(57)【要約】  本発明は、生成物、有利には溶媒を、発酵、有利には多段階発酵によって製造するための方法に関する。発酵は、系内での生成物回収技術としての浸透気化法と、この浸透気化法と組み合わされた、浸透物の多段階での凝縮とによって補完される。凝縮物は、生成した生成物、有利には溶媒を回収するための下流の工程に別途導入される。生成物、有利には溶媒を発酵によって製造するための本方法は、本技術分野における既に報告された方法と比較して、簡易化されており、全体として改良されたエネルギー効率を有する。関連するシステム及びその使用も提供する。
2019520819.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
生成物を発酵によって製造するための方法であって、
−  微生物の存在下で供給原料を発酵させることによって第１の発酵工程を実施して、第１の生成物流（１８）を形成させる工程；
−  第１の生成物流（１８）について浸透気化工程を実施して、透過物（２１）を形成させる工程；
−  透過物（２１）を部分的に凝縮させることによって第１の凝縮工程を実施して、第１の凝縮物（２５）及び残留物流れ（２２，２３）を形成させる工程であって、第１の凝縮工程が、大気圧よりも低い第１の圧力で実施される、工程；
−  第１の圧力よりも高い第２の圧力で前記残留物流れを凝縮させることによって第２の凝縮工程を実施して、第２の凝縮物（２７）を形成させる工程；
−  第２の凝縮物（２７）を蒸留して、第１の範囲の溶媒が富化された流れ（８）と、第１の範囲の溶媒が枯渇した液体流れ（７）とを生成させる工程；
−  第１の凝縮物（２５）を液体流れ（７）と一緒にデカンテーションして、第２の範囲の溶媒に富む相（１２）と、水性相（１３）とを形成させる工程
を含む、方法。
【請求項２】
第１の凝縮工程が、５ｍｂａｒから２００ｍｂａｒまでの間、好ましくは１０ｍｂａｒから１００ｍｂａｒまでの間、より好ましくは１０ｍｂａｒから５０ｍｂａｒまでの間、さらにより好ましくは１５ｍｂａｒから２５ｍｂａｒまでの間、最も好ましくは２０ｍｂａｒから２５ｍｂａｒの間に含まれる第１の圧力で実施される、請求項１に記載の方法。
【請求項３】
第１及び第２の凝縮工程が、同一の冷却温度で実施され、前記冷却温度が、０℃から２０℃までの間、好ましくは０℃から１５℃までの間、より好ましくは０℃から１０℃までの間、さらにより好ましくは１℃から８℃までの間、最も好ましくは２℃から５℃までの間に含まれ、さらに最も好ましくは２℃である、請求項１又は２に記載の方法。
【請求項４】
第１の発酵工程からの流出物（２６）を第２の発酵工程にかけて第２の生成物流れ（１）を形成させ、第２の生成物流れ（１）を蒸気ストリッパー（３６）に導入し、蒸気ストリッパー（３６）の塔頂流れ（４）を第２の凝縮物（２７）と一緒に蒸留して、流れ（８）及び液体流れ（７）を得る、請求項１〜３のいずれか一項に記載の方法。
【請求項５】
前記供給原料が、サトウキビ、コーンマッシュ、小麦、又は他の炭水化物を含有する供給原料由来のものであるか、あるいはバイオディーゼルから由来のグリセリン由来のものである、請求項１〜４のいずれか一項に記載の方法。
【請求項６】
前記発酵が、クロストリジウム属の微生物の存在下で、あるいはクロストリジウム属の微生物の遺伝子から遺伝子改変された生物の存在下で行われる、請求項１〜５のいずれか一項に記載の方法。
【請求項７】
前記微生物が、クロストリジウム・アセトブチリカム（Clostridium acetobutylicum）、クロストリジウム・ベイジェリンキ（Clostridium beijerinckii）、クロストリジウム・サッカロブチリカム（Clostridium saccharobutylicum）、クロストリジウム・サッカロペルブチルアセトニカム（Clostridium saccharoperbutylacetonicum）、又はクロストリジウム・パストゥリアナム（Clostridium pasteurianum）、好ましくはクロストリジウム・アセトブチリカム（Clostridium acetobutylicum）である、請求項１〜６のいずれか一項に記載の方法。
【請求項８】
−  第１の凝縮物（２５）が、ｎ−ブタノールを含む溶媒に富む相と、水を含む水性相とを含み；
−  残留物流れ（２２）が、アセトン、ｎ−ブタノール、エタノール、及び水を含み；
−  流れ（８）中の第１の範囲の溶媒が、アセトン及びエタノールを含み；
−  デカンテーションによって形成された相（１２）中の第２の範囲の溶媒が、ｎ−ブタノールを含む、請求項１〜７のいずれか一項に記載の方法。
【請求項９】
−  第１の発酵工程が、微生物クロストリジウム・アセトブチリカム（Clostridium acetobutylicum）の存在下で供給原料を発酵させることによって実施され；
