RU2044773C1 - Method for fermentation of carbohydrate-containing mediums with the help of bacteria which produce butanol, acetone, ethanol and/or isopropanol and device for its realization - Google Patents
Method for fermentation of carbohydrate-containing mediums with the help of bacteria which produce butanol, acetone, ethanol and/or isopropanol and device for its realization Download PDFInfo
- Publication number
- RU2044773C1 RU2044773C1 SU894742195A SU4742195A RU2044773C1 RU 2044773 C1 RU2044773 C1 RU 2044773C1 SU 894742195 A SU894742195 A SU 894742195A SU 4742195 A SU4742195 A SU 4742195A RU 2044773 C1 RU2044773 C1 RU 2044773C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- medium
- fermentation
- carrier
- stage
- target product
- Prior art date
Links
Images
Classifications
-
- Y02E50/17—
Abstract
Description
Изобретение относится к способу сбраживания углеводсодержащих сред с помощью бактерий, продуцирующих бутанол, ацетон, этанол и/или изопропанол, состоящему из по меньшей мере двух стадий, причем на первой стадии в основном происходит непрерывное размножение бактерий, а на второй, проводимой непрерывно или периодически, образуется целевой продукт. The invention relates to a method for fermentation of carbohydrate-containing media using bacteria producing butanol, acetone, ethanol and / or isopropanol, which consists of at least two stages, and in the first stage, the bacteria multiply continuously, and in the second, continuously or periodically, the target product is formed.
В известном способе (1) имеются две обычные стадии культивирования, причем изменяя скорость протока или с помощью контроля фосфатов, устанавливают ход процесса таким образом, чтобы на первой стадии (стадия размножения) концентрация бактерий была высокой и оставалась постоянной, т.е. чтобы устанавливалось динамическое равновесие (стационарное состояние) и уже часть субстрата перерабатывалась в бутанол, ацетон и/или этанол. На второй же стадии в этом случае должен достигаться возможно более высокий выход целевых продуктов брожения за возможно более короткое время. Если скорость протока на первой стадии будет слишком высокой, то будет выноситься больше клеток, чем их образуется. При слишком же низкой скорости протока рост клеток может прекратиться. In the known method (1), there are two usual stages of cultivation, and changing the flow rate or using phosphate control, the process is set so that in the first stage (propagation stage) the concentration of bacteria is high and remains constant, i.e. to establish dynamic equilibrium (stationary state) and already part of the substrate is processed into butanol, acetone and / or ethanol. At the second stage, in this case, the highest possible yield of the desired fermentation products should be achieved in the shortest possible time. If the duct velocity in the first stage is too high, more cells will be carried out than they are formed. If the flow rate is too low, cell growth may stop.
Такой способ имеет недостаток, заключающийся в том, что он не обеспечивает, с одной стороны, получения достаточно высоких выходов, и с другой стороны, стабильности непрерывного получения культуры в течение длительного времени. This method has the disadvantage that it does not provide, on the one hand, obtaining sufficiently high yields, and on the other hand, the stability of the continuous production of culture for a long time.
Цель изобретения создание способа, с помощью которого в течение длительного времени можно было бы стабильно получать высокий выход и который позволял бы использовать исходные материалы, содержащие не только гексозы. The purpose of the invention is the creation of a method by which for a long time it would be possible to stably obtain a high yield and which would allow the use of starting materials containing not only hexoses.
Цель достигается тем, что бактерии на второй стадии иммобилизируют на носителе. The goal is achieved in that the bacteria in the second stage are immobilized on a carrier.
