利用吸附剂原位吸附发酵偶联渗透汽化在线生产及分离丁醇、丙酮和乙醇的方法

摘要

利用吸附剂原位吸附发酵偶联渗透汽化在线生产及分离丁醇、丙酮和乙醇的方法，属于生物技术领域，包括如下步骤：①培养丙酮丁醇乙醇生产菌；②发酵的同时利用吸附剂在线原位吸附丁醇、丙酮和乙醇；③吸附结束后脱附冷凝回收，得到丁醇、丙酮和乙醇粗品；④利用渗透汽化膜对丁醇、丙酮和乙醇粗品进行二次纯化，透过渗透汽化膜的蒸气冷凝回收得到高纯度丁醇、丙酮和乙醇，本发明有益效果为本发明有益效果为发酵效率高、分离提纯成本低。

说明书

技术领域

本发明涉及利用吸附剂原位吸附发酵偶联渗透汽化在线生产及分离丁醇、丙酮和 乙醇的方法，属于生物技术领域。

背景技术

丁醇是一种重要的液体能源和化学品，可以通过微生物发酵法获得，通常采用丙 酮-丁醇-乙醇（ABE）发酵生产丁醇，同时会产生丙酮和乙醇，及少量有机酸。(详见 非专利文献：Kumar，M,Gayen，K..Developments in biobutanol production:new insights. Applied Energy，88:1999-2012，2011).但是发酵液中终点的丁醇浓度通常在1.0～2.0% （w/v）,丙酮浓度在0.5～1.0%（w/v）。并且，丁醇的沸点为117.7℃，高于水的沸点100℃。 因此，如果利用传统的精馏或蒸馏分离法，其分离成本极高，经济上是不可行的，很 难实现工业化生产（详见非专利文献：Matsumura,M.,Kataoka,H.,Sueki,M.,Araki,K. Energy saving effect of pervaporation using oleyl alcohol liquid membrane in butanol purification.Bioprocess Eng.3：93-100,1988）。

目前国内通常采用精馏，萃取和渗透汽化三种方法进行丁醇的分离。如果利用传 统精馏方法，从含有0.5%（w/v）丁醇的发酵液中分离纯化丁醇到99.9%（w/v），需 要能量79.5MJ/kg丁醇。如果发酵液中的丁醇浓度提高到1.0%（w/v）,需要的能量可 以减少到36MJ/kg丁醇，和丁醇自有的能量相等（详见非专利文献：Oudshoorn,A.,Van der Wielen LAM,Straathof AJJ.Assessment of options for selective 1-butanol recovery from aqueous solutions.Ind Eng Chem Res.48:7325-7336,2009）。另外，采用精馏塔进行 分离，通常需要多个精馏塔串联，虽然分离得到的丁醇浓度高，但是需要大量的蒸汽 加热，从能量消耗平衡角度看，经济上是不可行的（详见专利文献：李春利，王洪海， 王荣良，方静，张鹏。分离乙醇、丙酮和丁醇发酵醪液的精馏工艺方法。公开号CN 101397236A；徐西东，孙太喜。一种节能环保的丁醇丙酮生产方法；公开号CN 101302542A；欧阳胜利，李永辉，张志强，陶敏莉，钱胜华，吕惠生，董秀芹，张敏 华。制备生物丁醇中乙醇塔的热耦合节能系统及操作方法。公开号CN 101530672A）。 如果利用萃取的方法，液体油水层之间容易形成乳化层，不容易分离。另外，所用的 萃取剂通常对生产菌至少产生轻微毒害，影响发酵效率。最后，对萃取剂层中溶解的 丁醇浓度不高，导致分离效率很低，并且再次分离，由于萃取剂的比热容很高，需要 消耗的能量很大。因此，综合考虑，萃取技术有其很大的弊端和局限性（详见专利文 献：应明。一种丙酮丁醇原位萃取连续发酵装置及工艺。CN 101948737A；王建设， 王绍鹏。一种连续萃取发酵生产生物丁醇的方法和装置。CN 101787378A;张延平， 王鑫昕，李寅，王少华。一种生产丁醇的方法。CN 101418320A）。利用渗透汽化技术 分离丁醇的研究也较多，通过多级渗透汽化分离，可以获得相对高浓度的丁醇，但是 最大的问题是渗透汽化膜的制作成本高，容易被污染，因此给分离过程带来生产安全 隐患。另外，渗透汽化之前，需要通过微滤装置除去细胞，微滤装置本身也容易堵塞， 不但生产成本高，也有安全隐患（详见专利文献：秦培勇，李树峰，谭天伟，秦帆。 一种生物质发酵耦合渗透汽化分离生产丁醇。CN 102757984A;王建设，王绍鹏。一 种连续渗透汽化耦合发酵生产生物丁醇的装置。CN201686697U；金万勤，姜岷，刘 公平，吴昊。生物质发酵与渗透汽化耦合原位分离丙酮、丁醇和乙醇的工艺。CN 101805754A）。因此，需要开发新技术对产物进行提纯，提高分离效率。

