 11 é circulada através de um circuito externo 6 a 3,1 L/min, e pulverizada como gotículas delgadas na fase gás através de um bocal de pulverização 12 (orifício de 0,18 cm, Cole Parmer, Vernon Hills, IL). Ο substrato gasoso 14 foi introduzido na fase gás superior 15 presente no biorreator a uma taxa de fluxo desejada através do conduto 25. Devido ao contato gás/líquido ser determinado pelas gotículas de líquido, não pela retenção do gás na solução, a corrente de gás pode ser controlada a uma taxa de fluxo muito baixa, dependendo de quão rápido os gases podem ser usados pelas células microbiais. Mais importantemente, uma alta taxa de transferência de massa (ka) pode ser mantida, indiferente da taxa de fluxo de gás. O tempo de retenção da corrente de gás pode também ser ajustado pela mudança do volume de espaço superior do biorreator. Neste caso de demonstração, o bocal de pulverização está localizado a 10 cm acima da superfície do líquido. [0081 ] Similar aos experimentos de biorreator convencional e absorvedor de gás acima, a mesma solução de líquido de 1,5 L foi usada no biorreator de bocal de pulverização (3L em volume total). Após inoculadas com 100 mL de solução de semente, as células foram crescidas em uma corrente de gás de 0,45 L/min. O pH e temperatura foram mantidos a 6,9 e 30,0°C, respectivamente. A queda de pressão através do bocal foi medida usando uma medição de pressão digital (Cole Parmer, Vernon Hills, IL). Similar aos experimentos anteriores, amistras de líquido foram analisadas para DE, densidade de célula, e teor de PHB. Os componentes do gás de exaustão foram monitorados pelo analisador de gás.
[0082] A Figura 11 mostra crescimento de célula ou aumento da densidade ótica com tempo de fermentação. O DE mais alto de 32,2 foi registrado após 72 h de fermentação. A correspondente densidade de célula foi 12,7 g/L. A taxa de crescimento específica máxima (pmáx)
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33/35 de 0,15 h“1 foi observada durante as primeiras 24 h de período da fermentação e, em seguida, foi gradualmente reduzida para 0,04 Ir1, indicando uma possível limitação de transferência de massa de gás. A queda de pressão através do bocal foi mantida entre 30,6 a 30,9 psi.
[0083] O coeficiente de transferência de massa volumétrica (/o.a) de oxigênio foi medido com uma cirrente de ar em taxas de fluxo diferentes. Especificamente, a Klõ mais alta de 230 h’1 foi observada na taxa de fluxo de ar de 0,75 L/min. Comparado ao biorreator convencional (Tabela 1), isto é um aperfeiçoamento significante em termos de economia de gás e redução de consumo de energia.
Desempenho do biorreator de misturador estático com bocal de pulverização (SNSMBR) [0084] O bocal de pulverização do biorreator acima foi adicionalmente aperfeiçoado por adição de misturadores estáticos 7 no circuito de circulação de líquido 6, e introduzindo a corrente de gás 14 entre a bomba 4 e os misturadores 7, conforme mostrado na Figura 1. As correntes de gás e líquido foram pré-misturadas nos misturadores estáticos (dois neste caso) e seu contato foi significantemente intensificado sob uma alta tensão de cisalhamento no bocal. As gotículas finas da mistura líquldo-gás aumentam a taxa de transferência de massa do gás significantemente. A /oa foi aumentada para 377 h1 a uma baixa taxa de fluxo de ar de 0,75 L/min. Comparado ao bocal de pulverização do reator (SNBR) da Figura 1, o SNSMBR da Figura 2 exibe um aumento de 60% na mesma taxa de fluxo de gás. Por comparação dos dados de ki.a do biorreator convencionai (Tabela 1), o SNSMBR dá um aumento de 150% de /ua (0,75 L/min de taxa de fluxo de are 900 rpm de agitação).
