CN108603204A - 生物转化工艺中的产物管理 - Google Patents

Abstract

公开了用于通过利用来自含C1的底物如工业废气的C1碳源作为营养物的C1固定细菌的代谢途径产生有用最终产物如乙醇的生物转化工艺和相关联的设备的改进。本公开的具体方面涉及从排出物流和渗透物流下游回收乙醇和/或异丙醇，并且更具体地涉及以改进的效率执行这种回收，这样可有利地减少资本(例如，设备)成本和/或操作(例如，效用)成本。

Description

生物转化工艺中的产物管理

技术领域

本发明的方面涉及利用生物反应器系统将含C1的底物微生物发酵成乙醇，所述生物反应器系统产生经过滤的渗透物流和含细菌的排出物流。各个方面更具体地涉及用于特别是在热集成方面以有效的方式从这些流获得乙醇的方法。

背景技术

对化石燃料温室气体(GHG)排放物的环境问题已经引起对可再生能量源的日益重视。因此，乙醇迅速成为全世界主要的富氢液体运输燃料。基于欧洲、日本和美国、以及若干发展中国家对乙醇生产的日益重视，预期在可预见的未来中全球燃料乙醇行业市场将持续地增长。例如，在美国，乙醇用于产生E10，即，乙醇在汽油中的10％混合物。在E10共混物中，乙醇组分充当氧化剂，从而提高燃烧效率并减少空气污染物产生。在巴西，乙醇满足运输燃料需求的约30％，既可作为共混在汽油中的氧化剂，也可就其本身而言作为纯燃料。另外，欧盟(EU)已经为其成员国中的每个规定了诸如生物质衍生的乙醇的可持续运输燃料的消耗目标。

绝大多数燃料乙醇是经由传统的基于酵母的发酵工艺产生，基于酵母的发酵工艺使用作物衍生的碳水化合物(例如从甘蔗提取的蔗糖或从谷类作物提取的淀粉)作为主要碳源。然而，这些碳水化合物原料的成本受其在竞争用途的市场中的价值(即，作为人和动物两者的食物来源)的影响。另外，用于乙醇产生的淀粉或蔗糖产生作物的栽培在所有地区中都不是经济上可持续的，因为这取决于当地土地价值和气候。出于这些原因，特别感兴趣的是开发将较低成本和/或更丰富的碳资源转化为燃料乙醇的技术。就此而言，一氧化碳(CO)是有机材料(例如煤、油和油衍生产物)的不完全的燃烧的主要、富含能量的副产物。富含CO的废气源自各种工业工艺。例如，据报道，澳大利亚的钢铁工业每年产生并释放到大气中的CO超过500,000公吨。

最近，用于在工业规模上从CO产生乙醇的基于微生物(细菌)的工艺替代已经成为商业利益和投资的标的。在1903年，首次发现微生物培养物生长能力，其中CO是唯一的碳源。此特征在后来被确定为存在于生物体对自养生长的乙酰辅酶A(乙酰CoA)生物化学途径(也被称为Woods-Ljungdahl途径和一氧化碳脱氢/乙酰辅酶A合成酶(CODH/ACS)途径)的使用中。自此证明，包含羟基营养生物、光合作用生物、产甲烷的生物和产乙酸的生物的大量的厌氧生物代谢CO。已知的是，厌氧细菌(例如来自梭菌属的那些)经由乙酰辅酶A生物化学途径从CO、CO₂和H₂产生乙醇。例如，以下文献中描述了从气体产生乙醇的永达尔梭菌的各种菌株：WO 00/68407；EP 1117309 A1；US 5,173,429；US 5,593,886；US 6,368,819；WO 98/00558；以及WO 02/08438。还已知了，细菌自产乙醇梭菌菌属从气体产生乙醇(Abrini等人，《微生物学档案(Archives of Microbiology)》，第161期，第345到351页，(1994))。

由于生物体的每种酶以基本上完美的选择性来促进其指定的生物转化，相较常规的催化途径来说，微生物合成途径可以以更低的能量成本实现更高产量。另外，对因反应介质中的杂质造成的催化剂中毒的担忧被减少了。尽管存在这些与从CO微生物合成乙醇相关联的明显优点，但是在确保产生速率有竞争性方面，此类工艺必须可与其它技术竞争。当使用CO作为其碳源时，上述的厌氧细菌通过发酵产生乙醇，但是它们也产生了至少一种代谢物，例如CO₂、甲烷、正丁醇和/或乙酸。这些代谢物中的任一者的形成都有可能显著影响给定方法的生产率和总体经济可行性，因为可用的碳被损失到代谢物中并且所需的最终产物的生产效率受损。另外，除非代谢物(例如，乙酸)本身在微生物发酵工艺的时间和地点上具有价值，否则其可能会造成废物处置问题。WO2007/117157、WO2008/115080和WO2009/022925中讨论了用于解决在含CO的气体的厌氧发酵中形成除所需的最终产物之外的产物以制作乙醇的各种提议。

乙醇产生速率是关于给定发酵工艺是否有经济吸引力的关键决定因素，其高度依赖于管理细菌生长的适当条件。例如，从WO2010/093262中已知，含CO的底物必须以产生最佳微生物生长和/或所需代谢物产生的速率来提供给微生物培养物。如果提供不足的底物，那么微生物生长减慢并且发酵产物产率以乙醇为代价偏向乙酸。如果提供过量的底物，那么就会造成微生物生长不良和/或细胞死亡。WO2011/002318中找到了关于这些工艺中的操作参数之间的关系的另外信息。

用于从CO并特别是含CO的废物流(例如钢铁生产中排放的气体流出物)产生乙醇的生物工艺的领域不断寻求改进工艺经济性并因此提高工业竞争力的解决方案。一个感兴趣的领域涉及分离副产物(即，从非选择性副反应产生的上述的代谢物)以及来自所需的乙醇产物的细菌培养基(尤其是水)的组分的能量要求。例如，实现与在生物反应器下游的所需分离相关联的热集成的均匀适度推进，特别是在资本和操作费用基本上不受影响的情况下，可对操作的工业规模具有显著影响。

发明内容

本发明的方面涉及用于通过用来自含碳的底物的碳作为营养物的细菌的代谢途径产生有用最终产物的生物转化工艺和相关联的设备的改进。代表性工艺包括：将底物进料到生物反应器系统，所述生物反应器系统包括至少第一生物反应器，所述第一生物反应器包含培养基和细菌以代谢底物中的碳源并产生至少一种发酵产物；从生物反应器系统抽出通过生物反应器系统的液体产物的过滤获得的渗透物流；从生物反应器系统抽出包括细菌的排出物流；将渗透物流的至少一部分进料到高压分离器；以及将排出物流的至少一部分进料到低压分离器。在特定实施例中，工艺进一步包括将渗透物流的第二部分与排出物流组合以提供组合的流，并且将组合的流进料到低压分离器。在其它实施例中，工艺包括将渗透物流划分成至少第一渗透物部分和第二渗透物部分，并且将第一渗透物部分进料到高压分离器和将第二渗透物部分进料到低压分离器。

根据另外方面，本发明涉及用于通过利用来自含C1的底物(例如工业废气)的C1气体作为营养物的C1固定细菌的代谢途径产生有用最终产物(例如乙醇和/或异丙醇)的生物转化工艺和相关联的设备的改进。代表性工艺和设备涉及结合高乙醇或异丙醇生产率特别有利的替代操作类型。必须通过实现高纯度最终产物(例如，无水乙醇或异丙醇)所需的分离单元操作以有效的方式处理相关联的大量产物流率。可用于实现所需的乙醇或异丙醇生产率的示例性生物反应器系统(例如，以每升生物反应器体积的每天克数表达)可以包括相对于液体输入和液体输出的流动顺序地操作的两个或更多个生物反应器。

也就是说，根据这种系统，液体培养基的进料流可以被传送到第一生物反应器，并且构成此生物反应器的内容物的一种或多种液体(相对于本体第一生物反应器液体具有相同或不同的组成)可以被传送到第二生物反应器，其中构成第二生物反应器的内容物的一种或多种液体(相对于本体第二生物反应器液体具有相同或不同的组成)通过分离单元操作处理以纯化这些液体中包含的乙醇或异丙醇。这有利地允许单独地控制单独的生物反应器中的条件以达成不同目标(例如，细菌生长与产物产量)，从而相对于使用具有相当大总容积的单个反应器使乙醇生产率的提高和/或副产物生产率的降低。如果生物反应器系统包括两个以上生物反应器，那么可以将中间液体产物顺序地进料到中间生物反应器并从中间生物反应器抽出(即，相继地传送到下游生物反应)。当提及生物反应器时，术语“后续”或“下游”是指其相对于生物反应器系统的其它生物反应器的位置，这就反应器液体(例如，培养基)从一个生物反应器到下一生物反应器的通道来说。包括两个或更多个生物反应器的代表性生物反应器系统也可相对于气体进料和产物的流动并行操作，使得气态含C1的底物可被分开并同时以相同或不同的流率进料到生物反应器(例如，通过将底物引入到在其下部部段中的气体分配器)。相对于底物贫C1气体组成的气体产物可分别地同时从生物反应器中的每个抽出，并且然后被进一步处理(例如回收所夹带的液体产物)作为单独的流或作为组合的流。

虽然以下描述涉及乙醇发酵，但是认为教义同样地适用于异丙醇发酵工艺和异丙醇纯化工艺。此外，尽管所提供的实施例涉及气体发酵工艺，但是认为本发明将会适用于产生含有排泄出的液体产物和生物质的发酵液的任何发酵方法。