因此，本发明利用吸附剂原位吸附ABE发酵偶联渗透汽化法，即利用吸附剂在发 酵进行过程中吸附并富集产物丁醇，丙酮和乙醇，可以通过脱附回收方式得到高浓度 的丁醇，丙酮和乙醇的粗品，该粗品不含有细胞，因此整个工艺过程不需要分离细胞 过程，然后用渗透汽化膜对粗品进行二次提纯，避免了渗透汽化膜的污染问题。并且 和先微滤在渗透汽化过程相比，脱附得到的粗品中含有的丁醇，丙酮和乙醇浓度更高， 有利于渗透汽化得到更高浓度的产品。其中，吸附剂吸附耦合渗透汽化法的优势在于， 通过微生物发酵与吸附耦合可以快速吸附发酵液中的丁醇，丙酮和乙醇，并通过加热 脱附回收丁醇，丙酮和乙醇，并通过渗透汽化进一步浓缩得到超高浓度的丁醇，丙酮 和乙醇。到目前为止，未见使用吸附剂原位吸附ABE发酵偶联渗透汽化生产和分离丁 醇，丙酮和乙醇的工艺和相关专利。

发明内容

本发明利用吸附剂原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、丙酮和乙醇，吸附结束 后脱附回收得到丁醇、丙酮和乙醇粗品，利用渗透汽化膜对丁醇、丙酮和乙醇粗品进 行二次纯化，得到高纯度丁醇、丙酮和乙醇，与传统精馏方法相比节省了大量的耗能。

本发明提供了利用吸附剂原位吸附发酵偶联渗透汽化在线生产及分离丁醇、丙酮 和乙醇的方法，包括如下步骤：

①将丙酮丁醇乙醇生产菌接入已除氧和灭菌的种子营养基，培养丙酮丁醇乙醇生 产菌，得到种子液；

②将步骤①种子液接入已除氧和灭菌的发酵营养基，利用丙酮丁醇乙醇生产菌发 酵生产丁醇、丙酮和乙醇，发酵的同时利用吸附剂在线原位吸附丁醇、丙酮和乙醇；

③吸附结束后脱附冷凝回收，得到丁醇、丙酮和乙醇粗品；

④利用渗透汽化膜对丁醇、丙酮和乙醇粗品进行二次纯化，透过渗透汽化膜的蒸 气冷凝回收得到含高纯度丁醇、丙酮和乙醇产品。

本发明上述渗透汽化膜优选为透醇膜或透水膜，其形式为管式膜、卷式膜、平板 膜和中空纤维膜中的至少一种。

现有技术中通常能产生丁醇的菌种发酵的同时也产生其他物质，不仅发酵效率低， 得到的产物纯度也低，本发明利用吸附剂原位吸附发酵偶联渗透汽化在线分离并提纯 丁醇、丙酮和乙醇，本发明有益效果为：第一：发酵过程中产生的丁醇、丙酮和乙醇 是抑制性产物，利用吸附剂移除丁醇、丙酮和乙醇能有效提高发酵效率；第二：吸附 剂能使发酵液与产物分离；第三：吸附剂可以富集丁醇、丙酮和乙醇，且具有选择性 吸附，对丁醇吸附能力最强，有利于得到高浓度的含丁醇混合物粗品；第四、渗透汽 化膜对丁醇具有选择性渗透，能进一步提纯粗品得到高纯度丁醇、丙酮和乙醇；第五、 脱附后得到的粗品为不含细胞的澄清液体，对渗透汽化膜无污染。

