可能期望在将它引入到发酵中之前对它进行处理以去除任何不希 望有的杂质，如尘粒。举例来说，可以使用已知的方法对气体基质进行过滤或洗涤。
[0103] 含C0的气体基质理想地将含有显著比例的⑶，如至少5体积％至100体积％的⑶、 或20体积％至95体积％的⑶、或40体积％至95体积％的⑶、或60体积％至90体积％的⑶、或 70体积％至90体积％的⑶。具有更低浓度的CC(如6 % )的气体基质也可以是适当的，特别是 在还存在H2和C02时。
[0104] 虽然所述气体基质未必含有任何氢气，但氢气的存在一般将不会对根据本发明的 方法的产物形成有害。然而，在本发明的某些实施方案中，所述气体基质基本上不含氢气 (少于1 % )。所述气体基质还可以含有一定的C02，如1体积％至30体积％、或如5 %至10 %的 C〇2〇
[0105] 如先前所指出，基质流中氢气的存在可以使得总碳捕获和/或乙醇产生的效率提 高。举例来说，W00208438描述了使用具有各种组成的气流产生乙醇。在一个优选的实施方 案中，向生物反应器中的杨氏梭菌培养物提供包含63%H 2、32%C0以及5 %CH4的基质流以促 进微生物生长以及乙醇的产生。在培养物达到稳态并且微生物生长不再是主要目标时，将 基质流转变成15.8 % H2、36.5 % C0、38.4 % N2以及9.3 % C02以提供略微过量的C0并且促进乙 醇产生。这一文献还描述了具有更高的和更低的(》和出浓度的气流。
[0106] 因此，可能需要改变基质流的组成以提高醇的产生和/或总碳捕获。除此之外或作 为另外一种选择，可以改变组成（即调整C0、C0 2和/或出的水平）以优化发酵反应的效率并且 最终提高醇的产生和/或总碳捕获。
[0107] 在一些实施方案中，含⑶的气体基质可以源自于有机物质的气化，如甲烷、乙烷、 丙烷、煤、天然气、原油、来自炼油厂的低价值残余物(包括石油焦或石油焦炭）、固体城市废 物或生物质。生物质包括在食品，如来自甘蔗的糖、或来自玉米或谷物的淀粉的提取和加工 期间获得的副产物或由林业产业产生的非食物生物质废物。可以使这些含碳材料中的任一 种气化，即与氧气部分燃烧，以产生合成气(包含显著量的出和⑶的合成气）。气化过程通常 产生具有0.4:1至1.2:1的H2与C0的摩尔比以及较少量的C02、H2S、甲烷以及其它惰性物质的 合成气。所产生的气体的比率可以通过本领域已知的手段来改变并且详细描述于 TO200701616中。然而，举例来说，可以改变以下气化器条件以调整CO:H2产物比率:原料组 成(特别是C:H比率）、操作压力、温度分布(影响产物混合物的骤冷）以及所使用的氧化剂 (空气、富氧空气、纯0 2或蒸汽;其中蒸汽倾向于产生更高的CO:H2比率）。因此，可以调整气化 器的操作条件以提供具有理想组成的基质流以进行发酵或与一个或多个其它物流共混以 提供优化的或理想的组成以使得发酵过程中的醇生产率和/或总碳捕获提高。
[0108] 在其它实施方案中，包含C0的基质可以由烃的蒸汽重整而产生。可以根据以下在 高温下使烃，如天然气烃重整以产生C0和H2:
[0109] CnHm+nH20^nC0+(m/2+n)H2
[0110] 举例来说，蒸汽甲烷重整包括在高温(700°c-1100°c)下在镍催化剂存在下使蒸汽 与甲烷反应以产生C0和H2。可以将所得的物流(每转化1摩尔的CH4包含lmol C0和3mol H2) 直接通到发酵罐中或与来自另一来源的基质流共混以使发酵过程中的乙醇生产率和/或总 碳捕获提高。还可以使诸如甲醇之类的醇重整以产生可以通过类似方式加以使用的〇) 2和 H2〇
