生产乙酸的微生物方法以及从发酵液中萃取乙酸的溶剂的制作方法

专利名称：生产乙酸的微生物方法以及从发酵液中萃取乙酸的溶剂的制作方法
技术领域：
本发明主要涉及生产乙酸的改良微生物方法。具体地说，本发明涉及从水性料流中，由气体化合物进行的发酵中萃取乙酸的方法，所属的气体是例如废气、工业气体，或含碳物质气化而生成的气体。
背景技术：
以一氧化碳和/或氢和二氧化碳通过厌氧微生物发酵生产乙酸、乙酸盐或其他具有商业价值的产品的方法已经有了实验室规模的实施。参见，例如，Vega等(1989)，生物技术与生物工程34785-793；Klasson等(1990)，应用生物化学与生物技术24/251；Vega等(1989)，应用生物化学与生物技术20/21781-797；和Klasson等(1992)，酶与微生物技术，19602-608，等等。最近，本发明的发明人论证了由工业气体，尤其是废气，发酵生产有用产品的大规模方法，采用的是用此类气体，水性营养培养基和一种或多种厌氧菌在生物反应器内发酵的方法。参见，本发明参考的美国专利No.5,173,249；美国专利No.5,593,886和国际专利公开WO98/00558。
根据以上所述的现有技术，一种此类大规模方法主要包括以下步骤。向生物反应器或发酵罐中连续加入营养素，反应器中有一种或多种厌氧微生物的培养物。连续地向生物反应器内引入气体，并让它在其中滞留足够长的时间，以便获得过程的最高效率。然后释放含惰性气体和未反应基质气体的废气。液体出料流至离心机，中空纤维膜或其他固-液分离装置，微生物被截留，从而被分离。将这些微生物返还到生物反应器内，以便维持高细胞浓度，这样可以加快反应速度。从透过液或离心液中分离所需的生物合成产物是将透过液或离心液通过一个萃取器，透过液或离心液在其中与溶剂接触，所述溶剂例如以助溶剂配制的二烷基胺和三烷基胺，或以助溶剂配制的三丁基磷酸酯、乙酸乙酯、氧化三辛基膦及相关化合物。合适的助溶剂包括长链醇、己烷、环己烷、氯仿和四氯乙烯。
水相中的营养素等物质返回生物反应器，而溶剂/酸/水则流至一蒸馏塔，该溶液在其中被加热到足够高的温度，使酸和水萃取抽提器再用。酸和水的溶液则流至一最后蒸馏塔，最终产物在此与水分离。这些水可循环用于营养液的制备。
此外，众所周知，许多产乙酸菌能通过上述发酵过程生产乙酸等具有商业价值的产品，其中包括杨氏梭菌的新菌株(参见美国专利5,173,429和5,593,886和已公开国际专利申请WO98/00558)。
尽管在以多种气体进行的微生物发酵领域已获得了这些认识和发展，但是因为所用溶剂的乙酸负载能力有限，以及溶剂会在生产过程中降解等原因，乙酸的生产仍然受到限制。由于对生产乙酸以及将工业废气转化为无污染有用产品的需求越来越迫切，本领域一直以来都需要能够更高效地生产所需商品的工艺，以及能够改善此类方法效率的组合物。
发明概述内容之一，本发明提供一种不与水溶混的改良溶剂，用于从含多支链二烷基胺(仲胺)异构体基本纯混合物的水性料流中萃取乙酸。该溶剂可以在无助溶剂存在下萃取乙酸。在优选实施例中，所述溶剂是改良的Adogen283溶剂(WitcoCorp.)，其中醇和一烷基胺(伯胺)的含量大大降低。另一优选实施例中，所述溶剂中的三烷基胺(叔胺)的含量也降低(即，基本纯)。
本发明还提供处理含醇、一烷基胺、多支链二烷基胺和三烷基胺的异构体混合物的溶剂的方法，以提高其萃取乙酸的能力，该方法包括蒸馏去除溶剂中基本上全部醇和一烷基胺。另一种实施方式中，该方法包括对蒸馏后的溶剂进行第二次蒸馏，以基本去除全部三烷基胺。
本发明还提供一种新的水不溶混溶剂/助溶剂混合物，用于从一种乙酸含量低于10％的水性料流中萃取乙酸，该混合物含有上述用于萃取乙酸的改良溶剂和选定的助溶剂，所述改良溶剂中含有多支链二烷基胺异构体的基本纯混合物。在优选实施例中，助溶剂是9-11碳的低沸点烃，其中，烃与水和乙酸形成共沸混合物。
本发明还提供一种从水性料流中获取乙酸的非发酵方法，包括使料流与上述改良溶剂/助溶剂混合物接触；将乙酸从水相萃入溶剂相；在不超过160℃的温度蒸馏，使乙酸从其与溶剂所成的混合物中分离出来。
本发明还提供一种从水性料流中获取乙酸的非发酵方法，包括使料流与上述改良溶剂/助溶剂混合物接触；将乙酸从水相萃入溶剂/助溶剂相；在不超过160℃的温度蒸馏，使乙酸从其与溶剂/助溶剂所成的混合物中分离出来。
本发明还提供一种生产乙酸的厌氧微生物发酵方法，该方法包括以下步骤(a)含选定气体，营养培养基和厌氧产乙酸微生物的水性料流在生物反应器中发酵，形成含乙酸的发酵液，所述气体选自一氧化碳，一氧化碳与氢气，氢气与二氧化碳，和一氧化碳、二氧化碳与氢气；(b)连续地用上述改良溶剂/助溶剂混合物从发酵液中萃取乙酸；(c)在不超过160℃的温度连续蒸馏步骤(b)的产物，使乙酸与溶剂分离；和(d)可使溶剂和发酵液通过生物反应器循环再用。所述的萃取和蒸馏步骤基本上不使胺降解为酰胺，因而提高了从发酵液中回收乙酸的效率。
本发明还提供一种提高从发酵液中回收乙酸得率的方法，发酵液包含一种水性料流，其中含有一氧化碳，二氧化碳和氢气其中一种或多种，厌氧产乙酸菌，和营养培养基，所述方法包括使该料流与含上述改良二烷基胺和选定助溶剂的溶剂接触；连续地将乙酸从料流中萃入溶剂混合物，通过不超过160℃的真空蒸馏将乙酸与溶剂混合物分离，该方法基本上不使胺降解为酰胺。
本发明还提供一种提高由厌氧微生物发酵回收乙酸得率的方法，所述的发酵用含有一氧化碳、一氧化碳与氢气，一氧化碳、二氧化碳与氢气或二氧化碳与氢气的水性料流进行，所述方法包括使以上水性料流的发酵产物与一种水不溶混溶剂接触，从该料流中萃取发酵产物；从中蒸馏出乙酸。所述的改良在于以上述改良溶剂/助溶剂混合物作为溶剂，和在不超过160℃的温度进行蒸馏，基本上不使胺降解为酰胺。
本发明还提供一种生产乙酸的厌氧微生物发酵方法(即，萃取发酵)，它不需要在萃取前过滤或分离细胞。实施例中，该方法包括在发酵罐中加入处于营养混合物中的厌氧产乙酸菌和水不溶混性改良溶剂，该溶剂中含有多支链二烷基胺异构体的基本纯混合物和选定助溶剂，经过足够长的时间，使细菌适应该溶剂。向发酵罐中引入含一氧化碳、二氧化碳和氢气其中一种或多种的气体，形成含细菌、营养培养基、乙酸、溶剂混合物和水的发酵液。将含有细胞和溶剂混合物的发酵液引入沉降罐，含细菌和营养培养基的水相沉至罐底，与含乙酸、溶剂与水的溶剂相分离，不需要过滤。在不超过160℃的温度连续蒸馏，将乙酸与溶剂分离。该蒸馏步骤基本上不会使胺降解为酰胺，因此，提高了从发酵液中回收乙酸的效率。