在生物反应器系统的正常操作期间，液体产物的净生产要求抽出这些产物，优选地是连续地抽出，以防止它们在每个生物反应器中积聚并由此维持稳态条件。如果所有所抽出的液体具有与生物反应器中存在的相同的本体组成(包含相同浓度的细菌和培养基组分)，那么生物反应器尽管在相对于乙醇和乙酸浓度的稳态下操作，也将会逐渐地耗尽细菌浓度。在此类情况下，乙醇的相对于细菌的生产率(生长)更大的生产率将会方向性地造成从给定生物反应器耗尽细菌的更快速率。为了通过提供附加的操作自由度来维持细菌浓度，从给定生物反应器抽出的液体(即，排出物流)的第一部分可以是未过滤的部分，而所述抽出的液体的第二部分可以是过滤的。在此情况下，第一部分可以具有与生物反应器中存在的基本上相同的本体组成，或至少基本上相同的细菌浓度，而液体的经过过滤的第二部分可以分成过滤富含细菌并返回到生物反应器以维持其细菌浓度的过滤渗余物，以及表示实际上从生物反应器去除(或不再循环到生物反应器)的所抽出的第二部分的净馏分的过滤渗透物。然后，可将基本上不含细菌的此过滤渗透物传送到下游生物反应器，或者，在将其从最终生物反应器去除的情况下，可通过分离单元操作处理来纯化其中含有的乙醇。

以此方式，抽出排出物流和渗透物流两者提供总体工艺控制的经显著提高的程度，尤其是在以不同的生产率水平管理生物反应器中的细菌浓度方面。随着乙醇产生速率增大，渗透物流的流量相对于排出物流的流量可以增大，从而允许更多经过滤的反应器液体被抽出而更大程度保留细菌。由于乙醇存在于这两个被抽出的流中，因此最终从生物反应器系统抽出的排出物流和渗透物流(例如从最终阶段生物反应器(例如从生物反应器系统的第二生物反应器，第二生物反应器包括相对于液体流动顺序地操作的第一生物反应器和第二生物反应器)通常都进一步处理以用于乙醇纯化。将排出物流和渗透物流送往单独储罐，并且然后将来自这些罐的流出物送往下游回收单元。

有鉴于此，本发明的方面涉及从排出物流和渗透物流下游回收乙醇或异丙醇，并且更具体地涉及以改进的效率执行这种回收，这样可有利地减少资本(例如，设备)成本和/或操作(例如，效用)成本。更具体的方面涉及用于基于乙醇(标准沸点＝78℃)与这些流中的其它组分(包含水(标准沸点＝100℃，以及代谢物例如乙酸(标准沸点＝118℃)、2,3-丁二醇(标准沸点＝177℃)，以及各种其它简单的有机醇和酸))之间的相对挥发性的差异而净化从生物反应器工艺抽出的排出物流和渗透物流两者中含有的乙醇或异丙醇的工艺和相关联的设备。示例性工艺和设备利用至少单级蒸气-液体均衡来实现乙醇或异丙醇在分离器的蒸气或塔顶馏分中的所需的富集，这将馏分与液体或塔底馏出物分离。因此，术语“分离器”包括单级闪蒸鼓。然而，优选地，代表性分离器将利用多级蒸气-液体均衡，就像在蒸馏柱的情况下，以便在塔顶馏出物中获得更高纯度的乙醇或异丙醇产物。术语“分离器”还涵盖了具有辅助气流(例如，汽提器)和/或辅助流或液体(例如洗涤器)的这种单级或多级容器以增强所需的组分分离。

然而，不管分离器的类型如何，通常必需输入热量才能执行此类分离工艺，并且更具体地，在至少一个级(例如再沸器级)上在相对高的温度下的热量消耗可伴随着在另一个级(例如，冷凝器级)上在相对低的温度下的热量回收。就此而言，本发明的另外方面更具体地涉及用来在从抽取自生物反应器系统的排出物流和渗透物流回收乙醇和异丙醇时改进热集成的工艺和设备的研究。鉴于前一种流含有生物转化工艺中使用的一些细菌而后一种流通常不含或至少基本上不含这些细菌这一事实，这种回收是复杂的。例如，排出物流中的细菌存在约束蒸馏柱或用于纯化此流的其它分离器中使用的操作温度，而相同的考虑因素不适用于处理渗透物流。

这种理解导致产生相对于用于处理渗透物流的分离器的温度和压力以较低温度以及因此较低压力操作的分离器中处理排出物流的解决方案。然而，如上指出，较高的生产率方向性地造成渗透物流相对于排出物流的流率更大的流率。在流率上的显著偏移继而导致与分离器的热输入(负荷)成比例的偏移，如处理(例如，蒸馏)排出物流和渗透物流所需的。此外，在(i)用于从渗透物流分离例如乙醇或异丙醇的产物的高压分离器、或至少从其第一部分与(ii)用于从排出物流分离乙醇或异丙醇的低压分离器之间的操作温度的偏移任选地与如本文所述的从渗透物流的第二部分分离乙醇或异丙醇一起允许高压分离器与低压分离器之间的热集成，或更具体地，从高压分离器到低压分离器的传热。可以通过在相对高的温度下从与高压分离器相关联的任何材料流回收热量来实现热集成，以便在相对低的温度下供与低压分离器相关联的任何材料流来进行消耗。在蒸馏柱或其它类型的分离器的情况下，热量可以在用于加热并任选地至少部分地蒸发塔底馏出物液体产物(例如低压分离器排出物液体或低压分离器渗透物液体的回流部分)的再沸器中进行消耗或输入到其中。热量可以从用于冷却并任选地至少部分地冷凝塔顶馏出物蒸气产物(例如高压分离器塔顶馏出物的回流部分)的冷凝器回收或抽出。因此，根据一个实施方案，热量可以从高压分离器冷凝器(例如，其中高压分离器蒸气出口流在相对高的温度下通过，虽然基本上是在高压分离器例如高压蒸馏柱的最低温度下)到低压分离器再沸器(例如，其中低压分离器排出物液体出口流和/或低压分离器渗透物液体出口流在相对低的温度下通过，虽然基本上是低压分离器例如低压蒸馏柱的最高温度)。

根据本发明的另外方面，在不同的排出物流和渗透物流流率的情况下改进热集成的机会在将渗透物流的至少部分且任选地全部与排出物流一起在单个的分离器中处理时产生。就此而言，本发明的方面利用排出物流和渗透物流的特定特性来回收乙醇或异丙醇，即，它们在非挥发性组分(并特别是细菌浓度)方面的不同组成，但是在挥发性组分的比例(并特别是在无菌基础上的乙醇或异丙醇、水和乙酸浓度)方面类似或相同的组成。根据本文所述的工艺和相关联的设备，此类特性用作用于获得有效热集成和其它优点的基础，包含经减小的设备容量和/或成本。

与本发明有关的这些和其它实施例、方面和优点以下具体实施方式显而易见。

附图说明

通过参考考虑附图的以下描述，可以获取对本发明的示例性实施例及其优点的更完整的理解，其中相同或类似的特征由相同或类似的参考数字标识。

图1描绘了利用两个生物反应器的代表性生物反应器系统，其提供了如本文所述的排出物流和渗透物流。

图2描绘了用于从如图1所示的生物反应器系统并特别是从抽出自此系统的排出物流和渗透物流回收乙醇的根据所示代表性示意性流程图的工艺和相关联的设备。

图1和图2应理解为呈现本公开的说明和/或所涉及的原理。为了便于解释和理解，描绘了简化的工艺流程方案和设备，并且这些附图不一定按比例绘制。未示出包含阀门、仪器和对于本公开的理解来说不重要的其它设备的细节。附图针对用于乙醇产生和回收的工艺，然而，认为的是，所涉及的公开内容和原理同样地适用于异丙醇产生。如具有本公开的知识的本领域的技术人员显而易见的，根据本发明的其它实施例的用于以设备成本有效的方式和/或以效用成本有效的方式从生物反应器系统中产生的流回收乙醇的工艺将具有部分地由其特定用途确定的配置。

具体实施方式

本发明的示例性实施例针对的是生物转化工艺，所述生物转化工艺将底物进料到生物反应器系统，所述生物反应器系统包括至少第一生物反应器，所述第一生物反应器包含培养基和细菌以代谢所述底物中的碳源并产生至少一种发酵产物。工艺进一步包括从生物反应器系统抽出通过生物反应器系统的液体产物的过滤获得的渗透物流，并且将渗透物流划分成至少第一渗透物部分和第二渗透物部分，并且将第一渗透物部分进料到高压分离器(例如高压蒸馏柱)和将第二渗透物部分进料到低压分离器(例如低压蒸馏柱)。