−  第１の凝縮工程を実施することにより、ｎ−ブタノール及び水を含む第１の凝縮物（２５）と、アセトン、ｎ−ブタノール、エタノール、及び水を含む残留物流れ（２２）とが形成され；
−  第１の凝縮工程が、５ｍｂａｒから２００ｍｂａｒまでの間に含まれる第１の圧力で行われ、
−  第１及び第２の凝縮工程が、０℃から２０℃までの間に含まれる同じ冷却温度で実施され；
−  第２の凝縮物（２７）が蒸留されて、アセトン及びエタノールが富化された流れ（８）と、アセトン及びエタノールが枯渇した液体流れ（７）とが生成し；
−  第１の凝縮物（２５）が液体流れ（７）と一緒にデカンテーションされて、ｎ−ブタノールに富む相（１２）と、水性相（１３）とが形成される、請求項１〜８のいずれか一項に記載の方法。
【請求項１０】
デカンテーションによって形成された第２の範囲の溶媒に富む相（１２）を蒸留によって精製して、第１の溶媒（１７）、好ましくはｎ−ブタノールを形成させる、請求項１〜９のいずれか一項に記載の方法。
【請求項１１】
第１の範囲の溶媒に富む流れ（８）を蒸留により精製して、第２の溶媒、好ましくはアセトンに富む流れ（９）と、第３の溶媒、好ましくはエタノールに富む流れ（１０）とを形成させる、請求項１〜１０のいずれか一項に記載の方法。
【請求項１２】
−  第１の発酵工程が、微生物クロストリジウム・パストゥリアナム（Clostridium pasteurianum）の存在下で供給原料、好ましくはグリセリンを発酵させることによって実施されて、発酵ブロス中に残存する１，３−プロパンジオールと、ｎ−ブタノール、エタノール、及び水を含む第１の生成物流（１８）とが形成され；
−  第１の凝縮工程を実施することにより、ｎ−ブタノール及び水を含む第１の凝縮物（２５）と、ｎ−ブタノール、エタノール、及び水を含む残留物流れ（２２）とが形成され；
−  第１の凝縮工程が、５ｍｂａｒから２００ｍｂａｒまでの間に含まれる第１の圧力で実施され、
−  第１及び第２の凝縮工程が、０℃から２０℃までの間に含まれる同じ冷却温度で実施され；
−  第２の凝縮物（２７）が蒸留されて、エタノールに富む流れ（８）と、エタノールが枯渇した液体流れ（７）とが生成し；
−  第１の凝縮物（２５）が液体流れ（７）と一緒にデカンテーションされて、ｎ−ブタノールに富む相（１２）と、水性相（１３）とが形成される、請求項１〜７のいずれか一項に記載の方法。
【請求項１３】
−  第１の凝縮物（２５）が、ｎ−ブタノール及び水を含み；
−  残留物流れ（２２）が、イソプロパノール、ｎ−ブタノール、エタノール、及び水を含み；
−  流れ（８）中の第１の範囲の溶媒が、イソプロパノール及びエタノールを含み；
−  デカンテーションによって形成された相（１２）中の第２の範囲の溶媒が、ｎ−ブタノールを含む、請求項１〜７のいずれか一項に記載の方法。
【請求項１４】
−  第１の発酵工程が、微生物クロストリジウム・アセトブチリカム（Clostridium acetobutylicum）又は微生物クロストリジウム・ベイジェリンキ（Clostridium beijerinckii）の存在下で、供給原料を発酵させることによって実施され；
−  第１の凝縮工程を実施することにより、ｎ−ブタノール及び水を含む第１の凝縮物（２５）と、イソプロパノール、ｎ−ブタノール、エタノール、及び水を含む残留物流れ（２２）が形成され；
−  第１の凝縮工程が、５ｍｂａｒから２００ｍｂａｒまでの間に含まれる第１の圧力で行われ、
−  第１及び第２の凝縮工程が、０℃から２０℃までの間に含まれる同じ冷却温度で実施され；
−  第２の凝縮物（２７）が蒸留されて、イソプロパノール及びエタノールに富む流れ（８）と、イソプロパノール及びエタノールが枯渇した液体流れ（７）とが生成し；
−  第１の凝縮物（２５）が液体流れ（７）と一緒にデカンテーションされて、ｎ−ブタノールに富む相（１２）と、水性相（１３）とが形成される、請求項１３に記載の方法。
【請求項１５】
−  第１の発酵槽（５１）；及び
−  第１の発酵槽（５１）の第１の出口（６４）と連通している浸透気化ユニット（３０）
を含む、発酵によって生成物を製造するためのシステムであって、
−  浸透気化ユニット（３０）の透過液出口（６６）と連通しており、凝縮物出口（６９）及び残留物出口（７０）を有する、第１の凝縮器（３１）；
−  第１の凝縮器（３１）の残留物出口（７０）と連通している第２の凝縮器（３２）；
−  第１の凝縮器（３１）と第２の凝縮器（３２）との間に配置された少なくとも１つのポンプ（３３）であって、第１の凝縮器（３１）を第２の凝縮器（３２）より低い圧力に維持するように構成されている、少なくとも１つのポンプ（３３）；