本发明还提供一种生产乙酸的厌氧微生物发酵方法(即，直接接触型萃取方法)，其中不需要过滤去除细菌细胞。该方法包括(a)含选定气体，营养混合物和厌氧产乙酸菌的水性料流在生物反应器中发酵，形成含乙酸、水和细菌细胞的发酵液，所述气体含一氧化碳、二氧化碳和氢气其中一种或多种；(b)将以下物料引入以溶剂或水作为流动相的提取装置，例如萃取塔(i)未经细胞分离的发酵液；(ii)含有从水相料流中萃取乙酸的水不溶混性改良溶剂和选定助溶剂的溶剂混合物，所述溶剂含多支链二烷基胺异构体的基本纯混合物，在该装置中，含乙酸、溶剂和水的溶剂相与含细菌和营养培养基的水相分别流出；和(c)在不超过160℃的温度连续蒸馏步骤(b)所得的溶剂相，使乙酸与溶剂分离。步骤(b)和(c)基本上不会使胺降解为酰胺，因此提高了从发酵液中回收乙酸的效率。
本发明还提供另一种生产乙酸的厌氧微生物发酵方法，包括在萃取前从发酵液中去除溶解二氧化碳(可能还有硫化氢)的步骤。所述方法包括以下步骤(a)在生物反应器中，含一氧化碳、二氧化碳和氢气其中一种或多种的气体，营养素混合物与厌氧产乙酸菌发酵，形成含乙酸和溶解二氧化碳的发酵液；(b)在萃取前去除发酵液中的二氧化碳；(c)使经(b)处理后的发酵液与含二烷基胺的溶剂，最好是本发明的改良溶剂/助溶剂混合物，接触足够长的时间，形成含乙酸、溶剂和水的溶剂相；和(d)连续蒸馏，从溶剂相中分离出乙酸。去除二氧化碳/硫化氢的步骤可以用气提气体，通过对发酵液预加热或迅速降低发酵液上的压力来进行。
以下对优选实施方式的详细描述将进一步说明本发明的其他内容和优点。
附图简述

图1是用配制在一种共沸溶剂SX-18中的60％改良溶剂即Adogen283LA，进行乙酸回收过程的溶剂相乙酸(Hac)浓度(g/L)与水相HAc浓度(g/L)图。实验值以三角表示；理论值以方块表示；萃取系数(Kd)以圆表示。
图2是类似的图，但溶剂混合物是以助溶剂配制的33％改良溶剂。
图3是一套实验装置的示意图，该装置用于生产乙酸的气体发酵，采用在萃取前对发酵液进行二氧化碳和硫化氢气提的改良步骤，而且只用两个蒸馏塔。参见(例如)实施例6。用于控制该生产过程各阶段温度的辅助设备在该图中是冷水冷凝器，换热器或水蒸汽。
图4是显示酰胺形成速率与温度关系的图，依据的是公式Y＝kX，其中的Y是以重量百分比表示的16小时后的酰胺浓度；X是进料流中乙酸的百分比浓度；k是酰胺形成速度常数。得出图中数据点的公式是ln(k)＝-9163.21(1/T)+27.41，其中的T是开尔文绝对温度。参见(例如)后文实施例2。
本发明的详细描述本发明的组合物和方法是关于从水相中获取乙酸的方法的改进，所述水相包括发酵产生的水相。因此，实施例之一中，因为在萃取和蒸馏中使用的一种溶剂，现有技术中的乙酸回收方法得到了改进，从稀释的水性料流中回收乙酸也因而得到改善，所述溶剂含多支链二烷基胺，最好是该溶剂与选定助溶剂形成的混合物，此时溶剂的降解被限制。另一种实施方式中，使用该改良溶剂/助溶剂混合物可以提高从气体微生物发酵中回收乙酸的得率，其中包括萃取/蒸馏步骤。
本发明在由常规发酵回收乙酸方面的改良包括不需要将细菌细胞从含乙酸发酵液中分离，和/或不使用昂贵的萃取设备，而直接使细菌细胞与选定的改良溶剂/助溶剂混合物接触。
由常规发酵过程以及回收乙酸效率方面的其他改良还包括在萃取前去除溶解二氧化碳，或者还包括去除溶解硫化氢。
A.改良的溶剂和溶剂/助溶剂混合物本发明提供一种改良的溶剂和溶剂/助溶剂混合物，它们表现出从含酸水相中萃取乙酸的十分理想的特征。这样的溶剂和溶剂混合物适用于在非发酵过程中的乙酸萃取，和用于由含厌氧产乙酸微生物、水性营养培养基和来自气体的能源和碳源的发酵液进行萃取和蒸馏。
本发明的所需溶剂(为简便起见，称“改良溶剂”)定义为一种用于从水性料流中萃取乙酸的的水不溶混溶剂，其中含多支链二烷基胺异构体的基本纯混合物。这样的改良溶剂宜具有大于10的分配系数(Kd)，大于15更好。该溶剂可以不需要助溶剂的存在而萃取乙酸。
“基本纯”表示溶剂含有50％(体积浓度)以上的二烷基胺，可尽可能少的一烷基胺，溶剂若含70体积％以上二烷基胺则更好。另一优选实施例中，所述溶剂含80％以上的二烷基胺。另一更好的优选实施例中，所述溶剂含80-100％二烷基胺。如此基本纯的混合物还含有0.01-20体积％的一烷基胺。更具体地说，一烷基胺的含量可以从1％以下到约10％。某些实施方式中，一烷基胺的含量在约5-15％之间。本发明的另一些实施例中，按体积计，所述溶剂含5％以下，更好的是1％以下的一烷基胺。此类改良溶剂的另一种实施例含有按体积计50％以下的三烷基胺，低至0％更好。部分实施例中，溶剂中三烷基胺的体积浓度低于40％。另一实施例中，三烷基胺含量低于25％。一优选实施例含有低于10体积％的三烷基胺，低于5％更好。另一实施例中三烷基胺的浓度低于约1％。本发明的另一些溶剂可能含尽可能少的醇，以少于25-0体积％为宜。另一实施例含有少于10体积％的醇，少于5％为宜，少于1％更好。
例如，一种理想的改良溶剂含有约90％多支链二烷基胺异构体的混合物和约10％三烷基胺。因此，有用的改良溶剂可能含少量醇、一烷基胺和三烷基胺，但仍能在本发明方法中提高乙酸生产的效率。
上述改良溶剂的实例之一可通过改进市售溶剂来制备，例如，去除醇和三烷基胺，得到上述适合本发明目的的改良。市售Adogen283溶剂(Witco Corp.)是一种二烷基胺，即，二(十三烷基)胺或N-十三烷基-1-十三烷基胺(CAS No.5910-75-8或68513-50-8)。Adogen283溶剂主要是一种复杂的异构体混合物，这些异构体分属一烷基胺，二烷基胺和三烷基胺。未改良Adogen283溶剂的平均分子量为395，总胺值为144.0，含约0.29％醇，5.78％一烷基胺，和85.99％二烷基胺。Adogen283溶剂中高沸点胺的质谱分析如表I所示表I
虽然公认市售Adogen283溶剂是一种用于从水相中萃取稀乙酸的萃取溶剂，但在本发明之前，业界公认，Adogen283溶剂在蒸馏时会严重降解，即，在蒸馏条件下，经过3小时，由于胺与乙酸的反应，约40％的胺转化为不需要的酰胺(J.W.Althouse和L.L.Tazlarides，工业化学过程研究杂志.，311971-1981(1992))，这使得它不能用于涉及蒸馏的乙酸回收。根据以上报道，Adogen283溶剂中的醇也会与乙酸在蒸馏温度反应形成酯。而且，Adogen283溶剂或其改良形式，即使与助溶剂联用，也不能用于含蒸馏的过程，因为它会形成酰胺，这是人们所不期望的。(N.L.Richer等，分离技术，136-41(1979))。