[0111] 在另一个实施方案中，包含C0的基质由钢制造过程产生。在钢制造过程中，将铁矿 挤压并且粉碎，经受诸如烧结或粒化之类的预处理，然后通到高炉(BF)中，在所述高炉中将 它熔炼。在熔炼过程中，焦炭用作碳的来源，它用作还原剂以使铁矿还原。焦炭充当热源以 将材料加热和熔融。在碱性氧气转炉(B0F)中通过对热金属表面注入纯氧的高速射流将热 金属脱碳。氧气直接与热金属中的碳反应以产生一氧化碳(C0)。因此，从B0F排出具有高C0 含量的气流。根据本发明的某些实施方案，使用这一物流来对一种或多种发酵反应进行进 料。然而，如将对本领域技术人员来说显而易见的是，C0可以在钢制造过程内的别处产生， 并且根据本发明的各种实施方案，可以使用这些替代来源代替来自B0F的排出气体或与来 自B0F的排出气体组合。根据来源（即钢制造过程内的具体阶段），由此排出的气体的C0含量 可能不同。此外，可能存在这些物流中的一个或多个中断的时间段，特别是在分批加工工厂 中。
[0112] 通常，由钢厂脱碳过程排出的物流包含高浓度的⑶和低浓度的H2。虽然这些物流 可以被直接通到生物反应器中而很少或没有经过进一步处理，但是可能期望对基质流的组 成进行优化以实现更高的醇产生效率和/或总碳捕获效率。举例来说，可以在将基质流通到 生物反应器中之前将所述物流中H 2的浓度提高。
[0113] 根据本发明的具体实施方案，可以将来自两种或更多种来源的物流组合和/或共 混以产生理想的和/或优化的基质流。举例来说，可以将包含高浓度的C0的物流，如来自钢 厂转炉的排出物与包含高浓度的H 2的物流，如来自钢厂焦炉的尾气组合。
[0114] 钢制造过程的早期阶段通常包括使用焦炭还原铁矿。焦炭是用于将铁矿熔融和还 原的固体碳燃料来源并且通常在钢厂现场产生。在焦炭制造过程中，将烟煤供给到一系列 烘炉中，将所述烘炉密封并且在高温下在不存在氧气的情况下，通常在持续14小时至36小 时的循环中加热。残留在烘炉中的固体碳是焦炭。将它送入骤冷塔中，其中将它用水喷雾或 通过使惰性气体(氮气)循环而冷却，然后筛选并且送到高炉中。
[0115] -般将在这一过程期间产生的挥发性化合物在将气体用作燃料来加热烘炉之前 处理以去除焦油、氨、萘、酚、轻油以及硫。由于焦炭生产而产生的气体通常具有高H 2含量 (典型组成：55%出、25%014、6%0)、3%吣、2%其它烃）。因而，可以将焦炉气的至少一部分 转向到发酵过程中以与包含C0的物流共混以提高醇生产率和/或总碳捕获。在将焦炉气通 到发酵罐中之前可能需要对它进行处理以去除可能对培养物有毒的副产物。
[0116] 作为另外一种选择或除此之外，可以将包含C0的间歇性物流，如来自转炉的排出 流与包含C0和任选的H2的基本上连续的物流，诸如如先前所述的气化过程中产生的合成气 组合和/或共混。在某些实施方案中，这将维持向生物反应器中提供基本上连续的基质流。 在一个具体的实施方案中，可以根据来自工业来源的C0的间歇产生来增加和/或减少由气 化器产生的物流以维持具有理想的或优化的组成的基本上连续的基质流。在另一个实施方 案中，可以根据来自工业来源的C0的间歇产生，如先前所述改变气化器条件以增加或减小 C0: H2的比率，从而维持具有理想的或优化的C0和出组成的基本上连续的基质流。
[0117] 通常，本发明中所使用的基质流将是气态的;然而，本发明不限于此。举例来说，可 以将一氧化碳在液体中提供到生物反应器中。举例来说，可以使用含有一氧化碳的气体使 液体饱和，然后将该液体添加到生物反应器中。这可以使用标准方法来实现。举例来说，可 以使用微泡分散发生器(Hensirisak等，用于需氧发酵的微泡分散发生器的按比例增大 (Scale-up of microbubble dispersion generator for aerobic fermentation)； Applied Biochemistry and Biotechnology，第101 卷，第3期，2002年 10月）来实现这一目 的。
[0118] 将了解的是，为了使细菌生长以及C0向乙醇的发酵进行，除了含C0的基质气体之 外，还将需要向生物反应器中供给合适的液体营养培养基。营养培养基将含有足以允许所 使用的微生物生长的维生素和矿物质。适用于使用C0作为唯一碳源进行的乙醇发酵的厌氧 培养基是本领域已知的。举例来说，合适的培养基描述于上文所提到的美国专利号5,173， 429和5，593，886以及TO 02/08438、TO2007/l 15157和TO2008/115080中。本文的"实施例"提 供了其它示例性培养基。