[0085] A mesma cultura microbial do experimento efetuado no SNBR foi testada no biorreator SNSMBR mostrado na Figura 2. Os parâmetros operacionais tal como pH, e temperatura foram similares
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34/35 aos experimentos anteriores acima. A solução de meio no reator foi 1,5 L e a taxa de fluxo de recircuiação foi 3,1 L/min para dar um tempo de retenção de líquido de 0,48 min. A taxa de fluxo de gás de entrada foi mantida em entre 0,2 a 0,3 L/min (taxa de gaseificação de 0,13-0.2 vvm; velocidade de gás superficial de 0,00019-0,00028 m/s) e a composição de mistura de gás foram similares aos experimentos anteriores (70% de H2, 20% de O2 e 10% de CO2). Amostras de líquido foram analisadas para DO, densidade de célula, e teor de PHB. A composição do gás de exaustão foi monitorada por um analisador de gás.
[0086] A Figura 12 mostra 0 curso do tempo de aumento de crescimento de célula ou densidade ótica com 0 tempo de fermentação no SNSMBR. Após ser inoculado com 100 mL de solução de semente, a densidade ótica do caldo de fermentação foi aumentada exponencialmente a uma taxa de crescimento específica de 0,16 Ir1. O DE mais alto de 70 foi alcançado em 65 h de fermentação. A correspondente densidade de célula foi 26,74 g/L, e 0 teor de PHB final da massa de célula seca foi 52%. O alcance mais significante do Sistema de reator de SNSMBR foi 0 uso de uma taxa de fluxo de gás muito baixa (< 0,3 L/min). Portanto, comparado ao biorreator convencional, desperdício de gás foi significantemente reduzido. Isto economiza gás H2 que é considerado como 0 estoque de alimentação mais custoso na produção de PHB a partir dos substratos gasosos, especialmente quando 0 gás de combustão contendo CO2 e O2 é usado como 0 estoque de alimentação.
Comparação de desempenho de biorreator em culturas de gás microbiais [0087] A Tabela 6 é uma comparação dos dois biorreatores convencionais (CBR e CGA) descritos acima e dois biorreatores de acordo com a presente invenção (SNBR e SNSMBR).
Tabela 6. Desempenho do biorreator em culturas de gás microbiais
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| Tipo de reator | Biorreator convencional (CBR) | Absorvedor de gás convencional (CGA) | Bocal de pulverização do biorreator (SNBR) | Bocal de pulverização com misturadores estáticos (SNSMBR) |
| DO Máximo | 72 | 14 | 32 | 70 |
| Densidade de célula máxima (g/L) | 24,1 | 4,7 | 12,4 | 26,7 |
| Velocidade de agitação (rpm) | 900 | n/a | n/a | n/a |
| Teor de PHB (% de base seca) | 59 | 56 | 53 | 52 |
| Taxa de fluxo de gás (L/min)a | 1,5 | 1,5 | 0,5 | 0,2-0,3 |
| Taxa de fluxo de liquido (L/min) | n/a | 5,3 | 3,1 | 3,1 |
| ki.a máximo(h‘1) | 144 | 230 | 280 | 377 |
| Produtividade de célula(g/L -hr) | 0,23 | 0,047 | 0,18 | 0,41 |
| Produção de célula em H2 (g DCM/g H2)b | 0,068 | 0,014 | 0,16 | 0,73 |
| a. Taxa de fluxo de gás a 1 al | m, 30Ό. |
b. Grama de massa de célula seca produzida por grama de H2 introduzido nos biorreatores.
[0088] Comparado ao biorreator convencional (CBR), o SNSMBR dá uma produtividade de célula muito mais alta e produtividade de PHB, ainda usa muito menos hidrogênio. A produção de massa de célula seca baseada na quantidade de hidrogênio alimentada no biorreator é aumentada por mais do que 10 vezes.