因此，本发明的一项重要内容是确定提高溶剂(例如Adogen283溶剂)分配系数(例如，Kd大于或等于5，约10-20之间则更好)，消除其缺点的方法。本发明的另一项内容是改良溶剂与选定助溶剂的组合，从而得到适合包括蒸馏的乙酸回收的溶剂混合物。如下对Adogen283溶剂进行改进，从而基本去除或减少醇和一烷基胺的百分比含量。对该市售溶剂进行蒸馏，最好在刮板式薄膜蒸发器中进行；然后对蒸馏后的溶剂进行酸洗。酸洗在环境温度下，(较好的是)用pH不超过5的稀有机酸进行。所述酸的一个例子是稀乙酸(约1-50g/L，以低于30％为宜，低于约3g/L更好)。酸的用量一般为稀酸与溶剂之比成1∶1。优选的比例是5∶1的酸与溶剂。蒸馏和酸洗这两步去除低沸点有机物和一烷基胺。较好的是，“低沸点”表示，70torr时的沸点低于约115℃，低于约100℃更好。
一具体实施例中，所述蒸馏在一实验室刮板式薄膜蒸发器中进行，进料速度为56.4g Adogen283溶剂/小时，温度为164.3℃，压力69.9torr。该过程分离出醇和一烷基胺，从蒸馏塔顶排出，留下的所得改良溶剂中含多支链二烷基胺和三烷基胺的混合物，从蒸馏塔底排出。这一改良溶剂称改良溶剂A。
改良溶剂A的特征在于含0.02％低沸点有机物，0.16％一烷基胺，90.78％二烷基胺和9.04％三烷基胺。表II是未改良Adogen283溶剂，改良溶剂A和以上过程所去除部分的组成(百分比)比较表II
该优选改良溶剂A的萃取系数约为10或更高，除其他组分之外还含多支链二烷基胺异构体的混合物，其中醇和一烷基胺的含量大大降低。改良溶剂A是一种优良的乙酸浓缩溶剂，特别适用于本发明的方法。该改良溶剂的萃取系数随乙酸浓度的降低而升高。
然后，可进一步纯化改良溶剂A，得到另一种改良溶剂，称为改良溶剂B。将改良溶剂A引入另一蒸馏塔，蒸馏条件与前文所述相同。该蒸馏过程可从蒸馏塔顶蒸馏出改良溶剂A中的二烷基胺，得到改良溶剂B，同时从蒸馏塔底排出三烷基胺。改良溶剂B的特征在于略优的萃取系数(高于10)，而且，在与选定助溶剂联用时，在本发明方法中的工作性能更好。
根据在此揭示的对市售Adogen283溶剂的改良和改良溶剂A与B，预计可以对含多支链二烷基胺及部分三烷基胺以及一烷基胺、醇等组分的其他市售溶剂(例如Amberlite LA-2MW＝375(Rohm & Haas)，以及H.Reisinger和C.J.King在工业化学工程研究杂志34845-852(1995)中所述的那些)进行类似的处理，从而基本上去除其中的醇和一烷基胺，以及根据需要去除三烷基胺，从而得到合适的改良溶剂，用于涉及萃取和蒸馏的从水相中回收乙酸的方法。
本发明的另一方面内容是本发明改良溶剂与选定助溶剂的混合物，该混合物也具有理想的特性，适用于回收乙酸的萃取和蒸馏方法。许多非醇类助溶剂可选来与上述改良溶剂以及市售Adogen283溶剂混合。许多助溶剂因为其与Adogen283溶剂及其改良型混合时可能获得高分配系数，可用在此类混合物中。助溶剂只与混合物中所用助溶剂含量比成正比地降低Kd。例如，50％Adogen283溶剂或其改良型与50％任意类型的助溶剂形成混合物，其Kd是纯Adogen283溶剂的一半。虽然其他基于胺的溶剂(例如Alamine336溶剂，Adogen381溶剂，Adogen260溶剂，等)也存在这一现象，但这些纯溶剂的Kd已经非常低(1-3)，所以，以助溶剂稀释会使Kd值过低(0.5-1.5或更低)而失去商业意义。在使用其他溶剂(例如市售的Alamine溶剂，Adogen381溶剂等)时，必须慎重选择助溶剂，以提高分配系数。
虽然Kd取决于发酵罐中酸的浓度(一般约3-6g/L)，溶剂混合物理想的Kd以1-20为宜。对于约4.5-5.5g/L的酸浓度，溶剂混合物的Kd以8-11为宜。另一种溶剂混合物的Kd是6-20。然而，在实施本发明时，也可采用该系数的其他值。
溶剂/助溶剂混合物不能与水溶混，而且必须在温度降低时易与水分离。选定助溶剂的沸点必须低于上述市售溶剂或改良溶剂。例如，一种优选助溶剂在125-250℃之间沸腾。更好的是，助溶剂在约150-200℃之间沸腾。实施例之一中，助溶剂在165℃沸腾。在选择助溶剂时必须避免含醇，因为它们会与乙酸反应形成酯，还会引起乳化。所选的助溶剂可改善混合物的物理特性，例如粘度，还有助于降低溶剂的沸点。本领域技术人员进一步考虑到，助溶剂要具备水溶性并能返回发酵罐，以及与细菌接触，就必须具有低毒性，据此就能选定合适的助溶剂。显然，所选溶剂必须能为细菌所耐受。
用于本发明溶剂混合物的优选助溶剂是能以蒸气形式与水和乙酸形成共沸混合物(即不容易分离，表现为“一体”的混合物)。共沸助溶剂可提高至少组分之一，例如水的挥发性。共沸混合物的形成使助溶剂与水/乙酸以蒸汽的形式在蒸馏塔内一起向上移动(基本为一体)，从蒸馏塔顶部排出。当蒸汽被冷凝时，助溶剂与乙酸/水分离。在后文所述的蒸馏过程中，这样可以滗出助溶剂，并将其返还到第一蒸馏塔中。而乙酸和水(以及部分残留助溶剂)则可进入第二蒸馏塔回收乙酸。共沸助溶剂的主要优点是可以用两个蒸馏塔回收乙酸，而用非共沸助溶剂时则需要三个蒸馏塔。
表现出所需特性的助溶剂包括可与乙酸形成共沸混合物的低沸点烃类助溶剂。具体地说，符合这一要求的优选助溶剂包括烷烃，特别是9-11碳的那些。此类有用的助溶剂包括正壬烷，正癸烷，正十一烷，醚类和OrfomSX-18TM溶剂(Philips Mining，Inc.)(一种9-11碳异构烷烃的混合物)。另一些可与本发明改良溶剂联用的助溶剂包括那些非醇溶剂，包括Althouse(1992)(同上)第1976页表3中所列举的那些。
当这些助溶剂与前述改良二烷基胺溶剂混合时，可降低所述溶剂系统的沸点，尤其是在真空中蒸馏该溶剂系统时。降低沸点还可以避免或限制二烷基胺形成酰胺。这样的溶剂/共沸助溶剂混合物允许用两个蒸馏塔进行蒸馏。通常，溶剂/助溶剂混合物中改良溶剂的含量约为10-90体积％。较好的是，溶剂/助溶剂混合物中，本发明含二烷基胺的改良溶剂含量为30-70体积％。在一优选实施例中，改良溶剂占混合物体积的约60％。要形成本发明的溶剂/助溶剂混合物，至少需要10％助溶剂。按体积计，助溶剂的含量可以从10％至90％，以30％至70％为宜。在优选实施例中，改良溶剂占混合物体积的约40％。因此，本发明一种优选的举例溶剂/助溶剂混合物含60％改良溶剂A和40％OrfomSX18溶剂。
