JPS5856688A - 揮発性発酵生産物の製造法 - Google Patents
揮発性発酵生産物の製造法Info
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- JPS5856688A JPS5856688A JP56150673A JP15067381A JPS5856688A JP S5856688 A JPS5856688 A JP S5856688A JP 56150673 A JP56150673 A JP 56150673A JP 15067381 A JP15067381 A JP 15067381A JP S5856688 A JPS5856688 A JP S5856688A
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- Molecular Biology (AREA)
- Apparatus Associated With Microorganisms And Enzymes (AREA)
- Preparation Of Compounds By Using Micro-Organisms (AREA)
Abstract
(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。
め要約のデータは記録されません。
Description
【発明の詳細な説明】
この発明は発酵液の熱エネルギーを有効に利用したエタ
ノール、アセトン、ブタノールなどの発酵生産物の製造
方法に関する。
ノール、アセトン、ブタノールなどの発酵生産物の製造
方法に関する。
微生物を利用した発酵プロセスは、従来盛んに行われて
きた化学合成法に比べ、常温常圧付近で合成反応が行え
る利点があるが、一般に目的の生産物の生成濃度が低く
（エタノール発酵で１０優位、アセトンブタノール発酵
で１〜２１など）、そのためこれを濃縮分離するＫは多
大のエネルギーを消費するという欠点がある０ しめ為るに一方では、発酵反応に伴い微生物から発生す
る熱、すなわち反応熱は、通常、シャワークーラー、フ
ラツシエクーラー、冷却コイルナトでただ除去している
のが現状であ°る。この発生する熱は、エタノール発酵
では次式のように２６ｘｅａｚ、−０ｔりｉＱ −ｉ
二Ｘに達する。これは、例えば１０チエタノール水溶液
から工゛タノールをストリツブさせるのに必要な熱量の
約１７４に達する。
きた化学合成法に比べ、常温常圧付近で合成反応が行え
る利点があるが、一般に目的の生産物の生成濃度が低く
（エタノール発酵で１０優位、アセトンブタノール発酵
で１〜２１など）、そのためこれを濃縮分離するＫは多
大のエネルギーを消費するという欠点がある０ しめ為るに一方では、発酵反応に伴い微生物から発生す
る熱、すなわち反応熱は、通常、シャワークーラー、フ
ラツシエクーラー、冷却コイルナトでただ除去している
のが現状であ°る。この発生する熱は、エタノール発酵
では次式のように２６ｘｅａｚ、−０ｔりｉＱ −ｉ
二Ｘに達する。これは、例えば１０チエタノール水溶液
から工゛タノールをストリツブさせるのに必要な熱量の
約１７４に達する。
Ｃ６Ｈ１□Ｏ，→２ Ｃｚ Ｈｓ ＯＨ十ＣＯｚ ＋２
６ ＫＣ”／ｍｏｔ ｙ ｙｖこの発酵プロセスの欠点
を改良するためＫこれまで種々の方法及び装置が提案、
されている。例えば、■エタノールの発酵生産に際して
発酵槽、ないしは発酵槽と組み合せたフラッシユ槽を減
圧してエタノールに富む蒸気を取り出す方法（米国特許
第２，４４０，９２５号）、■発呼生産による発熱を、
減圧蒸発冷却器に発酵液を循環させることにより除去す
る方式（特公昭３９−２６０４１号）がある。しかし■
の方法は取り出した蒸気は、コンデンサーで冷却してお
シ、やはり熱をロスしている。また冷却の際に常圧まで
圧縮する動力が必要であ夛、コンデンサーの冷却ＫＦｉ
深冷が必要などの問題点がある。また■の方式は発酵液
の濃縮を意図しており、発酵反応発熱量に見合う分の揮