Предлагаемый способ с точки зрения скорости протока является очень гибким, так как жизнеспособные бактерии на второй стадии удерживаются на носителе за счет адгезии. При этом с учетом протекания процесса скорость протока на первой стадии можно выбрать таким образом, чтобы на этой стадии происходило почти исключительно образование бактерий, которые затем частично переносились бы потоком на вторую стадию. В результате на второй стадии создается большая популяция бактерий, так как жизнеспособные бактерии связываются с материалом носителя, а погибшие бактерии вымывают обогащенной целевым продуктом средой. Таким образом на первой стадии можно работать с такими скоростями протока, при которых концентрация образующихся продуктов еще не превышает предела токсичности, следовательно, культуре бактерий не наносится существенный вред. Предпочтительно в качестве носителя использовать спеченное стекло с открытыми порами, пемзу или другой аналогичный материал с высоким содержанием SiO2 и открытопористой структурой с размером пор 20-200, предпочтительно 5-100 мкм, и влагоемкостью 0,35 или более мл/см3. При этом соотношение между объемом материала носителя и общим рабочим объемом должно находиться в пределах 1:10 1:1,1, предпочтительно 1:5 1: 1,6, за счет чего достигается особенно высокая эффективность брожения (в частности, если на первой стадии при перемешивании содержимого реактора скорость протока составляет 0,08-0,45, предпочтительно 0,1-0,38 ч-1, рН 4,0-5,5, предпочтительно 4,3-5,1, наиболее предпочтительно 4,5-5 и/или температура 30-40, предпочтительно 33-38оС, а на второй стадии скорость протока составляет 0,14-0,4, предпочтительно 0,25-0,35 ч-1, рН 3,0-5,0, предпочтительно 4,0-4,8, наиболее предпочтительно 4,2-4,5, и/или температура 27-40, предпочтительно 30-37оС, наиболее предпочтительно 32-35оС).The proposed method in terms of flow velocity is very flexible, since viable bacteria in the second stage are retained on the carrier due to adhesion. Moreover, taking into account the process, the flow rate in the first stage can be chosen so that at this stage almost exclusively the formation of bacteria occurs, which would then be partially transferred by the stream to the second stage. As a result, a large population of bacteria is created in the second stage, since viable bacteria bind to the material of the carrier, and dead bacteria are washed out with the medium enriched in the target product. Thus, at the first stage, it is possible to work with such flow rates at which the concentration of the products formed does not yet exceed the toxic limit, therefore, the bacterial culture is not significantly damaged. It is preferable to use sintered glass with open pores, pumice or other similar material with a high SiO 2 content and an open-porous structure with a pore size of 20-200, preferably 5-100 μm, and a moisture capacity of 0.35 or more ml / cm 3 as a carrier. In this case, the ratio between the volume of the carrier material and the total working volume should be in the range 1:10 1: 1.1, preferably 1: 5 1: 1.6, due to which a particularly high fermentation efficiency is achieved (in particular, if in the first stage while stirring the contents of the reactor, the flow rate is 0.08-0.45, preferably 0.1-0.38 h -1 , pH 4.0-5.5, preferably 4.3-5.1, most preferably 4.5 -5 and / or the temperature of 30-40, preferably 33-38 C, and in the second stage the flow rate is 0,14-0,4, preferably 0.25-0.35 h -1, pH 3,0-5 , 0, prefer flax 4.0-4.8, most preferably 4.2-4.5, and / or the temperature of 27-40, preferably 30-37 C, most preferably 32-35 ° C).
По другому варианту осуществления предлагаемого способа можно отводить среду со стадии образования целевого продукта, выделять продукт путем экстракции, предпочтительно известным способом, с помощью высших спиртов или высших жирных кислот, а образующуюся в результате обедненную продуктом фазу возвращать на стадию образования продукта и/или первую стадию. Благодаря этому на второй стадии концентрация продукта поддержи- вается на низком уровне, следовательно не наносится вред бактериям. В результате образование продуктов происходит все время с высокой скоростью и процесс этот поддерживается в течение очень длительного времени. Возможно далее проводить отделение продукта, не оказывая отрицательного влияния на стадию брожения. Можно образующиеся на второй стадии продукты отводить из среды (предпочтительно непрерывно) путем диффузионного испарения, используя для этой цели перфузионную мембрану, в частности из силиконового каучука, и проводят процесс при 30-90, предпочтительно при 40-80оС. Снижение давления паров со стороны диффузионного испарения при этом достигается с помощью газа-носителя, например N2, H2, CO2, смеси указанных газов, ферментационного газа или с помощью вакуума. Можно однако отделять целевые продукты (предпочтительно непрерывно) на второй стадии и путем отгонки с газом, используя в качестве газа, например, N2, Н2, СО2, смесь указанных газов или ферментационный газ. При этом объемное соотношение между потоками жидкости и газа составляет 