CN109312281A - 进气发酵反应器、系统和方法 - Google Patents

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Abstract

描述了利用非垂直减压区的通过在水性液体培养基循环内环反应器中培养微生物来生产生物质的反应器、系统和方法。描述了回收和处理培养微生物以获得产物如蛋白质或烃。

Description

进气发酵反应器、系统和方法
背景技术
技术领域
本发明涉及可用于发酵的反应器、系统和方法，并且尤其涉及使用气态底物的发酵系统。
相关技术描述
随着化石燃料沉积物不断增加的消耗、温室气体的产生增加和最近关于气候变化的关注，用生物燃料(例如，乙醇、生物柴油)替代化石燃料已成为工业重点。然而，迄今为止所产生的生物燃料具有其自身的困难和问题。第一代生物燃料来源于植物(例如，淀粉；蔗糖；和玉米、油菜籽、大豆、棕榈和其他植物油)，但是这些燃料作物与为了人和动物消耗而种植的作物竞争。全球可用的农业土地的量不足以满足食物和燃料二者的日益增长的需求。为了减少食品生产者承担的对于生物燃料相容谷物的需求，使用替代性生物材料如纤维素或藻类的第二代生物燃料正在开发中。然而，生产中的技术困难，以及高生产成本，还未使得第二代生物燃料更具成本效益或可使用。
第三代或下一代生物燃料使用替代性非食物基碳原料制成。作为这种努力的一部分，在生产高级烃化合物(包括燃料、润滑剂和塑料)中使用替代性非生物基的原料正获得不断增长的势头。这样的原料可以包括一种或多种含碳化合物或者含碳和非含碳化合物的混合物(尤其包括甲烷和合成气)。例如，甲烷是相对丰富的、天然存在的并且发现于世界各地的许多位置。甲烷也在许多生物腐烂过程期间产生，并且因此可以从废物处理和垃圾掩埋场设施捕获。由于它的相对丰度，甲烷是有效温室气体，具有CO2的23x相对温室气体贡献。从历史上看，甲烷被看作是一种稍微有价值的副产物，其难以转化为更高价值的产物或从远程或滞留位置如远程气田或近海生产平台输送到市场。来自这样的来源的甲烷以及由在污水处理设施和垃圾掩埋场发生的生物分解过程产生的甲烷主要被排放或燃烧掉。经济地并有效地将甲烷和类似含碳气体转化为一种或多种较高价值的C2或高级烃的能力将允许生产者利用相对丰富的、非生物产生的原料，同时提供显著的环境益处。
国内的甲烷生产能力的增加使得甲烷更容易在国内获得。国内的天然气主要通过水力压裂(hydraulic fracturing)(“压裂(fracking)”)生产，但是甲烷也可以从其他来源如垃圾掩埋场和污水获得。但是，甲烷的挥发性使得甲烷的输送和/或作为燃料的直接使用是成问题的。
由于这些原因，存在将甲烷转化为一种或多种液体产物(例如发动机燃料)的强烈诱因，以允许更容易输送至使用或销售点。当前追求两种主要方法：产生液化天然气(LNG)的液化和气转液(GTL)的化学转化(Patel,2005,7th World Congress of ChemicalEngineering(第7届世界化学工程大会),Glasgow,Scotland,UK)。当前，费-托(F-T)法(Fischer Tropsch(F-T)process)是将大量甲烷转化为高阶烃的最普遍的方法(Patel,2005)。注意F-T法采用合成气作为输入；合成气通过蒸汽重整由天然气产生(合成气也可以通过与水和氧的高温反应而来源于煤的气化)。F-T法产生与现在燃料供应一致的石油产品，但是具有许多缺点，包括低产量、不良选择性(使得下游利用复杂)，并且需要大量资本支出和规模以达到经济的生产(Spath和Dayton，2003年12月，NRELlTP-510-34929)。F-T工厂所需要的巨大规模(资本成本通常超过二十亿美元[Patel,2005])也代表了一个显著限制，因为需要大量甲烷原料来补偿F-T法的巨大资本成本。由于甲烷输送在大多数情况下过于昂贵，所以这样的工厂必须与稳定、可靠和具有成本效益的甲烷来源位于同一地点，通常以显著的甲烷储槽或甲烷管道的形式。另外的成本和放大因素是气体洗涤技术的经济性(Spath和Dayton,2003)，因为F-T催化剂对于在不受影响地通过合成气转化过程的天然气中发现的常见污染物相当敏感。
目前，容易获得大量相对干净的含甲烷气体连同大规模资本投入的要求将基于天然气的F-T工厂限制于仅在世界范围内少数地方中成功且经济的可行操作(Spath和Dayton,2003)。气转液过程或液化天然气工厂的较高最小化加工要求连同高输送成本导致剩余的作为“滞留(stranded)”气体沉积物的甲烷源较小。这样的滞留气体可以包括但不限于在近岸油井产生的天然气，或来自垃圾填埋场的甲烷废气。由于目前缺少有效的小规模转化技术，这样的滞留气体源通常排放到大气中或者被燃烧，因为甲烷积聚存在显著的安全风险。自1938年以来，使用费-托法的气转液设施一直半连续地运行。考虑到上面所讨论的甲烷的当前可用性和价格，几家公司正在研究引入新工厂。然而，尽管在过去70多年中进行了显著的研究和开发，但是费-托技术的限制防碍了商业气转液过程的广泛采用。
在过去几十年中，通过使用饲料添加剂已经实现了动物饲料利用效率的进步。这些添加的物质增加了动物饲料组合物的营养含量、能量含量和/或抗病特性。商业动物生产者面临的日益严峻的挑战是粮食成本上升。上升的成本部分地是由于用于生物燃料和人类食品用途的谷物的竞争性需求。随着谷物和蛋白质补充剂成本的上升，加上可用于饲料生产的有限土地，需要具有有益营养和抗病特性的替代性低成本动物饲料产品。
已经提出许多不同的含蛋白质材料作为在人类食品中更传统的蛋白质来源的替代物(如鱼粉、大豆产品和血浆)和作为动物饲料。这些含蛋白质材料包括含有高比例蛋白质的单细胞微生物，如真菌、酵母和细菌。这些微生物可以在碳氢化合物或其他底物上生长。
鉴于以上，使用C1底物作为碳源的生物发酵为食物来源与生产化学品/燃料的发酵之间的当前竞争、替代性低成本动物饲料产品的需求以及缺乏使用天然气的良好选项提供了有吸引力的解决方案。然而，发酵气态底物如甲烷、CO或CO2提出了重大的挑战，这是因为以下要求：必须将碳底物从气相传递至水相以允许被培养物中的C1代谢非光合微生物吸收并代谢。同时，还可能需要其他气体如O2或H2以从气相传递，从而允许进行细胞代谢(分别为需氧或厌氧代谢)。废产物(如在需氧代谢的情况下的CO2)必须从微生物分离以允许有效的微生物生长。此外，来自C1底物代谢的发热是显著的并且系统需要冷却以维持微生物生长的最佳条件。
从液相至蒸气相的对流传质可以用传质系数描述。通量等于传质系数、表面积和浓度差的乘积(通量＝k A ΔC)。
传质系数受多种因素影响，包括待传递的分子的大小、它在水相中的溶解性和各相之间的边界层的大小(通常在发酵系统中由混合速度和湍流控制)。在大多数发酵系统中，气相与液相之间的表面积主要由输入气体的气泡大小限制。可以通过引入气体穿过小孔，以及增加剪切力以使气泡分裂开并且防止聚结来控制气泡大小。浓度差可以是跨越气相边界层的浓度差、跨越液相边界层的浓度差、整体(bulk)蒸气和与整体液体平衡的蒸气之间的浓度差、或整体液体和与整体蒸气平衡的液体之间的浓度差。在大多数发酵系统中，通过气相的压力来控制浓度差。
常规发酵系统(生物反应器)通过以下两种方法之一来实现气体混合：搅拌或气举。搅拌发酵罐通过通常置于单一大发酵罐中心的搅拌桨叶来实现混合。搅拌器桨叶在液体中产生湍流和剪切，同时在发酵罐底部引入气泡，由此在气泡沿着发酵罐上行时阻碍其前进并且剪切气泡以减少气泡在发酵罐内聚结的趋势。该类型的发酵罐的优势是快速的、相对均匀的混合和气泡分散，这由于混合桨叶的高速度而成为可能。然而，该类型的发酵罐可能难以按比例放大，因为随着体积增大，获得相同的混合速率和传质的能量需求可能令人望而却步。此外，剧烈混合意味着发酵液体的显著加热，并且使用单一大发酵罐限制了可用于热交换冷却的表面积。
气举发酵罐通过并入液体的流路来避免机械搅拌器。气举发酵罐具有在两个末端处互连的下流和上流区段；这些区段可以是分离的单元(被称为环式发酵罐)或者同心的(气举发酵罐)。在气举发酵罐中，经由气泡产生装置在上流区段的底部供应气体。气泡与液体混合，减少液体的密度并且导致气体-液体混合物上升通过上流区段。上升混合物替代反应器顶部的液体，所述液体下行到下流区段以替换底部的液体，从而在发酵罐中建立循环流。为了获得气泡在液体中的长停留时间，气举发酵罐通常较高并且具有有限的横向横截面面积。这意味着气体必须以相对高的压力供应以克服由发酵罐中存在的液体柱形成的流体静压力。另外，由于压力随着高度而减小，所以气泡大小在整个发酵罐中显著增加。通过减少气泡面积(与气泡半径的平方成比例)与可以在其中发生传质的气泡体积(与气泡半径的立方成比例)的比率，增加的气泡直径成比例地减少气泡与液相之间的传质速率。气举发酵罐中的流动速率和剪切力显著低于搅拌槽发酵罐，这也倾向于增加气泡聚结并且减少冷却发酵罐的效率。最后，在将液体送回至下流区段之前将未使用的气体和废气从离开发酵罐的上流部分的混合物中分离可以具有挑战性。
环式反应器在美国专利号7,575,163中描述，并且已经提出用于发酵微生物，例如用于生成生物质或用于制备由微生物产生的材料。图1示出了一个环式反应器1，其包括流入垂直下流区3中的排出气体移除区2。废气气移除区2包括出口端口7和应急排气口8。垂直下流区3包括营养气体入口15。由电动机11供电的螺旋桨10协助液体培养基循环通过环式反应器。螺旋桨10的上游是用于从环式反应器中移除材料的出口12。螺旋桨10的下游是氨和矿物质入口17和18。液体培养基9通过环式反应器的水平区段4中的多个静态混合器14。环式反应器的水平区段还包括多个营养气体入口13。在最后一个静态混合器14的下游，环式反应器包括垂直上流区段5。垂直上流区段5的顶端与水平流出区6流体连通。垂直上流区段5设有营养气体入口16。营养气体入口16的下游是驱动气体入口19，通过该入口19将驱动气体输送至液体培养基。‘163专利描述了图1所示的环式反应器，其在流出区6的末端处的气液表面与在水平区段中的环路中心线之间具有至少10米的垂直下降。
发明概述
在一个方面，本公开描述了用于微生物发酵的气态底物的有效传质的系统、方法和装置。另外，本公开描述了使用主要包含C1代谢非光合微生物的培养物来使气态含碳原料发酵的系统、方法和装置。在其他方面，本公开描述了使用一种或多种不同于C1代谢非光合微生物来使包括气态底物的气态原料发酵的系统、方法和装置。在又一个方面，本公开描述了可放大的发酵罐设计，除了有效热交换和废气移除以外，所述发酵罐设计允许高通量气相至液相传质。描述了这样的发酵系统和方法，其克服了本领域中已知的缺点并且为公众提供最优生产多种产品的新方法和装置。
这样的发酵系统可以使用能够代谢气态化合物(例如，C1化合物)的一种或多种微生物物种。这样的微生物包括原核生物或细菌，如甲基单胞菌属(Methylomonas)、甲基细菌属(Methylobacter)、甲基球菌属(Methylococcus)、甲基弯曲菌属(Methylosinus)、甲基孢囊菌属(Methylocystis)、甲基微菌属(Methylomicrobium)、甲烷单胞菌属(Methanomonas)、嗜甲基菌属(Methylophilus)、甲基菌属(Methylobacillus)、甲基杆菌属(Methylobacterium)、生丝微菌属(Hyphomicrobium)、黄色杆菌属(Xanthobacter)、芽孢杆菌属(Bacillus)、副球菌属(Paracoccus)、诺卡氏菌属(Nocardia)、节杆菌属(Arthrobacter)、红假单胞菌属(Rhodopseudomonas)或假单胞菌属(Pseudomonas)。在一些情况下，C1代谢微生物可以包括嗜甲烷菌(methanotroph)、嗜甲基菌(methylotroph)或其组合。优选的嗜甲烷菌包括甲基单胞菌属、甲基细菌属、甲基球菌属、甲基弯曲菌属、甲基孢囊菌属、甲基微菌属、甲烷单胞菌属或其组合。示例性的嗜甲烷菌包括甲基单胞菌属16a(ATCC PTA 2402)、丝孢甲基弯曲菌(Methylosinus trichosporium)(NRRL B-ll,196)、生孢甲基弯曲菌(Methylosinus sporium)(NRRL B-ll,197)、小甲基孢囊菌(Methylocystisparvus)(NRRL B-ll,198)、甲烷甲基单胞菌(Methylomonas methanica)(NRRL B-5 11,199)、白甲基单胞菌(Methylomonas alb us)(NRRL B-ll,200)、荚膜甲基细菌(Methylobacter capsulatus)(NRRL B-11,201)、嗜有机甲基杆菌(Methylobacteriumorganophilum)(ATCC 27,886)、甲基单胞菌属AJ-3670(FERM P-2400)、嗜碱甲基微菌(Methylomicrobium alcaliphilum)、Methylocella silvestris、极端嗜酸甲烷氧化菌(Methylacidiphilum infernorum)、Methylibium petroleiphilum、丝孢甲基弯曲菌OB3b、荚膜甲基球菌(Methylococcus capsulatus)Bath、甲基单胞菌属16a、嗜碱甲基微菌20Z或其高速生长变体。优选的嗜甲基菌包括扭脱甲基杆菌(Methylobacterium extorquens)、耐辐射甲基杆菌(Methylobacterium radiotolerans)、杨属甲基杆菌(Methylobacteriumpopuli)、氯甲烷甲基杆菌(Methylobacterium chloromethanicum)、结瘤甲基杆菌(Methylobacterium nodulans)或其组合。
能够代谢合成气中发现的C1化合物的微生物包括但不限于梭菌属(Clostridium)、穆尔氏菌属(Moorella)、热球菌属(Pyrococcus)、真杆菌属(Eubacterium)、脱硫杆菌属(Desulfobacterium)、氧化碳嗜热菌属(Carboxydothermus)、产醋菌属(Acetogenium)、醋酸杆菌属(Acetobacterium)、厌氧醋菌属(Acetoanaerobium)、丁酸杆菌属(Butyribacterium)、消化链球菌属(Peptostreptococcus)或其组合。示例性的嗜甲基菌包括自产乙醇梭菌(Clostridium autoethanogenum)、扬氏梭菌(Clostridiumljungdahli)、拉氏梭菌(Clostridium ragsdalei)、食氧化碳梭菌(Clostridiumcarboxydivorans)、食甲基丁酸杆菌(Butyribacterium methylotrophicum)、伍氏梭菌(Clostridium woodii)、新产丙醇梭菌(Clostridium neopropanologen)或其组合。在一些情况下，C1代谢微生物是真核生物如酵母，包括假丝酵母属(Candida)、耶氏酵母属(Yarrowia)、汉逊酵母属(Hansenula)、毕赤酵母属(Pichia)、球拟酵母属(Torulopsis)或红酵母属(Rhodotorula)。
在其他情况下，C1代谢非光合微生物是专性C1代谢非光合微生物，如专性嗜甲烷菌、专性嗜甲基菌或其组合。在一些情况下，C1代谢非光合微生物是包含异源多核苷酸的重组微生物，所述多核苷酸编码脂肪酸产生酶、甲醛同化酶或其组合。
另外地或作为上述的备选方案，本公开描述了以下实施方案。第一个实施方案涉及一种用于刺激生物质生产的系统，所述系统包括环式反应器，所述环式反应器包括用于将气体和液体培养基的多相混合物分离成气相和液相的气/液分离容器，所述气/液分离容器包括出口和入口；环路区段，所述环路区段包括与气/液分离容器的出口流体连通的入口、与气/液分离容器的入口流体连通的出口和环路区段中心线；包括第一减压装置的第一非垂直减压区，所述第一非垂直减压区位于环路区段的入口和环路区段的出口之间，气/液分离容器的入口处的环路区段中心线和环路区段的入口处的环路区段中心线之间的垂直距离小于8米。
本文公开的第二个实施方案涉及第一个实施方案，其中减压装置是阀或膨胀节。
本文公开的第三个实施方案涉及第一个和第二个实施方案的系统，其包括在第一非垂直减压区下游的第二减压区。
本文公开的第四个实施方案涉及第一个至第三个实施方案，其中第二减压区是第二非垂直减压区。
本文公开的第五个实施方案涉及第一个至第四个实施方案，其中气/液分离容器的入口处的环路区段中心线和环路区段的入口处的环路区段中心线之间的垂直距离小于6米。