现有技术中分离提纯发酵液中丁醇、丙酮和乙醇，常见方法为萃取、精馏和渗透 汽化。萃取的缺点为通常的萃取剂沸点高，比热容大，分离时消耗大量能量；精馏的 缺点为耗能大，分离丁醇耗能一般为36～79.5MJ/kg；单独渗透汽化的缺点是容易膜污 染，造成工厂停工。本发明分离提纯发酵液中丁醇、丙酮和乙醇的方法为先利用吸附 剂原位吸附偶联发酵分离，再利用渗透汽化提纯，其优点为吸附剂具有选择性吸附， 对丁醇的吸附能力最强，吸附剂还具有富集作用，最后吸附剂比热容小，易快速脱附， 耗能低，脱附得到的粗品很清洁，不会对渗透汽化膜造成污染。另外，粗品中丁醇、 丙酮和乙醇的浓度高于发酵液中丁醇、丙酮和乙醇的浓度，比直接渗透汽化得到的产 物浓度高并且分离效率也高。渗透汽化能进一步提纯丁醇、丙酮和乙醇，得到高纯度 丁醇、丙酮和乙醇，且对丁醇具有选择性渗透，能得到高浓度的丁醇。本发明能耗为 精馏耗能的50%。

本发明所述发酵方式优选为批式发酵、补料式发酵或连续发酵，进一步优选为批 式发酵或补料式发酵。

本发明所述吸附方式优选为发酵开始时吸附、发酵开始后延迟期吸附、发酵开始 后对数生长期吸附或发酵开始后稳定期，进一步优选为发酵开始时吸附或发酵开始后 对数生长期吸附。

本发明所述吸附温度优选为30～40℃，进一步优选为37℃，与发酵温度一致。

本发明所述吸附剂与发酵液质量比优选为1：1～20。

本发明所述脱附温度优选为150～250℃。

本发明所述吸附剂优选为沸石、活性炭和树脂中的至少一种，沸石、活性炭和树 脂的改性材料也可以作为本发明的吸附剂。

本发明所述渗透汽化原料温度优选为25～90℃。

本发明有益效果为：

①吸附剂能移除发酵得到的抑制性产物丙酮、丁醇和乙醇，提高发酵效率；

②吸附剂能把丁醇、丙酮和乙醇与发酵液分离开；

③吸附剂对丁醇、丙酮和乙醇具有富集作用，且对丁醇有选择性吸附；

④利用吸附剂原位吸附分离偶联发酵，可以提高葡萄糖利用率，提高发酵的生产 强度；

⑤渗透汽化可以进一步提纯丁醇、丙酮和乙醇，且对丁醇具有选择性渗透，能得 到高浓度的丁醇、丙酮和乙醇；

⑥吸附剂脱附后得到的粗品为不含细胞的澄清液体，不会污染渗透汽化膜；

⑦利用原位吸附偶联渗透汽化在线分离并提纯发酵液中丁醇、丙酮和乙醇与传统 的精馏分离相比，节约大量能耗。

附图说明

本发明附图1幅，

图1为本发明装置结构示意图；

其中，1、种子罐，2、发酵罐，3、泵Ⅰ，4、泵Ⅱ，5、吸附装置，6、加热装置 Ⅰ，7、泵Ⅲ，8、冷凝装置Ⅰ，9、产物收集罐Ⅰ，10、泵Ⅳ，11、加热装置Ⅱ，12、 渗透汽化原料罐，13、泵Ⅴ，14、膜池，15、冷凝装置Ⅱ，16、产物收集罐Ⅱ，17、 真空泵。

具体实施方式

下述非限制性实施例可以使本领域的普通技术人员更全面地理解本发明，但不以 任何方式限制本发明。

下述实施例和对比例结合说明书附图说明。

下述实施例和对比例中，实验材料如下：

本发明对所述丙酮丁醇乙醇生产菌没有特别限制，可列举丙酮丁醇梭菌 （Clostridium acetobutylicum）、拜氏梭菌（Clostridium beijerinckii）、大肠杆菌 （Escherichia coli）等生产丙酮丁醇乙醇的基因工程菌，优选丙酮丁醇梭菌。

本发明丙酮丁醇乙醇生产菌为丙酮丁醇乙醇梭菌（Clostridium beijerinckii BA101），购买于美国ATCC菌种库（ATCC number：PTA-1550）。

本发明种子培养基为：每升培养基中含葡萄糖30g、酵母粉2g、胰蛋白胨4g、磷 酸二氢钾0.5g、磷酸氢二钾0.5g、乙酸铵2.2g和矿物质混合物。其中，矿物质混合物 的组成为：每升培养基中含7水合硫酸镁0.1g、7水合硫酸亚铁0.015g、2水合氯化钙 0.015g、1水合硫酸锰0.01g、氯化钴0.02g和硫酸锌0.002g。