本领域技术人员应该能够根据具体的蒸馏设备或过程，适当调整改良溶剂和助溶剂的百分比。调整改良溶剂与助溶剂的比例以制备所需的混合物应以以下因素为基础具体的改良溶剂和助溶剂及其含量，它们的相对分配系数和粘度，以及热源、设备大小和这两种溶剂组分的相对成本等实际因素。例如，最佳萃取系数似乎与高胺含量相关，但这提高了溶剂系统的成本。因此，对某些应用来说，如此高昂的成本会影响改良溶剂与溶剂所要求的比例。而且，粘度和沸点也限定了改良溶剂在混合物中含量的上限，这两项参数都可由助溶剂来降低。
作为举例，SX-18助溶剂与其含量成正比地降低改良溶剂混合物的分配系数(例如，改良溶剂A以SX-18溶剂配制的50％溶液其分配系数是100％改良溶剂A的50％)，但其存在降低了粘度提高了回收乙酸能力，因为更易操作。助溶剂SX-18在160-167℃之间沸腾，因此还能降低混合物的沸点，由此减少酰胺的形成。本领域技术人员应该能够权衡以上因素，从而制备出所需的改良溶剂与助溶剂的混合物。
本发明改良溶剂/助溶剂混合物的理想特性使它尤其适合用于为回收乙酸进行的萃取和蒸馏。本发明溶剂混合物适合萃取的理想特性包括萃取系数高(约高于3，高于约10更好)，与水不溶混，水/溶剂分离良好，对细菌培养物毒性低，与水的粘度及密度差异显著，相对诸如醇、盐和水等其他发酵产物，对乙酸的选择性好。本发明溶剂和溶剂混合物适合蒸馏的理想特性包括乙酸(118℃)与助溶剂(165℃)之间的沸点差异显著。这样的差异对于本发明方法的效率也是有益的，因为组分间沸点差异越大，蒸馏塔就可以越小，由此可提高乙酸回收的效率并降低成本。
值得注意的是，使用本发明的溶剂/助溶剂混合物，因加热或反应降解(例如氧化)而造成的溶剂损失几乎可忽略不计。参见图4和实施例2。溶剂和助溶剂还应具有与乙酸、培养基组分、生物物质以及水相或发酵液中其他未知物质反应性低，以及与水不溶混的特点。较好的是，本发明采用所述溶剂/助溶剂的方法降低或基本消除乙酸与溶剂/助溶剂形成不期望的副产物(例如酰胺)的倾向，这些副产物可能来自本发明新改良溶剂和溶剂混合物中胺所参与的反应。
本领域技术人员根据本说明书所述以及对前述诸多因素的已有认识，应该能改变本发明的溶剂/助溶剂混合物。这样的改变应该被认为包括在权利要求书的范围之内。
B.新溶剂/助溶剂混合物在乙酸回收中的应用本发明的方法使用上述改良溶剂/助溶剂混合物和特定步骤来避免形成不期望的酰胺。改良溶剂/助溶剂的使用改善了非发酵过程或微生物发酵过程中乙酸的回收。
因此，根据本发明的一种实施方式，一种从水相中获取乙酸的非发酵方法可使用上述改良溶剂/助溶剂混合物。这种过程的第一步是使水相与上述含二烷基胺的改良溶剂/助溶剂混合物连续接触，使乙酸可从水相萃入溶剂相。这一步可采用常规萃取设备(例如萃取塔)，混合及沉降罐，以及设计用于萃取的本领域已知类似设备。此外，可根据本领域的已知常识对萃取条件进行优化。萃取温度以常温即20℃左右至80℃为宜。在80℃左右，溶剂中的二氧化碳几乎完全放出，但萃取仍然可进行。
然后，在可减少溶剂中的胺转化为酰胺的蒸馏温度下从溶剂相中蒸馏出乙酸。此处的蒸馏温度是指蒸馏塔底的温度。根据本发明，为减少酰胺的形成，蒸馏温度约为115-160℃。最重要的是，本发明方法要求蒸馏温度低于130℃，以便在能够回收乙酸的同时限制酰胺的形成。
在优选实施例中，蒸馏步骤在无氧真空中进行，这可以降低温度，从而尽可能减少溶剂或溶剂/助溶剂混合物的酰胺形成和氧化降解。真空度越高(即绝对压力越低)，则温度越低，酰胺形成和氧化降解越少。这一步骤的真空度以低于10psia为宜。较好的是，蒸馏步骤的真空度选自0.1-5psia。更好的是，为了强化乙酸回收，蒸馏步骤采用不超过4psia的真空度。使用本发明改良溶剂/共沸助溶剂的另一优点是，与现有技术相比，可使用两个蒸馏塔提高从水相中回收乙酸的效率。
本发明用以限制溶剂降解的蒸馏温度控制可以综合诸多因素而实现，例如，选择助溶剂、溶剂与助溶剂之比，和蒸馏步骤的真空度。根据本说明书，本领域技术人员能够选出合适的因素，综合起来按要求控制蒸馏温度。例如，技术人员不难在以上范围内调节蒸馏温度和真空度，从而获得理想的乙酸回收效率，同时将本发明溶剂的氧化降解及酰胺的形成减至最少。权利要求书中包含这样的改进。
根据本发明的另一实施例，一种生产乙酸的厌氧微生物发酵方法使用本发明的改良溶剂/助溶剂化合物来提高乙酸的回收效率。为此，厌氧产乙酸微生物，含营养源的水性料流和含一氧化碳、二氧化碳和氢气不同组合的气体在发酵罐中发酵，形成含乙酸及其他组分的发酵液。这样，实施例之一中的所述气体含一氧化碳。另一实施例中的气体含二氧化碳和氢气。另一实施例中的气体含二氧化碳、一氧化碳和氢气。另一实施例中的气体含一氧化碳和氢气。较好的是，这样的气体来自各种工业废气。
此外，如前所述，发酵液中还含有厌氧产乙酸菌和细菌生长所需的营养培养基。所述厌氧菌可以是一种菌株，也可以是多种产乙酸菌的混合培养物，这包括但不限于kivui醋杆菌，伍氏醋酸杆菌，食甲基丁酸杆菌，醋酸杆菌，丙酮丁酸梭菌，蚁酸醋酸梭菌，克氏梭菌，热醋梭菌，热纤维梭菌，产硫磺热厌氧杆菌，解糖热厌氧杆菌，粘液真杆菌，产生瘤胃球菌和杨氏梭菌，以及它们的混合物。特别好的是先前由本发明发明人发现的产乙酸菌菌株，即杨氏梭菌中的PETCATCC55383，O-52 ATCC 55989，ERI2 ATCC 55380和C-01 ATCC 55988，以及它们的混合物。这些产乙酸菌一般可以从保藏机构获得，例如美国典型培养物保藏中心，10801 University Boulevard，Manassas，VA20110-2209，或者可以购买或向教育研究机构获得。本发明发明人发现的以上微生物是根据有关用于专利目的的微生物保藏的布答佩斯条约进行保藏的，所做保藏符合所有相关规定。
向发酵罐中连续加入营养物。用于此类发酵液的营养培养基是常规的那些，包含已知此类产乙酸菌生长所必需的营养素。以下表III例举了一种在常压下培养产乙酸菌的以硫化物为基础的营养培养基(培养基A加培养基B)。然而，可以使用不同组分不同浓度的多种配方的营养培养基。本领域熟练技术人员不难配制出其他适合本发明目的的营养培养基。表III的配方只是合适配方之一。
表III培养基A
培养基B