本文公开的第六个实施方案涉及第一个至第五个实施方案，其中气/液分离容器的入口处的环路区段中心线和环路区段的入口处的环路区段中心线之间的垂直距离小于5米。
本文公开的第七个实施方案涉及第一个至第六个实施方案，其中环式反应器还包括解吸气体入口，所述解吸气体入口位于环式反应器的环路区段的非垂直部分中。
本文公开的第八个实施方案涉及第一个至第七个实施方案，其中第一垂直减压装置是在不依赖于流体静压力变化的情况下减小压力的装置。
本文公开的第九个实施方案涉及一种用于刺激生物质生产的方法，所述方法包括使气体和液体培养基的多相混合物流过环式反应器的环路区段，所述环路区段包括环路区段中心线；将营养物引入多相混合物中；将甲烷和氧气引入多相混合物中；使气体和液体培养基的多相混合物通过环式反应器的第一非垂直减压区，所述环式反应器的第一非垂直减压区包括第一减压装置；在第一减压装置的下游将气体和液体培养基的多相混合物分离成气相和液相；使从气体和液体培养基的多相混合物分离的气相和液相通过通向气/液分离容器的入口流入气/液分离容器中，通向所述气/液分离容器的所述入口包括中心线；以及从气/液分离容器的出口移除液相并且将移除的液相输送至环路区段的入口，环路区段的入口处的环路区段中心线和通向气/液分离容器的入口的中心线之间的垂直距离小于8米。
本文所述的第十个实施方案涉及第九个实施方案，其中使气体和液体培养基的多相混合物通入第一非垂直减压区包括使气体和液体培养基的多相混合物通过阀、膨胀节、静态混合器或管道弯头。
本文所述的第十一个实施方案涉及第九个和第十个实施方案，其还包括使气体和液体培养基的多相混合物通过在第一非垂直减压区下游的第二减压区。
本文公开的第十二个实施方案涉及第九个至第十一个实施方案，其中环路区段的入口处的环路区段中心线和通向气/液分离容器的入口的中心线之间的垂直距离小于6米。
本文公开的第十三个实施方案涉及第九个至第十二个实施方案，其中环路区段的入口处的环路区段中心线和通向气/液分离容器的入口的中心线之间的垂直距离小于5米。
本文公开的第十四个实施方案涉及第九个至第十三个实施方案，其还包括将解吸气体引入环式反应器的环路区段的非垂直部分中。
本文所述的第十五个实施方案涉及第九个至第十四个实施方案，其还包括使气体和液体培养基的多相混合物通过第一非垂直减压区，并且包括使气体和液体培养基的多相混合物通过在不依赖于流体静压力变化的情况下减小压力的装置。
本文公开的第十六个实施方案涉及一种用于刺激环式反应器中的生物质生产的方法，所述方法包括使气体和液体培养基的多相混合物通过环式反应器的第一非垂直减压区，所述环式反应器的第一非垂直减压区包括第一减压装置；在第一减压装置的下游将气体和液体培养基的多相混合物分离成气相和液相；使从气体和液体培养基的多相混合物分离的气相和液相在通向气/液分离容器的入口处通入气/液分离容器中，通向所述气/液分离容器的所述入口包括中心线；以及从气/液分离容器的出口移除液相并且将移除的液相输送至环式反应器的环路区段的入口，环路区段的入口处的环路区段中心线和通向气/液分离容器的入口的中心线之间的垂直距离小于8米。
本文公开的第十七个实施方案涉及第十六个实施方案，其中环路区段的入口处的环路区段中心线和通向气/液分离容器的入口的中心线之间的垂直距离小于6米。
本文公开的第十八个实施方案涉及第十六个至第十七个实施方案，其中环路区段的入口处的环路区段中心线和通向气/液分离容器的入口的中心线之间的垂直距离小于5米。
本文公开的第十九个实施方案涉及第十六个至第十八个实施方案，其中第一减压装置是在不依赖于流体静压力变化的情况下减小压力的装置。
附图的若干视图的简要说明
在附图中，附图中的元件的大小和相对位置不一定按比例绘制。例如，各种元件和角度并未按比例绘制，并且这些元件中的一些任意地放大并且定位以改进绘图易读性。此外，绘制的元件的具体形状不旨在表达关于具体元件的实际形状的任何信息，并且仅为了在附图中便于识别而选择。
图1示出了现有技术的环式反应器的示意图，该环式反应器包括在其中发生脱气的流出区上游的垂直上流区段。
图2示出了根据一个或多个所示和所述实施方案的用于刺激生物质生产的环式反应器和任选子系统的实例的示意性框图。
图3示出了根据一个或多个所示和/或所述实施方案的用于刺激生物质生产的示例性系统的示意图，该系统可用于发酵气态底物，其包括第一减压区和第二减压区。
图4示出了根据一个或多个所示和/或所述实施方案的用于刺激生物质生产的示例性系统的示意图，该系统可用于发酵气态底物，其包括第一减压区。
图5示出了根据一个或多个所示和/或所述实施方案的发酵方法的高水平流程图，该方法包括使多相混合物流过环式反应器的第一减压区。
图6示出了根据一个或多个所示和/或所述实施方案的发酵方法的高水平流程图，该方法包括使多相混合物流过环式反应器的第一减压区和第二减压区。
图7A是根据一个或多个所示和/或所述实施方案的非垂直减压装置的一部分的前视图。
图7B是根据一个或多个所示和/或所述实施方案的非垂直减压装置的一部分的前视图。
图7C是根据一个或多个所示和/或所述实施方案的非垂直减压装置的一部分的前视图。
图7D是通过组装图7A、7B和7C所示的非垂直减压装置的部分而形成的非垂直减压装置的前视图。
发明详述
在以下描述中，列出了某些具体细节以提供对各种实施方案的透彻理解。然而，本领域技术人员将理解本发明可以在缺少这些细节的情况下实践。在其他情况下，结构、标准容器设计细节、可用组件(如液体或气体分配器、泵、涡轮和类似组件)的详细设计参数、关于美国机械工程师学会(ASME)压力容器的设计和结构的细节、控制系统理论、一个或多个发酵过程中的特定步骤等并未详细示出或描述，以避免不必要地模糊所述实施方案的描述。除非上下文另外要求，否则在整个说明书和以下权利要求书中，措词“包括(comprise)”和其变型，如“包括(comprises)”和“包括(comprising)”，以开放的、包括性含义来理解，也就是说理解为“包括但不限于”。此外，本文提供的标题只出于方便目的并且不解释要求保护的本发明的范围或含义。
本说明书中对“一个实施方案”或“实施方案”的引用意指结合该实施方案描述的特定特征、结构或特性包括在至少一个实施方案中。因此，本说明书中在各个地方出现的短语“在一个实施方案中”或“在实施方案中”不必然都指代相同的实施方案。此外，特定的特征、结构或特性可以在一个或多个实施方案中以任何合适的方式组合。另外，如本说明书和所附权利要求书中使用的，除非上下文另有明确指明，否则单数形式“一个(a)”、“一种(an)”和“所述(the)”包括复数指代。还应注意术语“或”通常以其包括“和/或”的含义来使用，除非上下文另外明确规定。
发酵罐通常定义为其中进行发酵过程的任何容器。在给出大量发酵过程和多种可发酵底物的情况下，发酵罐的范围可以从在酒精饮料工业中发现的简单连续搅拌槽反应器到具有针对特定底物和/或特定生物物种定制的气体分布和内部结构的高度复杂的专用容器。可用于将含碳气体如甲烷和合成气(CO与H2的混合物)转化为更长链的气态和液态烃的发酵罐通常将含有C1碳化合物的气态底物分散在含有一种或多种营养物的液体培养基中以提供多相混合物。将该多相混合物供给至一个或多个微生物集落，其将气态底物中的C1碳化合物的一部分转化为更优选的更长链的C2或高级化合物。底物组成、营养物和包含集落的微生物有机体(即，发酵罐内的生物质)可以被不同地调节或定制以提供C2或高级化合物的所需最终基质，其可以呈现为液体、气体或细胞内物质。
可用于将含碳气体如甲烷和合成气(CO与H2的混合物)用作用于培养单细胞微生物如真菌、酵母和细菌(其含有高比例的蛋白质)的底物的发酵罐通常将含有C1碳化合物的气态底物分散在含有一种或多种营养物的液体培养基中以提供多相混合物。将该多相混合物与一个或多个微生物集落接触，其将气态底物中的一种或多种C1碳化合物的一部分转化为蛋白质。底物组成、营养物和包含集落的微生物有机体(即，发酵罐内的生物质)可以被不同地调节或定制以提供含蛋白质的生物质的所需最终基质。
从传质观点来看，气体底物发酵罐具有独特难题，因为底物截留在气泡内并且为了使微生物吸收底物发生，气体底物必须首先直接或间接地经由溶解于液体培养基中从气泡传递至微生物有机体。因此，这样的发酵过程常常受限于系统在发酵罐内促进且/或维持底物从气泡到微生物有机体的所需高水平传质的能力。至少，从气泡到周围液体培养基或微生物有机体的传质速率是气泡内的气体压力、气泡的体积与表面积比率和气泡与周围液体或微生物有机体的接触时间的函数。增加气泡内的压力或增加气泡与周围液体或微生物有机体的接触时间导致底物与微生物有机体之间的较高有效传质速率。减少气泡的体积与表面积比率(即，减少气泡的直径)导致气泡与周围液体之间的较高有效传质速率。因此，从传质观点来看，优选的发酵罐将产生在相对高压力下的许多相对较小直径气泡，其被维持与周围液体或微生物有机体紧密或密切接触延长的时间段。
本文公开了能够提供相对较小直径、相对高压力的气泡的若干发酵系统、方法和装置。本文公开了能够提供与周围液体和/或生物有机体的延长的接触时间的若干发酵系统、方法和装置。这样的发酵系统、方法和装置可以有利地提供高效气体底物发酵系统，其可以尤其适用于将C1化合物转化为更优选的气态、液态和细胞内C2和高级化合物或者刺激含有高比例蛋白质的微生物的生长。
如本文中使用的，术语“C1底物”或“C1化合物”是指缺少碳-碳键的任何含碳分子或组合物。C1分子或组合物的例子包括甲烷、甲醇、甲醛、甲酸或其盐、一氧化碳、二氧化碳、合成气、甲胺(例如，一甲胺、二甲胺、三甲胺)、甲基硫醇或甲基卤。
如本文中使用的，术语“微生物”是指具有使用气态底物作为能量来源或作为其唯一的能量或生物质来源的能力，并且对于能量和生物质可以使用或可以不使用其他碳底物(如糖和复杂碳水化合物)的任何微生物。如本文中使用的微生物的实例包括异养细菌罗尔斯通氏菌属(Ralstonia sp.)(以前为食酸产碱菌(Alcaligenes acidovorans))DB3(菌株NCIMB 13287)、土壤短小芽孢杆菌(Brevibacillus agri)(以前为坚强芽孢杆菌(Bacillusfirmus))DB5(菌株NCIMB 13289)和解硫胺素杆菌属(Aneurinibacillus sp.)(以前为短芽孢杆菌(Bacillus brevis))DB4(菌株NCIMB 13288)，其各自在约45℃的温度下具有最佳生长。罗尔斯通氏菌属DB3是革兰氏阴性的需氧能动杆菌，属于假单胞菌科，其可以使用乙醇、乙酸盐、丙酸盐和丁酸盐进行生长。解硫胺素杆菌属DB4是革兰氏阴性的形成内生孢子的需氧杆菌，属于芽孢杆菌属，其可以利用乙酸盐、D-果糖、D-甘露糖、核糖和D-塔格糖。土壤短小芽孢杆菌DB5是芽孢杆菌属的革兰氏阴性的形成内生孢子的能动需氧杆菌，其可以利用乙酸盐、N-乙酰基-葡糖胺、柠檬酸盐、葡糖酸盐、D-葡萄糖、甘油和甘露醇。适用于本发明的方法的酵母可以选自由酵母属(Saccharomyces)和假丝酵母属组成的组。
如有需要，可以使用经遗传修饰的细菌(或酵母)进行本文所述的方法，以产生所需的化学化合物，然后可以从细胞间液或从反应器收获的生物质中提取所述化合物。科学和专利文献含有这样的遗传修饰微生物的许多实例，尤其包括嗜甲烷细菌。
在至少一些情况下，根据本文所述的实施方案，用于使气态含碳原料发酵的微生物有机体使用主要包含C1代谢非光合微生物的培养物。这样的发酵系统可以使用C1代谢微生物的一种或多种物种，其为原核生物或细菌，如甲基单胞菌属、甲基细菌属、甲基球菌属、甲基弯曲菌属、甲基孢囊菌属、甲基微菌属、甲烷单胞菌属、嗜甲基菌属、甲基菌属、甲基杆菌属、生丝微菌属、黄色杆菌属、芽孢杆菌属、副球菌属、诺卡氏菌属、节杆菌属、红假单胞菌属或假单胞菌属。在一些情况下，C1代谢细菌可以包括嗜甲烷菌或嗜甲基菌。优选的嗜甲烷菌包括甲基单胞菌属、甲基细菌属、甲基球菌属、甲基弯曲菌属、甲基孢囊菌属、甲基微菌属、甲烷单胞菌属或其组合。示例性的嗜甲烷菌包括甲基单胞菌属16a(ATCC PTA 2402)、丝孢甲基弯曲菌(NRRL B-ll,196)、生孢甲基弯曲菌(NRRL B-ll,197)、小甲基孢囊菌(NRRLB-ll,198)、甲烷甲基单胞菌(NRRL B-5 11,199)、白甲基单胞菌(NRRL B-ll,200)、荚膜甲基细菌(NRRL B-11,201)、嗜有机甲基杆菌(ATCC 27,886)、甲基单胞菌属AJ-3670(FERM P-2400)、嗜碱甲基微菌、Methylocella silvestris、极端嗜酸甲烷氧化菌、Methylibiumpetroleiphilum、丝孢甲基弯曲菌OB3b、荚膜甲基球菌Bath、甲基单胞菌属16a、嗜碱甲基微菌20Z或其高速生长变体。优选的嗜甲基菌包括扭脱甲基杆菌、耐辐射甲基杆菌、杨属甲基杆菌、氯甲烷甲基杆菌、结瘤甲基杆菌或其组合。
还可以使用能够代谢合成气中发现的C1化合物的微生物，包括但不限于梭菌属、穆尔氏菌属、热球菌属、真杆菌属、脱硫杆菌属、氧化碳嗜热菌属、产醋菌属、醋酸杆菌属、厌氧醋菌属、丁酸杆菌属、消化链球菌属或其组合。示例性的嗜甲基菌包括自产乙醇梭菌、扬氏梭菌、拉氏梭菌、食氧化碳梭菌、食甲基丁酸杆菌、伍氏梭菌、新产丙醇梭菌或其组合。在一些情况下，C1代谢微生物是真核生物如酵母，包括假丝酵母属(Candida)、耶氏酵母属(Yarrowia)、汉逊酵母属(Hansenula)、毕赤酵母属(Pichia)、球拟酵母属(Torulopsis)或红酵母属(Rhodotorula)。
在其他情况下，C1代谢非光合微生物是专性C1代谢非光合微生物，如专性嗜甲烷菌或嗜甲基菌。在一些情况下，C1代谢非光合微生物是包含异源多核苷酸的重组微生物，所述多核苷酸编码脂肪酸产生酶、甲醛同化酶或其组合。
如本文中使用的，术语“C1代谢微生物”或“C1代谢非光合微生物”是指具有使用单碳(C1)底物作为能量来源或作为其唯一的能量或生物质来源的能力，并且对于能量和生物质可以使用或可以不使用其他碳底物(如糖和复杂碳水化合物)的任何微生物。例如，C1代谢微生物可以氧化C1底物，如甲烷或甲醇。C1代谢微生物包括细菌(如嗜甲烷菌和嗜甲基菌)和酵母。在至少一些情况下，C1代谢微生物不包括光合微生物，如藻类。在某些实施方案中，C1代谢微生物将是“专性C1代谢微生物”，意指其唯一的能量来源包括C1底物并且没有别的来源。
如本文中使用的，术语“嗜甲基细菌”是指能够氧化不含碳-碳键的有机化合物的任何细菌。在某些实施方案中，嗜甲基细菌可以是嗜甲烷菌。例如，“嗜甲烷细菌”是指具有氧化作为其主要碳源和能量来源的甲烷的能力的任何嗜甲基细菌。示例性的嗜甲烷细菌包括甲基单胞菌属、甲基细菌属、甲基球菌属、甲基弯曲菌属、甲基孢囊菌属、甲基微菌属或甲烷单胞菌属。在某些其他实施方案中，嗜甲基细菌是“专性嗜甲基细菌”，其是指受限于使用C1底物来产生能量的细菌。
在本发明的一个具体实施方案中，该方法使用WO 02/18617中描述的类型的嗜甲烷细菌进行，以产生类胡萝卜素，例如表氧化玉米黄质(antheraxanthin)、金盏花黄质(adonixanthin)、虾青素、角黄素、玉米黄质和WO 02/18617第39和40页中提到的其他类胡萝卜素。为此，可以特别合适地使用嗜甲烷细菌甲基单胞菌属16a(ATCC PTA 2402)。如WO02/18617、WO 02/20728和WO 02/20733中所述，以这种方式产生的类胡萝卜素可以从液体培养基中分离出来。
如本文中使用的，术语“合成气”是指包括至少一氧化碳(CO)和氢气(H2)的混合物。在至少一些情况下，合成气也可以包括相对于CO和H2呈较少量的CO2、甲烷和其他气体。合成气可以使用任何可获得过程制备，包括但不限于水煤气变换或煤气化过程。
如本文中使用的，术语“生长”定义为细胞质量的任何增加。这可以经由细胞分裂(复制)和“平衡生长”期间或“不平衡生长”期间的新细胞的形成而发生，在“不平衡生长”期间，细胞质量由于一个或多个细胞内或细胞间聚合物如某些脂质的积聚而增加。在后一种情况下，生长可以表现为由于生物聚合物在细胞内的积聚导致的细胞大小增加。在“平衡细胞生长”期间，所有原料(电子供体和电子受体)和所有营养物以制得细胞的所有大分子组分所需要的比率存在。也就是说，没有原料或营养物限制蛋白质、复杂碳水化合物聚合物、脂肪或核酸的合成。相比之下，在“不平衡细胞生长”期间，制得细胞大分子中的一种或多种所需要的原料或营养物不以平衡生长所需要的量或比率存在。因此，该原料或营养物变得有限制并且被称为“限制营养物”。
一些细胞可以在不平衡条件下仍然实现净生长，但是生长是不平衡的并且将积聚可以在不存在限制原料或营养物的情况下合成的聚合物。这些聚合物包括脂质或细胞内储存产物，如聚羟基烷酸酯(PHA)，包括聚羟基丁酸酯(PHB)、聚羟基戊酸酯(PHV)和聚羟基己酸酯(PHHx)-糖原或分泌物质，如细胞外多糖。这样的油组合物可用于生产生物塑料。