発性発酵生産物（＋水）しか得られないという欠点があ
る。
６ ＫＣ”／ｍｏｔ ｙ ｙｖこの発酵プロセスの欠点
を改良するためＫこれまで種々の方法及び装置が提案、
されている。例えば、■エタノールの発酵生産に際して
発酵槽、ないしは発酵槽と組み合せたフラッシユ槽を減
圧してエタノールに富む蒸気を取り出す方法（米国特許
第２，４４０，９２５号）、■発呼生産による発熱を、
減圧蒸発冷却器に発酵液を循環させることにより除去す
る方式（特公昭３９−２６０４１号）がある。しかし■
の方法は取り出した蒸気は、コンデンサーで冷却してお
シ、やはり熱をロスしている。また冷却の際に常圧まで
圧縮する動力が必要であ夛、コンデンサーの冷却ＫＦｉ
深冷が必要などの問題点がある。また■の方式は発酵液
の濃縮を意図しており、発酵反応発熱量に見合う分の揮
発性発酵生産物（＋水）しか得られないという欠点があ
る。
さらに１これらの従来技術についてエタノールなどの発
酵生産物のもつエネルギーより４、その発酵生産物の生
産に要するエネルギーの方が大きいのではないかという
厳しい論議もなされている。
酵生産物のもつエネルギーより４、その発酵生産物の生
産に要するエネルギーの方が大きいのではないかという
厳しい論議もなされている。
そこで、特に低コスト・エタノール発酵法として、■発
酵槽から一部抜き出した液を熱交換器を通して加熱後、
減圧７ラツシ工蒸発器に導き、エタノールに富む蒸気を
気相に取り出し、これを減圧精留塔に導いて共沸エタノ
ール（ｚ９５マｏＬ’ｆｂエタノール）とし、さらにこ
の精留塔塔頂蒸気をコンプレッサーで断熱圧縮して、精
留塔熱源、減圧フラッシェ蒸発器の前段の熱交換器熱源
として利用する方法（ＡＴＰＡＬ法Ｃｈｅｍ、 Ａｇｅ
ｓ Ｎｏｖ、 ２Ｌ（１９８０）ｐＨ）が提案されて
いるｏしかし、この方法では、エタノールを蒸発させる
ための熱量を顕熱の形で熱交換器から減圧７ラツシ瓢蒸
発器まで運ぶため忙、循環発酵液量が大となり、熱交換
器の必要伝熱面積も大となる欠点を有していた。
酵槽から一部抜き出した液を熱交換器を通して加熱後、
減圧７ラツシ工蒸発器に導き、エタノールに富む蒸気を
気相に取り出し、これを減圧精留塔に導いて共沸エタノ
ール（ｚ９５マｏＬ’ｆｂエタノール）とし、さらにこ
の精留塔塔頂蒸気をコンプレッサーで断熱圧縮して、精
留塔熱源、減圧フラッシェ蒸発器の前段の熱交換器熱源
として利用する方法（ＡＴＰＡＬ法Ｃｈｅｍ、 Ａｇｅ
ｓ Ｎｏｖ、 ２Ｌ（１９８０）ｐＨ）が提案されて
いるｏしかし、この方法では、エタノールを蒸発させる
ための熱量を顕熱の形で熱交換器から減圧７ラツシ瓢蒸
発器まで運ぶため忙、循環発酵液量が大となり、熱交換
器の必要伝熱面積も大となる欠点を有していた。
さらに、この方法の欠点として、発酵槽での発酵速度を
大と−するために既忙黴生物（１！ｒ体）の活動しうる
最高温度で発酵を行っている場合、発酵液を熱交換器で
さらに加熱すると発酵液中の菌体に、熱的シｌツクを与
え、そのため活性を停止させ、取り返しのつかない損傷
を起こすことがある。
大と−するために既忙黴生物（１！ｒ体）の活動しうる
最高温度で発酵を行っている場合、発酵液を熱交換器で
さらに加熱すると発酵液中の菌体に、熱的シｌツクを与
え、そのため活性を停止させ、取り返しのつかない損傷
を起こすことがある。
発明者らは、こうした従来法の欠点及び問題点を克服す
るため種々検討を重ねた結果、発酵生産物を含有する発
酵液を発酵槽よシ一部抜き出し。
るため種々検討を重ねた結果、発酵生産物を含有する発
酵液を発酵槽よシ一部抜き出し。
とれを、発酵温度での蒸気圧以下に減圧した熱交換器内
蔵蒸発器に導き、揮発性の（水よシ沸点の低い）発酵生
産物を蒸発させ、この発酵生産物を含む蒸気を圧縮昇温
して熱交換器内蔵蒸発器の加熱源とすれば、上記の目的
すなわち、■発酵反応熱の除去とその反応熱の蒸発への
有効利用及び■省エネルギー的で菌体を損傷させない発
酵生産物の蒸発濃縮が達成できることを見出した。この