根据现有知识，本领域熟练技术人员不难根据多种因素对营养素和其他发酵条件做出选择，这些因素例如所用微生物，所用设备、罐与塔的大小和型号，气体料流或能源的组成等。根据本说明书，本领域技术人员不难就这些参数做出选择，而且，这些并不对本发明范围构成限定。
随着发酵的进行，含惰性和未反应基质气体的废气释放出来，将发酵液即出料送至离心机、中空纤维膜或其他固-液分离装置，分离出其中的微生物，而且，较好的是将它们返还到发酵罐中。
然后，在萃取塔中用改良溶剂/助溶剂混合物对由发酵液形成的基本无细胞水性料流进行萃取。溶剂与进料之比(即溶剂体积与无细胞料流体积之比)从0至10不等。溶剂与进料之比越低，则酸在溶剂中的浓度越高，所需溶剂越少。根据本发明，所述萃取步骤采用内含多支链二烷基胺异构体，且经改良而去除了其中一烷基胺的溶剂和选定助溶剂(即前文所述的低沸点烃助溶剂)的混合物。如前文实施例所述，根据溶剂混合物的粘度，将萃取温度维持在约20-80℃。这一萃取步骤从无细胞料流中分离出乙酸，将其与水相中的营养培养基和其他物质(它们被循环到生物反应器中)分开，形成含溶剂、少量水和乙酸的一相。此外，例如Se、Mo、W和S等某些培养基组分也被萃入溶剂。
方法中的另一步骤是通过连续蒸馏将乙酸和水与萃取产物中的溶剂和水分离。为此，将溶剂/酸/水溶液通过第一蒸馏塔，在此将溶液加热至可减少溶剂中的胺向酰胺转化的合适温度。如前所述，蒸馏温度必需在115-160℃之间，从而在允许乙酸回收的同时限制溶剂降解和酰胺形成。较好的是，蒸馏温度不超过130℃，以避免酰胺的形成。本发明的一个重要优点是，萃取和蒸馏基本上不使溶剂胺降解为酰胺，因而提高了从发酵液中回收乙酸的效率。
如果本发明的溶剂/助溶剂混合物采用共沸助溶剂，则方法所用蒸馏塔的运行效率更高。蒸馏过程中，共沸混合物的形成可使助溶剂和酸/水一起(基本成一体)在第一蒸馏塔内向上移动，从塔顶离开。在液态形式，助溶剂与乙酸/水分离。分离后，可将助溶剂重新引入蒸馏塔。然后，乙酸和水(以及部分残留助溶剂)进入第二蒸馏塔，其中，助溶剂再次与水和酸形成共沸混合物，这三种成分以蒸汽形式从塔顶流出。将此蒸汽冷凝，将大部分液体回流。因为冷凝液中含有少量助溶剂，将一小部分料流连续地返回溶剂蒸馏塔中。在紧靠第一理论段的上方，即塔中溶剂与酸分离的部位，抽取乙酸。
本发明一优选实施例在无氧真空中进行蒸馏，这可以降低温度，避免溶剂或溶剂/助溶剂混合物的氧化降解。真空度越高(即，绝对压力越低)，则温度越低，酰胺的形成和氧化降解越少。如前所述，真空度以10psia以下为宜。较好的是，蒸馏步骤采用约0.1-5psia之间的真空。更好的是，蒸馏步骤采用4psia或以下的真空，以进一步降低溶剂/酸/水混合物的沸点，由此进一步减少酰胺的形成和加强乙酸的回收。用本发明改良的溶剂/共沸助溶剂混合物的另一优点是，与现有技术相比，使用两个蒸馏塔强化了水相中乙酸的回收。
本发明为了限制溶剂降解而进行的蒸馏温度控制可通过综合多种因素而实现，例如选择助溶剂，溶剂与助溶剂之比，以及蒸馏的真空条件。根据本说明书的内容，本领域技术人员能够选出合适的因素组合，从而按要求控制蒸馏温度。例如，本领域熟练技术人员不难在前述范围内调节蒸馏温度和真空条件，从而达到本发明要求的乙酸回收效率。
C.萃取发酵和直接接触萃取根据本发明的另一实施例，上述新的改良溶剂/助溶剂混合物可用于“直接接触萃取”和“萃取发酵”，即，对以上回收乙酸的厌氧发酵生产过程进行修改。对所述方法的修改可由微生物发酵生产乙酸，但不需要在萃取或蒸馏前分离细菌细胞。而且，将这些溶剂混合物用于乙酸的微生物发酵时，无需使用单独的萃取塔。在简化方法之外，本发明还能降低生产乙酸所需的成本、设备的操作和维护费用，以及获得产品所需的时间。
因此，本发明的“萃取发酵”法是对前述过程进行修改后得到的一种生产乙酸的厌氧微生物发酵方法。第一步，在生物反应器或发酵罐中，培养在生长所必需的营养素混合物中的厌氧产乙酸菌与前述改良溶剂/助溶剂混合物在约37℃，至少一个大气压(即14.7psia)下接触足够的时间，以使细菌适应溶剂的存在，即使细菌能够在溶剂存在下生长。所述厌氧菌可以是一种菌株，也可以是多种产乙酸菌菌株的混合培养物；以上B部分所述的菌株也可用于本发明的该改进方式中。因为许多溶剂对细菌生长有毒，所以本发明中细菌与溶剂直接接触这一点说明，细菌细胞能适应本发明溶剂混合物的存在，这种适应是通过在一段时间内逐渐增进细胞与溶剂的接触而实现的。
然后，向发酵罐中引入含营养源的水性料流和含一氧化碳、二氧化碳和氢气不同组合混合物的气体。因此，实施例之一中的气体料流含一氧化碳。另一实施例中的气体料流含二氧化碳和氢气。另一实施例中的气体料流含二氧化碳、一氧化碳和氢气。另一实施例中的气体料流含一氧化碳和氢气。如前所述，这些气体可以是来自工业废气。这一步产生含乙酸、溶剂、细菌细胞和水以及其他组分的发酵液。
向发酵罐中连续添加营养素。根据本说明书，本领域技术人员不难选择具体的营养素，培养基以及发酵温度和压力等其他条件，这些取决于所用微生物，所用设备、罐和塔的大小和型号，气体料流和能源的组成，气体和液体在发酵罐中的滞留时间等多种因素。本领域技术人员熟悉此类参数的平衡与调节，这些不对本发明的范围构成限制。
随着发酵的进行，释放出含惰性和未反应基质气体的废气。在发酵液中，溶剂的存在将乙酸和少量水连续地萃入“较轻”的溶剂相，从而与水相中较重的细菌、营养培养基及其他重组分分开。连续地将无细胞料流水相和溶剂相转移到沉降罐中，在此，借助于重力滗出较轻的溶剂相，使其与较重的水相分开。这里不使用其他固-液分离方法。将重相返回生物反应器/发酵罐，含溶剂、少量水和乙酸溶液的轻相则送至第一蒸馏塔。
如前所述，将溶液加热到可使溶剂中胺向酰胺的转化减至最少的温度，回收乙酸。较好的是，为避免酰胺的形成，蒸馏温度不超过约160℃，更好的是不超过130℃。本发明的一个重要优点是，蒸馏步骤基本上不使溶剂胺降解为酰胺，因而提高了乙酸生产的效率。
如果本发明的溶剂/助溶剂混合物采用共沸助溶剂，则方法所用蒸馏塔的运行效率更高。蒸馏过程中，共沸混合物的形成可使助溶剂和酸/水一起(基本成一体)在第一蒸馏塔内向上移动，从塔顶离开。在液态形式，助溶剂与乙酸/水分离。分离后，可将助溶剂重新引入蒸馏塔。然后，乙酸和水(以及部分残留助溶剂)进入第二蒸馏塔，其中，助溶剂再次与水和酸形成共沸混合物，这三种成分以蒸汽形式从塔顶流出。将此蒸汽冷凝，将大部分液体回流。因为冷凝液中含有少量助溶剂，将一小部分料流连续地返回溶剂蒸馏塔中。在紧靠第一理论段的上方抽取乙酸。