本发明发酵培养基为：每升培养基中含葡萄糖70g、酵母粉1g、磷酸二氢钾0.5g、 磷酸氢二钾0.5g、乙酸铵2.2g、矿物质混合物和维生素。其中，矿物质混合物的组成 为：每升培养基中含7水合硫酸镁0.2g、7水合硫酸亚铁0.01g、1水合硫酸锰0.01g 和氯化钠0.01g；维生素的组成为：每升培养基中含对氨基苯甲酸0.001g、维生素B1 0.001g和生物素0.00001g。

上述种子培养基与发酵培养基的体积比为1:10。

上述吸附剂：活性炭，产品英文名称为NORIT ROW 0.8,购买于美国公司（Norit Americas Inc.,Marshall,TX,USA）；树脂，产品英文名称为Dowex Optipore L-493购买 于美国陶氏化学公司（Dow Chemical Company，USA）；沸石，产品英文名称为CBV901 购买于美国国际沸石公司（Zeolyst International,USA）。

本发明渗透汽化膜材料：聚二甲基硅氧烷（PDMS）从购于美国道康宁公司（Dow corning）。沸石纳米材料（ZSM-5）从美国Zeolyst International购买。

本发明渗透气化膜的制备：ZSM-5先在80℃下烘干24h。聚二甲基硅氧烷（PDMS） 中的成胶剂基液和固化剂按10:1的比例混合。将指定重量比例的ZSM-5与按质量比 10:1比例混合后的PDMS制膜液混合，在8000转下离心5min，进行后续操作。后续 操作为先用超声处理制膜液15min，除去制膜液中的气泡，然后用刮刀将制膜液均匀 涂抹在玻璃板上，将带有制膜液的玻璃板放到100℃的烘箱中3h成膜。最后从烘箱中 取出玻璃板，剥离制备好的渗透气化膜，将其固定在膜池中，用于渗透气化分离操作。 ZSM-5的添加量通常是PDMS质量的10～100%，优选为80%。

本发明丙酮、丁醇和乙醇用常规气相色谱法检测，葡萄糖用常规液相色谱法检测。

对比例1

一种常规发酵生产丁醇的方法；

①如图1所示，先将种子培养基在种子罐中通氮气10min除氧，然后121℃灭菌 30min，冷却至室温，接入丙酮丁醇乙醇生产菌，将生产菌培养到生长最活跃的对数生 长期。培养到对数生长期培养时间为12～18h，优选为15h；培养温度为30～40℃， 优选为37℃。种子培养结束后准备接入到发酵罐中。

②如图1所示，先将发酵培养基121℃灭菌30min，然后通氮气2h除氧，冷却至 室温，开启泵Ⅰ将含有丙酮丁醇乙醇生产菌的种子液转移至发酵罐，发酵方式为批式 发酵，37℃发酵，无吸附剂及吸附装置，当发酵液pH低于5.0时，自动补入氨水，将 pH调整到5.0以上。

实验数据见表1、表2。

小结：发酵结束后丁醇、ABE总溶剂（丙酮、丁醇和乙醇三者总和）的浓度分别 为1.4%（w/v），2.3%（w/v）。葡萄糖消耗为7.0%（w/v）。丁醇、ABE总溶剂的生产 强度为0.24g/L/h、0.40g/L/h。

实施例1

利用吸附剂吸附发酵偶联渗透汽化在线分离提纯发酵液中丁醇的方法；

①如图1所示，先将种子培养基在种子罐中通氮气10min除氧，然后121°C灭菌 30min，冷却至室温，接入丙酮丁醇乙醇生产菌，将生产菌培养到生长最活跃的对数生 长期。培养到对数生长期培养时间为12～18h，优选为15h；培养温度为30～40℃， 优选为37℃。种子培养结束后准备接入到发酵罐中。

②如图1所示，先将发酵培养基121℃灭菌30min，然后通氮气2h除氧，冷却至 室温，开启泵Ⅰ将含有丙酮丁醇乙醇生产菌的种子液转移至发酵罐，发酵方式为批式 发酵，37℃发酵丙酮丁醇乙醇生产菌，得到含丁醇的产品Ⅰ，吸附装置内填装活性炭， 活性炭与发酵液的质量比为1：20，开始发酵的同时开启泵Ⅱ使发酵液在发酵罐和吸 附装置之间循环，利用活性炭在线原位吸附含丁醇的产品Ⅰ，当发酵液pH低于5.0 时，自动补入氨水，将pH调整到5.0以上。