[0119] 所述发酵应当理想地在用于所要进行的所需发酵(例如C0向醇的发酵）的适当的 条件下进行。应当被考虑的反应条件包括压力、温度、气体流速、液体流速、培养基pH值、培 养基氧化还原电位、搅拌速率(如果使用连续搅拌釜式反应器的话）、接种物水平、确保液相 中的C0不会变成具有限制性的最高气体基质浓度、以及避免产物抑制的最高产物浓度。
[0120] 最佳的反应条件将部分地取决于所使用的具体微生物。然而，一般来说，可能优选 的是，在高于环境压力的压力下进行发酵。在升高的压力下进行操作允许C0从气相向液相 的转移速率显著增加，在所述液相中C0可以由微生物吸收作为用于产生乙醇的碳源。这进 而意味着在将生物反应器维持在高压而非大气压时可以缩短保留时间（被定义为生物反应 器中的液体体积除以输入气体流速）。
[0121] 此外，由于给定的C0向乙醇的转化率部分地随基质保留时间而变化，并且实现所 需的保留时间进而要求生物反应器具有所需的体积，因此使用加压系统可以极大地减小所 需的生物反应器的体积，并且因此减少发酵设备的资金成本。根据美国专利号5,593,886中 所给出的实施例，可以按线性比例减小反应器的体积以提高反应器的操作压力，即在10个 大气压的压力下操作的生物反应器仅需要是在1个大气压的压力下操作的那些生物反应器 的体积的十分之一。
[0122] 在高压下进行气体向乙醇发酵的益处也已在别处有所描述。举例来说，W0 02/ 08438描述了在30psig和75psig的压力下进行气体向乙醇的发酵，分别得到150克/升/天和 369克/升/天的乙醇生产率。然而，发现在大气压下使用类似的培养基和输入气体组成进行 的示例性发酵每天每升产生1 /20至1 /10的乙醇。
[0123] 还期望引入含C0的气体基质的速率确保液相中C0的浓度不会变得具有限制性。这 是因为C0有限的条件的后果可能是乙醇产物被培养物消耗。
[0124] 在具体实施方案中，微生物培养物包含产乙酸型细菌，如自产乙醇梭菌，所述细菌 通常利用包含C0的基质产生包括乙酸盐和/或乙醇的产物。在这些实施方案中，可以在发酵 液中在理想的条件下培养微生物培养物以促进生长和乙酸盐的产生。产乙酸型细菌的生长 (或产生)阶段通常与细胞物质的增加(生物质积聚)和乙酸盐的产生相关，而有很少或没有 伴随的醇产生。在本发明的具体实施方案中，对微生物培养物进行干扰以使得发酵液中存 在的酸被转化成相应的醇(例如乙酸盐转化成乙醇和/或丁酸盐转化成丁醇）。酸向醇的转 化可以被称为转化阶段。
[0125] 在本发明的具体实施方案中，可以对微生物培养物进行干扰以使得在产生阶段期 间由培养物产生的酸被转化成醇。在本发明的一个实施方案中，所述方法是分批补料方法 或连续方法，所述方法关系到根据本文之前所述的方法通过微生物发酵产生所需的酸，继 而使用该酸产生它相应的醇。在这个实施方案中，所述方法至少包括以下步骤:a)在一级生 物反应器中，使基质(优选地，包含一氧化碳的基质，更优选地，包含一氧化碳的气体基质） 发酵以产生一种或多种酸;b)在二级生物反应器中，在包含一氧化碳的基质存在下培养细 菌的一种或多种菌株；以及c)在细菌的一种或多种菌株处于转化阶段时，将来自（a)的一种 或多种酸一次性引入到二级生物反应器中以产生对应于所述一种或多种酸的醇。在一个相 关实施方案中，另外的生长反应器可以将细菌供给到一级生物反应器和/或二级生物反应 器中。