本发明一优选实施例在无氧真空中进行蒸馏，这可以降低温度，避免溶剂或溶剂/助溶剂混合物的氧化降解。真空度越高(即，绝对压力越低)，则温度越低，酰胺的形成和氧化降解越少。如前所述，真空度以10psia以下为宜。较好的是，蒸馏步骤采用约0.1-5psia之间的真空。更好的是，蒸馏步骤采用4psia或以下的真空，以进一步降低溶剂/酸/水混合物的沸点，由此进一步减少酰胺的形成和强化乙酸的回收。用本发明改良的溶剂/共沸助溶剂混合物的另一优点是，与现有技术相比，使用两个蒸馏塔强化了水相中乙酸的回收。
本发明为了限制溶剂降解而进行的蒸馏温度控制可通过综合多种因素而实现，例如选择助溶剂，溶剂与助溶剂之比，以及蒸馏的真空条件。根据本说明书的内容，本领域技术人员能够选出合适的因素组合，从而按要求控制蒸馏温度。例如，本领域熟练技术人员不难在前述范围内调节蒸馏温度和真空条件，从而达到本发明要求的乙酸回收效率。
在可选用的本发明“直接接触萃取”方法中，不在萃取前通过过滤或离心将细胞物质与乙酸和水分离，而是将含有细胞的全部发酵液直接送至萃取塔。常规萃取装置包括以溶剂相或水相作为连续相的萃取塔。这些萃取塔还具有溶剂和水相培养物的出入口。包含细菌细胞的发酵液向下流动，通过充满溶剂的萃取塔，而溶剂则向上流动，与发酵液形成逆流。也可以在充满水的萃取塔中形成这样的反向流动。这些萃取塔根据塔内填料的种类及塔的大小而不同。或者，可选用其他萃取装置，例如混合沉降罐，来达到同样的目的，根据本文所述，无需繁琐的试验，本领域技术人员就能够就此做出选择。
存在的溶剂连续地分离出乙酸和少量水，形成“溶剂相”，与含细菌、营养培养基、少量乙酸以及水相中其他重物质的重相分开。连续萃取含乙酸和少量水的溶剂相，送至第一蒸馏塔，然后如上述实施例那样进一步蒸馏。含细胞物质的水相从萃取塔的底部排出。因为水相与溶剂相基本上不溶混，他们沿着萃取塔借助于重力自发地分离。这里不使用其他固-液分离方法。将较重的水相返还到生物反应器/发酵罐中。定期地从萃取塔中去除形成于培养物/溶剂界面处的细胞或蛋白质物质。根据所选萃取塔的类型，可调节溶剂或水不同的流速和流向。
实施例6代表了先前所述萃取发酵方法的例子。直接接触萃取法的例子是采用溶剂充填萃取塔的实施例4，和采用水溶液充填萃取塔的实施例5。相对溶剂充填塔，水溶液充填系统比较便宜，所需溶剂较少。这两种萃取塔都有市售商品，可以互换。
本领域技术人员一定能够在本发明范围内对本发明的萃取发酵法和直接接触萃取法的具体条件进行修改。
D.二氧化碳的去除根据本发明的另一实施例，通过修改，大副减少发酵液中的二氧化碳或者还有硫(硫化氢的形式)，可提高生产乙酸或其他产品(例如醇和盐等)的气体(尤其是含一氧化碳、一氧化碳与氢气(或者)还有二氧化碳、或二氧化碳与氢气的气体料流)微生物发酵方法的效率。在现有技术(例如PCR WO98/00558)或本文所述此类气体的微生物发酵中，出发酵罐/生物反应器的气体和出发酵罐/生物反应器进入下一步骤的发酵液中都含有二氧化碳和硫化氢。例如，6个大气压(约75pisg)的发酵罐中中，出来的气体含约50％CO2和700ppmH2S，而发酵液中则含约3g/L CO2和0.01g/L H2S。萃取过程中，CO2和H2S借助于溶剂随乙酸一起分离。使用常规胺类溶剂和使用本发明的改良溶剂/助溶剂混合物，都是如此。
萃入溶剂的任何物质都会降低溶剂萃取乙酸的能力。因为发酵液中CO2的浓度与其中乙酸的浓度相近(5g/L)，这对于溶剂的乙酸负载能力构成了现实威胁。因此，发酵液中的CO2限制了溶剂的乙酸负载能力。硫化氢对乙酸负载能力不构成显著威胁，因为其浓度很低，但H2S作为硫离子是培养物的重要营养素。从发酵液中去除硫同时也减少了发酵罐中细菌能利用的硫。虽然，反应器废气中含有硫化氢似乎说明过程本身会去除硫，但将硫萃出，增加了作为营养素的硫的流失。同样，二氧化碳是将氢气转化为乙酸所必需的，生产过程中二氧化碳从发酵液中的流失会降低氢气的利用率。
因此，本发明提供了一种气体微生物发酵生产乙酸的改良方法，即在方法中包括在萃取前从发酵液中分离出二氧化碳的步骤。一个优选但非必需的步骤是在萃取前从发酵液中分离出硫化氢。较好的是，从发酵液中既分离出二氧化碳，又分离出硫化氢，并可以将它们返回到发酵罐中。
该方法的实施方式之一包括使发酵液(可能包含细菌细胞，乙酸，营养培养基，盐和发酵产生的其他组分)或无细胞料流(已先经过滤或离心而从中去除了大部分细菌细胞及其他较重的物质)与不含二氧化碳而且最好不含硫化氢的“气提”气体接触。所述“气提”气体包括但不限于氮气、氦气、氩气、甲烷或原来的稀浓度气体(如果该气体含极少甚至不含二氧化碳，而且最好不含硫化氢)。基本上，任何非反应性气体或非反应性气体的混合物都可用于本发明。将气提气体(例如N2)引入出发酵罐中的发酵液或无细胞料流，使液相中的溶解CO2(或H2S)与气相之间的平衡发生逆转，从而提走液相中的气体。与气提气体接触的优选方式是采用逆流气提塔。就象出发酵罐的发酵液中存在着溶解CO2(或H2S)平衡一样，进入逆流气提塔的发酵液或无细胞料流与从中离开的气体之间也存在着一个平衡。随着气提气体与含CO2发酵液或无细胞料流之间相互接触，气提气(例如N2)与水中CO2之间的平衡不断改变。气提塔内的填料确保液体与气提气之间具有良好的接触表面积。
虽然从逆流气提塔底流出的液体中CO2浓度显著降低，但进入的新鲜气提气氮气仍具有与水中CO2达到平衡的完全能力。当氮气最终由气提塔顶离开时，它已被CO2(和H2S)饱和。含CO2(或H2S)的氮气可通过洗涤去除CO2和H2S，或将它们返还到发酵罐中。然后，经“气提”或洗涤后的发酵液或无细胞料流进入乙酸生产的下一步骤，例如，上述以溶剂萃取或直接萃取法中的与溶剂接触，以及蒸馏。参见图3和实施例6A。
改变去除二氧化碳的方法，形成本发明的又一实施方式。如实施例6C所述，该方法对发酵液(可能包含细菌细胞，乙酸，营养培养基，盐和发酵产生的其他组分)或无细胞料流(已先经过滤或离心而从中去除了大部分细菌细胞及其他较重的物质)进行快速降压，然后将其引入萃取器或溶剂萃取塔。例如，可将发酵液或无细胞料流上的压力从6个大气压(或更高)降至较低的压力，例如常压，这使发酵液或无细胞料流中的二氧化碳趋向平衡浓度。较好的是，这样的降压在发酵液或无细胞料流离开发酵罐后，在另一容器内进行。最好将二氧化碳返还到发酵罐中。