発明はこの知見に基づいて完成されるに至ったものであ
る。
蔵蒸発器に導き、揮発性の（水よシ沸点の低い）発酵生
産物を蒸発させ、この発酵生産物を含む蒸気を圧縮昇温
して熱交換器内蔵蒸発器の加熱源とすれば、上記の目的
すなわち、■発酵反応熱の除去とその反応熱の蒸発への
有効利用及び■省エネルギー的で菌体を損傷させない発
酵生産物の蒸発濃縮が達成できることを見出した。この
発明はこの知見に基づいて完成されるに至ったものであ
る。
すなわちこの発明は、発酵槽より、揮発性の発酵生産物
を含有する発酵液の一部を抜き出し、これを、発酵温度
での蒸気圧以下に減圧した熱交換器内蔵蒸発器に循環し
て、揮発性の発酵生産物の蒸気を発生させ、この蒸気を
断熱圧縮して昇温させて、その熱交換器内蔵蒸発器の加
熱源として利用することを特徴とする揮発性発酵生産物
の製造法を提供するものである。
を含有する発酵液の一部を抜き出し、これを、発酵温度
での蒸気圧以下に減圧した熱交換器内蔵蒸発器に循環し
て、揮発性の発酵生産物の蒸気を発生させ、この蒸気を
断熱圧縮して昇温させて、その熱交換器内蔵蒸発器の加
熱源として利用することを特徴とする揮発性発酵生産物
の製造法を提供するものである。
この発明において、用いられる熱交換器内蔵蒸発器の方
式としては％に制限はないが、熱交換器が流下模式流下
薄膜式、薄膜式（水平管型）。
式としては％に制限はないが、熱交換器が流下模式流下
薄膜式、薄膜式（水平管型）。
Ｌｕｗａ型のような液静水頭が実質的に発生しない構造
のものが発酵液の冷却効率上好ましく用いられる。
のものが発酵液の冷却効率上好ましく用いられる。
熱交換器内蔵蒸発器は、発酵温度での蒸気圧以下に減圧
して（揮発性の発酵生産物を含む発酵液が発酵温度以下
で沸騰する減圧度）で運転される。
して（揮発性の発酵生産物を含む発酵液が発酵温度以下
で沸騰する減圧度）で運転される。
具体的な減圧度は、発酵反応の種類とその時の一酵槽の
発酵温度などによりて異なるが通常７２０〜２０ ｔ６
ｒｒｍ 好ましくは１５０〜３０ ｔｏｒｒの範囲で
ある。これをさらに具体的にいえばエタノール発酵では
、現在の酵母（５ａｃｅｈａｒｏ＠ｙｇ６ Ｂ属）では
常圧で３５℃程度が実用的に発酵を行い得る最高温度で
あるが、エタノール濃度が６容量チで５０ ｔｏｒｒｔ
で減圧するのが好ましい。
発酵温度などによりて異なるが通常７２０〜２０ ｔ６
ｒｒｍ 好ましくは１５０〜３０ ｔｏｒｒの範囲で
ある。これをさらに具体的にいえばエタノール発酵では
、現在の酵母（５ａｃｅｈａｒｏ＠ｙｇ６ Ｂ属）では
常圧で３５℃程度が実用的に発酵を行い得る最高温度で
あるが、エタノール濃度が６容量チで５０ ｔｏｒｒｔ
で減圧するのが好ましい。
なお、発酵温度つまり発酵槽中の発酵液の温度は発酵反
応の種類によって異なるが、通常２０〜８０℃の範囲で
あり、好ましくＦｉ３０〜６５℃の範囲である。
応の種類によって異なるが、通常２０〜８０℃の範囲で
あり、好ましくＦｉ３０〜６５℃の範囲である。
この発明において、発酵槽よりの発酵液の抜き出し連層
は発酵槽に滞留している発酵液の１０チ／毎時〜１８０
１／毎時の範囲が好ましい。
は発酵槽に滞留している発酵液の１０チ／毎時〜１８０
１／毎時の範囲が好ましい。
熱交換器内蔵蒸発器で揮発性の発酵生産物を蒸発除去さ
れた発酵液は、その蒸発により発酵熱の除去も行われた
後発酵槽に循環される。したがって発酵槽の冷却による
発酵反応の円滑な進行と、発酵生産物の除去による、発
酵阻害の減少を達成することができる。
れた発酵液は、その蒸発により発酵熱の除去も行われた
後発酵槽に循環される。したがって発酵槽の冷却による
発酵反応の円滑な進行と、発酵生産物の除去による、発
酵阻害の減少を達成することができる。
一方、熱交換器内蔵蒸発器で蒸発除去された揮発性の発
酵生産物に富む蒸気は、断熱的に圧縮され、温度、圧力
を上昇させられた後、前記熱交換器内蔵蒸発器の加熱源
として使用されて、自らは、その蒸発器中で冷却されて