样品平衡和不平衡生长条件可以在培养基中的含氮量方面不同。例如，氮构成细胞干重的约12％，这意味着必须供应12mg/L的氮(连同以所需化学计量比率的原料和其他营养物)以生长100mg/L的细胞干重。如果其他原料和营养物可以以产生100mg/L的细胞干重所需要的量获得，但是提供小于12mg/L的氮，则可以在积聚不含有氮的聚合物的情况下发生不平衡细胞生长。如果随后提供氮，则储存的聚合物可以充当细胞的原料，从而允许平衡生长，具有新细胞的复制和产生。
如本文中使用的，如应用于细胞或微生物的术语“生长周期”是指细胞或微生物在培养条件下经过的代谢周期。例如，周期可以包括各种阶段，如停滞期、指数期、指数期末期和静止期。
如本文中使用的，术语“指数生长”、“指数期生长”、“对数期”或“对数期生长”是指微生物生长和分裂的速率。例如，在对数期期间，微生物在给定其遗传潜力、培养基性质和其生长的条件的情况下以其最大速率生长。微生物生长速率在指数期期间是恒定的并且微生物每隔一定时间分裂并在数量上加倍。“活跃地生长”的细胞是在对数期生长的那些细胞。相比之下，“静止期”是指培养物的细胞生长减缓或甚至停止的生长周期中的时间点。
如本文中使用的，术语“高生长变体”是指能够使用作为唯一碳源和能量来源的C1底物如甲烷或甲醇进行生长的有机体、微生物、细菌、酵母或细胞，并且其具有比亲本、参考或野生型有机体、微生物、细菌、酵母或细胞更快的指数期生长速率—也就是说，如与亲本细胞相比，高生长变体具有更快倍增时间，从而具有高生长速率以及代谢的每克C1底物的高细胞质量产率(参见，例如，美国专利号6,689,601)。
如本文中使用的，术语“生物燃料”是指至少部分地来源于“生物质”的燃料。
如本文中使用的，术语“生物质”或“生物材料”是指具有生物来源的有机材料，其可以包括可以包括全细胞、裂解细胞、细胞外物质等中的一种或多种。例如，从培养的微生物(例如，细菌或酵母培养物)收获的材料被认为是生物质，其可包括细胞、细胞膜、细胞质、包涵体、分泌或排泄至培养基中的产物或者其任何组合。在某些实施方案中，生物质包含本公开的C1代谢微生物以及其中生长本公开的C1代谢微生物的培养物的培养基。在其他实施方案中，生物质包含从C1(例如天然气、甲烷)上生长的培养物中回收的本公开的C1代谢微生物(整体或裂解或两者)。在其他实施方案中，生物质包含用过的培养基上清液或从C1底物上的C1代谢微生物培养物的培养物中排泄或分泌的气体。这样的培养物可以被认为是可再生资源。
如本文中使用的，术语“生物炼制厂”是指整合生物质转化过程和设备以由生物质生产燃料的设施。
如本文中使用的，“油组合物”是指生物质(例如，细菌培养物)的脂质含量，包括脂肪酸、脂肪酸酯、甘油三酯、磷脂、聚羟基烷酸酯、异戊二烯、萜烯等。在生物质的油组合物中可以从剩余的生物质材料中提取，例如通过己烷或氯仿提取。另外，“油组合物”可以发现于培养物的任何一个或多个区域中，包括细胞膜、细胞质、包涵体、处理或排泄至培养基中，或其任何组合。油组合物既不是天然气也不是原油。
如本文中使用的，术语“炼制厂”是指炼油厂或其方面，其中可以加工油组合物(例如，生物质、生物燃料或化石燃料如原油、煤或天然气)。在这样的炼制厂进行的样品过程包括裂化、转酯、重整、蒸馏、加氢处理、异构化或其任何组合。
如本文中使用的，术语“重组”或“非天然”是指具有至少一种遗传改变或已经通过引入异源核酸分子而被修饰的有机体微生物、细胞、核酸分子或载体，或者是指已经改变以使得可以控制内源性核酸分子或基因的表达的细胞。重组体还指来源于具有一种或多种这样的修饰的细胞的细胞。例如，重组细胞可以表达未以相同形式发现于天然细胞(即，未修饰或野生型细胞)中的基因或其他核酸分子，或者可以提供内源性基因的改变的表达模式，换句话说这样的基因可以过度表达、表达不足、最低限度地表达或根本不表达。在另一个实例中，编码酶或其功能片段的核酸分子的遗传修饰可以向新的或由其天然存在状态改变的重组微生物或细胞提供生化反应或代谢途径能力。
如本文中使用的，术语“异源”核酸分子、构建体或序列是指核酸分子或核酸分子序列的一部分，其对于它在其中表达的细胞并不是天然的或者与类似条件下的原生表达水平相比，其是具有改变的表达的核酸分子。例如，异源控制序列(例如，启动子、增强子)可以用于以不同于基因或核酸分子在自然界或培养物中正常表达的方式来调控基因或核酸分子的表达。通常，异源核酸分子对于存在于其中的细胞或基因组部分并不是内源性的，并且已经通过偶联、转化、转染、电穿孔等添加至细胞。
如本文中使用的，术语“垂直”是指与所讨论的位置处的重力矢量一致的方向。
如本文中使用的，术语“水平”是指垂直于所讨论的位置处的重力矢量的方向。
如本文中使用的，术语“非垂直”是指水平的方向(即垂直于垂直方向)或者与垂直方向成20°以上的方向，例如与垂直方向成大于20°、25°、30°、35°、40°、45°、50°、55°、60°、65°、70°、75°、80°或85°的方向。
本公开的用于发酵的系统可以包括分离单元(例如，彼此紧邻或相邻放置(或者不这样放置)的加工单元或系统)、整合单元或系统本身可以互连和整合。本公开的系统可以使用至少一种气相原料，包括一种或多种C1化合物、氧气和/或氢气。在某些实施方案中，发酵系统使用C1代谢微生物(例如，嗜甲烷菌如丝孢甲基弯曲菌OB3b、荚膜甲基球菌Bath、甲基单胞菌属16a、嗜碱甲基微菌20Z或高生长变体或其组合)作为发酵培养物中的主要微生物。
各种培养方法可以用于本文所述的微生物、细菌和酵母。例如，C1代谢微生物，如嗜甲烷菌或嗜甲基菌，可以通过分批培养和连续培养方法生长。通常，对数期的细胞经常负责在一些系统中大量生产目标产物或中间体，而静止期或后指数期生产可以在其他系统中获得。
经典的分批培养方法是封闭系统，其中在培养开始时设定培养基组成并且在培养过程期间不改变培养基组成。也就是说，在培养过程开始时用选择的一种或多种微生物接种培养基，然后使其生长而不将任何另外的微生物添加至系统。如本文中使用的，“分批”培养涉及不改变初始添加的特定碳源的量，而可以在培养期间监测和改变因素(如pH以及氧和/或氢浓度)的控制。在分批系统中，系统的代谢物和生物质组成不断地变化直至培养时间终止。在分批培养物内，细胞(例如，细菌如嗜甲基菌)通常将从静态停滞期移至高生长对数期直至静止期，在静止期中生长速率降低或停止(并且如果条件未变化，则最终将导致细胞死亡)。
补料分批(fed-batch)系统是标准分批系统的变化，其中随着培养进展增量地添加目标碳底物。当细胞代谢可能受到降解物阻遏抑制时并且当需要在培养基中具有有限量的底物时，补料分批系统是可用的。由于难以测量补料分批系统中的实际底物浓度，所以基于可测量因素(如pH、溶解氧和废气分压)的变化来进行估计。分批和补料分批培养方法是本领域中常见的和已知的(参见，例如，Thomas D.Brock,Biotechnology:A Textbook ofIndustrial Microbiology,第2版(1989)Sinauer Associates,Inc.,Sunderland,MA；Deshpande,1992,Appl.Biochem.Biotechnol.36:227)。
连续培养是“开放”系统，在某种意义上是将限定的培养基连续添加至生物反应器，而同时移除相等量的已用(“条件”)培养基用于加工。连续培养通常将细胞维持于恒定较高的液相密度下，其中细胞主要处于对数期中。备选地，连续培养可以用固定细胞(例如，生物膜)实施，其中碳和营养物连续添加并且有价值的产物、副产物和废弃产物从细胞团块中连续移除。细胞固定可以使用由天然材料、合成材料或其组合构成的广泛范围的固体支持体来实现。
连续或半连续培养允许调控影响细胞生长或最终产物浓度的一种或多种因素。例如，一种方法可以以固定速率维持有限营养物(例如，碳源、氮)并且允许所有其他参数随着时间的推移而变化。在其他实施方案中，影响生长的若干因素可以连续地改变，同时如通过培养基浊度所测量的细胞浓度维持恒定。连续培养系统的目标是维持稳态生长条件，同时将由于培养基抽取而导致的细胞损失相对于细胞生长速率来保持平衡。调控连续培养过程的营养物和生长因素的方法以及最大化产物形成速率的技术是本领域中熟知的(参见Brock,1992)。
在某些实施方案中，培养基包括碳底物作为C1代谢微生物的能量来源。合适的底物包括C1底物，如甲烷、甲醇、甲醛、甲酸(甲酸盐)、一氧化碳、二氧化碳、甲基化胺(甲胺、二甲胺、三甲胺等)、甲基化硫醇或甲基卤(溴甲烷、氯甲烷、碘甲烷、二氯甲烷等)。在某些实施方案中，培养基可以包含单一C1底物作为C1代谢微生物的唯一碳源，或者可以包含两种以上C1底物的混合物(混合C1底物组合物)作为C1代谢微生物的多个碳源。
另外，已知一些C1代谢有机体利用非C1底物(如糖、葡糖胺或各种氨基酸)用于代谢活动。例如，一些假丝酵母属物种可以代谢丙氨酸或油酸(Sulter等,Arch.Microbiol.153:485-489,1990)。扭脱甲基杆菌AM1能够在有限数量的C2、C3和C4底物上生长(Van Dien等,Microbiol.149:601-609,2003)。备选地，C1代谢微生物可以是具有利用替代碳底物的能力的重组变体。因此，取决于所选择的C1代谢微生物，预期培养基中的碳源可以包括具有单一碳化合物和多碳化合物的碳底物的混合物。
在某些实施方案中，本公开提供用于制造燃料的方法，所述方法包括将来自主要包含C1代谢非光合微生物的培养物的生物质转化为油组合物并且将油组合物精制成燃料。在某些实施方案中，C1代谢非光合微生物是专性C1代谢非光合微生物，如专性嗜甲烷菌或嗜甲基菌。在另外的实施方案中，C1代谢非光合微生物是包含异源多核苷酸的重组微生物，所述多核苷酸编码脂肪酸产生酶、甲醛同化酶或其组合。在另外的实施方案中，油组合物来源于或提取自C1代谢非光合微生物(如嗜甲基菌或嗜甲烷菌)的细胞膜。
在某些实施方案中，本公开提供用于通过在精制单元中精制油组合物以产生燃料来制造燃料的方法，其中油组合物来源于C1代谢非光合微生物，如嗜甲基菌或嗜甲烷菌。在另外的实施方案中，所述方法还包括使用加工单元，用于从C1代谢非光合微生物中提取油组合物。在另外的实施方案中，所述方法包括(a)在受控培养单元中，在包含C1底物的原料的存在下培养C1代谢细菌，其中培养的细菌产生油组合物；(b)在加工单元中，从培养的细菌中提取油组合物；以及(c)在精制单元中精制提取的油组合物以产生燃料。在某些实施方案中，原料C1底物是甲烷、甲醇、甲醛、甲酸、一氧化碳、二氧化碳、甲胺、甲基硫醇或甲基卤。
在某些实施方案中，本公开提供用于制造天然产物(如乙醇、乙酸酯、丁醇、单细胞蛋白质、糖或其他代谢物或细胞产物)的方法，其中天然产物来源于C1代谢非光合微生物，如嗜甲基菌或嗜甲烷菌。
在另外的实施方案中，所述方法还包括使用加工单元，用于从C1代谢非光合微生物中提取天然产物。
在另外的实施方案中，所述方法包括(a)在受控培养单元中，在包含C1底物的原料的存在下培养C1代谢细菌，其中培养的细菌产生天然产物；(b)在加工单元中，从培养的细菌中提取天然产物；以及(c)精制天然产物以产生商用产品。在某些实施方案中，原料C1底物是甲烷、甲醇、甲醛、甲酸、一氧化碳、二氧化碳、甲胺、甲基硫醇或甲基卤。
在某些实施方案中，本公开提供用于制造天然或非天然产物(如乙醇、乙酸酯、丁醇、异戊二烯、丙烯、法呢烯、酶或其他代谢物或细胞产物)的方法，其中产物来源于已经用异源核苷酸序列转化的基因工程改造的C1代谢非光合微生物(如嗜甲基菌或嗜甲烷菌)。在另外的实施方案中，所述方法还包括使用加工单元，用于从基因工程改造的C1代谢非光合微生物中提取产物。在另外的实施方案中，所述方法包括(a)在受控培养单元中，在包含C1底物的原料的存在下培养基因工程改造的C1代谢细菌，其中培养的细菌产生天然产物；(b)在加工单元中，从培养的细菌中提取天然产物；以及(c)精制天然产物以产生商用产品。在某些实施方案中，原料C1底物是甲烷、甲醇、甲醛、甲酸、一氧化碳、二氧化碳、甲胺、甲基硫醇或甲基卤。
在某些实施方案中，本公开提供用于制造天然或非天然产物(如乙醇、乙酸酯、丁醇、异戊二烯、丙烯、法呢烯、酶或其他代谢物或细胞产物)的方法，其中产物来源于非C1代谢微生物，如大肠杆菌(Escherichia coli)、酿酒酵母(Saccaromyces cerevisiae)或其他常用生产微生物。在某些实施方案中，原料底物是葡萄糖、蔗糖、甘油、纤维素或其他多碳原料。
美国专利7,579,163的图1中示出的环式反应器被描述为包括基本垂直的下流区3和基本垂直的上流区5，它们被基本水平的区4隔开，该区4开始于基本垂直的下流区3的底部并且结束于基本垂直的上流区5的起始处。基本垂直的下流区3和基本垂直的上流区5的存在导致流出区6的末端处的气液表面22与环式反应器在水平区4中的中心线之间的垂直距离。‘163专利描述了该垂直距离为至少10米或约32.8英尺。液体介质向上流过垂直上流区段5到达其进入水平的排出气体/液体反应介质分离区段6的位置的距离取决于环路的基本水平区段4的上升和基本水平的排出气体/液体反应介质分离区段6的上升。存在足够长的基本垂直的下流区和基本垂直的上流区以容纳大约10米的垂直距离(即，流出区6的末端处的气液表面与环式反应器在水平区4中的中心线之间的垂直距离)对设计和制造具有这些区的环式反应器的总体成本贡献很大。例如，与设计和制造物理支持下流和上流垂直区(这些区足够高以容纳大约10米的垂直距离，即流出区6的末端处的气液表面22与环式反应器在水平区4中的中心线之间的垂直距离)所需的结构有关的成本对设计、建造和维持包括这些区的环式反应器的总体成本贡献很大。具有大约10米高的上流和下流垂直区的环式反应器需要这样的建筑物，其中容纳这样的反应器以具有足够的垂直间隙以容纳这么高的垂直上流和下流区。’163专利中描述的类型的环式反应器所包括的流出区6的末端处的气液表面22与环式反应器在水平区4中的中心线之间的垂直距离为至少10米，该环式反应器在基本垂直的下流区中展现出静压头压力或流体静压力，其由式P＝ρg h表示，其中P是流体静压力(以帕斯卡计)，ρ是流体密度(以kg/m3计)，g是重力加速度(以m/s2计)，并且h是流出区6的末端处的气液表面22与环式反应器在水平区4中的中心线之间的垂直距离的长度(以米计)。对于’163专利中描述的类型的环式反应器，该环式反应器所包括的流出区6的末端处的气液表面22与环式反应器在水平区4中的中心线之间的垂直距离为至少10米，在基本垂直的下流区6的底部处的流体静压力P的特征可以为至少10ρg。在螺旋桨10的入口侧上的压力是该流体静压力P与排出气体移除区/顶部单元2中的压力的总和。
图2示出了用于刺激生物质生产的示例性系统200，其包括环式反应器101连同分离子系统250、任选热子系统270和任选控制子系统290。虽然显示为整合系统200，但是任选子系统可以个别地或以任何组合与环式反应器101一起安装或以其他方式组合。将一种或多种液体和一种或多种气体底物引入环式反应器101以与液体培养基形成多相混合物，该多相混合物行进通过环式反应器101。在穿过环式反应器101之后，多相混合物可以含有由环式反应器101内的生物有机体产生的一种或多种化合物、多相混合物内的液体中的未消耗的营养物和其他化合物、多相混合物内的气泡中的未消耗的气体和呈生物固体形式的微生物有机体。过量微生物有机体可以间歇地或连续地作为生物质从环式反应器101中移除。可以移除环式反应器101内的生物质积聚以将环式反应器101内的总生物质维持在限定范围内或者高于或低于限定阈值。在至少一些情况下，从环式反应器101移除的生物质可以包括一种或多种有用的化合物。例如，过量生物质中的生物有机体可以含有一定量的一种或多种细胞内脂质或类似化合物，其可用于产生生物燃料如生物柴油或含蛋白质的产品。
一种或多种液体可以包括适合于维持或输送一种或多种营养物至环式反应器101内的微生物有机体的任何液体。这样的液体可以包括但不限于含有水、一种或多种醇、矿物质、一种或多种含氮化合物、一种或多种含磷化合物等的溶液。在至少一些情况下，一个或多个流体推进器用于以受控方式和压力将一种或多种液体输送至环式反应器101。一个或多个流体推进器可以包括能够在两个点之间传递液体的任何类型的泵或类似装置。示例性的流体推进器包括但不限于离心泵、正排量泵(positive displacement pump)、螺杆泵、双隔膜泵等。其他示例性流体推进器包括但不限于喷射器、引射器和类似装置。液体传递至环式反应器101可以是流量控制的、压力控制的或者使用压力、温度、流量、水平、流率、表观速度或从环式反应器101内的一个或多个点或系统200内的一个或多个点收集的成分分析过程变量数据的组合来控制。在至少一些情况下，通过流体推进器传递液体可以基于环式反应器101内的一个或多个组分或化合物(例如，一个或多个含碳或含氮营养物)的测量浓度来控制；例如，通过流体推进器传递的液体的流量可以响应于环式反应器101内的营养物浓度的测量降低而增加。
