CN101928200A - 一种原位分离发酵中易挥发性有机物的方法和设备 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种分离发酵产品中易挥发有机物的方法和设备，该方法将发酵与气提/蒸汽渗透过程耦合，实现了易挥发有机物的原位分离。其特征在于从发酵罐底部的气体分布器通入惰性气体，原位气提出易挥发性的有机物，进入蒸汽渗透装置，以实现水和有机物的分离，脱水后的混合气进入冷凝器回收易挥发的有机物，不凝气和含有少量有机物的水蒸气组分可以循环利用。本发明的优点在于原位移出发酵过程中易挥发性有机物的效率高，消除产物抑制，提高发酵强度，节约用水，降低能耗。本发明中的易挥发有机物包括乙醇、丙醇、丙酮、丁醇等。

Description

一种原位分离发酵中易挥发性有机物的方法和设备
技术领域
本发明属于生物化工技术领域，具体地涉及一种通过循环气提/蒸汽渗透原位分离耦合发酵生产易挥发有机物(乙醇、丙醇、丙酮、丁醇)的方法和设备。
背景技术
乙醇、丙醇、丙酮、丁醇等易挥发的有机物是重要的有机化工原料和溶剂。近些年来，由于原油价格的持续上涨、气候变暖、能源危机等影响，由发酵法生产乙醇、丙醇、丙酮、丁醇等化学品作为生物燃料和生物基化学品越来越受到人们的重视。尤其是两个最大的工业微生物发酵过程，乙醇和丁醇发酵。乙醇和丁醇可以作为汽油使用，并且具有可再生、燃烧清洁等优点，许多国家从保障能源安全的角度出发，将发展生物液体燃料定为国策，成为目前研究的热点。
目前由生物质原料生产乙醇、丙醇、丙酮、丁醇等低碳易挥发有机物普遍采用间歇发酵工艺，由于发酵过程中产品会对菌体产生很强的反馈抑制作用，因此生产强度低，反应器效率低下，培养基浓度低，水的用量很大，而且得到的产品浓度很低。例如乙醇生产主要采用多级间歇发酵，周期长、细胞密度低，发酵液中只能得到8～10wt％的乙醇，而丁醇的抑制作用更强，采用常规的ABE间歇发酵，只能得到2wt％左右的丁醇。
针对上述低浓度的发酵产品，采用传统精馏分离的成本很高，在发酵法乙醇生产能耗中，蒸馏工艺约占45～50％。原位分离产品是消除产物抑制最有效的途径之一，将可以提高发酵效率、提高发酵强度、提高反应器的效率，同时简化分离和纯化工艺。目前已经出现了真空发酵、膜渗透汽化发酵、气提发酵、萃取发酵、反渗透发酵、膜萃取发酵等原位分离工艺，在发酵的同时移出发酵产品，消除抑制，并提高发酵产品的终浓度。但上述工艺方法在工业应用还有很多需要克服的困难：例如萃取发酵过程中，萃取剂的选择问题，即难以找到选择性高、分配系数大，同时生物相容性好的萃取剂；随着膜技术的发展，膜分离与发酵耦合近年来研究较多，涉及的膜过程包括渗透汽化、反渗透、膜萃取等，虽然膜本身具有清洁、效率高的优点，但膜污染和通量低的问题难以解决；真空发酵移出率高，但是维持真空下发酵比较困难，能耗很高。单纯的气提发酵工艺简单，而且能耗低，具有工业化前景，但是受到分离产品的汽液平衡影响，移出产品效率低，如果气提产物中含有大量水，则会使后期冷凝的能耗增加。综上，目前还没有一种高效低能耗的在线分离方法，这使得生物发酵产品的分离成为制约其发展的瓶颈技术之一。
中国专利200510013396公开了一种生产乙醇的同步气提闪蒸发酵方法，采用包括带侧臂循环式的发酵罐与闪蒸罐构成的实现生产乙醇的同步气提闪蒸。但该专利中闪蒸与气提操作相对独立，并不能解决气提及闪蒸过程中存在的分离效率低的问题。中国专利200610113851公开了一种气提式内循环膜生物反应器处理污水装置及其方法，将内循环生物反应器的优势和膜的过滤性能相结合，该专利中的膜并不用于供气鼓泡，而是起到过滤作用。中国专利200710062809公开了一种CO2循环气提在线分离耦合制备乙醇的方法及设备，对气提产物设计同时具有气液分离、吸附分离、溶剂吸收等多种在线分离装置，由于气提本身效率较低，因此在线分离装置能耗较大。中国专利95243392公开了一种挥发性有机物气提装置，该装置融气提-脱水-捕集为一体，但对气提产品的分离同样存在上述能耗较大的问题。