液化する。断熱圧縮後発酵液の温度より３〜２０℃昇温
している。
酵生産物に富む蒸気は、断熱的に圧縮され、温度、圧力
を上昇させられた後、前記熱交換器内蔵蒸発器の加熱源
として使用されて、自らは、その蒸発器中で冷却されて
液化する。断熱圧縮後発酵液の温度より３〜２０℃昇温
している。
この発明の方法は、エタノール発酵、アセトンブタノー
ル発酵などに適用することができる。
ル発酵などに適用することができる。
次に図面を参照しながらこの発明をさらに詳しく説明す
る。第１図は、前記の従来法のＡＴＰＡＬプロセスの７
０−シートを示し、第２図は本発明方法の１実施態様と
してのフルーシートを示す。
る。第１図は、前記の従来法のＡＴＰＡＬプロセスの７
０−シートを示し、第２図は本発明方法の１実施態様と
してのフルーシートを示す。
第１図忙おいて、発酵槽１にフィードライン２を通じて
発酵原料が供給され、発酵反応によシ発酵生産物が生産
され、ガス状の生産物（例えばＣ０２）はベントライン
３を通じて排出される。揮発性生産物を含む発酵液は、
発酵液抜き出しライン４を通じて抜き出され、熱交換器
５で加熱された後、フラッシェ蒸発器６に送られ、７ラ
ツシ工蒸発処理に付される。このフラッシェ蒸発により
分離された揮発性生産物に富む蒸気′＃′ｉライン７よ
り精留塔８に送られ、揮発性生産物の蒸気は精留塔頂蒸
気ライン９よシ蒸気圧縮機１０に送られ、この圧縮蒸気
はライン１１を経て、熱交換器５に送られその加熱源と
して使用された後、ライン１２より凝縮蒸気として取り
出される。一方、揮発性生産物に富む蒸気を放出した発
酵液は発酵液戻りライン１３より発酵槽１に返される。
発酵原料が供給され、発酵反応によシ発酵生産物が生産
され、ガス状の生産物（例えばＣ０２）はベントライン
３を通じて排出される。揮発性生産物を含む発酵液は、
発酵液抜き出しライン４を通じて抜き出され、熱交換器
５で加熱された後、フラッシェ蒸発器６に送られ、７ラ
ツシ工蒸発処理に付される。このフラッシェ蒸発により
分離された揮発性生産物に富む蒸気′＃′ｉライン７よ
り精留塔８に送られ、揮発性生産物の蒸気は精留塔頂蒸
気ライン９よシ蒸気圧縮機１０に送られ、この圧縮蒸気
はライン１１を経て、熱交換器５に送られその加熱源と
して使用された後、ライン１２より凝縮蒸気として取り
出される。一方、揮発性生産物に富む蒸気を放出した発
酵液は発酵液戻りライン１３より発酵槽１に返される。
１４は精留塔８の塔底液の取り出しラインである。
次にこの発明の方法を第２図に、従って説明する。
同図において第１図の場合と同様にフィードライン２を
通じて発酵槽１に供給された発酵原料は発酵反応により
発酵生産物を生産し、ガス状の生産物（例えばＣ０２）
はベントライ／３を通じて排出される。揮発性の発酵生
産物を含む発酵液は１発酵液抜き出しライン１５を通じ
て、熱交換器内蔵蒸発器１６に導かれ、揮発性の発酵生
産物に富む蒸気と発酵熱を放出して、熱交換器内蔵蒸発
器１６の減圧度に対応する発酵液の沸点にまで冷却され
た後、発酵液戻シライン１７を通じて発酵槽ＩＫ還流さ
れる。
通じて発酵槽１に供給された発酵原料は発酵反応により
発酵生産物を生産し、ガス状の生産物（例えばＣ０２）
はベントライ／３を通じて排出される。揮発性の発酵生
産物を含む発酵液は１発酵液抜き出しライン１５を通じ
て、熱交換器内蔵蒸発器１６に導かれ、揮発性の発酵生
産物に富む蒸気と発酵熱を放出して、熱交換器内蔵蒸発
器１６の減圧度に対応する発酵液の沸点にまで冷却され
た後、発酵液戻シライン１７を通じて発酵槽ＩＫ還流さ
れる。
熱交換器内蔵蒸発器１６は、好ましくは、流下薄膜式熱
交換器のように伝熱面で液靜水頭の発生しない構造とな
りているから、この蒸発器内で、発酵液の温度は、所定
域Ｍ度下の沸点に維持されており、これは発酵温度より
低いので発酵反応に関与する菌体の活性を低下させるこ
とがない。
交換器のように伝熱面で液靜水頭の発生しない構造とな
りているから、この蒸発器内で、発酵液の温度は、所定