本发明的特定实施例针对的是生物转化方法包括：将气态含C1的底物进料到生物反应含器系统，生物反应器系统包括至少：(i)第一生物反应器，第一生物反应器包含培养基和C1固定细菌(细胞或生物质)，培养基和C1固定细菌可以容纳在第一生物反应器中，以及任选地(ii)第二或附加的下游生物反应器，其中生物反应器用于代谢含C1的底物中的C1组分，并且由此产生乙醇。工艺进一步包括从生物反应器系统抽出包括C1固定细菌的排出物流，并且还从生物反应器系统抽出通过生物反应器系统的液体产物的过滤获得的渗透物流。在特定实施例中，工艺进一步包括将渗透物流划分成至少第一渗透物部分和第二渗透物部分，并且将第一渗透物部分进料到高压分离器(例如汽提器或蒸馏柱)和将第二渗透物部分进料到低压分离器(例如汽提器蒸馏柱)。排出物流包括最初在生物反应器系统的第一生物反应器中并传送到后续或下游生物反应器的C1固定细菌的至少一部分。排出物流可以更一般地包含从系统的生物反应器去除的任何液体产物，其未经过滤或至少未完全过滤。在某些实施例中，将排出物流的至少一部分进料到低压分离器。在某些实施例中，将排出物流的至少一部分和第二渗透物部分的至少一部分混合以提供组合的流，并且将组合的流进料到低压分离器。代表性方法可进一步包括将排出物流的至少一部分进料到低压分离器，并且相对于到低压分离器的一个或多个进料流(例如，第二渗透物部分和排出物流两者)，抽出富含乙醇的低压分离器塔顶馏出物。低压分离器塔顶馏出物可另外地相对于这些流贫含这些流中存在的挥发性低于乙醇的一种或多种组分(例如水、乙酸和2,3-丁二醇)。

在涉及使用用于从第一渗透物部分纯化乙醇的高压分离器(例如，高压蒸馏柱)和用于从第一渗透物部分纯化乙醇的低压分离器(例如，低压蒸馏柱)实施例中，结合从排出物流的至少一部分纯化乙醇，热集成可以包括利用分离器中的一个中产生的热量供另一个分离器中消耗。有利地，高压分离器的冷凝器温度可以超过低压分离器的再沸器温度，使得高压分离器冷凝器的至少一部分可以作为再沸器热量在低压分离器再沸器中被消耗掉(例如，用于蒸发低压分离器液体出口流的至少一部分的低压分离器再沸器)。

本发明的另一些实施例针对的是生物转换设备，生物转换设备包括生物反应器系统，生物反应器系统包括：(i)入口(例如，与生物反应器系统中的至少一个、至少两个和/或全部生物反应器流体连通)，所述入口用于将底物引入到生物反应器系统，(ii)至少第一生物反应器，所述至少第一生物反应器用于容纳培养基和细菌以代谢底物中的碳组分并产生产物，(iii)过滤系统，所述过滤系统用于过滤生物反应器系统的液体产物，(iv)排出物流出口(例如，与生物反应器系统中的至少一个生物反应器流体连通)，所述排出物流出口用于抽出包括细菌的排出物流，以及(v)渗透物流出口，所述渗透物流出口与过滤系统的渗透物侧流体连通以从生物反应器系统抽出渗透物流。设备可任选地包括再循环导管，再循环导管与过滤系统的渗余物侧流体连通以维持生物反应器系统中的细菌的再循环部分。在特定方面，生物转化设备包括生物反应器系统，生物反应器系统包括(i)入口，所述入口用于将含C1的底物引入到生物反应器系统，(ii)至少第一生物反应器，所述至少第一生物反应器用于容纳培养基和C1固定细菌以代谢含C1的底物中的C1组分并产生选自由以下组成的组的的至少一种产物：乙醇、异丙醇及其混合物。

代表性设备进一步包括低压分离器，低压分离器具有(i)低压分离器流入口和(ii)定位在低压流入口下方的低压分离器液体出口。根据某些实施例，低压分离器可以被配置有低压分离器冷凝器，低压分离器冷凝器与低压分离器蒸气出口以及(i)低压分离器塔顶馏出物回流导管和(ii)低压分离器塔顶馏出物导管两者流体连通。低压分离器还可被配置有低压分离器再沸器，低压分离器再沸器与低压分离器液体出口以及(i)低压分离器液体回流导管和(ii)低压分离器塔底馏出物导管两者流体连通。

代表性设备可任选地进一步包括高压分离器，高压分离器具有：(i)第一渗透物部分入口，所述第一渗透物部分入口与渗透物流出口流体连通以接收渗透物流的第一渗透物部分并且使渗透物流的第二渗透物部分通向到低压分离器渗透物流入口，(ii)高压分离器蒸气出口(例如，在上部部段中，诸如在高压分离器的顶部处或附近)，以及(iii)高压分离器塔底馏出物出口(例如，在下部部段中，例如在塔底馏出物处或附近)。第一渗透物部分入口通常是定位在高压分离器塔顶馏出物出口下方和高压分离器塔底馏出物出口上方。高压分离器可以被配置有高压分离器冷凝器，高压分离器冷凝器与高压分离器蒸气出口以及(i)高压分离器塔顶馏出物回流导管和(ii)高压分离器塔顶馏出物导管两者流体连通。高压分离器也可被配置有高压分离器冷凝器，高压分离器再沸器与高压分离器液体出口以及(i)高压分离器液体回流导管和(ii)高压分离器塔底馏出物导管两者流体连通。如上所述的低压分离器冷凝器和低压分离器再沸器中的任一个或任何组合可以被配置成提供与高压分离器冷凝器和/或高压分离器再沸器的热集成，如上所述。根据示例性实施例，高压分离器冷凝器可以被配置成传递此冷凝器中产生的热量，以在低压分离器再沸器中消耗，如上所述。

代表性设备还可任选地包括脱水柱，脱水柱具有：(i)脱水柱入口，所述脱水柱入口与低压分离器塔顶馏出物出口和高压分离器塔顶馏出物出口流体连通，(ii)脱水柱塔顶馏出物出口(例如，在上部部段中，例如在顶部处或附近)，以及(iii)脱水柱塔底馏出物出口(例如，在下部部段中，例如在底部处或附近)。脱水柱入口通常是定位在脱水柱塔顶馏出物出口下方和脱水柱塔底馏出物出口上方。代表性设备可任选地另外地包括第二过滤系统，第二过滤系统与低压分离器排出物塔底馏出物出口流体连通以过滤低压分离器排出物塔底馏出物流，例如以将此流中包含的C1固定细菌分离。

鉴于上文，本发明的特定方面针对的是生物转化方法和相关联的设备，其中将含C1的底物进料到包括至少一个生物反应器的生物反应器系统，以在液体渗透物流和排出物流中产生从生物反应器系统回收的发酵产物。在特定方面中，发酵产物选自由以下组成的组：乙醇(C₂H₅OH)和异丙醇(C₃H₇OH)。包括多个(例如，两个或更多个，例如两个、三个或四个)生物反应器的生物反应器系统可有利地允许单独控制每个生物反应器中的条件以完成不同的处理目标。例如，在包括两个生物反应器的生物反应器系统的情况下，第一生物反应器可主要地操作用于细菌培养基生长，细菌培养物连续地或间歇地供应到第二生物反应器。继而，第二生物反应器可主要地操作用于产生乙醇，即，使乙醇或异丙醇产物产量最大化。

如上所述的使用这种生物反应器系统在含C1的底物平行地流动到生物反应器和液体产物从第一生物反应器顺序地流动到后续生物反应器的情况下，与从生物反应器系统抽出的液体排出物流和液体渗透物流中的高的发酵产物浓度相关联，如本文所述。通常，从抽取自最终生物反应器的渗出物流和渗透物流回收在生物转化工艺中所产生的全部或基本上全部的乙醇，所述生物反应器即生物反应器系统的最下游生物反应器(例如，在最终生物反应器的情况下是第二生物反应器，第二生物反应器在具有两个且仅两个生物反应器的生物反应器系统中定位在第一生物反应器的下游)。然而，也有可能从抽取自生物反应器系统的第一生物反应器和/或任何中间生物反应器(在最终生物反应器的上游)的排出物流和/或渗透物流回收所产生的乙醇的至少一部分。在代表性实施例中，含C1的底物是包括CO的气体底物。在代表性实施例中，任何此类排出物流和/或渗透物流(例如从最终生物反应器抽出的)可以具有一般至少每升约40(克/升或g/L)(例如，从约40g/L到约95g/L)，典型地是至少约50g/L(例如，从约50g/L到约80g/L)，并且通常至少约60g/L(例如，从约60g/L)到约75g/L)的乙醇浓度。任何此类排出物流和/或渗透物流(例如从最终生物反应器抽出的)可以具有一般至少约5:1(例如，从约5:1到约100:1)，典型地是至少约7.5:1(例如，从约7.5:1到约50:1)，并且通常至少约10:1(例如，从约10:1至约50:1)的乙醇与乙酸的重量比。一般，用于确定乙醇和其它代谢物浓度的分析方法(例如，气相色谱(GC)或高压液相色谱HPLC)要求不含细胞的样品，并且因此可能要求对排出物流执行初始分离(例如，膜过滤)以去除C1固定细菌(细胞或生物质)。因此，乙醇和其它代谢物浓度以及如本文所述的排出物流的其它性质(例如，乙醇:乙酸重量比)在无生物质的基础上表达。

因此，本发明大体上涉及通过将气态含C1的底物中的C1-碳源进料到包括一个或多个生物反应器的生物反应器系统来产生所需的最终产物(例如乙醇或异丙醇)的工艺。在操作中，一个或多个生物反应器包括含有C1固定细菌的液体培养基。除了所需的最终产物之外，本文所述的工艺另外地产生非所需或不太期望的代谢物。除了所需的发酵产物之外可产生的代谢物的实例是乙酸盐(例如，呈乙酸的形式)、2,3-丁二醇和乳酸盐(例如，呈乳酸的形式)。也可产生气体CO₂。