本发明针对上述问题，将气提和蒸汽渗透结合起来，利用蒸汽渗透膜高效的分离能力，将过程中产生的水或有机溶剂优先透过膜。由于蒸汽渗透过程膜两侧均是气相组成，没有相变，而且透过侧可以直接利用气提过程冷凝后的尾气吹扫，因此，蒸汽渗透过程的集成除了增加膜组件之外，基本不增加其他能耗，而且由于目前蒸汽渗透膜的发展已经相当成熟，该过程的集成将降低生产成本，具有很好的工业应用前景。
发明内容
本发明的目的是提供一种气提/渗透蒸发原位分离发酵产品(低碳易挥发有机物如乙醇、丙醇、丙酮、丁醇等)的方法与设备，利用中空纤维超滤膜作为高效的气体分布器。本发明具有发酵强度大，产品的移出率高、选择性强、节约水、能耗低等优点。
为实现上述目的，本发明提供的原位分离发酵中易挥发性有机物的方法，在发酵设备的底部设有气体进口，通入隋性气体，气提出来的含有易挥发有机物的混合气进入到蒸汽渗透装置，在蒸汽渗透装置的透过侧用惰性气体吹扫，脱水后的混合气进行冷凝回收易挥发的有机物，不凝的惰性气体在预热后送至发酵设备底部重新利用，从渗透蒸发装置中脱出的水加热后送至发酵设备循环利用。
本发明的方法中隋性气体为CO2或者N2或者空气或者发酵中产生的CO2和H2的混合气，隋性气体的通入量按每升发酵液计算，为0.01-1m3/h。
本发明的的方法适用于一次加料的间歇发酵过程或者分批补料的连续发酵过程。
本发明提供的原位分离发酵中易挥发性有机物的设备，其主要包括：
发酵罐，罐内有搅拌器；
原料储罐与发酵罐相连，并通过离心泵向发酵罐内输送料液；
气体储罐，连接至发酵罐底部的气体分布器，由压缩机将气体通过气体换热器加热后通过气体分布器送入发酵罐内；
蒸汽渗透装置，与发酵罐顶部相连，从发酵罐气提出来的气体在蒸汽渗透装置的另一侧用惰性气体吹扫脱水，携带水的惰性气体经过一冷凝器冷凝后进入用于分离带水惰性气体的气液分离器，用于分离带水惰性气体的气液分离器中的水送至发酵罐循环使用，用于分离水和隋性气体的气液分离器中的不凝气通过压缩机鼓入发酵罐；经过蒸汽渗透装置脱水之后的混合气经过一冷凝器冷凝后进入用于分离发酵混合气的气液分离器，用于分离发酵混合气的气体分离器中的不凝气经过压缩机输送到气提储罐，用于分离发酵混合气的气液分离器中的液位经过阀门控制液位。
本发明的气体储罐上设有安全阀和压力表。
本发明的发酵罐底部的气体分布器为常规的气体分布器，如：平板式或管式或中空纤维式高分子超滤膜组成的气体分布器。
本发明的优点在于：通过将气提和发酵的结合，原位将易挥发有机物移出发酵体系，有效的消除发酵过程中的产品抑制现象，缩短了发酵周期，提高了发酵强度，同时也提高了反应器的生产能力；通过将气提和蒸汽渗透技术的结合，提高了气提产物的分离效率，而基本不增加能耗；在连续发酵过程中可以补加高浓度的料液，节约用水；气提后的混合气经过蒸汽渗透装置脱水，提高产品的终浓度，水可以循环利用，节约用水，降低能耗，降低分离成本；混合气中易挥发的有机物冷凝后，惰性气体经过加热后循环使用；发酵与气提/蒸汽渗透耦合以其工艺简单而又经济，气提/蒸汽渗透产物能够直接收集，且产品浓度和纯度高等特点，利用发酵过程中产生的气体作为载气进行气提，一方面降低了引入外源气体的成本，另一方面降低了副产物的进一步处理成本，具有良好的发展前景。