域Ｍ度下の沸点に維持されており、これは発酵温度より
低いので発酵反応に関与する菌体の活性を低下させるこ
とがない。
次に熱交換器内蔵蒸発器１６で放出した揮発性の発酵生
産物に富む蒸気は、蒸発蒸気ライン１８を通り、蒸気圧
縮機１９で圧縮昇温後、圧縮蒸気ライン２０を通じて熱
交換器内蔵蒸発器１６に加熱媒体として供給され、伝熱
面を介して発酵液に熱を供給するとともに、自らは凝縮
し、凝縮蒸気ライン２１を経て系外に取り出される。
産物に富む蒸気は、蒸発蒸気ライン１８を通り、蒸気圧
縮機１９で圧縮昇温後、圧縮蒸気ライン２０を通じて熱
交換器内蔵蒸発器１６に加熱媒体として供給され、伝熱
面を介して発酵液に熱を供給するとともに、自らは凝縮
し、凝縮蒸気ライン２１を経て系外に取り出される。
以上のよ゛うにこの発明は、発酵槽よシ発酵液の一部を
抜き出し、減圧下で運転される熱交換器内蔵蒸発器に導
き、揮発性発酵生産物に富む蒸気を発生させて発酵生成
物を気相中に移行させ、この発酵生成物の蒸気を断熱圧
縮して蒸発器の熱源として利用することを特徴とするも
ので、下記のように優れた作用効果を奏する。
抜き出し、減圧下で運転される熱交換器内蔵蒸発器に導
き、揮発性発酵生産物に富む蒸気を発生させて発酵生成
物を気相中に移行させ、この発酵生成物の蒸気を断熱圧
縮して蒸発器の熱源として利用することを特徴とするも
ので、下記のように優れた作用効果を奏する。
１）揮発性発酵生産物を、発酵熱と蒸発蒸気の圧縮によ
る凝縮熱とを利用して、発酵液から分離濃縮し、凝縮回
収でき、実質的には、蒸発蒸気の圧縮に襖するわずかの
エネルギーで発酵生産物−の濃縮回収を行うことができ
、従来の蒸留法より遥かに少ないエネルギーで蒸留を行
うことができる。
る凝縮熱とを利用して、発酵液から分離濃縮し、凝縮回
収でき、実質的には、蒸発蒸気の圧縮に襖するわずかの
エネルギーで発酵生産物−の濃縮回収を行うことができ
、従来の蒸留法より遥かに少ないエネルギーで蒸留を行
うことができる。
したがりて、この発明は、現在世界的に注目されてきて
いるバイオマスからのエネルギー生産におけるプロセス
に投入するエネルギーが生産されるエネルギーよ）大き
く、真のエネルギー生産にならないという問題点を克服
する意味で寄与するところが大きい。
いるバイオマスからのエネルギー生産におけるプロセス
に投入するエネルギーが生産されるエネルギーよ）大き
く、真のエネルギー生産にならないという問題点を克服
する意味で寄与するところが大きい。
２）特に前記ＡＴＰＡＬプロセスと比べても、発酵液を
、さらに昇温することを要しないため、熱的シｍｙりに
よ）、発酵反応に関与する菌体の損傷や活性低下をもた
らすことがない。また蒸発器に熱交換器を内蔵している
ため、循環液量も少なくてよく、伝熱効率が高いため伝
熱面積が小さくてすむ。
、さらに昇温することを要しないため、熱的シｍｙりに
よ）、発酵反応に関与する菌体の損傷や活性低下をもた
らすことがない。また蒸発器に熱交換器を内蔵している
ため、循環液量も少なくてよく、伝熱効率が高いため伝
熱面積が小さくてすむ。
３）さらにＡＴＰＡＬプロセスでは、精留塔出口蒸気を
７ラツシ工蒸発器の前段の熱交換器の熱源として導入し
てお〕、実際の操作上、双方の運転を常に調和させなけ
ればならず困難性が避けられないのに対し、この発明で
は、単一機器内で蒸気圧縮法を用いるので、実際上の操
作が容易である。
７ラツシ工蒸発器の前段の熱交換器の熱源として導入し
てお〕、実際の操作上、双方の運転を常に調和させなけ
ればならず困難性が避けられないのに対し、この発明で
は、単一機器内で蒸気圧縮法を用いるので、実際上の操
作が容易である。
４５また、ストリッピングタワーのように圧損のある蒸
留装置を使用せず、圧損（液靜水頭分）のない構造の蒸
発器を用いると者は、減圧に要する圧力が少ない０さら
に蒸発器を出た蒸気は。
留装置を使用せず、圧損（液靜水頭分）のない構造の蒸
発器を用いると者は、減圧に要する圧力が少ない０さら
に蒸発器を出た蒸気は。