0,05:1 1,6:1 и процесс проводят при температуре 30-90, предпочтительно 40-80оС.In another embodiment of the proposed method, it is possible to divert the medium from the stage of formation of the target product, to isolate the product by extraction, preferably in a known manner, with higher alcohols or higher fatty acids, and return the resulting depleted phase to the stage of product formation and / or the first stage . Due to this, in the second stage, the concentration of the product is maintained at a low level, therefore bacteria are not harmed. As a result, the formation of products occurs all the time at a high speed and this process is maintained for a very long time. It is possible to further carry out the separation of the product without exerting a negative effect on the fermentation stage. Can be formed in the second stage the products withdrawn from the medium (preferably continuously) by pervaporation, using for this purpose a perfusion membrane, in particular silicone rubber, and the process is carried out at 30-90, preferably at 40-80 C. Reduction of the vapor pressure with side diffusion evaporation is achieved using a carrier gas, for example N 2 , H 2 , CO 2 , a mixture of these gases, a fermentation gas or using vacuum. However, it is possible to separate the desired products (preferably continuously) in the second stage and by stripping with gas, using, for example, N 2 , H 2 , CO 2 , a mixture of these gases or fermentation gas. The volume ratio between the flow of liquid and gas is 0.05: 1 1.6: 1 and the process is carried out at a temperature of 30-90, preferably 40-80 about C.
Все указанные способы отделения целевых продуктов наряду с возможностью использования нетрадиционных сахаров позволяют применять более концентрированные растворы сахара, обеспечивают достижение более высокой продуктивности и стабильное протекание процесса в течение длительного времени. All these methods of separation of the target products, along with the possibility of using non-traditional sugars, allow the use of more concentrated sugar solutions, ensure the achievement of higher productivity and a stable process for a long time.
Для регулирования протекания процесса с особенно высокой точностью можно изменять количество подаваемого питательного раствора и/или раствора сахара в зависимости от содержания целевого продукта на второй стадии и тем самым устанавливать точно ту концентрацию питательного раствора или сахара, которая необходима для оптимального протекания процесса. To regulate the process with particularly high accuracy, you can change the amount of the supplied nutrient solution and / or sugar solution depending on the content of the target product in the second stage and thereby establish exactly the concentration of the nutrient solution or sugar, which is necessary for the optimal process.
В предлагаемом устройстве могут быть последовательно соединены биореактор, предпочтительно биореактор типа автоклава с мешалкой, и реактор, загруженный материалом, содержащим микроорганизмы, предпочтительно реактор с неподвижным слоем. При этом реактор с неподвижным слоем связан с внешним контуром для непрерывного отделения целевого продукта. Благодаря такой комбинации реакторов можно очень просто регулировать скорость роста используемых микроорганизмов и образование целевого продукта на второй стадии. In the proposed device, a bioreactor, preferably a bioreactor such as an autoclave with a stirrer, and a reactor loaded with material containing microorganisms, preferably a fixed-bed reactor, can be connected in series. In this case, the fixed-bed reactor is connected to the external circuit for the continuous separation of the target product. Thanks to this combination of reactors, it is very easy to control the growth rate of the microorganisms used and the formation of the target product in the second stage.
При этом в реакторе с неподвижным слоем могут быть смонтированы одно или несколько направляющих устройств для обеспечения циркуляции внутри самого реактора. Благодаря такой циркуляции концентрация питательной среды и продукта становится примерно одинаковой во всех точках реактора. Для обеспечения циркуляции в реакторе могут быть смонтированы местные устройства для ввода газа или направляющие для направленного ввода потока циркулирующей среды. В случае ввода газа циркуляция достигается за счет эрлифтного эффекта, а в случае ввода направленного потока жидкости за счет соответствующей ее скорости. In this case, in the fixed-bed reactor, one or more guide devices can be mounted to ensure circulation inside the reactor itself. Due to this circulation, the concentration of the nutrient medium and the product becomes approximately the same at all points of the reactor. To ensure circulation in the reactor, local gas inlet devices or guides for directional inlet of the circulating medium flow can be mounted. In the case of introducing gas, circulation is achieved due to the airlift effect, and in the case of introducing a directed fluid flow due to its corresponding velocity.