本发明的代表性细菌或微生物可以是或可衍生自C1固定微生物、厌氧菌、产乙酸菌、产乙醇菌、羧基营养生物和/或甲烷营养生物。表1提供了代表性微生物列表并标识了它们的功能特性。

¹木醋杆菌可以从果糖产生乙醇，但是不能从气体产生乙醇。

²尚未研究大梭菌可否在CO上生长。

³已报告了热醋酸穆尔氏菌(穆尔氏菌菌属HUC22-1)的一株菌株可从气体生产乙醇。

⁴尚未研究卵形鼠孢菌可否在CO上生长。

⁵尚未研究银醋鼠孢菌可否在CO上生长。

⁶尚未研究类球鼠孢菌可否在CO上生长。

“C1”是指一碳分子，例如CO、CO₂、CH₄或CH₃OH。“C1含氧合物”是指还包括至少一个氧原子的一碳分子，例如CO、CO₂或CH₃OH。“C1碳源”是指用作本发明的微生物的部分碳源或唯一碳源的一碳分子。例如，C1碳源可以包括CO、CO₂、CH₄、CH₃OH或CH₂O₂中的一种或多种。优选地，C1碳源包括CO和CO₂中的一种或两种。“C1固定微生物”是具有从C1碳源产生一种或多种产物的能力的微生物。典型地，本发明的微生物是C1固定细菌。在优选实施例中，本发明的微生物衍生自表1中标识的C1固定微生物。

“产乙醇菌”是产生或能够产生乙醇的微生物。典型地，本发明的微生物是产乙醇菌。在优选实施例中，本发明的微生物衍生自表1中标识的产乙醇菌。

“自养生物”是能够在不存在有机碳的情况下生长的微生物。相反，自养生物使用无机碳源，例如CO和/或CO₂。典型地，本发明的微生物是自养生物。在优选实施例中，本发明的微生物衍生自表1中标识的自养生物。

“羧基营养生物”是能够利用CO作为唯一碳源的微生物。典型地，本发明的微生物是羧基营养生物。在优选实施例中，本发明的微生物衍生自表1中标识的羧基营养生物。

“甲烷营养生物”是能够利用甲烷作为碳和能量的唯一来源的微生物。在某些实施例中，本发明的微生物衍生自甲烷营养生物。

更广泛地，本发明的微生物可衍生自表1中标识的任何属或菌种。

在一个优选实施例中，本发明的微生物衍生自梭菌属群，其包括了自产乙醇梭菌、永达尔梭菌和拉氏梭菌。这些菌种首先由Abrini，《微生物学档案(Arch Microbiol)》，第161期，第345到351页，1994年(自产乙醇梭菌)、Tanner，《国际系统性细菌学期刊(Int JSystem Bacteriol)》，第43期，第232到236页，1993年(永达尔梭菌)、以及Huhnke，WO 2008/028055(拉氏梭菌)报告和表征。

这三个菌种具有许多类似之处。具体地讲，这些菌种都是梭菌菌属的C1固定细菌、厌氧菌、产乙酸菌、产乙醇菌和羟基营养生物成员。这些菌种具有类似的基因型和表型以及能量守恒和发酵代谢的模式。此外，这些菌种聚集在具有超过99％的相同度的16S rRNADNA的梭菌rRNA同源组I中，具有约22mol％到30mol％的DNA G+C含量，是革兰氏阳性的，具有类似的形态和大小(在0.5-0.7×3-5μm之间的对数生长的细胞)是嗜温的(在30℃到37℃下最佳地生长)，具有约4到7.5的类似的pH范围(其中最佳pH为约5.5到6)，缺乏细胞色素，并且经由Rnf复合物能量守恒。另外，在这些菌种中已表明了将羧酸还原成它们对应的醇(Perez，《生物技术生物工程(Biotechnol Bioeng)》，第110期，第1066到1077页，2012年)。重要第，这些菌种也都表明在含CO的气体上的强烈的自养生长，产生乙醇和乙酸盐(或乙酸)作为主要发酵产物，并且在某些条件下产生少量2,3-丁二醇和乳酸。

然而，这三个菌种也有许多不同之处。这些菌种是从不同来源隔离出的：来自兔子肠道的自产乙醇梭菌、来自鸡场废物的C达尔梭菌、以及来自淡水沉积物的拉氏梭菌。这些菌种在对各种糖(例如鼠李糖、阿拉伯糖)、酸(例如葡糖酸盐、柠檬酸盐)、氨基酸(例如精氨酸、组氨酸)和其它底物(例如甜菜碱、丁醇)的利用上有所不同。此外，这些菌种在某些维生素(例如硫胺素、生物素)的营养缺陷上有所不同。这些菌种在Wood-Ljungdahl途径基因和蛋白质的核酸和氨基酸序列上有所不同，但是已经发现，这些基因和蛋白质的一般组织和数量在所有菌种中是相同的(《生物计数当代观点(Curr Opin Biotechnol)》，第22期，第320到325页，2011年)。

因此，概括地说，自产乙醇梭菌、永达尔梭菌或拉氏梭菌的许多特征不特异于该菌种，而是梭菌菌属的C1固定、厌氧菌、产乙酸菌、产乙醇菌和羟基营养成员的此群集的相当一般的特性。然而，由于这些菌种实际上是不同的，因此这些菌种中的一种的遗传修饰或操纵可能在这些菌种中的另一菌种中不具有相同的效果。例如，可观察到生长、表现或产物产生的差异。

本发明的微生物也可衍生自自产乙醇梭菌、永达尔梭菌或拉氏梭菌的隔离株或突变体。自产乙醇梭菌的隔离株和突变体包括JA1-1(DSM10061)(Abrini，《微生物学档案(Arch Microbiol)》，第161期，第345到351页，1994年)、LBS1560(DSM19630)(WO 2009/064200)和LZ1561(DSM23693)。永达尔梭菌的隔离株和突变体包括ATCC 49587(Tanner，《国际系统性细菌学期刊(Int J System Bacteriol)》，第43期，第232到236页，1993年)、PETCT(DSM13528，ATCC 55383)、ERI-2(ATCC 55380)(US 5,593,886)、C-01(ATCC 55988)(US 6,368,819)、O-52(ATCC 55989)(US 6,368,819)、以及OTA-1(Tirado-Acevedo，《使用永达尔梭菌从合成气产生生物乙醇(Acevedo,Production of bioethanol from synthesis gasusing Clostridium ljungdahlii)》，博士论文，北卡罗来纳州立大学，2010年)。拉氏梭菌的隔离株和突变体包括PI 1(ATCC BAA-622、ATCC PTA-7826)(WO 2008/028055)。

“底物”是指本发明的微生物的碳源和/或能量源。典型地，底物是气态的，并且包括C1-碳源，例如CO、CO₂和/或CH₄。优选地，底物包括CO或CO+CO₂的C1-碳源。底物还可包括其它非碳组分，例如H₂、N₂或电子。

底物一般包括至少一定量的CO，例如约1、2、5、10、20、30、40、50、60、70、80、90或100mol％。底物可以包括一系列的CO，例如约5到70、20到80、30到70或40到60mol％的CO。优选地，底物包括约40到70mol％的CO(例如，轧钢或高炉煤气)、约20到30mol％的CO(例如，碱性氧气转炉气体)，或约15到45mol％的CO(例如，合成气)。在一些实施例中，底物可以包括相对低量的CO，例如约1到10或1到20mol％的CO。本发明的微生物典型地将底物中的CO的至少一部分转化为产物。在一些实施例中，底物不包括或基本上不包括(<1mol％)CO。

底物可以包括一定量的H₂。例如，底物可以包括约1、2、5、10、15、20或30mol％H₂。在一些实施例中，底物可以包括相对高量的H₂，例如约60、70、80或90mol％H₂。在另外的实施例中，底物不包括或基本上不包括(<1mol％)H₂。

底物可以包括一定量的CO₂。例如，底物可以包括约1到80或1到30mol％的CO₂。在一些实施例中，底物可以包括小于约20、15、10或5mol％的CO₂。在另一个实施例中，底物不包括或基本上不包括(<1mol％)CO₂。

虽然底物典型地是气态的，但是底物也可以替代的形式提供。例如，可以使用微泡分散发生器将底物溶解在被含CO气体饱和的液体中。作为另一实例，底物可以吸附在固体载体上。

底物和/或C1-碳源可以是作为工业工艺的副产物或从一些其它来源(例如来自汽车排放废气或生物质气化)获得的废气。在某些实施例中，工业工艺由以下组成的组：黑色金属产品制造(例如轧钢制造)、有色金属产品制造、石油精炼工艺、煤气化、电力生产、炭黑生产、氨生产、甲醇生产和焦炭制造。在这些实施例中，底物和/或C1-碳源可以使用任何方便的方法在其被排放到大气中之前从工业工艺捕获。

底物和/或C1-碳源可以是合成气，例如通过气化煤或炼油厂残余物、气化生物质或木质纤维素材料或重整天然气获得的合成气。在另一个实施例中，合成气可以通过城市固体废物或工业固体废物气化获得。