一种或多种气体底物可以包括适合于维持或输送一种或多种营养物至环式反应器101内的生物有机体的任何一种气体、多种气体或气体组合。这样的气体可以包括但不限于含有碳化合物的一种或多种气体。这样的气体可以包括但不限于含有C1碳化合物(如甲烷或一氧化碳)的一种或多种气体。一种或多种气体底物还可以包括用于环式反应器101内的生物有机体的代谢过程的一种或多种气体。这样的气体可以包括但不限于氧气、含氧化合物和氢气。一种或多种气体底物可以作为纯气体或作为气体混合物(例如，合成气，即一氧化碳和氢气的混合物)传递至环式反应器101。一种或多种气体底物可以个别地传递至环式反应器101(例如，甲烷和含氧气体如空气可以个别地传递以将在环式反应器101外部形成爆炸气体混合物的可能性降到最低)。
一种或多种气体底物可以任选地使用气体推进器来传递至环式反应器101。示例性气体推进器包括但不限于旋转叶压缩机、离心压缩机、螺杆压缩机等。一种或多种气体底物的输送压力取决于各种因素，包括环式反应器101的操作压力和与用于在环式反应器101内分配一种或多种气体底物的气体分配器相关联的压降。类似地，至少部分地基于存在于环式反应器101中的生物有机体的需要，可以手动地或自动地控制一种或多种气体底物的输送流率以将环式反应器101内的溶解气体的浓度或水平维持在限定范围内(例如，溶解氧高于至少4ppm)。在至少一些情况下，一种或多种气体底物可以在1.5psig至约600psig、约5psig至约600psig、约25psig至约400psig或约50psig至约300psig的压力下输送至环式反应器101。
许多气体可以经由共用气体分配集管或许多个别气体分配集管而引入。这样的气体分配集管可以在环式反应器101内的单一点引入所有气体底物，或者可以在整个环式反应器101中的不同位置引入一部分气体底物。在至少一些情况下，气体底物可以包括但不限于甲烷、一氧化碳、氢气或氧气。在至少一些情况下，气体底物的供给速率可以参考液体培养基的供给速率。例如，甲烷可以作为气体底物以约0.1克甲烷/升液体培养基(g/l)至约100g/l；约0.5g/l至约50g/l；或约1g/l至约25g/l的速率引入。一氧化碳(“CO”)可以作为气体底物204以约0.1克CO/升液体培养基(g/l)至约100g/l；约0.5g/l至约50g/l；或约1g/l至约25g/l的速率引入。氧气可以作为气体底物204以约1克氧气/升液体培养基(g/l)至约100g/l；约2g/l至约50g/l；或约5g/l至约25g/l的速率引入。氢气可以作为气体底物204以约0.01克氢气/升液体培养基(g/l)至约50g/l；约0.1g/l至约25g/l；或约1g/l至约10g/l的速率引入。
在环式反应器101内，微生物有机体将代谢存在于多相混合物中的含碳化合物的至少一部分。该过程的至少一部分可以包括产生另外的微生物有机体，其增加存在于环式反应器101中的生物质的总数量。在维持不受控制的情况下，环式反应器101内的生物质可以积聚至一定点以使得环式反应器101的一个或多个操作方面(例如，流率、压降、所需产物的产生等)被存在过量生物质损害或不利地影响。在这样的情况下，需要移除存在于环式反应器101中的生物质的至少一部分的能力。在至少一些情况下，生物质优先地在促进生物固体经由至少一个生物质移除端口(图3和4中的128)从环式反应器101中移除的气/液分离容器(图3和4中的102)内的位置处积聚。可以将移除的生物质输送至分离子系统250，在那里可以进一步加工生物质和从生物质回收所需产物。
在至少一些情况下，全部或一部分的生物质生产过程可以使用控制子系统290来至少部分自动地控制。控制子系统290可以收集由一个或多个过程元件提供的过程相关信息，其为含有代表一个或多个过程变量的模拟或数字数据的信号的形式。例如，控制子系统可以使用一个或多个过程元件来收集过程相关信号，所述过程元件包括但不限于质量流量传感器、体积流量传感器、温度传感器、压力传感器、水平传感器、分析传感器(例如，溶解氧传感器、生物需氧量或“BOD”传感器、pH传感器、电导率传感器等)或能够提供含有代表环式反应器101内的一个或多个过程相关条件的数据的信号的任何其他装置。
控制子系统290可以执行一组或多组指令，其至少部分地基于从过程元件接收的过程变量信号来控制、改变或调整发酵过程的一个或多个方面。这样的指令可以导致由控制子系统290产生一个或多个控制输出信号。控制输出信号可以从控制子系统290传输至一个或多个最终控制元件如隔断阀、控制阀、电动机、变速驱动装置等。最终控制元件与发酵过程之间的相互作用可以进而为控制子系统290提供生物质生产过程的较高程度的相对精确控制。
例如，响应于接收含有指示环式反应器101中的多相混合物的温度的数据的一个或多个信号，控制子系统290可以启动、改变或停止传热介质至传热单元操作的流量。类似地，响应于接收含有指示环式反应器101中的多相混合物的溶解氧水平的数据的一个或多个信号，控制子系统290可以增加、降低或维持含氧气体底物至环式反应器101的流量。虽然本文中仅提供两个示例性实例，但是适合于发酵过程的任何流量、水平、压力、分析值等可以类似地使用一个或多个适当过程传感器和一个或多个适当最终控制元件通过控制子系统290控制。
图3和4示出了用于刺激生物质生产的示例性系统100。示例性系统100包括环式反应器101，其包括气/液分离单元操作102(例如，气/液分离容器或能够从包括微生物的液体培养基的多相混合物中分离液体和气体的其他设备和流体流动单元操作104(例如，泵或能够使流体移动的其他装置)、环路区段106和第一非垂直减压区108。如本文中使用的，环路区段106是指环式反应器101的从流体流动单元操作104的出口延伸至气/液分离单元操作102的部分。环路区段106可以包括垂直部分或者可以不包括垂直部分。当环路区段106不包括垂直部分时，其可以被称为非垂直环路区段106。在示例性系统100的另外的实施方案中，环式反应器101包括在第一非垂直减压区108下游的第二减压区112(在图3中示出)。在另外的示例性实施方案中，第二减压区112可以是第二非垂直减压区，或者其可以是垂直减压区。图3中示出了垂直减压区147。另外的实施方案中的示例性系统100包括其他子系统，包括营养物和/或矿物质供应子系统114和一个或多个传热单元操作116。示例性系统100通过将一种或多种气态底物和营养物引入液体培养基以形成液体培养基、供应的一种或多种气态底物和营养物的多相混合物来刺激生物质生产。该多相混合物通过流体流动单元操作104的作用而流过环式反应器101。液体培养基包括能够将气态底物转化为所需产物的微生物，所需产物中的一些可以从微生物中回收或从气/液分离单元操作102中形成的气相和/或液相中回收。一种或多种气态底物和营养物可以从营养物供应子系统114输送到环式反应器101，并且环式反应器101在促进一种或多种气态底物和营养物质向液体培养物中和向微生物中的传质的条件下操作。可以在营养物/矿物质供应子系统114所指示的位置以外的位置处引入营养物和矿物质。例如，可以在一个或多个传热单元操作116处供应矿物质和/或营养物。气/液分离容器102接收液体培养基(包括保留在液体培养基中的任何气体)，以及已经从液体培养基中分离的气体，并且将它们分离成液相和气相。将从气/液分离容器102中的气相中分离的液相从气/液分离容器102中移除并且由流体流动单元操作104接收。
图4中示出的示例性系统100包括环路区段106，该环路区段106不包括任何垂直区段。图3中示出的示例性系统100包括环路区段106，其包括比包括在常规环式反应器的环路区段中的垂直区段更短的垂直区段。例如，图3中的示例性系统100的环路区段106可以包括垂直区段，该垂直区段为环路区段106在其出口135处(即，在通向气/液分离单元操作102的入口处)的中心线与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离的不超过50％、不超过40％、不超过30％、不超过20％或不超过10％。参照图3和4，环式反应器在气/液分离单元操作102内的气/液界面118与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的部分是基本垂直的下流区。气/液分离单元操作102中的气/液界面118与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离等于当气/液分离单元操作102中的气/液界面118与环路区段106在其出口135处的环路区段中心线重合(即，处于相同的高度)时，环路区段106在其出口135处的环路区段中心线与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离。在其他实施方案中，气/液分离单元操作102中的气/液界面118低于环路区段106在其出口135处的环路区段中心线，并且不与环路区段106在其出口135处的环路区段中心线重合。在这些实施方案中，气/液分离单元操作102中的气/液界面118与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离小于环路区段106在其出口135处的环路区段中心线与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离。示例性系统100的特征在于环路区段106在其出口135处(即，在通向气/液分离单元操作102的入口处)的中心线与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离(以及当流体流动单元操作104的中心线与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线处于相同高度时的流体流动单元操作104的中心线)小于10米、小于9米、小于8米、小于7米、小于6米、小于5米、小于4米、小于3米、小于2米或小于1米。根据上述实施方案，这样的环式反应器于流体流动单元操作的入口处在流体流动单元操作104的上游展现出静压头压力或流体静压力，其由式P＝ρg h表示，其中P是流体静压力(以帕斯卡计)，ρ是流体密度kg/m3，g是重力加速度(以m/s2计)，并且h是气/液分离单元操作102中的气/液界面118与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离的长度(以米计)。对于根据上述实施方案的环式反应器，该环式反应器所包括的气/液分离单元操作102中的气/液界面118与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离小于10米，在流体流动单元操作104的入口处(其与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线处于基本上相同的高度)的流体静压力P的特征可以为小于10ρg。在气/液分离单元操作102中的气/液界面118与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离小于9米、小于8米、小于7米、小于6米、小于5米、小于4米、小于3米、小于2米或小于1米长的情况下，在流体流动单元操作104的入口处的流体静压力P的特征可以分别为小于9ρg、8ρg、7ρg、6ρg、5ρg、4ρg、3ρg、2ρg或ρg。在流体流动单元操作104的入口侧上的压力是该流体静压力P与气/液分离单元操作102的顶部空间中的压力的总和。
在示例性系统100的那些实施方案中，其中气/液界面118低于环路区段106在其出口处的环路区段中心线并且不与环路区段106在其出口135处的环路区段中心线重合并且气/液分离单元操作102中的气/液界面118与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离小于10米，在通向流体流动单元操作104的入口处的流体静压力P的特征可以为小于10ρg。在气/液分离单元操作102中的气/液界面118与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离小于9米、小于8米、小于7米、小于6米、小于5米、小于4米、小于3米、小于2米或小于1米长的情况下，在通向流体流动单元操作104的入口处的流体静压力P的特征可以分别为小于9ρg、8ρg、7ρg、6ρg、5ρg、4ρg、3ρg、2ρg或ρg。
如上所述，在流体流动单元操作104的入口侧上的压力是流体静压力P与气/液分离单元操作102的顶部空间中的压力的总和。在本文所述的示例性实施方案中，对于其中气/液分离单元操作102中的气/液界面118与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离小于9米、小于8米、小于7米、小于6米、小于5米、小于4米、小于3米、小于2米或小于1米的系统100，在与环路区段106在出口131处的中心线处于基本上相同高度的流体流动单元操作104入口处的压力分别小于9ρg+气/液分离单元操作102的顶部空间中的压力、8ρg+气/液分离单元操作102的顶部空间中的压力、7ρg+气/液分离单元操作102的顶部空间中的压力、6ρg+气/液分离单元操作102的顶部空间中的压力、5ρg+气/液分离单元操作102的顶部空间中的压力、4ρg+气/液分离单元操作102的顶部空间中的压力、3ρg+气/液分离单元操作102的顶部空间中的压力、2ρg+气/液分离单元操作102的顶部空间中的压力或ρg+气/液分离单元操作102的顶部空间中的压力。在通向流体流动单元操作104的入口处的示例性压力小于0.9巴表压(bar gauge)、小于0.8巴表压、小于0.7巴表压、小于0.6巴表压、小于0.5巴表压、0.4巴表压、小于0.3巴表压、小于0.2巴表压或小于0.1巴表压。例如，在通向流体流动单元操作104的入口处的压力的范围为0.55巴表压至1.0巴表压、0.55巴表压至0.8巴表压或0.55巴表压至0.7巴表压。
根据本文所述的实施方案的环式反应器101所包括的环路区段106的长度与气/液分离单元操作102中的气/液界面118和在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离的比率为20:1至60:1或30:1至50:1。根据本文所述的实施方案的环式反应器不限于这样的环式反应器，其所包括的环路区段106的长度与气/液分离单元操作102中的气/液界面118和在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离的比率为20:1至60:1或30:1至50:1。根据本文所述的实施方案的环式反应器可以包括的环路区段106的长度与气/液分离单元操作102中的气/液界面118和在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离的比率落在20:1至60:1或30:1至50:1的范围之外。例如，根据本文所述的实施方案的环式反应器所具有的环路区段106的长度与气/液分离单元操作102中的气/液界面118和在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离的比率小于20:1或大于60:1。例如，根据本文所述的实施方案的环式反应器101可以具有大于60:1的比率，例如高达100:1以上的比率。
环式反应器101的元件，包括但不限于气/液分离单元操作102(例如，气/液分离容器或能够从液体、气体和微生物的多相混合物中分离液体和气体的其他设备)、流体流动单元操作104(例如，泵或能够使流体移动的其他装置)、环路区段106和第一非垂直减压区108，可以是金属、非金属或复合结构。例如，元件可以包括一种或多种金属材料如304、304L、316或316L不锈钢。在一些情况下，一个或多个涂层、层、覆盖物、插入物或其他材料可以沉积于金属、非金属或复合结构的全部或一部分上，施加至金属、非金属或复合结构的全部或一部分上，与金属、非金属或复合结构的全部或一部分连接或与其形成一体，以有利地或有害地影响微生物有机体与其附着或于其上生长的能力。例如，抑制微生物有机体的生长或附着的涂层可以沉积于导热地偶联至传热单元操作116的环式反应器101的表面上或与其形成一体。在另一个实例中，抑制生物有机体的生长或附着的涂层可以沉积于环式反应器101的其中需要积聚生物质的移除更容易实现的部分上或与其形成一体。