内からは蒸発器で冷却されて液化するので冷却水が不要
である。
である。
５）発酵生産物を連続的に系外に取り出すことができる
ので、発酵プロセスの連続化が容易に行える。
ので、発酵プロセスの連続化が容易に行える。
６）さらにアルコール発酵のような生成物阻害（生産さ
れたアルコールが酵母の活性を低下させる）がある場合
でも、生成物を連続的に抜き出しているため生成物阻害
を防止することができ、発酵速度を高く保つことができ
る。
れたアルコールが酵母の活性を低下させる）がある場合
でも、生成物を連続的に抜き出しているため生成物阻害
を防止することができ、発酵速度を高く保つことができ
る。
次に本発明を実施例に基づきさらに詳細に説明する。
実施例
第２図に示したこの発明のフローシートに従かいエタノ
ール発酵を行った。
ール発酵を行った。
エタノール５．９重量％とパン酵母を含有し、３５℃に
保たれた発酵液２６０００ｇ を有する発酵槽ＩＫフィ
ードライン２より、３３Ｘ量チ濃度のグルコース水溶液
を毎時１５１１ｇずつ加え、一方発酵液抜き出しライン
１５から毎時２４０００ｇの発酵液を抜き出し、４４
ｔｏｒｒ に減圧された熱交換器内蔵蒸発器１６に導き
、蒸発器１６よりエタノール濃度２０．２重量−〇含水
エタノール蒸気を毎時１２７６ｇ得た。
保たれた発酵液２６０００ｇ を有する発酵槽ＩＫフィ
ードライン２より、３３Ｘ量チ濃度のグルコース水溶液
を毎時１５１１ｇずつ加え、一方発酵液抜き出しライン
１５から毎時２４０００ｇの発酵液を抜き出し、４４
ｔｏｒｒ に減圧された熱交換器内蔵蒸発器１６に導き
、蒸発器１６よりエタノール濃度２０．２重量−〇含水
エタノール蒸気を毎時１２７６ｇ得た。
発酵液は減圧熱交換器内蔵蒸発器１６内で３２℃まで冷
却されて、発酵槽ＩＫ返送され、発酵槽ｌＦｉ外部から
別の手段で冷却するととなしに３５℃±１℃に保たれ、
発酵槽１中のエタノール濃度Ｆｉ５．９±０．５重量％
に維持された。
却されて、発酵槽ＩＫ返送され、発酵槽ｌＦｉ外部から
別の手段で冷却するととなしに３５℃±１℃に保たれ、
発酵槽１中のエタノール濃度Ｆｉ５．９±０．５重量％
に維持された。
蒸発器１６で得られた含水エタノール蒸気は蒸気圧縮機
１９で断熱圧縮されて４０℃まで昇温され、蒸発器１６
内の熱交換器の加熱源として利用され、自身は冷却され
て凝縮液と未凝縮蒸気の混相流が得られた。混相流中の
凝縮液の割合は８５重量％であった。
１９で断熱圧縮されて４０℃まで昇温され、蒸発器１６
内の熱交換器の加熱源として利用され、自身は冷却され
て凝縮液と未凝縮蒸気の混相流が得られた。混相流中の
凝縮液の割合は８５重量％であった。
このときの蒸発器１６に組み込まれた熱交換器の伝熱面
積は０．０２ｒＩＦで、十分な熱交換性能が達せられｆ
ｃ。
積は０．０２ｒＩＦで、十分な熱交換性能が達せられｆ
ｃ。
比較例
第１図に示したフローシートに従かいエタノール発酵を
行った。
行った。
実施例１と同様の発酵液を有する発酵槽１に３３重量−
のグルコース水溶液を毎時１５１１ｇずつ加え、発酵液
抜き出しライン４から毎時８２０００２の発酵液を抜き
出し、熱交換器５で３７℃まで加熱後４４ ｔｏｒｒに
減圧されたフラッジ為蒸発器６に送入し、エタノール２
０．２重量％の含水エタノール蒸気を毎時１２７６ｇで
得た。
のグルコース水溶液を毎時１５１１ｇずつ加え、発酵液
抜き出しライン４から毎時８２０００２の発酵液を抜き
出し、熱交換器５で３７℃まで加熱後４４ ｔｏｒｒに
減圧されたフラッジ為蒸発器６に送入し、エタノール２
０．２重量％の含水エタノール蒸気を毎時１２７６ｇで
得た。
発酵液は減圧されたフラッシェ蒸発器６内で３２℃まで
冷却され発酵槽１に返送され１発酵槽１は外部から別の
手段で冷却することなしに１３５℃±１℃に保たれ、ま
た発酵槽１中のエタノール濃度は５．９±０．５重量％
に保たれた。
冷却され発酵槽１に返送され１発酵槽１は外部から別の
手段で冷却することなしに１３５℃±１℃に保たれ、ま