Во внешнем контуре для отделения образующихся продуктов может быть смонтирован пердиффузионный модуль. Этот модуль может включать мембрану, в частности из силиконового каучука. В этом случае обеспечивается наиболее благоприятные условия для выделения целевого продукта из среды. При этом при осуществлении потока относительно мембраны перекрестным током предотвращается отложение на ней микроорганизмов. И, наконец, для отделения целевого продукта во внешнем контуре может быть смонтирована противоточная стриппинг-колонна. При этом выбор того или иного способа отделения целевого продукта зависит от природы используемого исходного материала, природы образую- щегося продукта и используемых микроорганизмов. In the external circuit, a perdiffusion module can be mounted to separate the products formed. This module may include a membrane, in particular of silicone rubber. In this case, the most favorable conditions are provided for the isolation of the target product from the medium. In this case, when the flow is carried out relative to the membrane by a cross current, the deposition of microorganisms on it is prevented. And finally, a countercurrent stripping column can be mounted to separate the target product in the external circuit. Moreover, the choice of one or another method of separation of the target product depends on the nature of the starting material used, the nature of the resulting product and the microorganisms used.
На первой стадии предлагаемого способа устанавливают такую скорость протока, при которой на этой стадии происходит размножение бактерий и образование кислоты, но не происходит заметного образования продуктов. На этой стадии роста бактерии проявляют хорошие адгезионные свойства, благодаря чему при переходе на вторую стадию происходит иммобилизация их на материале носителя. При слишком низкой скорости протока на первой стадии будет происходить рост клеток, причем при этом одновременно может происходить образование продукта, в результате чего бактерии теряют свою способность адсорбироваться на материале носителя. At the first stage of the proposed method, such a duct speed is established at which bacteria multiply and acid formation occurs at this stage, but no noticeable product formation occurs. At this stage of growth, bacteria exhibit good adhesive properties, due to which, when moving to the second stage, they are immobilized on the material of the carrier. If the flow rate is too low, cell growth will occur in the first stage, and product formation can occur at the same time, as a result of which the bacteria lose their ability to adsorb on the carrier material.
Вместо иммобилизации на второй стадии способа клетки можно отделять от среды с помощью микрофильтрации, предпочтительно перекрестно-точной микрофильтрации, и затем возвращать их в процесс. В результате достигается такой же эффект, как и при иммобилизации. Instead of immobilization in the second stage of the method, cells can be separated from the medium by microfiltration, preferably cross-precision microfiltration, and then returned to the process. As a result, the same effect is achieved as with immobilization.
Кроме того, высокая концентрация целевого продукта на первой стадии (при низкой скорости потока) приводит к дегенерации бактерий, следствием чего является обратный переход от образования продукта к образованию кислоты, который, как показала практика, является необратимым. При слишком высокой скорости протока на первой стадии происходит вымывание бактерий, в результате чего через некоторое время количество бактерий на второй стадии будет уже недостаточным. In addition, a high concentration of the target product in the first stage (at a low flow rate) leads to degeneration of bacteria, resulting in a reverse transition from product formation to acid formation, which, as practice has shown, is irreversible. If the duct speed is too high, bacteria are washed out in the first stage, as a result of which after a while the number of bacteria in the second stage will be already insufficient.
Таким образом скорость протока следует устанавливать в зависимости от конкретных условий. Therefore, the flow rate should be set depending on the specific conditions.
На фиг.1 показана схема процесса, при котором образующиеся продукты отделяют путем диффузионного испарения; на фиг.2 схема, с помощью которой отделение продуктов осуществляется путем экстракции; на фиг.3 схема, при которой продукт из среды выделяют путем отгонки. Figure 1 shows a process diagram in which the products formed are separated by diffusion evaporation; figure 2 is a diagram by which the separation of products is carried out by extraction; figure 3 is a diagram in which the product from the medium is isolated by distillation.