然后，去除CO2后的发酵液或无细胞料流进入乙酸生产的下一步骤，例如，以溶剂萃取或上述直接萃取法中的与溶剂接触，以及蒸馏。参见实施例6C。
改变去除二氧化碳的方法，还形成本发明的又一实施方式。如实施例6D所述，该方法从发酵罐中放出发酵液(可能包含细菌细胞，乙酸，营养培养基，盐和发酵产生的其他组分)或无细胞料流(已先经过滤或离心而从中去除了大部分细菌细胞及其他较重的物质)，将其加热至80℃以上，然后萃取。高温使发酵液或无细胞料流中的二氧化碳趋向平衡浓度。较好的是，通过多种常规工程方法，将二氧化碳和硫化氢返还到发酵罐中。
然后，去除CO2后的发酵液或无细胞料流进入乙酸生产的下一步骤，例如，以溶剂萃取或上述直接萃取法中的与溶剂接触，以及蒸馏。参见实施例6D。这一改变的唯一缺点是，因为加热温度杀死了细菌，萃取后的水性发酵液不能返还到发酵罐中，而必需丢弃。
本领域技术人员应该能够在本发明范围内，熟练地改变去除二氧化碳(和硫化氢)的具体条件。
以下实施例说明了本发明各方面的内容，但并不是对本发明的限定，本发明的范围仅由权利要求限定。
实施例1用本发明溶剂/共沸助溶剂混合物从发酵产物中回收乙酸A.60％改良溶剂A和40％OrfomSX-18助溶剂本发明参考的已公开国际专利申请PCT WO98/00558详细描述了由多种含气体水性料流生产乙酸的设备与方法。根据本发明内容之一，对其中所述的方法进行了如下修改。
一发酵罐内含有杨氏梭菌ER12和合适的营养培养基，边搅拌边向其中引入含45％一氧化碳，45％氢气和10％二氧化碳的气体。发酵罐放出的液态产料流经细胞循环(即，用中空纤维膜分离去细胞而成为无细胞料流)后，含5g/L游离乙酸和5g/L乙酸盐，pH4.75，将其送至多段逆流萃取塔。在此萃取塔内，该无细胞料流与本发明的溶剂/助溶剂混合物在37℃接触，所述混合物含60％改良溶剂A和40％OrfomSX-18助溶剂，溶剂与进料比为0.09(v/v)。从萃取塔流出的溶剂含50g/L乙酸，水性料流(送回发酵罐进行循环)含5g/L乙酸盐和0.5g/L乙酸。
将含改良溶剂/助溶剂和乙酸的溶剂送至蒸馏系统，该系统包括第一个“溶剂”蒸馏塔，贮槽和第二个“酸”蒸馏塔。在运行第一个蒸馏塔时，低沸点助溶剂加上0.3atm的中度真空，最大限度地降低了塔温，而且使酸、水和助溶剂以塔顶产物的形式与留在塔底的改良溶剂A及部分助溶剂分离。利用真空维持塔底温度不超过130℃。将塔底的改良溶剂和助溶剂返还塔内，形成循环。塔顶的混合物，即水、乙酸和部分助溶剂从塔顶分出，然后冷却，使得助溶剂冷凝，从而与水/酸分开。
因为从水/酸中去除了大部分助溶剂，水/酸中被进一步降低的助溶剂浓度低于共沸混合物中的浓度。将含乙酸、水和少量助溶剂的该混合物送至第二个“酸”蒸馏塔。在这第二个蒸馏塔内，水和助溶剂以及少量酸从塔顶排出，乙酸则移动到温度为118℃的塔底。将部分水/酸相回流到塔内，其余的水/酸相和助溶剂则返回萃取阶段。从该塔底获得冰醋酸产物，塔顶馏分则返回过程进行循环。
B.30％Adogen283LA(Witco)溶剂和70％SX-18助溶剂作为另一例本发明的发酵方法，在多段萃取塔中，使A中所述含5g/L游离乙酸，10g/L乙酸盐，pH5.0的液态产物与含30％Adogen283(Witco)溶剂和70％SX-18助溶剂的溶剂混合物接触。溶剂与进流之比为0.09。出萃取塔的溶剂中含25g/L乙酸，水性料流中含10g/L乙酸盐和2.75g/L乙酸。因此，加入SX-18助溶剂降低了酸的分配系数。然后，进行与前述相同的蒸馏以回收产物。
C.30％改良溶剂A和70％癸烷助溶剂用癸烷助溶剂中的30％改良溶剂A进行与B类似的萃取。分配系数与B相同，蒸馏回收产物的过程也相同。
D.60％Adogen283LA(Witco)溶剂和40％正十二烷助溶剂用正十二烷助溶剂中的60％Adogen283LA(Witco)溶剂进行A所述的萃取。萃取过程与B中的相同，结果，溶剂含50g/L乙酸，水相含10g/L乙酸盐和0.5g/L乙酸。
将含乙酸盐的水性料流再次返回发酵罐进行循环。将含乙酸的溶剂送至与B中所述系统非常相象的蒸馏系统，所不同的是，溶剂塔的压力是0.2atm，塔底温度为127℃。
实施例2酰胺的形成本实施例说明了本发明的基础，即，本发明发明人认为，在蒸馏和萃取中使用含胺溶剂时，温度控制对于含胺溶剂在乙酸生产过程中的效率至关重要。
由溶剂中的胺形成酰胺的速度与乙酸浓度成一次方关系，这可用公式Y＝kX表示，其中，Y代表16小时后酰胺的重量百分比浓度，X＝16小时后乙酸的百分比浓度，k＝酰胺形成的速度常数。
酰胺形成的速度以及速度常数k，按照Arrhenius速度方程，随温度升高而升高，可表示为1n(k)＝-9163.21(1/T)+27.41，其中的T＝开尔文绝对温度。
图4是用于建立Arrhenius速度方程的，1n(k)与绝对温度倒数的函数关系图。例如，温度为150℃(1/T＝0.00236)时，酰胺形成的速度是110℃(1/T＝0.00261)时的9倍。
实施例3用连续溶剂相萃取塔直接萃取乙酸以类似实施例1的方法从发酵罐获得的发酵液中含2.6g/L细胞(干重)，过量营养物质，5g/L乙酸和5.0g/L乙酸盐，pH4.75。将该发酵液送至含SX-18助溶剂中的60％Adogen283LA(Witco)溶剂的连续溶剂相萃取塔。该萃取塔呈圆柱形，可以有填料或没有填料，有溶剂和水相培养物的出入口。培养物在充满溶剂的塔内向下流动，溶剂则向上流动，与培养物形成逆流。出塔溶剂含50g/L乙酸，将其送去蒸馏以回收乙酸，然后再返回萃取塔。塔底的出塔料流含5.0g/L乙酸盐，0.5g/L乙酸，细胞和营养物质，将其返回发酵罐进行循环。因为溶剂与培养物不溶混，溶剂中极少或根本没有水(培养物)，培养物循环料流中也极少或根本没有溶剂。在培养物/溶剂界面会形成由细胞蛋白质物质构成的碎片层，必需定期清除。
实施例4用连续水相萃取塔萃取乙酸将实施例3的发酵液通过含于SX-18助溶剂中的60％Adogen283LA(Witco)溶剂的连续水相萃取塔。该塔结构与实施例3的相似，但柱内所充装的是水相培养物而不是溶剂。溶剂与培养物仍然逆向流动，溶剂从塔顶排出，培养物从塔底排出。出塔水相和溶剂相中的各种浓度与实施例3中的相同。