③如图1所示，吸附结束后，将加热装置Ⅰ加热至200℃，脱附后开启泵Ⅲ使含 丁醇的产品Ⅱ冷凝回收在产物收集罐Ⅰ内。

④如图1所示，将产物收集罐Ⅰ中的产物通过泵Ⅳ转移至渗透汽化原料罐，开启 加热装置Ⅱ，加热至50℃，开启泵Ⅴ，控制流速0.5L/min，使渗透汽化原料液在膜的 一侧循环，同时开启真空泵使膜的另一侧真空度为10psi，渗透汽化原料液透过膜，透 过蒸气经过产物收集罐Ⅱ时被冷凝回收，得到含丁醇的产品Ⅲ。

实验数据见表1、表2。

小结：发酵结束后丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为2.4%（w/v）、4.0%（w/v）， 与对比例1相比分别提高71.4%、73.9%。葡萄糖消耗为12.0%（w/v），与对比例1相 比提高1.7倍。脱附回收后的丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为11.2%（w/v）、14.9%（w/v）， 与对比例1相比分别提高8.0倍、6.5倍。丁醇、ABE总溶剂的生产强度为0.26g/L/h 和0.43g/L/h，与对比例1相比提高8.3%、7.5%。渗透汽化后得到的产物Ⅲ中丁醇、 ABE总溶剂的浓度分别为42.5%、53.1%，与对比例1相比分别提高30.4倍、23.1倍。

实施例2

利用吸附剂吸附发酵偶联渗透汽化在线分离提纯发酵液中丁醇的方法；

与实施例1区别在于：

开始发酵时，不启动泵Ⅱ，当发酵进行到生产菌的对数生长期时，启动泵Ⅱ，使 发酵液在发酵罐和吸附装置之间循环，开始在线原位吸附。发酵方式为补料式发酵， 当发酵液中的葡萄糖浓度降到10g/L以下时，补加葡萄糖，为发酵继续提供碳源，直 到发酵终止。

实验数据见表1、表2。

小结：发酵结束后丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为3.7%（w/v）、6.2%（w/v）， 与对比例1相比分别提高264.3%、269.6%。葡萄糖消耗为18.5%（w/v），与对比例1 相比提高2.6倍。脱附回收后的丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为14.2%（w/v）、19.6% （w/v），与对比例1相比分别提高10.1倍、8.5倍。丁醇、ABE总溶剂的生产强度为 0.30g/L/h、0.50g/L/h，与对比例1相比分别提高25.0%、25.0%。在发酵的对数生长期 启动泵Ⅱ使发酵液在发酵罐和吸附装置之间循环，即使活性炭可以吸附葡萄糖及其他 营养物质，也不会对生产菌生长和发酵有任何影响，发酵未出现停滞现象，在发酵的 对数生长期时吸附产物比发酵开始时就吸附产物能提高发酵的生产强度。渗透汽化后 得到的产物中丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为48.9%、60.4%，与对比例1相比分别 提高34.9倍、26.3倍。该渗透汽化后高纯度含丁醇混合物通过静置分层，获得丁醇浓 度为80%的有机相。

实施例3

利用吸附剂吸附发酵偶联渗透汽化在线分离提纯发酵液中丁醇的方法；

与实施例1区别在于：

发酵过程不控制pH，吸附装置内填装Dowex Optipore L-493树脂。

实验数据见表1、表2。

小结：发酵结束后丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为1.5%（w/v）、2.4%（w/v）， 与对比例1相比分别提高36.4%、33.3%。消耗葡萄糖为7.3%（w/v），与对比例1相 比提高1.04倍。脱附回收后的丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为7.3%（w/v）、9.7%（w/v）， 与对比例1相比分别提高6.6倍和5.4倍。丁醇、ABE总溶剂的生产强度为0.15g/L/h 和0.26g/L/h，与对比例1相比有所降低。由于开始发酵的同时就开启泵Ⅱ使发酵液在 发酵罐和吸附装置之间循环，Dowex Optipore L-493树脂可以吸附葡萄糖及其他营养 物质，会导致营养物质的失衡，生产菌需要适应突然变化的营养失衡状况，才能进入 正常发酵状态，最终会导致生产强度降低。渗透汽化后得到的产物Ⅲ中丁醇、ABE总 溶剂的浓度分别为32.4%、39.5%，与对比例1相比分别提高23.1倍、17.2倍。