附图说明
图1本发明的工艺流程和装置示意图，图中标记：
1为培养基储罐，2为离心泵，3为发酵罐搅拌装置，4为真空泵，5为蒸汽渗透装置，6为流量计，7为冷凝器，8为冷凝器，9为气液分离罐，10为阀门，11为气液分离罐，12为换热器，13为阀门，14为气体流量计，15为压缩机，16为压缩机，17为压缩机，18为气体分布器，19为压缩机，20为气体储罐，21为安全阀，22为压力表，23为流量计，24为换热器，25为发酵罐，26为离心泵。
具体实施方式
本发明是通过以下方案实现的一种生产易挥发有机物的循环气提/蒸汽渗透原位分离耦合发酵的方法和设备。
请参阅图1，本发明的发酵罐25中有搅拌器3，发酵罐25通过管路与原料储罐1相连，并通过离心泵2输送料液，管路上有流量计6。气体储罐20上有安全阀21和压力表22，气体储罐20与压缩机19之间管路上有阀门13，并通过管路与经过蒸汽渗透装置5脱水冷凝后的不凝气混合后，由压缩机19将气体通过气体换热器24加热后通过气体分布器18从发酵罐25底部鼓入气体，惰性气体由压缩机17鼓入，并且管路上有气体流量计14，管路上有流量计23。用真空泵4将从发酵罐25气提出来的气体通过管路输送到蒸汽渗透装置5，在蒸汽渗透装置5的另一侧用惰性气体吹扫脱水，携带水的惰性气体经过冷凝器7冷凝后进入气液分离器11，气液分离器11中的水通过水换热器12由离心泵26送至发酵罐25循环使用，气液分离器11中的不凝气通过压缩机16鼓入发酵罐25。经过蒸汽渗透装置5脱水之后的混合气在经过冷凝器8冷凝后进入气液分离器9，气液分离器中的液位经过阀门10控制液位，不凝气经过压缩机15输送到气提储罐20。
本发明实现发酵过程原位气提/渗透蒸发的方法，是在发酵罐底部设有惰性气体进口，从发酵罐底部通入CO2或者N2或者空气或者发酵中产生的CO2和H2的混合气，按每升发酵液的通气量为0.01-1m3/h，气提出来的含有易挥发有机物的混合气进入到蒸汽渗透装置，在蒸汽渗透装置的另一侧用惰性气体吹扫脱水，脱水后的混合气进入冷凝器回收易挥发的有机物，不凝的惰性气体在预热后通过压缩机送至发酵罐底部重新利用，从渗透蒸发装置中脱出的水加热后用泵送至发酵罐循环利用。
本发明在气提过程中使用高效气体分布器，可以是常规的气体分布器，也可以是由平板式或管式或中空纤维式高分子超滤膜组成的分布器。本发明适用于发酵法生产易挥发有机物的一次加料的间歇发酵过程或者分批补料的连续发酵过程。
下面结合实例及附图对本发明作进一步详细说明：
实施例1：以淀粉为原料进行CO2和H2混合气循环气提/蒸汽渗透原位分离耦合工艺制备丁醇-丙酮-乙醇(ABE)
淀粉原料经液化、糖化过程，进入发酵过程。按图1组装设备，采用2L发酵罐，按照5％(v/v)接种量接种，使发酵罐的培养体积为1L，发酵温度控制在37℃，搅拌速度150r/min。发酵进行到20小时(h)时，发酵液中丁醇的浓度4-5g/l，关闭搅拌，通入惰性气体CO2和H2的混合气(或者CO2或者N2)开始气提，通气速率为3000ml/min。从发酵罐中出来的混合气进入蒸汽渗透装置，蒸汽渗透装置温度控制在37℃，蒸汽渗透装置的另一侧用CO2和H2的混合气吹扫脱水。经过蒸汽渗透脱水的混合气进入冷凝装置，冷凝温度为4℃。在发酵和气提的过程中检测发酵液中ABE的浓度和葡萄糖的浓度，当发酵液中丁醇的浓度低于2g/l时，关闭气提和蒸汽渗透，开启搅拌；当发酵液中葡萄糖浓度低于30g/l时，补入浓度为30％的糖化液，使发酵液中葡萄糖的浓度维持在30-60g/l，从而发酵继续进行。ABE气提的生产强度为1.02g/(l·h)，气提的分离因子为20。冷凝得到的发酵液中丁醇-丙酮-乙醇的总溶剂浓度253g/l，蒸汽渗透装置的通量和分离因子分别是：400g/(h·m2)，300。通过蒸汽渗透装置脱除的水和混合气冷凝后得到的不凝气加热到37℃循环使用。