Цифрой 1 обозначен сборник, из которого питательный раствор по трубопроводу 2 с помощью насоса 3 подается на первую стадию, оформленную в виде биореактора типа автоклава с мешалкой 4. Из биореактора обогащенный биомассой питательный субстрат по трубопроводу 5 насосом 6 подается на вторую стадию, оформленную в виде реактора с неподвижным слоем 7. Из этого реактора выходит трубопровод 8, по которому обогащенная продуктом среда с помощью насоса 9 отводится из реактора. Numeral 1 denotes a collection from which the nutrient solution is piped 2 through
Обогащенная продуктом среда (фиг.1) проходит через теплообменник 10, в котором она прогревается за счет тепла возвращаемого, уже отделенного от среды продукта. Подогретая обогащенная продуктом среда по трубопроводу 11 направляется в нагреватель 12 и оттуда в пердиффузионный модуль 13. В пердиффузионном модуле 13 имеется мембрана 14, с одной стороны которой пропускается среда, а с другой газ-носитель. Через мембрану происходит переход продукта из среды в газ, который вводится в модуль 13 по трубопроводу 15. Очищенная от продукта среда по трубопроводу 16 с помощью насоса 17 подается в теплообменник 10 и по трубопроводу 18 снова возвращается в реактор с неподвижным слоем. Избыток среды, практически не содержащий продукта, отводится по трубопроводу 19. Часть среды (на фиг.1 показана пунктирной линией) по трубопроводу 20 с помощью насоса 21 направляется в биореактор типа автоклава с мешалкой. Обогащенный продуктом газ из пердиффу- зионного модуля 13 по трубопроводу 22 подается в охлаждающее устройство 23, в котором продукт конденсируется и отводится по трубопроводу 24. Отделенный от продукта газ по трубопроводу 25 снова возвращается в пердиффузионный модуль 13. The product-enriched medium (Fig. 1) passes through a
Отводящаяся из реактора с неподвижным слоем обогащенная продуктом среда (фиг.2) по трубопроводу 8 направляется в нагреватель 26, из которого она поступает в смеситель 27. В этот смеситель по трубопроводу 28 подается экстрагент, и смесь экстрагента и обогащенной продуктом среды по трубопроводу 29 направляется в разделитель 30. В разделителе 30 происходит разделение содержащего продукт экстрагента и очищенной от него среды. При этом обогащенный продуктом экстрагент отводится по трубопроводу 31, а очищенная от него среда по трубопроводу 32. Очищенная от продукта среда по трубопроводу 33 затем снова возвращается в реактор с неподвижным слоем, а избыток ее отводится по трубопроводу 34. Как показано на фиг.2 пунктирной линией, не содержащая продукта среда может также по трубопроводу 35 с помощью насоса 36 возвращаться на первую стадию. Разделение экстрагента и продукта может осуществляться обычным способом, например путем дистилляции и т.п. The product-enriched product discharged from the fixed-bed reactor (Fig. 2) is sent through a
Отводящая по трубопроводу 8 с помощью насоса 9 обогащенная продуктом среда (фиг.3) снова направляется в теплообменник 10, из которого она по трубопроводу 37 подается в нагреватель 38 и оттуда по трубопроводу 39 в стриппинг-колонну 40. В этой колонне обогащенная продуктом среда взаимодействует с движущимся противотоком газом, который подается в колонну по трубопроводу 41 с помощью насоса 42. Обогащенный продуктом газ по трубопроводу 43 направляется в охлаждающее устройство 44, в котором продукт конденсируется и отводится по трубопроводу 45. Не содержащий продукта газ снова возвращается в стриппинг-колонну с помощью насоса 42. Не содержащая продукта среда направляется по трубопроводу 46 с помощью насоса 47 в теплообменник 10, в котором еще нагретая среда обменивается теплом со свежей средой, поступающей из реактора с неподвижным слоем 7. Из теплообменника 10 уже не содержащая продукта среда поступает в реактор с неподвижным слоем 7. И в этом случает избыток среды выводится из системы по трубопроводу 48. Показанный пунктирной линией трубопровод 49 и насос 50 также служат для возврата не содержащей продукта среды на первую стадию, а именно в биореактор типа автоклава с мешалкой 4. The product-enriched medium that is discharged through a
П р и м е р 1. В качестве питательной среды используется среда следующего состава, г/л: Ксилоза (безводная) 60 КН2РО4 1 К2НРО4 1 (NH4)2SO4 2 MgSO4 ˙ 7H2O 0,1 NaCl 0,01 Na2MoO4 ˙ 2H2O 0,01 CaCl2 0,01 MnSO4 ˙ H2O 0,015 FeSO4 ˙ 7H2O 0,015 Биотин (мг/л) 0,1 Тиаминхлорид 0,002 n-аминобензойная кислота 0,002 Na2S2O4 0,035 Резацурин 0,001 Экстракт дрожжей 0,5 Na4ООCCH3 2,2
В качестве сбраживающих организмов используется Clostridium acetobutylicum АТСС 824, который перед введением его в процесс берется в виде соответствующей форкультуры.PRI me
As fermenting organisms, Clostridium acetobutylicum ATCC 824 is used, which is taken in the form of an appropriate culture before introducing it into the process.