在至少一些情况下，环式反应器101的元件的构造可以包括促进全部或一部分的过程接触表面的灭菌的特征。这样的灭菌可以例如使用蒸汽灭菌、紫外线灭菌、化学灭菌或其组合来实现。在至少一些情况下，一种或多种非金属材料或一种或多种非金属涂层可以在一些或全部环式反应器101元件的内部或外部的全部或一部分内使用。使用这样的非金属材料可以有利地提供例如能够支持或促进生物生长的可灭菌表面。
气/液分离容器102可以包括许多装置、系统或其组合以将多相混合物121分离成至少气体流出物123和液体流出物125，其以与常规生物反应器使用的气/液分离器相同的原理操作。在至少一些情况下，存在于多相混物121中的生物固体可以分离成含有固体的流出物。在至少一些情况下，来自气/液分离容器102的含有固体的流出物的至少一部分可以与一种或多种液体和返回至气/液分离容器或环路区段106的混合物组合。在至少一些情况下，气/液分离容器102可以包括并联或串联操作的一个或多个气/液分离器。
气/液分离容器102可以包括一个或多个被动分离器(例如，一个或多个湿式旋风分离器等)，其能够将气体流出物123和液体流出物125从多相混合物121中分离。在至少一些情况下，被动分离器还可以包括固体分离区段以分离存在于多相混物121中的生物固体的至少一部分。在其他情况下，气/液分离容器102可以包括一个或多个主动分离装置(例如，三相旋转分离器)，其能够将气体流出物123、液体流出物125和含有固体的流出物从多相混合物121中分离。
在至少一些情况下，气体流出物123可以包括一种或多种气体底物(例如，甲烷或一氧化碳)和作为环式反应器101中的生物有机体的副产物产生的一种或多种气态副产物(例如，二氧化碳)的混合物。在至少一些情况下，可以分离气体流出物123并且一种或多种气体底物的至少一部分例如作为气体底物再循环(未示出)至环式反应器101。在至少一些情况下，气体流出物123可以包括一种或多种有用的化合物。例如，气体流出物123可以含有一定量的一种或多种气态C2+烃化合物和以其为基础的具有作为最终产品或作为后续过程中的原材料的价值的化合物。在将气体流出物123的至少一部分再循环至环式反应器101之前，这样的有用的化合物可以从气体流出物123中分离。
在至少一些情况下，液体流出物125将包括通过营养物和/或矿物质供应子系统114引入环式反应器101中的含有一种或多种液体、营养物等的混合物。在至少一些情况下，液体流出物125可以从环式反应器中移除并且通过喷到气/液分离容器102中的多相混合物的表面上而返回至气/液分离容器102中，以减少在气/液分离容器102内的发泡。可以将消泡剂加入喷到气/液分离容器102中的液体流出物125中，或者可以喷到不具有液体流出物125的气/液分离容器102中。在至少一些情况下，液体流出物125可以包括一种或多种有用的化合物。例如，液体流出物125可以含有一定量的一种或多种液体C2+烃化合物，包括但不限于醇、酮、二醇和以其为基础的具有作为最终产品或作为后续过程中的原材料的价值的其他化合物。这样的有用的烃化合物可以从液体流出物125中分离。
在一些情况下，反应器用于产生天然或非天然产物，如乙醇、乙酸酯、丁醇、异戊二烯、丙烯、异戊二烯、酶或其他代谢物或细胞产物，其中产物来源于微生物。在这样的情况下，取决于产物的物理性质，产物可以存在于气体流出物123或液体流出物125中。
在至少一些情况下，气/液分离容器102的底部可以被成形、形成或构造以促进生物材料127(即，“生物固体”或“生物质”)在容器102内的所需位置处积聚。例如，气/液分离容器102的底部可以成圆锥形、碟形或倾斜以使得沉于容器102底部的生物固体127优先地收集于一个或多个预定位置。在图3所示的实施方案中，液体流出物125和生物固体127可以从气/液分离容器102的底部移除并且输送至流体流动单元操作104(例如泵)。从气/液分离容器102中移除的液体流出物125和生物固体127可以在泵104的入口129处接收并且从泵104的出口131输出。泵104的出口131与环式反应器101的环路区段106的入口133流体连通。适用于移动液体流出物125和生物固体127的泵包括能够通过机械作用移动流体(液体或气体)和浆液的泵，并且其能够在基本上没有对生物质有害的剪切力和/或空化的情况下产生所需的流速。需要避免空化，因为空化导致多相混合物中的气态底物和营养物从溶液中逸出，使得它们不易接近生物质。这种类型的泵的实例是离心泵，但是也可以使用不是离心泵的泵。例如，也可以使用正排量泵、螺杆泵、双隔膜泵等。除泵以外的装置也可以用于移动多相混合物，例如，由电动机驱动的螺旋桨，诸如美国专利7,579,163中描述的螺旋桨和电动机可以代替泵或与泵组合使用。
在图3和4中，流体流动单元操作104的出口131与环路区段106的入口133流体连通。环路区段106从其入口133延伸至环路区段106的出口135。环路区段106的出口135与气/液分离容器102流体连通。环路区段106可以由管道形成，该管道由不会不利地影响使用环式反应器101进行的反应/发酵过程的材料制成。例如，环路区段106可以由这样的管道形成：该管道由上述用于环式反应器101的元件的材料制成。环路区段106的横截面积可以是恒定的，或者环路区段106可以包括具有不同横截面积的一个或多个区段。提及本公开中的环路区段106的横截面积不包括气/液分离容器102的横截面积。环路区段106的内径可以在宽范围内变化。示例性直径范围为约20厘米至3米。其他示例性直径范围为25厘米到2.5米。当环路区段106包括具有不同横截面积的区段时，环路区段106具有较大横截面积的区段所具有的横截面积为环路区段106具有较小横截面积的区段的横截面积的至多三倍。在其他示例性实施方案中，环路区段106具有较大横截面积的区段所具有的横截面积为环路区段106具有较小横截面积的区段的横截面积的至多两倍。在其他示例性实施方案中，环路区段106具有较大横截面积的区段所具有的横截面积为环路区段106具有较小横截面积的区段的横截面积的至多0.5倍。环路区段106的长度可以根据许多因素而变化，所述因素包括多相混合物121驻留在环路区段106中的所需时间长度。环路区段106的长度也可以基于其他因素确定，诸如但不限于所需的总反应器/液体体积、跨越环路的总压降，所需的底物利用率和产率。在示例性实施方案中，环路区段106在其中心线上的长度可以从约30m至约250m、40m至约200m、50m至约150m和60至约100m变化。
图3和4中示出的环路区段106的实施方案是U形的，包括当从上方观察时以90°角弯曲的两个弯头137。环路区段106可以采用其他形状。例如，环路区段106可以包括多于两个90°弯头137，或者其可以包括多于一个小于90°的弯头。在其他实施方案中，环路区段106可以包括大于90°或小于90°的多个弯头。
环路区段106的出口135相对于环路区段106的入口133是升高的。环路区段106通过倾斜来提供其入口133和其出口135之间的这种高差。环路区段106或环路区段106的部分的特定斜度部分地取决于环路区段106的长度、环路区段106在其入口133处的中心线与环路区段106在其出口135处的中心线之间的垂直距离以及环路区段106是否包括非水平的第二减压区112。环路区段106可以从其入口133朝其出口135向上倾斜以提供入口133和出口135之间的高度变化。备选地，环路区段106的一部分可以向下倾斜，并且环路区段106的一部分可以向上倾斜。在这样的备选实施方案中，环路区段106的向上倾斜的部分负责由于存在环路区段106的向下倾斜的部分而导致的高度损失以及环路区段106的入口133和环路区段106的出口135之间的高差。例如，在图3和4中环路区段106的从其入口133延伸至第一个90°弯头137的部分可以向下倾斜，并且环路区段106的从第一个或第二个弯头137延伸的部分可以向上倾斜至环路区段106的出口135。
在包括第二减压区112(该第二减压区112不是水平的并且负责从流体流动单元操作104的出口131至环路区段106的出口135的高度变化的一部分)的环式反应器101的实施方案中，必须由余量的非垂直环路区段106(即，环路区段106的非垂直部分)提供的高度变化量减小。当不存在负责从流体流动单元操作104的出口131至环路区段106的出口135的高度变化的一部分的第二减压区112时，相比于存在这样的第二减压区112时，由余量的非垂直环路区段106提供的高度变化量更大。在本文所述的环式反应器101的示例性实施方案中，其包括第二减压区112，该第二减压区112负责从流体流动单元操作104的出口131至环路区段106的出口135的高度变化的一部分，这样的第二减压区112负责从环路区段106在其入口133处的中心线至环路区段106的出口135的高度变化的不超过90％、从环路区段106在其入口133处的中心线至环路区段106的出口135的高度变化的不超过80％、从环路区段106在其入口133处的中心线至环路区段106的出口135的高度变化的不超过70％、从环路区段106在其入口133处的中心线至环路区段106的出口135的高度变化的不超过60％、从环路区段106在其入口133处的中心线至环路区段106的出口135的高度变化的不超过50％、从环路区段106在其入口133处的中心线至环路区段106的出口135的高度变化的不超过40％、从环路区段106在其入口133处的中心线至环路区段106的出口135的高度变化的不超过30％、从环路区段106在其入口133处的中心线至环路区段106的出口135的高度变化的不超过20％、从环路区段106在其入口133处的中心线至环路区段106的出口135的高度变化的不超过10％或从环路区段106在其入口133处的中心线至环路区段106的出口135的高度变化的不超过5％。
图3和4中示出的示例性实施方案包括沿着环路区段106的长度定位的多个静态混合器139。使用静态混合器的益处描述于美国专利号7,579,163中，并且包括将营养物气体混合到多相混合物中。在‘163专利中也描述了示例类型的静态混合器。可以在所述实施方案中使用的静态混合器不限于‘163专利中描述的那些。除‘163专利中描述的那些静态混合器以外的静态混合器可以用于本文所述的实施方案中。例如，其他类型的静态混合器可从诸如纽约布鲁克林的StaMixCo LLC和瑞士温特图尔的Sulzer Management Ltd.的公司获得。在图3和4所示的示例性实施方案中，50个静态混合器139由23个框示意性地表示。当静态混合器具有约1米的长度时，图3和4的示例性实施方案的静态混合器139可以以约一个混合器/三米环路区段106的密度提供。换句话说，在某些情况下，静态混合器以约等于静态混合器之一的长度的3倍的距离间隔开来。静态混合器的数量不限于50个，它们的密度也不限于一个混合器/3米环路区段106。根据本文所述的实施方案，可以提供更少或更多数量的静态混合器，并且可以以更小或更大的密度提供静态混合器。使用的特定数量的静态混合器和布置它们的密度将部分地基于它们对气体向液体和微生物中的传质的贡献和/或由静态混合器产生的压降来确定。
继续参考图3和4，在示例性实施方案中，系统100包括营养物和/或矿物质供应子系统114，用于在流体流动单元操作104的出口131和第一非垂直减压区108之间的一个或多个位置处将营养物和矿物质引入环路区段106中。在第一非垂直减压区104的上游引入营养物和/或矿物质导致引入的营养物和/或矿物质存在于这样的一部分环路区段中，其中微生物更活跃并且对营养物和/或矿物质的需要较高。相比于环路区段的在第一非垂直减压区上游的部分，第一非垂直减压区104下游的微生物活性较低，由此在第一非垂直减压区104和气/液分离容器102之间引入营养物和/或矿物质的效果较差。这样的营养物包括能够向环式反应器101内的多相混合物中的形成生物质的微生物有机体支持或运输溶解或悬浮养料的营养物。在图3和4所示的实施方案中，在沿着环路区段106在流体流动单元操作104的出口131和第一非垂直减压区108之间的两个位置处引入营养物和矿物质；然而，根据其他实施方案，营养物和/或矿物质供应子系统114可以沿着环路区段106在不同位置处引入营养物和矿物质，并且可以沿着环路区段106在少于两个位置或多于两个位置处引入营养物/矿物质。子系统114提供气态底物/营养物，用于引入液体培养基中以形成液体培养基和供应的气态底物/营养物的多相混合物。这样的气态底物/营养物可以包括能够为环式反应器101中的产生生物质的生物有机体支持或提供养料或营养物的单一气体或气体组合。如图3和4所示，示例性的营养物包括天然气、氮气、氧气和氨水。可以提供蒸汽源用于热能和清洁目的。可以由营养物子系统114供应的营养物不限于天然气、氮气、氧气和氨水。也可以由营养物子系统114提供其他营养物/矿物质，如甲烷、合成气、水、磷酸盐(例如作为磷酸)、硝酸盐、尿素、镁、钙、钾、铁、铜、锌、锰、镍、钴和钼，通常用作硫酸盐、氯化物或硝酸盐。
在示例性实施方案中，系统100包括传热单元操作116，用于从环路区段106的多相混合物中引入或移除热能。传热单元操作116可以沿着环路区段106在一个或多个位置处将热能引入环路区段106中的多相混合物中或从环路区段106中的多相混合物中移除热能。在图3和4所示的实施方案中，传热单元操作116沿着环路区段106在一个位置处移除或引入热能；然而，可以沿着环路区段106在多于一个位置处移除或引入热能。在至少一些情况下，在环式反应器101内发生微生物活动产生作为副产物的热量。在维持不受控制的情况下，这样的热量可以不利地影响环式反应器101内的微生物有机体的代谢或健康。备选地，微生物有机体还可以具有一定温度，其低于对有机体的代谢或健康产生不利影响的温度。因此，环式反应器101内的生物有机体具有提供最佳生长和代谢条件的限定温度范围。在至少一些情况下，可以使用传热单元操作116将环式反应器101内的多相混合物维持于约130°F以下；约120°F以下；约110°F以下；约100°F以下；约95°F以下；约90°F以下；约85°F以下；或约80°F以下的温度。在至少一些情况下，可以使用传热单元操作116将环式反应器101内的多相混合物维持于约55°F至约120°F；约60°F至约110°F；约110°F至约120°F；约100°F至约120°F；约65°F至约100°F；约65°F至约95°F；或约70°F至约90°F的温度。
在本文所述的示例性实施方案中，气/液分离单元操作102的顶部空间143中的气体压力的范围为约0.2至约0.6巴表压；然而，顶部空间143中的气体压力不限于约0.2至约0.6巴表压的范围。例如，在本文所述的示例性实施方案中，顶部空间143中的气体压力可以小于0.2巴或大于约0.6巴表压。泵104的出口131处的压力的范围为约2.5巴至约4.0巴表压；然而，泵104的出口131处的压力不限于约2.5巴至约4.0巴表压的范围。例如，在本文所述的示例性实施方案中，泵104的出口131处的压力可以小于约2.5巴或大于约4.0巴表压。在包括静态混合器139的示例性实施方案中，跨越静态混合器的压降的范围为约0.03至约0.05巴表压；然而，跨越静态混合器的压降不限于约0.03至约0.05巴表压的范围。例如，在本文所述的示例性实施方案中，跨越静态混合器的压降可以小于0.03巴或大于0.05巴表压。根据本文所述的示例性实施方案，在非垂直减压区108起始处的环路区段106内的压力的范围为约1.5至约2.5巴表压；然而，在非垂直减压区108起始处的环路区段106内的压力不限于约1.5至约2.5巴表压的范围。例如，在非垂直减压区108起始处的环路区段106内的压力可以小于约1.5巴或大于约2.5巴。根据本文所述的示例性实施方案，在非垂直减压区108末端处的环路区段106内的压力的范围为约0.2巴至约0.6巴表压；然而，在非垂直减压区108末端处的环路区段106内的压力不限于约0.2巴至约0.6巴表压的范围。例如，根据本文所述的实施方案，在非垂直减压区108末端处的环路区段106内的压力可以小于约0.2巴或大于约0.6巴表压。在本文所述的实施方案中，跨越非垂直减压区108的压降的范围可以为约1.2巴至约2.3巴表压；然而，跨越非垂直减压区108的压降不限于约1.2巴至约2.3巴表压的范围。例如，跨越非垂直减压区108的压降可以小于1.2巴或大于约2.3巴表压。在一些情况下，跨越非垂直减压区108的压降占流体流动单元操作104的出口与气/液分离容器102的顶部空间143之间的压降的至少20％、至少30％、至少40％、至少50％、至少60％、至少70％或至少80％。关于跨越非垂直减压区108的压降以及可归因于非垂直减压区108的流体流动单元操作104的出口与气/液分离容器102的顶部空间143之间的压降百分比的前述描述同样适用于跨越位于减压区108中的减压装置145的压降。