实施例2：以淀粉为原料进行CO2循环气提/蒸汽渗透原位分离耦合工艺制备乙醇
淀粉原料经液化、糖化过程，进入发酵过程，按图1组装设备，采用2L发酵罐，按照5％(v/v)接种量接种，使发酵罐的培养体积为1L，发酵温度控制在35℃，搅拌速度150r/min。发酵进行到24时，发酵液中乙醇的浓度70g/l，关闭搅拌，通入惰性气体CO2开始气提，通气速率为3000ml/min。从发酵罐中出来的混合气进入蒸汽渗透装置，蒸汽渗透装置温度控制在35℃，蒸汽渗透装置的另一侧用CO2吹扫脱水。经过蒸汽渗透脱水的气体进入冷凝装置，冷凝温度为4℃。在发酵和气提的过程中检测发酵液中乙醇的浓度和葡萄糖的浓度，当发酵液中乙醇的浓度低于20g/l时，关闭气提和蒸汽渗透，开启搅拌，控制发酵液中乙醇的浓度在20-50g/l；当发酵液中葡萄糖浓度低于20g/l时，补入浓度为30％的糖化液，使发酵液中葡萄糖的浓度维持在20-60g/l，从而发酵继续进行。乙醇气提的生产强度为5.16g/(l·h)，气提的分离因子为20。冷凝得到的发酵液中乙醇的浓度是：253g/l，蒸汽渗透装置的通量和分离因子分别是：350g/(h·m2)，280。通过蒸汽渗透装置脱除的水和混合气冷凝后得到的不凝气加热到35℃循环使用。

Claims (7)

1.一种原位分离发酵中易挥发性有机物的方法，在发酵设备的底部设有气体进口，通入隋性气体，气提出来的含有易挥发有机物的混合气进入到蒸汽渗透装置，在蒸汽渗透装置的透过侧用惰性气体吹扫，脱水后的混合气进行冷凝回收易挥发的有机物，不凝的惰性气体在预热后送至发酵设备底部重新利用，从渗透蒸发装置中脱出的水加热后送至发酵设备循环利用。
2.如权利要求1所述的方法，其中，隋性气体为CO2或者N2或者空气或者发酵中产生的CO2和H2的混合气，隋性气体的通入量按每升发酵液计算，为0.01-1m3/h。
3.如权利要求1所述的方法，其中，适用于一次加料的间歇发酵过程或者分批补料的连续发酵过程。
4.一种原位分离发酵中易挥发性有机物的设备，其主要包括：
发酵罐，罐内有搅拌器；
原料储罐与发酵罐相连，并通过离心泵向发酵罐内输送料液；
气体储罐，连接至发酵罐底部的气体分布器，由压缩机将气体通过气体换热器加热后通过气体分布器送入发酵罐内；
蒸汽渗透装置，与发酵罐顶部相连，从发酵罐气提出来的气体在蒸汽渗透装置的另一侧用惰性气体吹扫脱水，携带水的惰性气体经过一冷凝器冷凝后进入用于分离带水惰性气体的气液分离器，用于分离带水惰性气体的气液分离器中的水送至发酵罐循环使用，用于分离水和隋性气体的气液分离器中的不凝气通过压缩机鼓入发酵罐；经过蒸汽渗透装置脱水之后的混合气经过一冷凝器冷凝后进入用于分离发酵混合气的气液分离器，用于分离发酵混合气的气体分离器中的不凝气经过压缩机输送到气提储罐，用于分离发酵混合气的气液分离器中的液位经过阀门控制液位。
5.如权利要求4所述的设备，其中，气体储罐上设有安全阀和压力表。
6.如权利要求4所述的设备，其中，发酵罐底部的气体分布器为平板式或管式或中空纤维式高分子超滤膜组成的气体分布器。
7.如权利要求4所述的设备，其中，惰性气体为CO2或N2或者CO2和H2的混合气体。
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