Питательная среда из сборника 1 подается в биореактор в виде автоклава с мешалкой 4 со скоростью 0,3 ч-1. Количество инокулюма при этом составляет примерно 10% от содержимого биореактора. Ферментация в биореакторе проводится при 37оС и рН 5,1. За счет выбора определенной скорости протока плотность клеток в биореакторе остается примерно постоянной, причем образующиеся в результате размножения бактерий новые клетки подаются по трубопроводу 5 в реактор с неподвижным слоем 7, где они за счет адгезии удерживаются на материале носителя. В качестве носителя используется спеченное стекло с открытыми порами, объем которого составляет 50% от общего рабочего объема. Температура ферментации в реакторе с неподвижным слоем 7 равна 33оС, а рH 4,3. Общая скорость протока на обеих стадиях составляет 0,15 ч-1. Содержимое реактора в реакторе с неподвижным слоем 7 продувается азотом, за счет чего благодаря смонтированным в нем направляющим осуществляется циркуляция.The nutrient medium from the
Производительность и выход приведены в табл.1. Performance and output are given in table 1.
П р и м е р 2. Используются питательный раствор того же состава и такой же инокулюм, и процесс в биореакторе типа автоклава с мешалкой и в реакторе с неподвижным слоем проводиться в таких же условиях. Реактор с неподвижным слоем соединен с внешним контуром, в котором образующиеся продукты отводятся непрерывно или периодически. Отводимая из реактора с неподвижным слоем обогащенная продуктом жидкость нагревается до температуры около 40оС и направляется в стриппинг-колонну, в которую противотоком по отношению к ней вводитcя азот, иcпользующийcя в качеcтве газа для отгонки. Объемное cоотношение между потоками жидкоcти и газа cоcтавляет 0,35:1. Жидкоcть, практичеcки не cодержащая продуктов, поcле охлаждения до температуры брожения чаcтично cнова возвращаетcя в реактор с неподвижным слоем 7, причем меньшая ее часть может возвращаться также в биореактор типа автоклава с мешалкой 4.PRI me
Избыток жидкости, не содержащей продукта, отводится из системы. Обогащенный продуктом отводимый из стриппинг-колонны газ пропускается через охлаждающее устройство, в котором продукты могут конденсироваться и отводиться. Полученные стационарные значения приведены в табл.2. Excess fluid containing no product is discharged from the system. Product enriched gas from the stripping column is passed through a cooling device in which products can condense and discharge. The obtained stationary values are given in table.2.
Как видно из табл. 1,2, производительность и степень распара сахара в случае способа в соответствии с примером 2, т.е. при непрерывном отводе продукта во внешнем контуре, значительно выше. Этот результат имеет место и в том случае, когда, как показали вышеуказанные опыты, брожение проводится в течение более длительного времени, более 500 ч. As can be seen from the table. 1,2, the productivity and the degree of steam sugar in the case of the method in accordance with example 2, i.e. with continuous product withdrawal in the external circuit, significantly higher. This result also occurs when, as shown by the above experiments, fermentation is carried out for a longer time, more than 500 hours.