た発酵槽１中のエタノール濃度は５．９±０．５重量％
に保たれた。
フラッシェ蒸発器６で得られたき水エタノール蒸気は蒸
気圧縮機１０で４０℃まで断熱圧縮により昇温され、熱
交換器５の加熱源として使用されて、自身は冷却されて
凝縮液と凝縮蒸気の混相流が得られた０混相流中の凝縮
液の割合は８５重量％であった。
気圧縮機１０で４０℃まで断熱圧縮により昇温され、熱
交換器５の加熱源として使用されて、自身は冷却されて
凝縮液と凝縮蒸気の混相流が得られた０混相流中の凝縮
液の割合は８５重量％であった。
このとき、熱交換器５の熱交換性能を十分にするには、
伝熱面積０．１３♂が必要でありた。
伝熱面積０．１３♂が必要でありた。
実施例及び比較例の結果をまとめて次表に示す。
第１図は従来の発酵生産物の製造方法の１例を示すフロ
ーシート、第２図はこの発明の発酵生産物の製造方法の
１例を示すフローシートであるＯ符号の説明 １・・・発酵槽 ２・・・フィードライン ３・・−ベントライン １５・・・発酵液抜き出しライン １６・・・熱交換器内蔵蒸発器 １７・・・発酵液戻りライン １Ｂ・・・蒸発蒸気ライン １９・・・蒸気圧縮機 ２０・・・圧縮蒸気ライン ２１・・・凝縮蒸気ライン 第１図 第２・図 旧
ーシート、第２図はこの発明の発酵生産物の製造方法の
１例を示すフローシートであるＯ符号の説明 １・・・発酵槽 ２・・・フィードライン ３・・−ベントライン １５・・・発酵液抜き出しライン １６・・・熱交換器内蔵蒸発器 １７・・・発酵液戻りライン １Ｂ・・・蒸発蒸気ライン １９・・・蒸気圧縮機 ２０・・・圧縮蒸気ライン ２１・・・凝縮蒸気ライン 第１図 第２・図 旧
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 （１） 発酵槽より、揮発性の発酵生産物を含有する
発酵液の一部を抜き出し、これを発酵温度での蒸気圧以
下に減圧した熱交換器内蔵蒸発器に循環して、揮発性の
発酵生産物を蒸発させ、この蒸気を断熱圧縮して昇温さ
せて、その熱交換器内８．Ｍ発器の加熱源として利用゛
することを特徴とする揮発性発酵生産物の製造法。 （２）熱交換器内蔵蒸発器が液静水頭が実質的に発生し
ない構造のものである特許請求の範囲第１項記載の揮発
性発酵生産物の製造法。 （８）熱交換器内蔵蒸発器が流下膜式流下薄膜式、薄膜
式（水平管型）又１’ｉ Ｌｕｗａ型の構造のものであ
る特許請求の範囲第２項記載の揮発性発酵・生産物の製
造法。 （４）発酵反応がエタノール発酵又はアセトンブタノー
ル発酵である特許請求の範囲第１項記載の揮発性発酵生
産物の製造法。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP56150673A JPS5856688A (ja) | 1981-09-25 | 1981-09-25 | 揮発性発酵生産物の製造法 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP56150673A JPS5856688A (ja) | 1981-09-25 | 1981-09-25 | 揮発性発酵生産物の製造法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS5856688A true JPS5856688A (ja) | 1983-04-04 |
| JPS6338191B2 JPS6338191B2 (ja) | 1988-07-28 |
Family
ID=15501966
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP56150673A Granted JPS5856688A (ja) | 1981-09-25 | 1981-09-25 | 揮発性発酵生産物の製造法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS5856688A (ja) |