在图3和4所示的实施方案中，第一非垂直减压区108位于最后一个静态混合器139的下游和环路区段106的出口135的上游，该出口135与气/液分离单元操作102流体连通。第一非垂直减压区108包括减压装置145。根据图3和4所示的实施方案，紧接在减压装置145下游的环路区段106内的压力小于紧接在减压装置145上游的环路区段106内的压力。减压装置145使得紧接在减压装置145下游的环路区段106内的压力小于紧接在减压装置145上游的环路区段106内的压力。用作减压装置145的优选装置包括通过除流体静压力变化以外并且未将液体培养基和其中包含的微生物暴露于由剪切或空化引起的破坏微生物的力的方式来提供所需压力降低的装置。例如，减压装置145可以是流量控制装置，如控制阀或背压控制阀(与止回阀相对)或膨胀节(例如，上游直径小于其下游直径的管接头)或多个膨胀节的组合或控制阀和一个或多个膨胀节的组合。示例性的控制阀包括液压致动的、气动致动的、手动致动的、通过螺线管致动的或通过电动机致动的控制阀；然而，可用于本文所述实施方案的控制阀不限于前述类型的控制阀。同样地，减压装置145不限于控制阀和膨胀节及其组合。例如，减压装置145可以为不是控制阀或膨胀节的装置，其导致紧邻装置下游的环路区段106内的压力小于紧接装置上游的环路区段106内的压力。
根据本文所述的实施方案，减压装置145可以是可变减压装置，如可以通过例如手动地或基于来自控制器的信号改变流道的大小来控制培养基流量的控制阀，所述控制器基于来自传感器的输入而实施反馈控制环路，所述传感器检测过程参数如压力、温度、气体浓度(例如，氧气、二氧化碳、甲烷)pH、液体培养基密度循环速率、生物质浓度或沿着环路区段106的两个点之间的流动时间。使用可变减压装置允许通过改变装置打开的程度来调节紧接装置上游的环路区段106内的压力和紧接装置下游的环路区段106内的压力的差异。例如，通过打开装置可以降低压力差，并且可以通过关闭装置来增加压力差。改变在可变减压装置上游的环路区段106内的压力的能力为操作者提供了更好地控制在环路区段106内发生的过程的能力。例如，可变减压装置可以用于通过打开可变减压装置(增加通过其的流速)来降低在可变减压装置上游的环路区段106内的压力。降低环路区段106内的压力允许操作者减慢传质、降低生产率、减少营养物需求并且提高从多相混合物中解吸气体的速率。可变减压装置可以用于通过关闭可变减压装置(降低通过其的流速)来提高在可变减压装置上游的环路区段106内的压力。提高环路区段106中的压力允许操作者提高传质速率、提高生产率、增加营养物需求并且降低从多相混合物中解吸气体的速率。
利用可变减压装置还为操作者提供了更好地控制在可变减压装置下游的环路区段106内的压力的能力。例如，利用可变减压装置来降低在可变减压装置下游的环路区段106内的压力允许操作者促进可以抑制在环路区段中发生的生物过程的气体(例如，二氧化碳)的解吸。利用可变减压装置来提高在可变减压装置下游的环路区段106内的压力允许操作者抑制为环路区段106中发生的生物过程供给燃料所需的气体(例如，营养物气体，如氧气和甲烷)的解吸。为了管控由氧气和甲烷气体供给燃料的燃烧的风险，可能需要抑制诸如氧气和甲烷的气体的解吸。
参照图7D，示出了根据本文所述实施方案的可用于环式反应器100的非垂直减压区108的示例性可变减压装置145。可变减压装置145的一端连接至环路区段106的位于可变减压装置145上游的部分。可变减压装置145的另一端连接至环路区段106的位于可变减压装置145下游的部分。参照图7A，可变减压装置145包括偏心异径管701。偏心异径管701包括具有基本恒定内径的管段703和偏心异径管段705。管段703的内径是恒定的并且基本上与环路区段106的与管段703连接的部分的内径相同。偏心异径管段705包括邻近管段703的一端，其内径等于管段703的内径。偏心异径管705的与邻近管段703的一端相反的较小端具有较小的直径。偏心异径管705的较小端的直径等于位于偏心异径管705下游的下述控制阀711的直径。在偏心异径管705的两端之间，内径从较大直径端过渡到较小直径端，并且具有这样的边缘，该边缘平行于环路区段106的与其连接的部分和控制阀711的与其连接的部分。
参照图7A、7B和7D，可变减压装置145包括连接到偏心异径管701的较小端的控制阀711。控制阀711的内径基本上等于偏心异径管705的较小端的内径。可以通过经由操纵控制阀711的手柄713来改变控制阀711内的流道大小，调节通过控制阀711的培养基流量。如上所述，手柄713可以由电子控制器操纵。
参照图7A、7C和7D，可变减压装置145的与偏心异径管701相反的一端包括偏心膨胀器719。偏心膨胀器719包括具有基本恒定内径的管段721和偏心膨胀器段723。管段721的内径是恒定的并且基本上与管段721所连接的控制阀711的内径相同。偏心膨胀器段723包括邻近管段721的一端，其内径等于管段721的内径。偏心膨胀器723的与连接到管段721的一端相反的较大端的内径基本上等于环路区段106的连接到偏心膨胀器723的较大端的部分。在一些实施方案中，在可变减压装置145下游的环路区段106的内径和与环路区段106的在偏心膨胀器723下游的部分连接的偏心膨胀器723的一端的内径大于在减压装置145上游的环路区段106的直径。在偏心膨胀器719的两端之间，内径从较小直径端过渡到较大直径端，并且具有这样的边缘，该边缘平行于环路区段106的与其连接的部分和控制阀711的与其连接的边缘。
根据可变减压装置145的其他实施方案，省略了偏心异径管701和偏心膨胀器723中的一者或两者。在这样的实施方案中，控制阀711的一端连接到环路区段106的位于控制阀711上游的一端，并且控制阀711的另一端连接到位于控制阀711下游的环路区段106中。偏心异径管701和偏心膨胀器723的使用有利于使用这样的控制阀，该控制阀的内径小于如若不使用偏心异径管701和偏心膨胀器723时将需要控制阀的内径。具有较小内径的控制阀(与具有较大内径的类似控制阀相比)能够以更大的精度和更高的灵敏度控制跨越阀的压降。在一些实施方案中，这样的精度和更高灵敏度可以是优选的。
用于减压装置145的控制阀713的替代物包括一个或多个膨胀节或同心膨胀器，其使得相比于环路区段106中在膨胀节/同心膨胀器上游的压力，环路区段106中在膨胀节/同心膨胀器下游的压力降低。
根据本文所述的并在图3中示出的实施方案，在第一减压区108的下游，环路区段106可以包括第二减压区112。在图3所示的实施方案中，第二减压区112位于第一减压区108的下游和环路区段106的出口135的上游，该出口135与气/液分离单元操作102流体连通。
在图3所示的实施方案中，通过修改环路区段106以包括垂直定向的区段来提供第二减压区112。一段环路区段106的垂直定向提供第二减压区112，其导致在第二减压区112的上端处的环路区段106内的压力小于在第二减压区112的下端处的环路区段106内的压力。由第二减压区112提供的压力降低至少部分地可归因于从第二减压区112的顶部到底部的流体静压力的差异。第二减压区112的垂直部分的长度可以至少部分地基于由第二减压区112提供的所需压力降低来确定。例如，在示例性实施方案中，第二减压区112的垂直部分的长度的范围为约1米至小于约10米；然而，第二减压区112的垂直部分的长度不限于约1米至小于约10米的范围。例如，第二减压装置的垂直部分的长度可以小于约1米或大于约10米。第二减压区112还可以包括以上关于第一减压装置145所描述的类型的减压装置147。利用第二减压区112在控制环路区段106内的压力方面提供了另外的灵活性，这可以导致在控制压力方面更大的精度，其可以导致工艺生产率和稳定性提高。在某些实施方案中，第二减压区112占气/液分离单元操作102中的气/液界面118与在流体流动单元操作104的出口131处的环路区段106的中心线之间的垂直距离的长度的60％以下、50％以下、40％以下、30％以下、20％以下、或10％以下。
参照图4的实施方案，任选的第二减压区113可以包括以上关于减压装置145所描述的类型的减压装置。根据图4的实施方案，第二减压区113是非垂直减压区并且包括减压装置。在示例性实施方案中，第一减压区108的第一减压装置145通过环路区段106的非垂直部分与第二减压区113的减压装置隔开。根据图4所示的实施方案，环路区段106中的多相混合物从第一非垂直减压区108流至气/液分离单元操作102而不在垂直方向上流动。根据图4的实施方案，当存在第二减压区113时，与跨越第一减压区108的压降相比，其所占的压降较小。例如，跨越第二减压区113的压降大约等于气/液分离容器102的顶部空间143与在第一减压区108和/或减压装置145的出口处的压力之间的压力差。这样的跨越第二减压区113的压降的范围可以为约0.1巴至约0.5巴；然而，跨越第二减压区113的压降不限于约0.1巴至约0.5巴的范围。例如，跨越第二减压区113的压降可以小于0.1巴或大于约0.5巴。在一些情况下，跨越第二减压区113的压降占从流体流动单元操作104的出口到气/液分离容器102的顶部空间143的压降的小于10％、小于5％、小于3％或小于2％。关于跨越第二减压区113的压降以及可归因于减压区113的从流体流动单元操作104的出口到气/液分离容器102的顶部空间143的压降百分比的前述描述同样适用于跨越图3的减压区112中的第二减压装置147的压降。利用第二减压区113在控制环路区段106内的压力方面提供了另外的灵活性，这可以导致在控制压力方面更大的精度，其可以导致工艺生产率和稳定性提高。
在第一非垂直减压区108上游的环路区段106包括解吸气体入口149。在所示实施方案中，解吸气体入口149与解吸气体(例如氮气)源流体连通，并且与环路区段106的非垂直区段流体连通。因此，根据图3和4所示的实施方案，可以将解吸气体引入环路区段106的非垂直区段中。在解吸气体入口149处将解吸气体引入多相混合物中引起存在于多相混合物中的其他气体(例如，二氧化碳和甲烷)的分压降低。降低存在于多相混合物中的其他气体的分压可以具有减少营养物气体向微生物的传质和/或导致其他气体从溶液中逸出的效果。
在备选实施方案中，解吸气体入口149位于在第一减压区108和环路区段106的出口135之间的环路区段106的非垂直区段中。在该位置处提供解吸气体入口149允许在第一减压区下游的一段环路区段106中引入解吸气体，在该段环路区段106中已经通过使多相混合物通过第一减压区108和/或第二减压区(图3中的112或图4中的113)而使压力降低。如上段所述，将解吸气体引入多相混合物中引起存在于多相混合物中的其他气体(例如，二氧化碳和甲烷)的分压降低。降低存在于多相混合物中的其他气体的分压可以具有减少营养物气体向微生物的传质和/或导致其他气体从溶液中逸出的效果。将解吸气体入口149定位在第一减压区108的下游，避免在解吸气体可以影响第一减压区108和/或第二减压区112或113的性能的位置处将解吸气体引入多相混合物中。例如，与多相混合物分离的气体可以影响第一减压区108在降低压力方面的性能。例如，如果第一减压区108包括控制阀形式的减压装置，则增加从多相混合物中解吸的气体的量可以使阀更难控制流量和压降。在第一减压区108的下游引入解吸气体避免了这个问题。
图5示出了用于使用以上关于图2-4详细描述的一个或多个环式反应器101刺激生物质生产的系统100的高水平操作方法500。这样的系统有利地将一种或多种气态底物和含有一种或多种营养物的液体培养基引入含有能够利用气态底物和液体营养物进行生长的至少一种微生物的液体培养基中。一种或多种气态底物、含有一种或多种营养物的液体培养基和含有至少一种微生物的液体培养基的组合得到循环通过环式反应器101的多相混合物。控制环式反应器101内的条件以促进气态底物和液体营养物的传质和后续微生物吸收、环式反应器内的压力降低和气体从多相混合物中的解吸。通过环式反应器101的环路区段106后的多相混合物由气/液分离单元操作102接收，其中多相混合物分离成液相和气相。方法开始于502处。
在504处，气态底物在液体培养基内分散以形成多相混合物。这样的分散可以在环路区段106的入口133处或附近发生，但是可以将额外数量的气态底物在环路区段106的其他位置处引入液体培养基中，并且在环路区段106的入口133处或附近的液体培养基可以已经含有一些溶解的气态底物。在一些情况下，气态底物可以沿着环路区段106在多个点处分散，并且每个分散点处的气态底物可以具有相同或不同的温度、压力、组成或其组合。沿着环路区段106在不同位置处改变气态底物的物理或组成性质的能力有利地允许不仅针对存在于多相混合物中的特定微生物物种而且针对基于气态底物的分散点在环路区段106内的微生物物种的特定位置来定制气态底物。
在506处，使多相混合物流过环式反应器101的环路区段106。随着多相混合物流过环路区段106，其接触多个静态混合器139，所述多个静态混合器139促进气态底物和/或营养物向液体培养基中的混合物。通过调节或以其他方式控制多相混合物通过环式反应器101的流速，可以改变其它底物和营养物的气泡与微生物接触的时长。增加气态底物和营养物的气泡与微生物接触的时长可以增加气态物质向微生物中的传质的量以及微生物对气态物质的微生物吸收。相反地，减少气态底物和营养物的气泡与微生物接触的时长可以减少气态物质向微生物中的传质的量以及微生物对气态物质的微生物吸收。在一些情况下，可以测量和控制气态底物和营养物的气泡与微生物接触的时长。例如，控制子系统290可以改变、调节或控制多相混合物通过环式反应器的流体速度。在一些情况下，可以经由控制子系统290来改变、调节或控制气体底物的温度、压力或组成，以维持环式反应器106内的所需气体底物气泡大小。在其他情况下，可以经由控制子系统290来改变、调节或控制气体底物的温度、压力或组成，以维持一种或多种气体底物组分(例如，甲烷、二氧化碳、氢气、氧气、氮气等)在多相混合物的液相内的浓度。
在508处，可以改变、调节或控制环式反应器101内的多相混合物的温度以将温度维持在限定温度范围内。在至少一些情况下，可以至少部分地基于系统100内所使用的微生物物种来选择或以其他方式选出限定温度范围。可以由负责系统100内的至少一部分活动的微生物有机体产生作为副产物的余热。如果在维持不受控制的情况下，该余热可以抑制或不利地影响系统100内的一些或全部微生物有机体的生长或代谢。在至少一些情况下，可以提供环式反应器101中的多相混合物的冷却以将环式反应器101中的多相混合物的温度维持在限定范围内。这样的冷却可以包括使冷却介质穿过储槽或盘管，该储槽或盘管导热地偶联至环式反应器101或者已经将一部分多相混合物从环式反应器101移至传热单元操作116的导管。在至少一些情况下，控制子系统290可以控制穿过储槽或盘管的冷却介质的流速或温度，该储槽或盘管导热地偶联至环式反应器101或者已经将一部分多相混合物从环式反应器101移至传热单元操作116的导管。在其它情况下，由微生物物种产生的热量可以不足以将环式反应器101中的多相混合物维持在所需温度范围内。这种情况可以在例如其中环式反应器101位于暴露或部分暴露的外部位置的极冷环境中发生。在一些情况下，可以使用储槽或盘管来温热多相混合物，该储槽或盘管导热地偶联至环式反应器101或者已经将一部分多相混合物从环式反应器101移至传热单元操作116的导管。在至少一些情况下，控制子系统290可以控制穿过储槽或盘管140的温热介质的流速或温度，该储槽或盘管导热地偶联至环式反应器101或者已经将一部分多相混合物从环式反应器101移至传热单元操作116的导管。
在510处，与多相混合物一起行进通过环式反应器101的气体底物气泡上的压力随着多相混合物流过第一减压装置而降低。在一些情况下，气体底物气泡上的压力随着多相混合物流过第一减压装置而降低，该第一减压装置不依赖于流体静压力差来引起压降。换言之，在一些情况下，与多相混合物一起行进通过环式反应器101的气体底物气泡上的压力降低，而在第一减压区108的出口处的环式反应器101的中心线的高度相对于在第一减压区108的入口处的环式反应器101的中心线的高度并未实质变化。在一些情况下，在510处的压力降低有利地增加气体底物气泡和其他气体从多相混合物中解吸的速率。