实施例5由CO、CO2和H2生产乙酸中的内萃取发酵在实施例1A所述的发酵罐/反应器内，用杨氏梭菌BRI分离株BRI2，由含7.52％二氧化碳，31.5％一氧化碳，27.96％氢气和33.02％氮气的工业废气发酵生产pH5.0的乙酸/乙酸盐。气体滞留时间(反应器体积与气体流量之比)是10分钟，液体稀释速率(液体培养基流量与反应器体积之比)是0.03小时-1。含必需维生素和矿物质的培养基连续地流入反应器。搅拌速度为100rpm。反应器还含有溶剂相，即SX-18助溶剂中60％本发明改良溶剂A。在培养物由CO、CO2和H2生产出乙酸时，用溶剂进行萃取。
从发酵罐中放出溶剂与培养物的混合物，在一个小沉降罐中分离。一部分水相以相同于培养基的进料流量作为废液排出系统。将其余水相返回反应器。将含萃得酸的溶剂送去蒸馏以回收乙酸。回收后，将溶剂返还反应器。
实施例6在酸萃取前对培养物进行气提A.氮气气提将来自实施例1-4所述反应器的含细菌细胞、5g/L乙酸、9.3g/L乙酸乙酯和溶解硫化氢及碳酸盐，pH5.0的培养物通过一氮气气提塔，去除培养物中的溶解CO2和H2S形式的硫化物，然后进入萃取塔。这步操作是为了避免溶剂负载了CO2和H2S而不负载乙酸，以及将H2S作为硫源和还原剂返回到培养物中。将含和H2S和CO2的氮气作为二次气体进料送回反应器。通过使用氮气气提塔，溶剂可负载50g/L乙酸。如果不在萃取前去除CO2和H2S，溶剂只能负载25-30g/L乙酸。
B.用其他气体进行的气提用除氮气之外的其他气体对A中的培养物进行气提，其他气体包括甲烷或含H2、CO、CH4的无CO2合成气体。本实施例的其他内容都与前文所述相同。
C.通过减压释放溶解CO2将A发酵液上的压力迅速由6或3atm降至常压，以便在进入萃取塔前释放CO2。培养物中的CO2分压根据Henry定律趋向一个大气压下的平衡浓度，该浓度比前大大降低，有助于溶剂萃得尽可能多的酸。
D.通过预热释放溶解CO2在萃取前，加热A的无细胞料流，以与C相似的方式释放CO2。加热后，发酵液不能再用。
本发明参考了前文中的各公开文献。以上说明包括本发明的许多修改和变化形式，这些对本领域技术人员来说应该是显而易见的。本发明组合物和方法的这些修改和变化形式都包括在权利要求书的范围之内。
权利要求
1.一种生产乙酸的厌氧微生物发酵方法，包括(a)培养于营养培养基中的厌氧产乙酸菌和水性料流在生物反应器内发酵，由此产生含乙酸和溶解二氧化碳的发酵液，所述水性料流包含一种以下气体(1)一氧化碳，(2)二氧化碳和氢气，(3)一氧化碳、二氧化碳和氢气，(4)一氧化碳和氢气；(b)在萃取前去除发酵液中的二氧化碳；(c)步骤(b)所得的发酵液与含胺溶剂接触直至形成含乙酸、所述溶剂和水的溶剂相；(d)从所述溶剂相中连续蒸馏出乙酸。
2.如权利要求1所述的方法，所述发酵液含有溶解的硫化氢，所述方法还包括在萃取前去除发酵液中的硫化氢。
3.如权利要求1或2所述的方法，所述的去除步骤包括使所述发酵液与不含二氧化碳、氧气和硫化氢的气体接触。
4.如权利要求3所述的方法，所述气体还包含选自氮气、甲烷、氦气、氩气、非反应性气体或其混合物的另一种气体。
5.如权利要求3所述的方法，所述的去除步骤在逆流气提塔内进行。
6.如权利要求1或2所述的方法，所述的去除步骤包括在与区别于所述发酵罐的另一容器中将发酵液上的压力降低。
7.如权利要求1或2所述的方法，还包括将所述细菌与发酵液中其他组分分离，从而在所述去除步骤前形成基本无细胞的料流。
8.如权利要求7所述的方法，所述去除步骤包括在区别于发酵罐隔的另一容器内将所述无细胞料流加热至80℃。
9.如权利要求1所述的方法，所述溶剂是水不溶混溶剂/助溶剂的混合物，包含(a)水不溶混溶剂，其中含50体积％以上多支链二烷基胺异构体混合物和1体积％以下一烷基胺，所述溶剂的分配系数大于10；和(b)至少10体积％非醇助溶剂，其沸点低于所述溶剂(a)。
10.如权利要求9所述的方法，所述蒸馏步骤的温度不超过160℃，基本上不使所述胺降解为酰胺，由此提高乙酸的产率。
11.如权利要求9所述的方法，所述蒸馏步骤在基本无氧的真空中进行。
12.如权利要求11所述的方法，所述蒸馏步骤采用0.5-10pisa的真空。
13.如权利要求1所述的方法，所述厌氧微生物选自凯伍产醋菌，伍氏醋酸杆菌，食甲基丁酸杆菌，醋酸杆菌，丙酮丁酸梭菌，蚁酸醋酸梭菌，克氏梭菌，热醋梭菌，热纤维梭菌，产硫磺热厌氧杆菌，解糖热厌氧杆菌，粘液真杆菌，产生瘤胃球菌和杨氏梭菌，以及它们的混合物。
14.根据权利要求13所述的方法，所述的杨氏梭菌选自以下菌株PECTATCC55383，O-52 ATCC 55989，ERI2 ATCC 55380和C-01 ATCC 55988，以及它们的混合物。
15.如权利要求1所述的方法，所述与溶剂的接触在逆流塔中进行。
16.一种改良的用于从水性料流中萃取乙酸的水不溶混溶剂，由约91体积％多支链二烷基胺异构体混合物，约0.2体积％一烷基胺，和约9体积％三烷基胺构成，所述溶剂的分配系数大于10。
17.如权利要求16所述的溶剂，所述一烷基胺和二烷基胺含12-14个碳原子，所述溶剂的分配系数约为10-20。
18.一种制备改良溶剂的方法，包括(a)从包含低沸点化合物、一烷基胺、多支链二烷基胺和三烷基胺的非改良溶剂中蒸馏去除约75-100％的低沸点化合物和约80-100％的一烷基胺，由此提高蒸馏后溶剂的乙酸容量；其中，蒸馏低沸点化合物的温度约为100-160℃，压力约为70托；(b)用有机酸按照约1∶1至5∶1的酸/溶剂比例洗涤蒸馏后溶剂。
19.如权利要求18所述的方法，还包括对蒸馏后溶剂进行第二次蒸馏，从而基本去除所有三烷基胺。
全文摘要
一种用于从水性料流中萃取乙酸的改良水不溶混溶剂，是多支链二烷基胺异构体的基本纯混合物。该溶剂基本上不含一烷基胺和醇。以上改良溶剂与合适的助溶剂形成的溶剂混合物可用于从含气体的水性料流中萃取乙酸，所述助溶剂最好是可与水形成共沸混合物的低沸点烃。一种采用以上溶剂生产乙酸的微生物发酵方法，在发酵条件下，所述溶剂限制酰胺的形成，因而提高了乙酸的回收率。乙酸直接萃取和乙酸萃取发酵的方法也可采用所述改良溶剂，并提高乙酸生产的效率。当微生物发酵的能源包含二氧化碳，且所用方法包括在溶剂萃取乙酸前气提二氧化碳的步骤时，也可以获得所述的效率提高。
文档编号C07C51/47GK1754962SQ20051010972
公开日2006年4月5日 申请日期1999年9月7日 优先权日1998年9月8日
发明者J·L·加迪, E·C·克劳森, 柯庆桓, L·E·韦德, C·V·维克斯特姆 申请人:生物工程资源股份有限公司, 锡兰国际股份有限公司