[0126] 虽然不希望受任何具体理论所束缚，认为根据本发明的产乙酸型细菌，如自产乙 醇梭菌将酸向醇进行的转化是经由涉及酶醛氧化还原酶(A0R)的生化途径而发生的。A0R是 能够将未活化的羧酸还原成醛的独特的含有钨的酶。所述醛可以由醛脱氢酶进一步还原成 醇。A0R代表了溶剂生成（solventogenesis)途径的一个重要的分支。妈辅因子已经被证实 对于酶活性是关键性的。可以在发酵性微生物，如梭菌、脱亚硫酸菌(Desulfitobacterium) 以及热球菌(Pyrococcus)中发现这些酶。被最充分表征的A0R属于激烈热球菌(Pyrococcus furiosus)，所述激烈热球菌的基因组含有五种，其中四种已经被表征。激烈热球菌的第一 种A0R具有广泛的底物范围，但是偏好衍生自氨基酸的醛。它的晶体结构揭示了基于亚钼蝶 呤的钨结合位点的存在。第二种A0R，即甘油醛-3-磷酸铁氧还蛋白氧化还原酶(GF0R)仅利 用甘油醛-3-磷酸盐并且第三种A0R，即甲醛铁氧还蛋白氧化还原酶(FOR)偏好一碳至三碳 醛。第四种A0R，即W0R5具有广泛的底物范围。A0R还已经从甲酸乙酸梭菌和热乙酸梭菌 (Clostridium thermoaceticum)中被纯化。产物回收。
[0127] 可以使用已知的方法来回收发酵反应的产物。示例性方法包括W02007/117157、 W02008/115080以及美国专利号6,340,581、6，136,577、5,593,886、5,807,722和5,821，111 中所述的那些。然而，简单地说并且仅举例来说，可以通过诸如分馏或蒸发和萃取发酵等方 法从发酵液中回收乙醇。
[0128] 将乙醇从发酵液中蒸馏产生了乙醇和水的共沸混合物（即95 %的乙醇和5 %的 水）。随后可以经由使用分子筛乙醇脱水技术获得无水乙醇，该技术也是本领域公知的。
[0129] 萃取发酵程序涉及使用对发酵生物体存在低毒性风险的水混溶性溶剂来从稀发 酵液中回收乙醇。举例来说，油醇是可以用于这种类型的萃取工艺中的溶剂。在这种工艺 中，将油醇连续地引入到发酵罐中，此后，这种溶剂上升，从而在发酵罐的顶部形成层，经由 离心机使所述发酵罐进行连续萃取和进料。然后容易地将水和细胞与油醇分离并且回到发 酵罐中，而将负载乙醇的溶剂供给到闪蒸单元中。大部分的乙醇被气化和冷凝，而非挥发性 油醇被回收以重新用于发酵中。
[0130]还可以使用本领域已知的方法从发酵液中回收乙酸盐。举例来说，可以使用包括 活性炭过滤器的吸附系统。在这种情况下，通常首先使用合适的分离方法从发酵液中去除 微生物细胞。产生无细胞发酵液以进行产物回收的多种基于过滤的方法是本领域已知的。 然后使无细胞的含有乙醇和乙酸盐的渗透物通过容纳活性炭的柱以吸附乙酸盐。呈酸（乙 酸)形式，而不是呈盐（乙酸盐)形式的乙酸盐更容易由活性炭吸附。因此优选的是，在使发 酵液通过活性炭柱之前，将发酵液的pH值降低到小于3以使大部分的乙酸盐转化成乙酸形 式。
[0131]可以通过使用本领域已知的方法进行洗脱来回收被吸附到活性炭上的乙酸。举例 来说，可以使用乙醇来洗脱结合的乙酸盐。在某些实施方案中，可以使用由发酵过程本身所 产生的乙醇来洗脱乙酸盐。由于乙醇的沸点是78.8°C并且乙酸的沸点是107°C，因此可以容 易地使用基于挥发性的方法，如蒸馏将乙醇和乙酸盐彼此分离。
[0132] 用于从发酵液中回收乙酸盐的其它方法是本领域已知的并且可以被用于本发明 的方法中。举例来说，美国专利号6,368,819和6,753，170描述了可以用于从发酵液中萃取 乙酸的溶剂和共溶剂系统。如同上文对于乙醇的萃取发酵所述的基于油醇的系统一样，美 国专利号6,368,819和6，753,170中所述的系统描述了可以在存在或不存在发酵的微生物 的情况下与发酵液混合以萃取乙酸的水不混溶溶剂/共溶剂。然后通过蒸馏将含有乙酸的 溶剂/共溶剂与发酵液分离。然后可以使用第二蒸馏步骤从溶剂/共溶剂系统中纯化乙酸。
[0133] 可以通过连续地将发酵液的一部分从发酵生物反应器中取出，将微生物细胞从发 酵液中分离(方便地通过过滤），并且同时或依次从发酵液中回收一种或多种产物来从发酵 液中回收发酵反应的产物（例如乙醇和乙酸盐）。使用上文所述的方法，可以方便地通过蒸 馏来回收乙醇，并且可以通过吸附在活性炭上来回收乙酸盐。可以使分离的微生物细胞回 到发酵生物反应器中。还可以使在已经去除了乙醇和乙酸盐之后剩余的无细胞渗透物回到 发酵生物反应器中。在使无细胞渗透物回到生物反应器中之前，可以将另外的营养素(如B 族维生素)添加到所述无细胞渗透物中以补充营养培养基。此外，