Claims (12)
- REIVINDICAÇÕES1. Processo para produção de pelo menos um polihidroxialcanoato através de fermentação de gás, caracterizado pelo fato de que compreende as etapas de:a) proporcionar pelo menos um vaso de fermentação de gás (2) tendo um volume interno parcialmente enchido com um caldo de fermentação líquido (11) compreendendo:- água,- micro-organismos de fermentação de gás suspensos capazes de produzir pelo menos um poli-hidroxialcanoato,- nutrientes para os micro-organismos de fermentação de gás;a parte remanescente do volume do vaso de fermentação de gás (2) sendo enchida com uma fase gás (15);b) retirar continuamente uma alíquota do caldo de fermentação líquido (11) a partir do vaso de fermentação de gás (2);c) fornecer um substrato gasoso (14) compreendendo CO2, H2 e O2;d) misturar 0 substrato gasoso (14) com 0 caldo de fermentação líquido (11) retirado do vaso de fermentação de gás (2) por contato do caldo de fermentação líquido (11) na forma de gotículas pulverizadas com 0 substrato gasoso (14) na fase gás (15);e) cultivar os micro-organismos de fermentação de gás com a mistura gás-líquido obtida na etapa d para formar uma massa de célula contendo pelo menos um poli-hidroxialcanoato;f) recuperar 0 pelo menos um poli-hidroxialcanoato a partir da massa de célula.
- 2. Processo para produção de pelo menos um polihidroxialcanoato através de fermentação de gás, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que compreende as etapasPetição 870190053465, de 11/06/2019, pág. 48/632/6 de:a) proporcionar pelo menos um vaso de fermentação de gás (2) tendo um volume interno parcíalmente enchido com um caldo de fermentação líquido (11) compreendendo:- água,- micro-organismos de fermentação de gás suspensos capazes de produzir pelo menos um poli-hidroxialcanoato,- nutrientes para os micro-organismos de fermentação de gás;a parte remanescente do volume do vaso de fermentação de gás (2) sendo enchida com uma fase gás (15);b) retirar continuamente uma alíquota do caldo de fermentação líquido (11) a partir do vaso de fermentação de gás;c) fornecer um substrato gasoso (14) compreendendo COz, H2 e O2 e misturar 0 substrato gasoso (14) com 0 caldo de fermentação líquido (11) retirado do vaso de fermentação de gás (2);d) pulverizar a mistura gás-líquido assim obtida no vaso de fermentação de gás (2), e cultivar os micro-organismos de fermentação de gás para formar uma massa de célula contendo pelo menos um poli-hidroxialcanoato;e) recuperar 0 pelo menos um poli-hidroxialcanoato a partir da massa de célula.
- 3. Processo para produção de pelo menos um polihidroxialcanoato através de fermentação de gás, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que compreende as etapas de:a) proporcionar pelo menos um vaso de fermentação de gás (2) tendo um volume interno parcialmente enchido com um caldo de fermentação líquido (11) compreendendo:- água,Petição 870190053465, de 11/06/2019, pág. 49/633/6- micro-organismos de fermentação de gás suspensos capazes de produzir pelo menos um poli-hidroxialcanoato,- nutrientes para os micro-organismos de fermentação de gás;a parte remanescente do volume do vaso de fermentação de gás (2) sendo enchida com uma fase gás (15);b) retirar continuamente uma alíquota do caldo de fermentação líquido (11) do vaso de fermentação de gás (2);c) fornecer um substrato gasoso (14) compreendendo CO2, H2 e O2 na fase gás (15);d) pulverizar 0 caldo de fermentação líquido (11) retirado a partir do vaso de fermentação de gás (2) na fase gás (15);e) cultivar os micro-organismos de fermentação de gás com a mistura gás-líquido obtida na etapa d para formar uma massa de célula contendo pelo menos um poli-hidroxialcanoato;f) recuperar 0 pelo menos um poli-hidroxialcanoato a partir da massa de célula.
- 4. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que 0 caldo de fermentação líquido (11) é retirado e reintroduzido no vaso de fermentação de gás (2) a uma taxa de circulação igual a ou mais alta do que 2 l/min, de preferência, igual a ou mais alta do que 3 l/min.
- 5. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que 0 substrato gasoso (14) é fornecido no vaso de fermentação de gás (2) com uma taxa de gaseificação igual a ou mais baixa do que 0,001 m/s, de preferência, igual a ou mais baixa do que 0,0005 m/s.
- 6. Processo, de acordo com a reivindicação 4, caracterizado pelo fato de que 0 substrato gasoso (14) é fornecido no vaso de fermentação de gás (2) a uma taxa de gaseificação igual a ou maisPetição 870190053465, de 11/06/2019, pág. 50/63A!Q baixa do que 0,001 m/s, de preferência, igual a ou mais baixa do que 0,0005 m/s.