实施例4

利用吸附剂吸附发酵偶联渗透汽化在线分离提纯发酵液中丁醇的方法；

与实施例1区别在于：

开始发酵时，不启动泵Ⅱ，当发酵进行到生产菌的对数生长期时，启动泵Ⅱ，使 发酵液在发酵罐和吸附装置之间循环，开始在线原位吸附。吸附装置内填装Dowex Optipore L-493树脂。发酵方式为补料式发酵，当发酵液中的葡萄糖浓度降到10g/L以 下时，补加葡萄糖，为发酵继续提供碳源，直到发酵终止。

实验数据见表1、表2。

小结：发酵结束后丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为3.3%（w/v）、5.4%（w/v）， 与对比例1相比分别提高200%（w/v）、200%（w/v）。消耗葡萄糖为16.2%（w/v）， 与对比例1相比提高2.3倍。脱附回收后的丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为13.2%（w/v） 和17.1%（w/v），与对比例1相比分别提高12.0倍和9.5倍。丁醇、ABE总溶剂的生 产强度为0.30g/L/h和0.50g/L/h，与对比例1相比提高36.4%和38.9%。在发酵的对数 生长期启动泵Ⅱ使发酵液在发酵罐和吸附装置之间循环，即使Dowex Optipore L-493 树脂可以吸附葡萄糖及其他营养物质，也不会对生产菌生长和发酵有任何影响，发酵 未出现停滞现象，在发酵的对数生长期时吸附产物比发酵开始时就吸附产物能提高发 酵的生产强度。脱附回收后产物静置分层后能得到丁醇含量为80%w/v的高浓度液体， 后续丁醇的脱水处理能耗在2MJ/kg以内，整个丁醇分离的能耗仅为精馏分离能耗的 30%。渗透汽化后得到的产物Ⅲ中丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为46.4%、56.8%，与 对比例1相比分别提高33.1倍、24.7倍。

实施例5

利用吸附剂吸附发酵偶联渗透汽化在线分离提纯发酵液中丁醇的方法；

与实施例1区别在于：

吸附装置内填装沸石分子筛CBV901，沸石与发酵液的质量比为1:5。

实验数据见表1、表2。

小结：发酵结束后丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为2.0%（w/v）、3.3%（w/v）， 与对比例1相比分别提高81.8%、83.3%。葡萄糖消耗为9.8%（w/v），与对比例1相 比提高1.4倍。脱附回收后的丁醇、ABE总溶剂的浓度分别为7.9%（w/v）、9.9%（w/v）， 与对比例1相比分别提高7.2倍、5.5倍。丁醇、ABE总溶剂的生产强度为0.28g/L/h、 0.47g/L/h，与对比例1相比提高27.3%和30.6%。渗透汽化后得到的产物Ⅲ中丁醇、 ABE总溶剂的浓度分别为34.3%、39.7%，与对比例1相比分别提高24.5倍、17.3倍。

表1丁醇、丙酮、乙醇、ABE总溶剂的浓度

备注：w代表质量，v代表体积，ABE代表丙酮、丁醇和乙醇三者总和，脱附回 收后产物代表吸附剂脱附后收集的液体，发酵结束后产物代表发酵结束后发酵液中的 产物和脱附回收后产物，脱附回收后产物和发酵结束后产物没有列出部分为水。

表2葡萄糖消耗与产物生产强度

备注：w代表质量，v代表体积。

结论：

①利用吸附剂原位吸附发酵，使发酵消耗更多的葡萄糖，发酵结束后产物总浓度 和生产强度高于无吸附剂的发酵；

②吸附剂对丁醇、丙酮和乙醇具有选择性吸附，且对丁醇选择性最强，有利于发 酵主产物丁醇的富集回收；

③补料式发酵比批式发酵效率高，在发酵的对数生长期时吸附产物比发酵开始时 就吸附产物能提高发酵的生产强度和发酵效率；

④吸附剂可以吸附发酵产生的丁醇、丙酮和乙醇，降低产物对发酵液中细胞的毒 害，使发酵效率提高，获得更多的产物。

⑤添加ZSM-5的PDMS混合型渗透汽化膜对丁醇的选择透过性强于丙酮和乙醇， 有利于得到高纯度的丁醇。

⑥通过原位吸附-脱附-渗透汽化分离提纯后，丁醇、ABE总溶剂的浓度分别达到 50%、60%；静置分层后，丁醇浓度可以达到80%。如后续纯化采用精馏工艺，本发 明的整个工艺过程得到丁醇浓度为99%的产品，总能耗为多级串联精馏耗能的50%。