Cited By (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP2008545403A (ja) * | 2005-05-25 | 2008-12-18 | エステー１・バイオフューエルズ・オサケユキテュア | エタノール／水混合物を調製するための方法および装置 |
| WO2010095976A3 (en) * | 2009-02-18 | 2011-03-03 | Limited Liability Company "Prof Business" | Abe fermentation, wherein the fermentation broth is subjected to pressure reduction in a seperate vessel |
| WO2018202604A1 (de) * | 2017-05-05 | 2018-11-08 | Siemens Aktiengesellschaft | Vorrichtung und verfahren zur fermentation |
| JP2020500516A (ja) * | 2016-11-29 | 2020-01-16 | ピュラック バイオケム ビー． ブイ． | 発酵プロセス |
Citations (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS5621592A (en) * | 1979-07-18 | 1981-02-28 | Rolls Royce | Method and apparatus for producing organic compound by fermentation |
-
1981
- 1981-09-25 JP JP56150673A patent/JPS5856688A/ja active Granted
Patent Citations (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS5621592A (en) * | 1979-07-18 | 1981-02-28 | Rolls Royce | Method and apparatus for producing organic compound by fermentation |
Cited By (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP2008545403A (ja) * | 2005-05-25 | 2008-12-18 | エステー１・バイオフューエルズ・オサケユキテュア | エタノール／水混合物を調製するための方法および装置 |
| WO2010095976A3 (en) * | 2009-02-18 | 2011-03-03 | Limited Liability Company "Prof Business" | Abe fermentation, wherein the fermentation broth is subjected to pressure reduction in a seperate vessel |
| JP2020500516A (ja) * | 2016-11-29 | 2020-01-16 | ピュラック バイオケム ビー． ブイ． | 発酵プロセス |
| WO2018202604A1 (de) * | 2017-05-05 | 2018-11-08 | Siemens Aktiengesellschaft | Vorrichtung und verfahren zur fermentation |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS6338191B2 (ja) | 1988-07-28 |
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