- 7. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que a pulverização do caldo de fermentação líquido (11), opcionalmente misturado com o substrato gasoso (14), é efetuada através de um ou mais bocais (12), cada um tendo uma queda de pressão igual a ou mais baixa do que 1,0-105 Pa.
- 8. Processo, de acordo com a reivindicação 2, caracterizado pelo fato de que o substrato gasoso (14) é misturado com o caldo de fermentação líquido (11) retirado do vaso de fermentação de gás em pelo menos um misturador estático (7) antes se ser circulado e pulverizado no vaso de fermentação de gás (2).
- 9. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que o substrato gasoso (14) é um gás de combustão.
- 10. Biorreator de fermentação de gás (1), caracterizado pelo fato de compreender:- um vaso (2) tendo um volume interno parcialmente enchido com um caldo de fermentação líquido (11) compreendendo microorganismos de fermentação de gás e um meio fermentável, a parte remanescente do volume do vaso (2) sendo enchida com uma fase gás (15);- pelo menos um conduto de circulação de efluente (19) que se comunica com o interior do vaso (2) através do qual uma alíquota do caldo de fermentação líquido (11) é retirada, o conduto (19) sendo conectado a uma linha de circulação (6) para circulação de referida alíquota do caldo de fermentação líquido (11) externamente com relação ao vaso (2), e, em seguida, reintroduzindo a mesma na fase gás (15) presente no vaso (2);- pelo menos um bocal de pulverização (12) conectado à linha de circulação de efluente (6) para pulverização do caldo de fer-Petição 870190053465, de 11/06/2019, pág. 51/635/6 mentação líquido (11) na fase gás (15);- um sistema de alimentação (30) para alimentação na fase gás (15) de um substrato gasoso (14) compreendendo um ou mais gases para cultivar os micro-organismos de fermentação de gás, o sistema de alimentação (30) sendo conectado à fase gás (15) através de um conduto de entrada (25) que se comunica com o interior do vaso (2).
- 11. Biorreator de fermentação de gás (1), caracterizado pelo fato de compreender:- um vaso (2) tendo um volume interno parcialmente enchido com um caldo de fermentação líquido (11) compreendendo microorganismos de fermentação de gás e um meio fermentável, a parte remanescente do volume do vaso (2) sendo enchida com uma fase gás (15);- pelo menos um conduto de circulação de efluente (19) que se comunica com o interior do vaso (2) através do qual uma alíquota do caldo de fermentação líquido (11) é retirada, o conduto (19) sendo conectado a uma linha de circulação (6) para circulação de referida alíquota do caldo de fermentação líquido (11) externamente com relação ao vaso (2), e, em seguida, reintroduzindo a mesma na fase gás (15) presente no vaso (2);- pelo menos um bocal de pulverização (12) conectado à linha de circulação de efluente (6) para pulverização do caldo de fermentação líquido (11) na fase gás (15);- um sistema de alimentação (30) para alimentação no caldo de fermentação líquido (11) retirado do the vaso (2) de um substrato gasoso (14) compreendendo um ou mais gases para cultivar os micro-organismos de fermentação de gás, o sistema de alimentação (30) sendo conectado à linha de circulação (6) de modo que a mistura gáslíquido assim obtida é pulverizada na fase gás (15) presente no vasoPetição 870190053465, de 11/06/2019, pág. 52/636/6 (2) por referido bocal de pulverização (12).
- 12. Biorreator de fermentação de gás (1), de acordo com a reivindicação precedente, caracterizado pelo fato de que a linha de circulação (6) compreende pelo menos um misturador estático (7) para mistura do caldo de fermentação líquido (11) retirado do vaso (2) e o substrato gasoso (14) para formar a mistura gás-líquido.
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Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| B350 | Update of information on the portal [chapter 15.35 patent gazette] | ||
| B06W | Patent application suspended after preliminary examination (for patents with searches from other patent authorities) chapter 6.23 patent gazette] | ||
| B09A | Decision: intention to grant [chapter 9.1 patent gazette] | ||
| B11D | Dismissal acc. art. 38, par 2 of ipl - failure to pay fee after grant in time |