在512处，多相混合物离开第一减压区108并且流至气/液分离容器102。从多相混合物中解吸的气态物质也可以与多相混合物一起流至气/液分离容器102。进入气/液分离容器102的多相混合物可以包括但不限于含有未吸收的营养物的液体、微生物和含有未溶解和未吸收的气体底物的气体底物气泡。进入气/液分离容器102的气体和液体在气/液分离容器102内分离成气相和液相。可以从气/液分离容器102的顶部空间收集气体，同时可以从气/液分离容器102的底部移除液体。除了液体以外，微生物也可以在气/液分离容器102中收集并从其底部移除。从气/液分离容器102的底部移除的液体和微生物可以输送至流体流动单元操作104的入口129，用于通过环式反应器101再循环。在至少一些情况下，收集的气体的至少一部分可以随后处理或分离。收集的气体的至少一部分可以再循环至环式反应器作为气体底物。在一些情况下，收集的气体的至少一部分可以出售或以其他方式处置。在至少一些情况下，收集的气体的至少一部分可以作为可代替商品出售或交易。在至少一些情况下，收集的气体可以包括一种或多种C2+烃气体和以其为基础的具有作为最终产品或作为后续过程中的原材料的价值的化合物。在一些情况下，反应器用于产生天然或非天然产物，如乙醇、乙酸酯、丁醇、异戊二烯、丙烯、法呢烯、酶或其他代谢物或细胞产物，其中产物来源于微生物。在这样的情况下，取决于产物的物理性质，产物可以存在于气体流出物123或液体流出物125中。
在至少一些情况下，收集的液体的至少一部分可以随后处理或分离。例如，从多相混合物分离的液体的至少一部分(其可以包括或可以不包括生物固体)可以再循环通过环式反应器101。例如，含有生物固体的分离液体的至少一部分可以与另外的液体组合并且流过环式反应器101。这样的再循环可以有利地提供不间断的、连续的或半连续的用所建立生物种对环式反应器101的接种。在一些情况下，分离的液体的至少一部分可以收集并且出售或以其他方式处置。在至少一些情况下，分离的液体的至少一部分可以作为可代替商品出售或交易。在至少一些情况下，分离的液体可以包括一种或多种C2+烃液体，包括但不限于一种或多种醇、二醇或酮。
在514处，来自气/液分离容器102的微生物可以在流体流动单元操作104的上游或流体流动单元操作104的下游移除，例如，在生物质移除端口128处移除。可以进一步处理收集的微生物以回收所需产物。在一些情况下，可以将通过生物质移除端口128收集的微生物引入分离子系统250中，用于所需产物的处理和回收。
图6示出了用于刺激生物质生产的高水平方法600，其使用以上关于图2-4详细描述的包括一个或多个环式反应器101的系统100。示例性生物质生产方法600使用与关于参照图5详细讨论的刺激生物质生产方法500的方法详细描述的那些步骤相同或几乎相同步骤，不同之处在于刺激生物质生产方法600的方法包括以下步骤：通过使多相混合物穿过第二减压区来降低环式反应器中的多相混合物内的气泡上的压力。对图5中的步骤502、504、506、508和510的描述分别适用于图6的步骤602、604、606、608和610。对图5的步骤514的描述适用于图6的步骤616。
在图6的612处，与多相混合物一起行进通过环式反应器101的气体底物气泡上的压力随着多相混合物从第一减压区108流至第二减压区112而降低。在一些情况下，在612处，气体底物气泡上的压力随着多相混合物流过第二减压装置而降低，该第二减压装置不依赖于流体静压力差来引起压降。换言之，在一些情况下，在612处，与多相混合物一起行进通过环式反应器101的气体底物气泡上的压力降低，而在第一减压区112的出口处的环式反应器101的中心线的高度相对于在第二减压区112的入口处的环式反应器101的中心线的高度并未实质变化。在其他情况下，在612处，气体底物气泡上的压力随着多相混合物流过第二减压区108而降低，该第二减压区108不依赖于流体静压力差来引起压降。换言之，在一些情况下，在612处，通过引起在第一减压区112的出口处的环式反应器101的中心线的高度相对于在第二减压区112的入口处的环式反应器101的中心线的高度的变化，降低与多相混合物一起行进通过环式反应器101的气体底物气泡上的压力。在一些情况下，当在步骤610和612两者处降低气体底物气泡上的压力时，与在610处的压力降低的幅度相比，在612处的压力降低的幅度可以更小。在一些情况下，这些压力降低有利地增加气体底物气泡和其他气体从多相混合物中解吸的速率。
在614处，已经进入第二减压区112或113的来自第一减压区108的多相混合物离开第二减压区112或113并且流至气/液分离容器102。从多相混合物中解吸的气态物质也可以与多相混合物一起流至气/液分离容器102。进入气/液分离容器102的多相混合物可以包括但不限于含有未吸收的营养物的液体、微生物和含有未溶解和未吸收的气体底物的气体底物气泡。进入气/液分离容器102的气体和液体在气/液分离容器102内分离成气相和液相。可以从气/液分离容器102的顶部空间收集气体，同时可以从气/液分离容器102的底部移除液体。除了液体以外，微生物也可以在气/液分离容器102中收集并从其底部移除。从气/液分离容器102的底部移除的液体和微生物可以输送至流体流动单元操作104的入口129，用于通过环式反应器101再循环。在至少一些情况下，收集的气体的至少一部分可以随后处理或分离。收集的气体的至少一部分可以再循环至环式反应器作为气体底物。在一些情况下，收集的气体的至少一部分可以出售或以其他方式处置。在至少一些情况下，收集的气体的至少一部分可以作为可代替商品出售或交易。在至少一些情况下，收集的气体可以包括一种或多种C2+烃气体和以其为基础的具有作为最终产品或作为后续过程中的原材料的价值的化合物。在一些情况下，反应器用于产生天然或非天然产物，如乙醇、乙酸酯、丁醇、异戊二烯、丙烯、法呢烯、酶或其他代谢物或细胞产物，其中产物来源于微生物。在这样的情况下，取决于产物的物理性质，产物可以存在于气体流出物123或液体流出物125中。
在至少一些情况下，收集的液体的至少一部分可以随后处理或分离。例如，从多相混合物分离的液体的至少一部分(其可以包括或可以不包括生物固体)可以再循环通过环式反应器101。例如，含有生物固体的分离液体的至少一部分可以与另外的液体组合并且流过环式反应器101。这样的再循环可以有利地提供不间断的、连续的或半连续的用所建立的生物物种对环式反应器101的接种。在一些情况下，分离的液体的至少一部分可以收集并且出售或以其他方式处置。在至少一些情况下，分离的液体的至少一部分可以作为可代替商品出售或交易。在至少一些情况下，分离的液体可以包括一种或多种C2+烃液体，包括但不限于一种或多种醇、二醇或酮。
实施例
包含与少量C2和C3+代谢微生物共培养的荚膜甲基球菌Bath的微生物培养物在用于刺激生物质生产的系统中进行处理，该系统包括根据本文所述实施方案的环式反应器。环式反应器包括非垂直减压区，其包括背压控制阀形式的可调节流量控制装置。反应器的环路区段内的流速和/或压力可通过打开或关闭阀来控制。环式反应器还包括在气/液分离容器和可调节流量控制装置之间的解吸气体入口。环式反应器的环路区段包括五个入口，用于将氧气和甲烷气体引入环路区段中。两个用于氮气的入口和三个用于氢氧化铵的入口存在于在流体流动单元操作下游和可调节流量控制装置上游的环路区段中。在气/液分离容器和泵之间存在用于酸、酸式盐和碱(如硫酸、磷酸、氢氧化钠、氢氧化钾、硫酸亚铁、氯化钙、镁、钾和微量元素)的入口。根据需要，利用两个热交换器以向环路区段中的多相混合物和从环路区段中的多相混合物提供传热。使用可调节流量控制装置来操作环式反应器，所述装置设定通过可调节流量控制装置的不同流速。稳态条件(如容积泵输出、多相混合物的温度、在泵出口和可调节流量控制装置之间的环路区段内的压力、多相混合物的溶解氧含量、进入环路区段的氧体积流速、进入环路区段的甲烷体积流速、进入环路区段的氮体积流速和/或环式反应器内的多相混合物的pH)根据控制阀打开的程度而变化。在通过控制阀将流速设定在特定水平下并且环式反应器处于稳态操作的情况下，观察到以下情况。环式反应器内的温度被测量为约45摄氏度。在通向泵的入口处的多相混合物的pH为约6.2。在通向可调节流量控制装置的入口处的多相混合物的pH为约5.3，并且在泵和可调节流量控制装置之间为约7.9。在泵的出口处，多相混合物的密度为约1.7kg/m3。在环路区段内的不同位置处，溶解氧含量在0.07至0.36ppm之间变化。泵上游的压力为约0.6-0.7巴表压。泵下游的压力为约3.0巴表压。在通向可调节流量控制装置的入口处的压力为约1.9巴表压，并且气/液分离容器的顶部空间内的压力为约0.4巴表压。
评价了增加或降低通过控制阀的流速和反应器的环路区段内的压力对环式反应器中的生物质生产速率的影响。在环式反应器的稳态操作期间，改变控制阀的开度，使得通过控制阀的流速和环式反应器的环路区段中的压力增加或降低。在通过控制阀的流速改变后，使环式反应器进入稳态操作。在环式反应器进入稳态操作后，收集数据以确定在通过控制阀的流速和环路区段内的压力改变之后的环式反应器的生产率。以下是该评价结果的概述。
通过降低通过控制阀的流速来增加环路区段内的压力导致与通过控制阀的流速降低之前的生产率相比，环式反应器中的生物质生产率增加。通过降低通过控制阀的流速来增加环路区段内的压力也在控制阀和泵出口之间的环路区段中产生较高的压力，并且在控制阀出口和气/液分离容器之间的环路区段中产生较低的压力。通过增加通过控制阀的流速来降低环路区段内的压力导致与通过控制阀的流速增加之前的环式反应器生产率相比，环式反应器中的生物质生产率降低。通过增加通过控制阀的流速来降低环路区段内的压力在控制阀和泵出口之间的环路区段中产生较低的压力，并且在控制阀出口和气/液分离容器之间的环路区段中产生较高的压力。该实施例说明了包括根据本文所述实施方案的环式反应器的用于刺激生物质生产的系统如何能够调节在环式反应器中生产生物质的速率。
所示实施方案的以上描述，包括摘要中描述的内容，不旨在是详尽的或者将实施方案限于所公开的确切形式。虽然本文描述了特定实施方案和实例用于说明性目的，但是如相关领域中的那些技术人员所认识到的，可以在不背离本公开的精神和范围的情况下做出各种等价改进。本文提供的各种实施方案的教导可以应用于用于刺激生物质生产的其他系统、发酵罐和发酵系统。这样的用于刺激生物质生产的系统、发酵罐和发酵系统可以包括用于除化学中间体生产以外的目的的环式反应器或发酵罐，并且可以包括可用于食品或饮料生产的环式反应器、发酵罐和发酵系统。类似地，本文所述的辅助系统(包括冷却气/液分离单元操作、流体流动单元操作、营养物供应子系统、传热单元操作和控制子系统)可以包括单一系统，例如成套热交换器或成套控制系统，或者可以包括定制设计的子系统，其包括以以下方式物理上、流体上或可通信地偶联的许多子部件：促进冷却或温热介质的受控产生和分配(即，通过传热单元操作)，促进多相混合物的至少一部分分离成气体、液体和半固体以用于再循环或用于回收和后续加工或出售(即，通过气/液分离单元操作)。控制子系统可以包括整合或分布式控制系统，其提供全部或一部分生物质生产系统或任何辅助子系统的监测、警报、控制和控制输出。控制子系统还可以包括许多个别的环路控制器等，以用于控制生物质生产系统或任何辅助子系统的一个或多个方面。
上述详细描述已经经由过程流程图和示例性方法的使用阐述了装置和/或方法的各种实施方案。在这样的框图、示意图和实例含有一个或多个功能和/或操作的情况下，本领域技术人员将理解，这样的框图、流程图或实例中的每个功能和/或操作都可以使用化学工程领域的那些技术人员熟知的广泛范围的现成或定制部件个别地和/或共同地实施。本文中列出的微生物物种旨在提供可以在如本文所述的用于促进生物质生产的系统以及环式反应器中支持的潜在微生物物种的样品。
可以组合上述各种实施方案以提供另外的实施方案。2016年6月17日提交的美国临时申请62/351,668通过引用整体结合于此。可以根据上述详细描述对实施方案进行这些和其他改变。通常，在所附权利要求中，所使用的术语不应被解释为将权利要求限制到说明书和权利要求书中公开的具体实施方案，而应被解释为包括具有该权利要求所要保护的全部范围内所有可能的实施方案。因此，权利要求不受本公开的限制。

Claims (25)

1.一种用于刺激生物质生产的系统，所述系统包含：
环式反应器，所述环式反应器包括：
气/液分离容器，所述气/液分离容器用于将气体和液体培养基的多相混合物分离成气相和液相，所述气/液分离容器包括出口和入口；
环路区段，所述环路区段包括与所述气/液分离容器的所述出口流体连通的入口和与所述气/液分离容器的所述入口流体连通的出口，所述环路区段包括环路区段中心线；和
包括第一减压装置的第一非垂直减压区，所述第一非垂直减压区位于所述环路区段的所述入口和所述环路区段的所述出口之间，其中所述气/液分离容器的所述入口处的所述环路区段中心线和所述环路区段的所述入口处的所述环路区段中心线之间的垂直距离小于8米。
2.根据权利要求1所述的系统，其中所述第一减压装置选自流量控制装置和膨胀节。
3.根据权利要求1所述的系统，所述系统还包含在所述第一非垂直减压区下游的第二减压区。
4.根据权利要求2所述的系统，其中所述第二减压区是第二非垂直减压区。
5.根据权利要求1所述的系统，其中所述气/液分离容器的所述入口处的所述环路区段中心线和所述环路区段的所述入口处的所述环路区段中心线之间的所述垂直距离小于6米。
6.根据权利要求1所述的系统，其中所述气/液分离容器的所述入口处的所述环路区段中心线和所述环路区段的所述入口处的所述环路区段中心线之间的所述垂直距离小于5米。
7.根据权利要求1所述的系统，其中所述环式反应器还包含解吸气体入口，所述解吸气体入口位于所述环式反应器的所述环路区段的非垂直部分中。
8.根据权利要求1所述的系统，其中所述第一减压装置是在不依赖于流体静压力变化的情况下减小压力的装置。
9.一种用于刺激生物质生产的方法，所述方法包括：
使气体和液体培养基的多相混合物流过环式反应器的环路区段，所述环路区段包括环路区段中心线；
将营养物引入所述多相混合物中；
将甲烷和氧气引入所述多相混合物中；
使气体和液体培养基的所述多相混合物通过所述环式反应器的第一非垂直减压区，所述环式反应器的所述第一非垂直减压区包括第一减压装置；
在所述第一减压装置的下游将气体和液体培养基的所述多相混合物分离成气相和液相；
使从气体和液体培养基的所述多相混合物分离的所述气相和所述液相通过通向气/液分离容器的入口流入所述气/液分离容器中，通向所述气/液分离容器的所述入口包括中心线；以及
从所述气/液分离容器的出口移除所述液相并且将移除的液相输送至所述环路区段的入口，所述环路区段的所述入口处的环路区段中心线和通向所述气/液分离容器的所述入口的中心线之间的垂直距离小于8米。
10.根据权利要求9所述的方法，其中使气体和液体培养基的所述多相混合物通过第一非垂直减压区包括使气体和液体培养基的所述多相混合物通过阀、膨胀节、静态混合器或管道弯头。
11.根据权利要求9所述的方法，所述方法还包括使气体和液体培养基的所述多相混合物通过在所述第一非垂直减压区下游的第二减压区。
12.根据权利要求9所述的方法，其中所述环路区段的所述入口处的环路区段中心线和通向所述气/液分离容器的所述入口的中心线之间的所述垂直距离小于6米。
13.根据权利要求9所述的方法，其中所述环路区段的所述入口处的环路区段中心线和通向所述气/液分离容器的所述入口的中心线之间的所述垂直距离小于5米。
14.根据权利要求9所述的方法，所述方法还包括将解吸气体引入所述环式反应器的所述环路区段的非垂直部分中。
15.根据权利要求9所述的方法，其中使气体和液体培养基的所述多相混合物通过第一非垂直减压区包括使气体和液体培养基的所述多相混合物通过在不依赖于流体静压力变化的情况下减小压力的装置。
16.一种用于刺激环式反应器中的生物质生产的方法，所述方法包括：
使气体和液体培养基的多相混合物通过所述环式反应器的第一非垂直减压区，所述环式反应器的所述第一非垂直减压区包括第一减压装置；
在所述第一减压装置的下游将气体和液体培养基的所述多相混合物分离成气相和液相；
使从气体和液体培养基的所述多相混合物分离的所述气相和所述液相通过通向气/液分离容器的入口通入所述气/液分离容器中，通向所述气/液分离容器的所述入口包括中心线；以及
从所述气/液分离容器的出口移除液相并且将移除的液相输送至所述环式反应器的环路区段的入口，所述环路区段的所述入口处的环路区段中心线和通向所述气/液分离容器的所述入口的中心线之间的垂直距离小于8米。
17.根据权利要求16所述的方法，其中所述环路区段的所述入口处的环路区段中心线和通向所述气/液分离容器的所述入口的中心线之间的所述垂直距离小于6米。