底物的组成可能对反应效率和/或成本有显著影响。例如，氧气(O₂)存在可能降低厌氧发酵工艺效率。根据底物的组成，可能期望处理、洗底物擦或过滤以去除任何不期望的污染物(例如毒素(例如，HCN、乙炔)、不期望的组分或灰尘颗粒)，和/或提高期望组分的浓度。例如，可以使用已知方法来过滤(与固体介质例如活性炭接触)或洗涤(与液体介质接触，液体介质例如酸、碱、氧化剂或还原剂的水溶液)气态含C1的底物，或以其它方式可以对其进行吸附以去除优先地吸附的污染物。变压吸附(PSA)和/或变温吸附(TSA)具体地将可以用于去除对羟基营养生物细菌的机能不利的污染物，例如氰化氢(HCN)和芳香族化合物(包含苯、甲苯和/或二甲苯(BTX))。底物优选地不包括污染物，只要此类污染物可能对羟基营养生物细菌的生长有不利影响(例如，并不存在一定浓度或量的一种或多种污染物，使得生长速率在一组给定条件下相较在相同条件下但无污染物的情况下的生长速率来说降低超过10％)。

虽然本发明的代表性实施例公开了C1-碳源和C1-固定细菌的使用，但是认为的是，本发明的方面会适用于任何生物转化工艺，由此渗透物流和排出物流都从生物反应器抽出。

本发明的更广泛的方面旨在捕获非气态发酵工艺，以及适用于发酵工艺的微生物和原料。

在特定方面中，非气态底物是碳水化合物底物，并且细菌是能够将碳底物固定在碳水化合物底物中的细菌。将碳水化合物底物转化为产物(包含乙醇)的工艺是已知的。碳水化合物原料可以包含糖(例如葡萄糖、蔗糖、果糖、木糖、阿拉伯糖和甘油)、纤维素和生物质(例如玉米淀粉、甘蔗、作物残余物(例如玉米秸秆和甘蔗渣)、专门种植的草作物和木本植物生物质。

在特定方面中，适用于发酵工艺的微生物选自由以下组成的组：酵母、真菌、藻类、蓝藻或细菌。适用于发酵工艺的示例性细菌包括大肠杆菌、产酸克雷伯氏杆菌、枯草芽孢杆菌、运动发酵单胞菌、乳酸乳球菌和丙酮丁醇梭菌。示例性真菌酵母包括来自酿酒酵母、假丝酵母、油脂酵母、红酵母、红冬孢酵母和耶氏酵母属的菌种。

在作为乙酸的酸性代谢物的情况下，术语“乙酸”或“乙酸盐”是指培养基中存在的总乙酸盐，呈其阴离子(经离解的)的形式(即，作为乙酸根离子或CH₃COO^-)，或呈游离分子乙酸(CH₃COOH)的形式，这些形式的比率是取决于体系的pH。术语“乳酸”和“乳酸盐”类似地使用，是指培养基中存在的总乳酸盐。如下所述，碱性中和剂(例如氢氧化钠水溶液)(NaOH)可以用于例如通过中和乙酸和任选地其它少量酸性组分来控制给定生物反应器中的培养基的pH(例如，将pH值控制为可以在pH＝4.0与pH＝8.0之间)。生物反应器进行本文所述的工艺所维持的代表性pH范围为从约4.5到约7.0，例如从约4.5到约6.5。

在本发明的实践中特别有用的特定类型的生物反应器是循环回路反应器，其依赖于上升管内的相对低密度的部段与一个或多个内下降管或外下降管内的相对高密度的部段之间的密度梯度。上升管部段和下降管部段两者包含在连续液相区中的液体培养基，但是气态含C1的底物通常仅分布(例如，喷射)到上升管部段的底部中。上升气泡在它们向上移动通过连续液相区期间被约束于此部段，直到任何未消耗和未溶解的气体被释放到在液面上方的连续气相区(即，蒸气空间或顶部空间)中。通过内降液管或外降液管的向下液体循环可以由任选的回路泵引发或辅助。

术语“生物反应器”以及可被包含作为“生物反应器系统”的一部分的任何生物反应器并不限于循环回路反应器，而是更广泛地包含用于维持具有C1固定细菌的培养基的液体体积的任何合适的容器或容器内的部段，其可用于进行本文所述的生物工艺，生物工艺也可以被称为发酵工艺，只要它们一般是厌氧地进行的。特定类型的生物反应器可以包含适用于两相(气体-液体)接触的任何容器，例如逆流流动反应器(例如，具有向上流动的蒸气相和向下流动的液相)或共流流动反应器(例如，具有向上流动的气相和液相)。在这种两相接触容器中，液相可能是连续相，就像在气泡流过移动的液体柱的情况下那样。另外，气相可能是连续相，就像分散液体(例如，呈液滴的形式)流过蒸气空间的情况下那样。在一些实施例中，生物反应器的不同区域以用于容纳连续液相和连续气相。

生物反应器的特定实例包含连续搅拌釜反应器(CSTR)、固定化细胞反应器(ICR)、滴流床反应器(TBR)、移动床生物膜反应器(MBBR)、鼓泡柱、气举发酵器和膜反应器(例如中空纤维膜生物反应器(HFMBR))。合适的生物反应器可以包含静态混合器、或其它容器和/或装置(例如，塔或管道布置)，其适合于使气态含C1的底物与培养基并特别是其中含有的C固定细菌接触(例如，通过溶解和有利于进行生物转化工艺的质量运输动力学)。生物反应器系统可以包括两种或更多种不同类型的生物反应器，但是一般地讲，生物反应器系统中的所有生物反应器都是一种类型(例如，循环回路反应器)。

用于本文所述的生物工艺的一些合适的工艺流、操作参数和设备描述于美国专利申请公布第US 2011/0212433号中，该申请的全文以引用的方式并入本文。本文所述的生物反应器系统的一个或多个生物反应器(例如所有生物反应器)可以具有超大气压的压力，例如一般在从约50kPag(其中符号“kPag”表示kPa表压的单位)到约1,000kPag的范围内，并且通常在从约200kPag到约800kPag的范围内。本文所述的生物反应器系统的一个或多个生物反应器(并优选地所有生物反应器)具有适合于C1固定细菌的生存和生长的发酵液温度。代表性温度在从约25℃到约45℃的范围内，并且更典型地在从约30℃到约40℃的范围内。

如本文所述的具有相对于液体输入和液体输出的流动顺序地操作并还相对于气体进料和产物的流动并行地操作的多个生物反应器的生物反应器系统可以提供有利的总C1利用率。总C1利用率是指输入到生物反应器系统的(例如，进料到生物反应器的含C1的底物中的总C1碳源)并用于向发酵产物(例如，乙醇或异丙醇)和细菌的其它代谢物的C1的转化的C1百分比。如果从生物反应器系统抽出的气态产物的组合成分(即，从生物反应器抽出的经组合的气体出口流)是已知的或可计算的(例如，基于流率和气体出口流的组成)，那么总CO利用率可以计算如下：

1-(从系统抽出的CO的速率)/(进料到系统的CO的速率)。

总CO利用率是在“每次通过”或“一次通过”的基础上确定的，而不考虑使用可提供更高的总利用率的气态产物再循环(和增加的费用)。根据代表性实施例，C1固定细菌的CO利用率一般至少为约35％(例如，从约35％到约85％)，典型地是至少约50％(例如，从约50％到约80％)，并且通常至少约60％(例如，从约60％到约75％)。在一些情况下，CO利用率可能至少为约为70％。

图1描绘了代表性生物反应器系统100，其包括了第一生物反应器10和第二生物反应器20。如图所示，生物反应器系统100的含CO的底物12分成单独的第一生物反应器气体入口流14和第二生物反应器气体入口流14'，它们分别通过它们相应的气体入口16、16'而进料到第一生物反应器10和第二生物反应器20，气体入口定位在生物反应器10、20的底部附近。气体入口流14、14'可以通过相应的气体分配器(例如喷射器)进料，相应的气体分配器定位在气体入口16、16'处并且被配置成在生物反应器10、20的相应的连续液相区18、18'中产生含CO底物的细小气泡(未示出)并且由此改进气液传质。

如上所述，通过提供可用来抽出已过滤和未过滤的液体部分的装置，生物反应器10、20的连续液相区18、18'中的细菌浓度可以维持在不同的乙醇生产率水平(对应于不同的液体产物抽出速率)。在图1中所绘的实施例中，与连续液相区18连通的第一生物反应器过滤系统25允许抽出中间渗透物流28，中间渗透物流被过滤并基本上不含C1固定细菌。第一生物反应器渗余物流36允许已过滤的细菌返回到第一生物反应器10。因此，从第一生物反应器10抽出的液体产物可以包括中间渗透物流28和中间排出物流26两者，液体产物未经过滤并含有C1固定细菌(生物质)，其浓度是基本上与第一生物反应器10的连续液相区18中的发酵液的浓度相同。可以控制从第一生物反应器10抽出的相对量的中间液体产物32作为中间排出物流26和中间渗透物流28以满足维持期望的生物质浓度和期望的产物(例如，乙醇或异丙醇)去除速率的目标。以相同的方式，与连续液相区18'连通的第二生物反应器过滤系统25'允许从生物反应器系统100的最终生物反应器抽出排出物流40和渗透物流50，并且将第二生物反应器渗余物流36'返回到第二生物反应器20的连续液相区18'。

液体培养基可通过培养基入口34进料到生物反应器系统100，并特别是第一生物反应器10，以供应用于维持细菌生长的营养物并替换从第一生物反应器10抽出的中间液体产物32中损失的液体体积，液体培养基的全部或一部分可传送到第二生物反应器20。任选地，液体培养基可同样地通过通向第二生物反应器20的单独的培养基入口34'进料到生物反应器系统100。任选地，中间排出物流26和/或中间渗透物流28的部分可以从生物反应器系统100抽出(例如，用于工艺监视和分析)而不传送到第二生物反应器20。