Claims (9)
90oС, при этом снижение давления паров со стороны диффузионного испарителя проводят с помощью азота, или водорода, или диоксида углерода, или смеси этих газов, или ферментационного газа, или вакуума.6. The method according to PP.1-5, characterized in that the selection of the target product is carried out by diffusion evaporation through the membrane at a temperature of 30
90 o C, while reducing the vapor pressure from the side of the diffusion evaporator is carried out using nitrogen, or hydrogen, or carbon dioxide, or a mixture of these gases, or a fermentation gas, or vacuum.
Applications Claiming Priority (3)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| ATA566/87 | 1987-03-10 | ||
| AT0056687A AT388174B (en) | 1987-03-10 | 1987-03-10 | METHOD FOR THE FERMENTATION OF CARBOHYDRATE-CONTAINING MEDIA USING BACTERIA |
| PCT/AT1988/000012 WO1988007090A1 (en) | 1987-03-10 | 1988-03-10 | Process for the continuous fermentation of media containing carbohydrate, aided by bacteria |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2044773C1 true RU2044773C1 (en) | 1995-09-27 |
Family
ID=25593174
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| SU894742195A RU2044773C1 (en) | 1987-03-10 | 1989-09-09 | Method for fermentation of carbohydrate-containing mediums with the help of bacteria which produce butanol, acetone, ethanol and/or isopropanol and device for its realization |
Country Status (3)
| Country | Link |
|---|---|
| DK (1) | DK624088A (en) |
| NO (1) | NO884986D0 (en) |
| RU (1) | RU2044773C1 (en) |
Cited By (9)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| WO2010077170A2 (en) | 2008-12-29 | 2010-07-08 | Limited Liability Company "Prof Business" | Process and system for production of organic solvents |
| WO2010095976A2 (en) | 2009-02-18 | 2010-08-26 | Limited Liability Company "Prof Business" | Process for production of organic solvents |
| RU2529371C2 (en) * | 2009-12-08 | 2014-09-27 | Зюд-Хеми Ип Гмбх Унд Ко.Кг | Method of obtaining ethanol in process of fermentation |
| RU2539094C2 (en) * | 2012-10-31 | 2015-01-10 | Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего профессионального образования "Московский государственный университет имени М.В. Ломоносова" (МГУ) | Method of obtaining organic solvents from nonfood renewable natural raw material |
| RU2595388C2 (en) * | 2012-01-13 | 2016-08-27 | Торэй Индастриз, Инк. | Method for producing chemical substance |
| RU2595387C2 (en) * | 2012-01-13 | 2016-08-27 | Торэй Индастриз, Инк. | Method for producing chemical substance |
| RU2595386C2 (en) * | 2012-01-13 | 2016-08-27 | Торэй Индастриз, Инк. | Method for producing chemical substance |
| RU2636002C1 (en) * | 2017-02-20 | 2017-11-17 | Общество с ограниченной ответственностью ООО "Инжиниринговый центр "Зеленая химия" | Method of butanol separation from cultural environment |
| RU2636349C2 (en) * | 2012-09-19 | 2017-11-22 | Инеос Био Са | Method of reducing co2 emissions and increasing alcohol output in sin-gas fermentation process |
-
1988
- 1988-11-09 DK DK624088A patent/DK624088A/en not_active Application Discontinuation
- 1988-11-09 NO NO884986A patent/NO884986D0/en unknown
-
1989
- 1989-09-09 RU SU894742195A patent/RU2044773C1/en active
Non-Patent Citations (2)
| Title |
|---|
| 1. Заявка ЕР N 0047641, кл. C 12P 7/06, 1982. * |
| 2. Заявка ЕР N 0175034, кл.C 12P 7/06, 1986. * |
Cited By (9)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| WO2010077170A2 (en) | 2008-12-29 | 2010-07-08 | Limited Liability Company "Prof Business" | Process and system for production of organic solvents |
| WO2010095976A2 (en) | 2009-02-18 | 2010-08-26 | Limited Liability Company "Prof Business" | Process for production of organic solvents |
| RU2529371C2 (en) * | 2009-12-08 | 2014-09-27 | Зюд-Хеми Ип Гмбх Унд Ко.Кг | Method of obtaining ethanol in process of fermentation |
| RU2595388C2 (en) * | 2012-01-13 | 2016-08-27 | Торэй Индастриз, Инк. | Method for producing chemical substance |