18.根据权利要求16所述的方法，其中所述环路区段的所述入口处的环路区段中心线和通向所述气/液分离容器的所述入口的中心线之间的所述垂直距离小于5米。
19.根据权利要求16所述的方法，其中所述第一减压装置是在不依赖于流体静压力变化的情况下减小压力的装置。
20.根据权利要求1所述的系统，其中所述环式反应器还包含解吸气体入口，所述解吸气体入口位于所述气/液分离容器和所述第一非垂直减压区之间。
21.根据权利要求9所述的方法，所述方法还包括在所述第一减压装置的下游将所述多相混合物分离成气相和液相之前和所述多相混合物已经通过所述第一非垂直减压区之后，将解吸气体引入所述多相混合物中。
22.根据权利要求16所述的方法，所述方法还包括在所述第一减压装置的下游将所述多相混合物分离成气相和液相之前和所述多相混合物已经通过所述第一非垂直减压区之后，将解吸气体引入所述多相混合物中。
23.根据权利要求2所述的系统，其中所述流量控制装置是控制阀。
24.根据权利要求9所述的方法，其中使气体和液体培养基的所述多相混合物通过第一非垂直减压区包括使所述多相混合物通过流量控制装置。
25.根据权利要求16所述的方法，其中使气体和液体培养基的所述多相混合物通过第一非垂直减压区包括使所述多相混合物通过流量控制装置。
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Families Citing this family (11)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CA2684150C (en) 2007-05-14 2016-10-04 Research Foundation Of State University Of New York Decenoic acid dispersion inducers in the treatment of biofilms
WO2017218978A1 (en) 2016-06-17 2017-12-21 Calysta, Inc. Gas-fed fermentation reactors, systems and processes
KR20190102249A (ko) * 2017-01-10 2019-09-03 칼리스타, 인코포레이티드 수직 유동 구역을 이용하는 가스 공급 발효 반응기, 시스템 및 프로세스
ES2914725T3 (es) * 2017-03-10 2022-06-15 Dow Global Technologies Llc Sistemas y métodos de fermentación aeróbica
EP3668625A1 (en) 2017-08-14 2020-06-24 Calysta, Inc. Gas-fed fermentation reactors, systems and processes utilizing gas/liquid separation vessels
WO2019133555A1 (en) * 2017-12-28 2019-07-04 Locus Ip Company, Llc Reactors and submerged fermentation methods for producing microbe-based products
CA3153936A1 (en) 2019-10-07 2021-04-15 Chien-Seng Hwang Food compositions comprising methylococcus capsulatus protein isolate
EP4041862A1 (en) 2019-10-07 2022-08-17 Calysta, Inc. Methods for culturing methanotrophic bacteria and isolating proteins from bacterial biomass
US11480581B2 (en) 2019-12-17 2022-10-25 Calysta, Inc. Compositions and methods for tracing the diet of an animal
CN116368216A (zh) 2020-10-20 2023-06-30 凯利斯塔公司 含血红素的细胞培养基及其用途
US20230340401A1 (en) 2021-12-06 2023-10-26 Calysta, Inc. Integrated systems and methods for combining methanotrophic bacterial biomass production and methanation process

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP0418187A1 (en) * 1989-08-07 1991-03-20 Dansk Bioprotein A/S Method and apparatus for performing a fermentation
WO2000070014A1 (en) * 1999-05-18 2000-11-23 Ebbe Busch Larsen U-shape and/or nozzle-u-loop fermentor and method of carrying out a fermentation process
CN100510050C (zh) * 2000-02-16 2009-07-08 诺弗姆公司 从单细胞提取蛋白质的方法
WO2010069313A2 (en) * 2008-12-15 2010-06-24 Ebbe Busch Larsen U-shape and/or nozzle u-loop fermenter and method of fermentation

Family Cites Families (37)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE2608480A1 (de) * 1976-03-02 1977-09-08 Hoechst Ag Verfahren zur verbesserung des stofftransportes in fluessigen medien
FI63613C (fi) 1981-06-05 1983-07-11 Enso Gutzeit Oy Anordning foer avlaegsnande av gas fraon pappersmassasuspension
JPS58119387A (ja) 1982-01-11 1983-07-15 Masuo Shimura 水面浮遊物吸引装置
US4530762A (en) 1984-03-28 1985-07-23 Love Leonard S Anaerobic reactor
IE58568B1 (en) 1984-11-15 1993-10-06 Suiker Unie Method and device for the carrying out of a microbiological or enzymatic process
CH667879A5 (de) * 1985-10-28 1988-11-15 Sulzer Ag Fermentationsanlage.
GB8527335D0 (en) * 1985-11-06 1985-12-11 Ici Plc Fermentation process
HU199557B (en) 1987-06-12 1990-02-28 Biogal Gyogyszergyar Equipment of fermentation for breeding of aerobic microorganisms
CN2279200Y (zh) 1996-09-19 1998-04-22 中国人民解放军工程兵工程学院 液体气泡去除器
US6120008A (en) 1998-04-28 2000-09-19 Life International Products, Inc. Oxygenating apparatus, method for oxygenating a liquid therewith, and applications thereof
US6818424B2 (en) 2000-09-01 2004-11-16 E. I. Du Pont De Nemours And Company Production of cyclic terpenoids
US6660507B2 (en) 2000-09-01 2003-12-09 E. I. Du Pont De Nemours And Company Genes involved in isoprenoid compound production
US6689601B2 (en) 2000-09-01 2004-02-10 E. I. Du Pont De Nemours And Company High growth methanotropic bacterial strain
WO2003016460A1 (en) 2001-08-16 2003-02-27 Norferm Da Method of fermentation
BR0314322A (pt) 2002-09-17 2005-07-26 Chevron Phillips Chemical Co Aparelho de bombeamento aprimorado e processo para polimerização em suspensão em reatores de ciclo
US8492489B2 (en) * 2004-02-13 2013-07-23 Total Petrochemicals Research Feluy Double loop technology
US20050272891A1 (en) * 2004-02-13 2005-12-08 Atofina Research S.A. Double loop technology
US8648209B1 (en) 2005-12-31 2014-02-11 Joseph P. Lastella Loop reactor for making biodiesel fuel
US7575163B2 (en) 2006-07-18 2009-08-18 At&T Intellectual Property I, L.P. Interactive management of storefront purchases
CN101396628A (zh) 2007-09-30 2009-04-01 陆飞浩 卧式气液分离器
CN101683576B (zh) 2008-09-24 2011-12-28 北京名辉宝狮油田设备有限公司 分离器和具有该分离器的流量计总成系统
WO2010056461A2 (en) 2008-11-12 2010-05-20 Uni-Control, Llc Vertical shaft reactor systems
DE102009026366A1 (de) 2009-08-12 2011-02-17 Technische Universität München Fermentationsbehälter sowie Verfahren und Vorrichtung zur Fermentation
US20110174159A1 (en) 2010-01-15 2011-07-21 Westinghouse Electric Company Llc Pump suction gas separator
CN102198984A (zh) 2010-03-26 2011-09-28 北京石油化工学院 含油废水处理用多相分离方法与系统
CN103657158B (zh) 2012-09-18 2015-05-27 中国石油天然气股份有限公司 仰角式油气水三相分离器
JP6051730B2 (ja) 2012-09-24 2016-12-27 東洋製罐グループホールディングス株式会社 気泡除去方法、及び気泡除去装置
DK2904088T3 (da) 2012-10-08 2020-09-28 Calysta Inc Gas-tilført fermentationssystem
GB2507109A (en) 2012-10-19 2014-04-23 Advanced Technology And Engineering Ltd Atel Fermenter comprising gas and liquid re-circulation loops
US9084946B2 (en) 2013-04-08 2015-07-21 Hamilton Sundstrand Space Systems International Inc. Vortex separator and separation method
MX2016003337A (es) 2013-09-13 2016-09-16 Peroxychem Llc Tratamiento de oxidos de nitrogeno en corrientes de gas de humero.
RU2580646C1 (ru) * 2015-08-03 2016-04-10 Общество с ограниченной ответственностью "ГИПРОБИОСИНТЕЗ" Ферментационная установка для метанассимилирующих микроорганизмов
WO2017218978A1 (en) 2016-06-17 2017-12-21 Calysta, Inc. Gas-fed fermentation reactors, systems and processes
KR20190102249A (ko) 2017-01-10 2019-09-03 칼리스타, 인코포레이티드 수직 유동 구역을 이용하는 가스 공급 발효 반응기, 시스템 및 프로세스
CN106861243A (zh) 2017-03-21 2017-06-20 苏州市海崴生物科技有限公司 一种气液分离及平稳流体流速的气泡陷阱
EP3668625A1 (en) 2017-08-14 2020-06-24 Calysta, Inc. Gas-fed fermentation reactors, systems and processes utilizing gas/liquid separation vessels
US20200205440A1 (en) 2017-08-16 2020-07-02 Calysta, Inc. Method for improving accumulation of a polyunsaturated fatty acid in an animal

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP0418187A1 (en) * 1989-08-07 1991-03-20 Dansk Bioprotein A/S Method and apparatus for performing a fermentation
WO2000070014A1 (en) * 1999-05-18 2000-11-23 Ebbe Busch Larsen U-shape and/or nozzle-u-loop fermentor and method of carrying out a fermentation process
CN100510050C (zh) * 2000-02-16 2009-07-08 诺弗姆公司 从单细胞提取蛋白质的方法
WO2010069313A2 (en) * 2008-12-15 2010-06-24 Ebbe Busch Larsen U-shape and/or nozzle u-loop fermenter and method of fermentation

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