气体出口流38、38'可以从与各个连续气相区22、22'流体连通的导管抽出，从而构成在包培养基和C1固定细菌的连续液相区18、18'上方的生物反应器顶部空间容积(即，包括发酵液)，含C1的底物作为分散气相从中通过。气体出口流38、38'可分开地从生物反应器系统100抽出，或如图1的实施例所示，被组合并然后抽出作为气态产物出口24。气体出口流或其它气态产物出口24可以包括以下的一个或多个，例如以下全部：(i)未反应的C1组分，未反应的C1组分通过发酵液而不被代谢(即，未在生物转化工艺中被消耗掉)，(ii)含C1的底物的基本上不参与生物转化工艺(即，对生物转化工艺是基本上惰性的)的组分(例如，N₂)，(iii)作为生物转化工艺的代谢物产生的CO₂，(iv)来自含水培养基的水蒸气，以及(v)含C1的底物的少量存在或痕量存在的各种组分(例如，H₂、H₂S、NH₃、HCN)。

因此，图1描绘了生物反应器系统100，其中气态含C1的底物12可以平行地进料到第一生物反应器10和第二生物反应器20，而可包含C1固定细菌(生物质)的液体产物可以连续地从第一生物反应器10进料到第二生物反应器20。在图1的实施例中，从生物反应器系统100抽出排出物流40和渗透物流50的最终生物反应器就是第二生物反应器20。在具有带有附加的生物反应器(例如，三个或四个生物反应器)并具体是在第一生物反应器下游和最终生物反应器上游的一个或多个中间生物反应器的生物反应器系统的替代实施例中，可以将气态进料和液态进料引入到此类中间生物反应器，并且可以以类似的方式从这些中间生物反应器抽出气态产物和液态产物。中间液体产物(包含中间排出物流和渗透物流)可以以类似的方式被传送到连续的中间生物反应器和从连续的中间生物反应器传递出。一般，生物反应器系统100的一种或多种代谢物产物(例如，乙醇)从抽取自最终生物反应器的排出物流和渗透物流或其部分(例如图1的实施例中的从第二生物反应器20抽出的排出物流40和渗透物流50)回收。任选地，此类代谢物产物也可从抽取自除最终生物反应器之外的一个或多个生物反应器中排出物流和/或渗透物流或其部分回收。

因此，图1示意性地示出了输入到代表性生物反应器系统的各种进料流和从中抽出的产物流。本发明的实施例可以包含图1中未示出的其它特征，例如使用以下：(i)添加剂，包含碱性中和剂(例如，NH₄OH或NaOH)和/或消泡剂；(ii)控制系统(例如反馈控制回路)和相关联的设备、仪器和软件，用于控制操作参数(例如，发酵液的pH、温度和/或液位)；(iii)外部生物反应器循环回路，用于改进相间传质；(iv)连续液相区(例如水平板和/或填料)和/或连续气相区(例如液体分配器，例如喷头)中的内部生物反应器结构，用于改进相间传质；(v)在线取样系统，用于连续工艺监测和/或自动控制；和/或(vi)从生物反应器抽出的液体产物再循环到上游生物反应器。

参考图2更详细地描述了根据本发明的实施例的代谢产物(例如乙醇)的回收。如图所示，从生物反应器系统100(图1)抽出并通过此系统的液体产物的过滤获得的渗透物流50的全部或部分被划分成至少第一渗透物部分50′和第二渗透物部分50"，第一渗透物部分和第二渗透物部分分别地进料到高压分离器60和低压分离器70。因此，渗透物流的划分是指将此流分成至少两个部分，并通常仅分成两个部分。在分划渗透物流之前和/或之后，“划分”并不排除使用任选步骤，这些步骤可以或可以不影响渗透物流和/或其分离的部分的组成。此类任选步骤包括例如(i)将一个或多个附加的部分(例如，第三部分)与渗透物流和/或其分离的部分分离(例如，用于取样目的)，和/或(ii)将渗透物流和/或其分离的部分与其它流和/或离散的添加剂(例如，表面活性剂或中和剂，例如NH₄OH或NaOH)混合。然而，在一些实施例中，从生物反应器系统抽出的渗透物流可以被划分成其分离的部分，分离的部分被进料到高压分离器和低压分离器，而任何渗透物流或其部分都未经历以上(i)和/或(ii)。

有利地，第二渗透物部分50"可与也从生物反应器系统100(图1)抽出的排出物流40的至少一部分共处理以改进总工艺热集成，如上所述。根据特定实施例，热集成是基于至少部分地基于到此分离器的排出物流40的流率来关联或调节第二渗透物部分50"到低压分离器70的流率。例如，排出物流40的流率的增加可伴随着第二渗透物部分50"的流率的增加，其中任选地，第二渗透物部分50"的流率的控制是基于排出物流40的流率的测量。或者，在代谢产物(例如乙醇)的较高的生产率下，热集成可考虑到渗透物流流率对经组合的排出物流和渗透物流流率的相对较大的促进作用。例如，第一渗透物部分50'到高压分离器60和第二渗透物部分50"到低压分离器70的相对流率可以基于渗透物流50相对于排出物流40和渗透物流50的组合流率的总流率或根据其来进行调节。例如，渗透物流50相对于排出物流40和渗透物流50的组合流率的总流率的增加可伴随着第一渗透物部分50'相对于第二渗透物部分50"的流率的增加，其中任选地控制第一渗透物部分50'和第二渗透物部分50"是基于测量渗透物流50相对于排出物流40和渗透物流50的组合流率的总流率。在上述控制方案中的任一种中，控制可手动地或自动地执行，例如基于一个或多个测量的流率使用反馈控制回路来调节第一渗透物部分50'和/或第二渗透物部分50"的流率(即，分配)。

与渗透物流50不同，排出物流40包括C1固定细菌(生物质)，并且借助液体产物从上游生物反应器到下游生物反应器的连续通道，排出物流40中的生物质的至少一部分或全部可以是最初容纳在第一生物反应器(例如，图1的生物反应器10)中的生物质。通常，排出物流40可以是从生物反应器系统100抽出的包括发酵液的任何液体产物(例如，作为未过滤的液体产品)，其包含了生物质，而渗透物流50可以是从生物反应器系统100抽出的任何液体产品，包括基本上不含生物质的已过滤的液体产物。优选地，排出物流40和渗透物流50都是从后续的生物反应器(例如，生物反应器系统100的第二生物反应器20)获得的液体产物，后续的生物反应器例如相对于液体产物从一个生物反应器到下一生物反应器的流动设置在第一生物反应器的下游。排出物流40和渗透物流50可以是分别直接地从生物反应器系统100获得的未过滤和已过滤的液体产物，或是在(i)分离(例如，除了进行过滤以去除生物质之外)(例如分离成相同或不同的组成的流)和/或(ii)混合(例如，与其它工艺流或离散的添加剂混合)之后的未过滤和已过滤的产物。

由于生物质的存在，与在排出物流40上执行的分离工艺不同，在渗透物流50上执行的分离工艺有利地在相对较低的温度下进行以减少分离设备的结垢。因此，排出物流40进料到的低压分离器70的最大温度小于渗透物流50进料到的高压分离器60的最大温度。根据一个实施例，排出物流40进料到的低压分离器的最大温度为约55℃至约95℃，例如约60℃至约80℃。根据相同或替代实施例，高压分离器60的最大温度为约95℃至约125℃或约100℃至约120℃。一般，与高压分离器60相关联的至少一种材料流的温度可以超过与低压分离器70相关联的至少一种材料流的温度，使得热量可以从前者传递到后者。根据特定实施例，高压分离器60的最小温度(例如高压分离器冷凝器的温度)可以超过低压分离器70的最大温度(例如低压分离器再沸器45的温度)。因为排出物流40和渗透物流50本来包括水和待回收的相同代谢产物，并考虑到上述关于高压分离器60和低压分离器70的操作温度的差异，相较相对于渗透物流使用的压力来说，使用基于相对挥发性的差异的分离要求相对较低的绝对压力以在排出物流上执行这种分离。根据实施例，低压分离器70具有接近大气压的绝对压力，例如，约50kPa到约150kPa的绝对压力或约50kPa到约100kPa的绝对压力。根据相同或替代实施例，高压分离器60可以具有大于低压分离器的绝对压力但低于最终生物反应器的操作压力的绝对压力。例如，高压分离器可具有从约150kPa到约650kPa绝对压力或从约150kPa到约500kPa绝对压力的压力。或者，低压分离器70可具有真空压力，即，低于大气压的绝对压力，例如从约20kPa到约90kPa绝对压力或从约30kPa到约90kPa绝对压力。

高压分离器60和低压分离器70可用于基于相对挥发性的差异从排出物流40和渗透物流50纯化代谢产物(例如乙醇)。在纯化乙醇的情况下，如上所述，此代谢物可能比水和其它代谢物(例如乙酸和2,3-丁二醇)相对更易挥发。因此，与进料到高压分离器60的渗透物流50和/或进料到低压分离器70的排出物流40中的乙醇浓度相比，在从高压分离器60和/或低压分离器70抽出的塔顶馏出物蒸气中可能富含(即，以更高的浓度存在)乙醇。同样，与进料到高压分离器60的渗透物流50和/或进料到低压分离器70的排出物流40中的乙醇浓度相比，在从高压分离器60和/或低压分离器70抽出的塔底馏出物液体可能贫含(即，以较低的浓度存在)乙醇。高压分离器60和低压分离器70包括闪蒸罐，闪蒸罐基于基本上单个的理论蒸气-液体液平衡级进行分离。然而，优选地，高压分离器60和低压分离器70是蒸馏柱，蒸馏柱基于多个理论蒸气-液体液平衡级任选地使用热输入和输出(例如，再沸器热输入和冷凝器热输出)、塔顶馏出物蒸气和塔底馏出物液体回流、以及内部结构(例如多孔板和/或填料)进行分离。除了基于多个蒸气-液体平衡级执行分离之外，高压分离器60和低压分离器70可根据一些实施例用向上流动的辅助气流的输入(就像在汽提柱的情况下那样)或替代地用向下流动的辅助液体流的输入(就像在吸收柱的情况下那样)进行操作。