| RU2595387C2 (en) * | 2012-01-13 | 2016-08-27 | Торэй Индастриз, Инк. | Method for producing chemical substance |
| RU2595386C2 (en) * | 2012-01-13 | 2016-08-27 | Торэй Индастриз, Инк. | Method for producing chemical substance |
| RU2636349C2 (en) * | 2012-09-19 | 2017-11-22 | Инеос Био Са | Method of reducing co2 emissions and increasing alcohol output in sin-gas fermentation process |
| RU2539094C2 (en) * | 2012-10-31 | 2015-01-10 | Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего профессионального образования "Московский государственный университет имени М.В. Ломоносова" (МГУ) | Method of obtaining organic solvents from nonfood renewable natural raw material |
| RU2636002C1 (en) * | 2017-02-20 | 2017-11-17 | Общество с ограниченной ответственностью ООО "Инжиниринговый центр "Зеленая химия" | Method of butanol separation from cultural environment |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| NO884986L (en) | 1988-11-09 |
| NO884986D0 (en) | 1988-11-09 |
| DK624088A (en) | 1989-01-03 |
| DK624088D0 (en) | 1988-11-09 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US4167450A (en) | Method and apparatus for the production of secondary metabolites by the maintenance-state cultivation of microorganisms | |
| Friedl et al. | Continuous acetone‐butanol‐ethanol (ABE) fermentation using immobilized cells of Clostridium acetobutylicum in a packed bed reactor and integration with product removal by pervaporation | |
| US8198055B2 (en) | Process for converting syngas to liquid products with microorganisms on two-layer membrane | |
| Nakao et al. | Continuous ethanol extraction by pervaporation from a membrane bioreactor | |
| Gapes et al. | Long-term continuous cultivation of Clostridium beijerinckii in a two-stage chemostat with on-line solvent removal | |
| CN101952451B (en) | Ethanol recovery process and apparatus for biological conversion of syngas components to liquid products | |
| Qureshi et al. | Acetone butanol ethanol (ABE) recovery by pervaporation using silicalite–silicone composite membrane from fed-batch reactor of Clostridium acetobutylicum | |
| US4442206A (en) | Method of using isotropic, porous-wall polymeric membrane, hollow-fibers for culture of microbes | |
| JPH01502479A (en) | Method for continuous fermentation of carbohydrate-containing media using bacteria | |
| RU2044773C1 (en) | Method for fermentation of carbohydrate-containing mediums with the help of bacteria which produce butanol, acetone, ethanol and/or isopropanol and device for its realization | |
| Geng et al. | Pervaporative butanol fermentation by Clostridium acetobutylicum B18 | |
| Strathmann et al. | Continuous removal of ethanol from bioreactor by pervaporation | |
| US4665027A (en) | Immobilized cell reactor-separator with simultaneous product separation and methods for design and use thereof | |
| US20230357805A1 (en) | Methods for co-producing erythritol and arabinose by using xylose mother liquor | |
| Mehaia et al. | Immobilization of Lactobacillus bulgaricus in a hollowfiber bioreactor for production of lactic acid from acid whey permeate | |
| JPS63248396A (en) | Production of dihydrooxoisophorone | |
| FI85501C (en) | FOERFARANDE FOER FRAMSTAELLNING AV POLYOLER GENOM PAO INDUSTRIELL SKALA BASERAD FERMENTATION AV SOCKER. | |
| JPS62278989A (en) | Production of acetone and butanol | |
| Park et al. | α‐Amylase Fermentation with Bacillus amyloliquefaciens in an Aqueous Two‐Phase System | |
| JPH05137585A (en) | Method for continuously culturing erythritol | |
| Taniguchi et al. | Continuous ethanol production by cell-holding culture of yeasts | |
| EP0136804A2 (en) | Industrial-scale process for the production of polyols by fermentation of sugars | |
| Steinmeyer et al. | Continuous operation of a pressure‐cycled membrane bioreactor | |
| US20210363553A1 (en) | Device for fermentation integrated with separation and purification of alcohols | |
| RU2031123C1 (en) | Method of dihydroxyacetone synthesis |