根据图2的实施例，将排出物流40或其至少一部分与第二渗透物部分50"一起进料到低压分离器70(例如，低压、组合的渗透物和排出物蒸馏柱)。抽出低压分离器塔顶馏出物62(例如，作为蒸气馏分)，并且如上所述，低压分离器塔顶馏出物相对于排出物流40和第二渗透物部分50"富含乙醇。低压分离器70以液体馏分82(即，经组合的排出物流40和第二渗透物部分50")维持在下部部段中而从液体馏分挥发的气态馏分86(即，液位就是排出物流和第二渗透物部分的液体馏分，从而在相应气态馏分挥发后保留)可以在上部部段中组合的方式操作。以此方式，低压分离器塔顶馏出物62包括与排出物流40和渗透物流50分离的乙醇。

根据图2的实施例，低压分离器塔底馏出物64可以从低压分离器70抽出。鉴于以上描述，低压分离器塔底馏出物64可以包括排出物流40和第二渗透物部分50"的液体馏分82或基本上由其组成。

有利地，将渗透物流50与也从生物反应器系统100(图1)抽出的排出物流40的至少一部分共处理改进总工程热集成。根据特定实施例，热集成是基于至少部分地基于到此分离器的排出物流40的流率来关联或调节渗透物流50到低压分离器70的流率。例如，排出物流40的流率的增加可伴随着渗透物流50的流率的增加，其中任选地，渗透物流50的流率的控制是基于排出物流40的流率的测量。或者，在代谢产物(例如乙醇)的较高的生产率下，热集成可考虑到渗透物流流率对经组合的排出物流和渗透物流流率的相对较大的促进作用。

第一渗透物部分50'可以在高压分离器60(例如，高压渗透物蒸馏柱)中进行处理，以将第一渗透物部分50'分离或分馏成至少高压分离器塔顶馏出物68和高压分离器塔底馏出物52，由此相对于渗透物流50，高压分离器塔顶馏出物68富含乙醇并且高压分离器塔底馏出物52贫含乙醇。因此，高压分离器塔顶馏出物68和高压分离器塔底馏出物52都可从高压分离器60抽出。根据图2的实施例，高压分离器塔底馏出物52可与低压分离器塔底馏出物64组合，因为这两种流相对于渗透物流50富含水。净塔底馏出物54可以再循环到生物反应器系统100(例如，通过用于制备培养基)或送去废水处理工艺。同样，与到高压分离器60的渗透物流50和/或到低压分离器70的排出物流40中的乙醇浓度相比，在从高压分离器60和/或低压分离器70抽出的塔底馏出物液体可能贫含(即，以较低的浓度存在)乙醇。

如图2的实施例中所示，高压分离器60(例如高压蒸馏柱)和低压分离器70(例如低压蒸馏柱)一般包括塔顶馏出物冷凝器和塔底馏出物再沸器。这些低压分离器再沸器45结合低压分离器冷凝器65、高压分离器冷凝器75和高压分离器再沸器85一起在此类再沸器中提供热量消耗的位点并在此类冷凝器中提供热量产生的位点。鉴于高压分离器60与低压分离器70之间的操作温度的差异，可以例如通过使用合适的传热介质(例如冷却水或蒸气)在这些分离器之间传递热量以分别提供冷凝器和再沸器的必要的冷却或加热工作，从而实现可降低操作成本的有利的热集成。

如图2的实施例中所示，鉴于塔顶馏出物冷凝器和塔底馏出物再沸器的使用，以下的一个或多个是可能的：(i)低压分离器塔顶馏出物62加上低压分离器塔顶馏出物回流部分63可以与从低压分离器70抽出的低压分离器蒸气出口流67分离，(ii)低压分离器塔底馏出物64加上低压分离器液体回流部分69可与从低压分离器70抽出的低压分离器液体出口流71分离，(iii)高压分离器塔顶馏出物68加上高压分离器塔顶馏出物回流部分79可与从高压分离器60抽出的高压分离器蒸气出口流81分离，并且(iv)高压分离器塔底馏出物52加上高压分离器液体回流部分83可与从高压分离器60抽出的高压分离器液体出口流87分离。另外，通过使用塔顶馏出物冷凝器和塔底馏出物再沸器，以下特定流动方案的一种或多种也有可能：(i)可以将低压分离器蒸气出口流67进料到低压分离器冷凝器65以冷凝其至少一部分，将低压分离器塔顶馏出物回流部分63返回到低压分离器70，并且回收低压分离器冷凝器热量89，(ii)可以将低压分离器液体出口流71进料到低压分离器排出物再沸器45以蒸发其至少一部分，将低压分离器排出物液体回流部分69返回到低压分离器70，并且消耗低压分离器再沸器热量96，(iii)可以将高压分离器蒸气出口流81进料到高压分离器冷凝器75以冷凝其至少一部分，将高压分离器塔顶馏出物回流部分79返回到高压分离器60，并且回收高压分离器冷凝器热量98，并且(iv)可以将高压分离器液体出口流87进料到高压分离器再沸器85以蒸发其至少一部分，将高压分离器液体回流部分83返回到高压分离器70，并且消耗高压分离器再沸器热量99。

特别有利的热集成策略包括将热量从高压分离器传递到低压分离器，并尤其是从高压分离器冷凝器75到低压分离器70的再沸器(此情况下，前者温度超过后者温度)。因此，高压分离器冷凝器热量98的至少一部分可以作为低压分离器再沸器热量96被消耗掉。根据图2的实施例，低压分离器塔顶馏出物62和高压分离器塔顶馏出物68中含有的乙醇可以表示从生物反应器系统100回收的乙醇的净量，并且因此表示此系统的净乙醇生产率。如上所述，相比，根据本发明的生物反应器系统可在工艺热集成方面提供优点，特别是在伴随高乙醇生产率的相较排出物流流率来说相对高的渗透物流流率的情况下。示例性乙醇生产率一般为每升生物反应器体积至少约35克/天(克/天/升)，例如在从约35克/天/升到约80克/天/升的范围中，典型地是至少约45克/天/升，例如在约45克/天/升到约75克/天/升的范围中，通常至少约55克/天/升，例如在从约55克/天/升到约70克/天/升的范围中。在基于生物反应器体积确定生产率时，此体积包括生物反应器系统中使用的生物反应器的连续液相区18、18'和连续气相区22、22'。

可以将富含乙醇的低压分离器塔顶馏出物62和高压分离器塔顶馏出物68组合成脱水柱进料流72。脱水柱将此流分馏成无水乙醇产物流76，无水乙醇产物流包括基本上纯的乙醇(例如，具有至少约99重量％的纯度)和残余水流74。

根据另外的实施例，低压分离器塔底馏出物64可以从低压分离器70抽出。可以将低压分离器塔底馏出物64传送到产物分离系统90，产物分离系统可以是产物膜过滤系统，用于将生物质馏分78(例如，作为从产物分离系统90获得的渗余物馏分)从液体馏分88(例如，作为从产物分离系统90获得的渗透物馏分)的分离和去除。液体馏分可以在生物反应器系统100中重复使用(例如，在一个或多个处理步骤之后获得适用于系统中的水)，或替代地送往废水处理设施。高压分离器塔底馏出物52的至少一部分和/或低压分离器塔底馏出物64的至少一部分作为基本上纯的水流，任选地包括更高沸点的代谢物(例如乙酸和2,3-丁二醇)可以再循环到生物反应器工艺100，任选地在一个或多个处理步骤之后。根据图2的实施例，在这种再循环和/或处理之前，这些流52、64可以被组合成净塔底馏出物54。流52、64中的水可以再循环，例如，用于制备新鲜培养基。

在对应于图1和图2中描绘的实施例的生物转换设备方面，鉴于以上描述显而易见的是，此类设备可以包括：生物反应器系统100，所述生物反应器系统包括：(i)入口12，所述入口用于将含CO的底物引入到生物反应器系统100，(ii)至少第一生物反应器10，所述至少第一生物反应器用于容纳培养基和C1固定细菌以代谢含CO的底物中的CO并产生乙醇，(iii)过滤系统25′，所述过滤系统用于过滤生物反应器系统的液体产物，(iv)排出物流出口40，所述排出物流出口用于抽出包括C1固定细菌的排出物流，以及(v)渗透物流出口50，所述渗透物流出口与过滤系统25′的渗透物侧流体连通以从生物反应器系统100抽出渗透物流，以及任选地再循环导管36'，所述再循环导管与过滤系统25′的渗余物侧流体连通以维持生物反应器系统100中的C1固定细菌的再循环部分；以及低压分离器70，所述低压分离器具有(i)在定位在下部部段A中的低压分离器排出物流入口91和低压分离器渗透物流入口92处与(I)流出口40和(II)渗透物流出口50两者流体连通的液体体积82，以及(ii)定位在定位于下部部段A中的低压排出物流入口91和低压渗透物流入口92下方的低压分离器塔底馏出物出口64。设备可任选地进一步包括高压分离器60，所述高压分离器具有：(i)第一渗透物部分入口93，所述第一渗透物部分入口与渗透物流出口50流体连通以接收渗透物流的第一渗透物部分并使渗透物流的第二渗透物部分通向到低压分离器渗透物流入口92，(ii)高压分离器塔顶馏出物出口68，以及(iii)高压分离器塔底馏出物出口52，其中第一渗透物部分入口93定位在高压分离器塔顶馏出物出口68的下方和高压分离器塔底馏出物出口52的上方。

低压分离器70可以被配置有低压分离器冷凝器65，低压分离器冷凝器与低压分离器蒸气出口67以及(i)低压分离器塔顶馏出物回流导管63和(ii)低压分离器塔顶馏出物导管62两者流体连通。低压分离器还可被配置有低压分离器再沸器45，低压分离器再沸器与低压分离器液体出口71以及(i)低压分离器液体回流导管69和(ii)低压分离器塔底馏出物导管64两者流体连通。高压分离器60可以被配置有高压分离器冷凝器75，高压分离器冷凝器与高压分离器蒸气出口81以及(i)高压分离器塔顶馏出物回流导管79和(ii)高压分离器塔顶馏出物导管68两者流体连通。高压分离器60还可被配置有高压分离器再沸器85，高压分离器再沸器与高压分离器液体出口87以及(i)高压分离器液体回流导管83和(ii)高压分离器塔底馏出物导管52两者流体连通。如上所述的低压分离器冷凝器65和低压分离器再沸器45中的任一个或任何组合可以被配置成提供与高压分离器冷凝器75和/或高压分离器再沸器85的热集成，如上所述。根据示例性实施例，高压分离器冷凝器75可以被配置(例如，使用例如冷却水或蒸气的传热介质)传递此冷凝器中产生的热量，以在低压分离器再沸器45中消耗，如上所述。

设备可任选地进一步包括脱水柱95，所述脱水柱具有：(i)脱水柱入口72，所述脱水柱入口与低压分离器塔顶馏出物出口62和高压分离器塔顶馏出物出口68两者流体连通；(ii)脱水柱塔顶馏出物出口76，以及(iii)脱水柱塔底馏出物出口74，其中脱水柱入口72定位在脱水柱塔顶馏出物出口76下方和脱水柱塔底馏出物出口74上方。

设备可任选地进一步包括产物过滤系统90，所述产物过滤系统与低压分离器塔底馏出物出口64流体连通以过滤低压分离器塔底馏出物流。

总体来说，本公开的方面与生物转换工艺相关联，生物转换工艺涉及从排出物流和渗透物流下游回收乙醇，并且更具体地涉及以改进的效率执行这种回收，这样可有利地减少资本(例如，设备)成本和/或操作(例如，效用)成本。利用从本公开得到的知识，本领域的技术人员将认识到，在不背离本公开的范围的情况下，可以对这些工艺做出各种改变以实现这些和其它优点。因此，应理解，在不背离本公开的范围的情况下，本公开的特征易于修改、更改、改变或替换。本文示出和描述的特定实施例仅用于说明目的，而不是随附权利要求中阐述的本发明的限制。

Claims (24)

1.一种生物转化工艺，包括：

a.将底物进料到生物反应器系统，所述生物反应器系统包括至少第一生物反应器，所述第一生物反应器包含培养基和细菌以代谢所述底物中的碳源并产生至少一种发酵产物；

b.从所述生物反应器系统抽出通过所述生物反应器系统的液体流的过滤获得的渗透物流；

c.从所述生物反应器系统抽出包括细菌的排出物流；

d.将所述渗透物流的至少一部分进料到高压分离器；

e.将所述排出物流的至少一部分进料到低压分离器。

2.根据权利要求1所述的工艺，其进一步包括将所述渗透物流的至少第二部分与所述排出物流共混以提供组合的流，并且将所述组合的流的至少一部分进料到所述低压分离器。

3.根据权利要求1所述的工艺，其中所述高压分离器和所述低压分离器分别是高压蒸馏柱和低压蒸馏柱。

4.根据权利要求1所述的工艺，其中所述高压分离器具有在从约150kPa到约650kPa的范围中的绝对压力。

5.根据权利要求1所述的工艺，其中所述低压分离器具有真空压力。

6.根据权利要求1所述的工艺，其中所述排出物流和所述渗透物流都是从设置在所述第一生物反应器下游的后续的生物反应器获得的液体产物。

7.根据权利要求1所述的工艺，其进一步包括(i)相对于所述排出物流而从所述低压分离器抽出富含所需的发酵产物的低压分离器塔顶馏出物；以及(ii)从所述高压分离器抽出高压分离器塔顶馏出物和高压分离器塔底馏出物，其中所述高压分离器塔顶馏出物富含所需的发酵产物。

8.根据权利要求7所述的工艺，其中所述低压分离器塔顶馏出物包括与所述排出物流分离的所需的发酵产物。

9.根据权利要求8所述的工艺，其中所述低压分离器塔顶馏出物和所述高压分离器塔顶馏出物两者中含有的所需的发酵产物标识所述生物反应器系统的净所需的发酵产物生产率。

10.根据权利要求9所述的工艺，其中所述所需的发酵产物是乙醇，并且每升生物反应器体积的所述净乙醇生产率至少为55克/天。

11.根据权利要求7所述的工艺，其进一步包括从所述低压分离器抽出低压分离器塔底馏出物。

12.根据权利要求7所述的工艺，其中存在以下的一种或多种：(i)所述低压分离器塔顶馏出物加上低压分离器塔顶馏出物回流部分与从所述低压分离器抽出的低压分离器蒸气出口流分离，(ii)所述低压分离器塔底馏出物加上低压分离器沸腾部分与从所述低压分离器抽出的低压分离器液体出口流分离，(iii)所述高压分离器塔顶馏出物加上高压分离器塔顶馏出物回流部分与从所述高压分离器抽出的高压分离器蒸气出口流分离，并且(iv)所述高压分离器塔底馏出物加上高压分离器沸腾部分与从所述高压分离器抽出的高压分离器液体出口流分离。

13.根据权利要求12所述的工艺，其中存在以下的一种或多种：(i)将所述低压分离器蒸气出口流进料到低压分离器冷凝器以冷凝其至少一部分，使所述低压分离器塔顶馏出物回流部分返回到所述低压分离器，并且回收低压分离器冷凝器热量，(ii)将所述低压分离器液体出口流进料到低压分离器再沸器以蒸发其至少一部分，使所述低压分离器液体回流部分返回到所述低压分离器，并且消耗低压分离器再沸器热量，(iii)将所述高压分离器蒸气出口流进料到高压分离器冷凝器以冷凝其至少一部分，使所述高压分离器塔顶馏出物回流部分返回到所述高压分离器，并且回收高压分离器冷凝器热量，并且(iv)将所述高压分离器液体出口流进料到高压分离器再沸器以蒸发其至少一部分，使所述高压高液体回流部分返回到所述高压分离器，并消耗高压分离器再沸器热量。

14.根据权利要求13所述的工艺，其中所述高压分离器冷凝器热量的至少一部分作为低压分离器再沸器热量被消耗掉。

15.根据权利要求12所述的工艺，其中将所述低压分离器液体出口流进料到低压分离器再沸器以蒸发其部分，使所述低压分离器液体回流部分返回到所述低压分离器，并且消耗低压分离器再沸器热量。

16.根据权利要求15所述的工艺，其中所述高压分离器冷凝器热量的至少一部分作为低压分离器再沸器热量被消耗掉。

17.根据权利要求11中任一项所述的工艺，其进一步包括将所述高压分离器塔底馏出物的至少一部分和/或所述低压分离器塔底馏出物的至少一部分再循环到所述生物反应器系统。

18.根据权利要求1所述的工艺，其中所述底物是含C1的底物，所述细菌是C1固定细菌，并且所述至少一种发酵产物选自由以下组成的组：乙醇、异丙醇及其混合物。

19.根据权利要求1所述的工艺，其另外包括以下步骤：将所述渗透物流划分成至少第一渗透物部分和第二渗透物部分，并且将所述第一渗透物流部分的至少一部分进料到高压分离器和将所述第二渗透物部分进料到低压分离器。

20.根据权利要求19所述的工艺，其中，在所述划分步骤中，至少部分地基于所述排出物流的流率来调节所述第二渗透物部分的流率。

21.根据权利要求2所述的工艺，其进一步包括(i)相对于所述排出物流而从所述低压分离器抽出富含所需的发酵产物的低压分离器塔顶馏出物；以及(ii)从所述高压分离器抽出高压分离器塔顶馏出物和高压分离器塔底馏出物，其中所述高压分离器塔顶馏出物富含所需的发酵产物。

22.根据权利要求21所述的工艺，其中所述低压分离器塔顶馏出物包括与所述渗透物流的所述第二部分和所述排出物流两者分离的所需的发酵产物。

23.根据权利要求22所述的工艺，其中所述低压分离器塔顶馏出物和所述高压分离器塔顶馏出物两者中含有的所需的发酵产物标识所述生物反应器系统的净所需的发酵产物生产率。

24.根据权利要求23所述的工艺，其中所述所需的发酵产物是乙醇，并且每升生物反应器体积的所述净乙醇生产率至少为55克/天。