−  第２の凝縮器（３２）の凝縮物出口（７２）と連通している第１の蒸留塔（３４）；及び
−  第１の凝縮器（３１）の凝縮物出口（６９）及び第１の蒸留塔（３４）の第１の出口（７５）と連通しているデカンタ（３５）
を含む、システム。
【請求項１６】
第１及び第２の凝縮器（３２）の温度を、０℃〜２０℃の間、好ましくは０℃から１５℃までの間、より好ましくは０℃から１０℃までの間、さらにより好ましくは１℃から８℃までの間、最も好ましくは２℃から５℃までの間に含まれる温度、最も好ましくは２℃に制御するように構成された、請求項１５に記載のシステム。
【請求項１７】
−  第１の発酵槽（５１）の第２の出口（６３）と連通している第２の発酵槽（５２）；及び
−  第２の発酵槽（５２）の出口（８５）と連通しており、第１の蒸留塔（３４）の入口（７４）と連通している、蒸気ストリッパー（３６）
を含む、１５又は１６に記載のシステム。
【請求項１８】
生成物、好ましくは溶媒を発酵生産するための、１５〜１７のいずれか一項に記載のシステムの使用。
【請求項１９】
ｎ−ブタノール、アセトン、もしくはエタノール；１，３−プロパンジオール、ｎ−ブタノール、もしくはエタノール；又は、イソプロパノール、ｎ−ブタノール、もしくはエタノール；好ましくは、ｎ−ブタノール、アセトン、もしくはエタノール；より好ましくは、ｎ−ブタノールを発酵生産するための、請求項１８に記載の使用。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、微生物の存在下での発酵によって生成物を製造するための方法、その関連システム、及びその使用に関する。より詳細には、本発明は、微生物の存在下での発酵によって溶媒を製造するための方法、その関連システム、及びその使用に関する。
【背景技術】
【０００２】
２０世紀初頭、米国特許第１，３１５，５８５号及び同第２，３８６，３７４号に記載されているように、微生物クロストリジウム・アセトブチリカム（Clostridium acetobutylicum）が、炭水化物含有供給原料を、アセトン、エタノール、及びｎ−ブタノールに変換することが見出された。この方法は、アセトンｎ−ブタノールエタノール（ＡＢＥ）発酵プロセスとしてこれまで参照されてきた。
【０００３】
一般に知られており、例えばＷＯ２０１３／０８６４５８及びＷＯ２０１５／００２９１３に記載されているように、ｎ−ブタノールは、重要な工業用化学物質であり、例えば、溶媒として、プラスチック工業における原料化学物質として、燃料添加剤として、化粧品等の配合製品において、並びに食品及び香味産業における食品グレードの抽出剤として有用である。さらに、燃料として、ｎ−ブタノールは、エタノールに勝るいくつかの利点を有する。例えば、ｎ−ブタノールは、エタノールと同じ原料から作ることができるが、エタノールと異なって、ガソリン及びディーゼルとより高い比率で相溶性がある。さらに、ｎ−ブタノールは、既存の自動車の純粋な燃料として手を加えることなく単独で使用することもでき、ジェット燃料などを作るためのビルディングブロックとして提案されている。
【０００４】
しかし、ｎ−ブタノールの主な欠点は、ＡＢＥ発酵プロセスにおける培養物の生産に対する毒性であり、これは細胞阻害につながる。このことは、例えばＷＯ２０１３／０８６４５８及びＥＰ２２８３１４１で議論されている。このような最終生成物の毒性のために、溶媒の生産性は限定されており、生成物の容積ベースの最終濃度も低い。その結果、エネルギー集約的蒸留操作が使用され、ｎ−ブタノールとは異なる（複数の）生成物の回収の経済性に悪影響を与える。高い精製コストは、ＡＢＥ発酵が、１９５０年代から１９６０年代に大部分開発中止となり、ｎ−ブタノール及びアセトンを生産するための石油系化学プラントに取って代わられた大きな理由の１つであった。したがって、毎年１０〜１２０億ポンドのｎ−ブタノールが石油化学的手段によって製造されている。しかし、今日の化石燃料資源の枯渇、化石燃料価格の変動、エネルギー源の安全性は、現在のｎ−バイオブタノール生産の復活の原動力となっている。したがって、ｎ−ブタノールを製造するための効率的かつ持続可能な方法に対する高い需要がある。
【０００５】
現在、燃料生産に再生可能な資源を使用する技術の開発に関心が持たれており、ＡＢＥ発酵は新たな関心を集めている。しかし、細胞阻害、及び関連する低い生産性、及び高い精製コストをもたらすｎ−ブタノールの毒性を回避又は低減するための解決策を見出さなければならない。
【０００６】
当分野では、吸着、浸透気化（pervaporation）、ガスストリッピング、又は液体／液体抽出などの系内での（in situ）生成物回収（ＩＳＰＲ）技術を用いて発酵プロセスを補完することによって、生成物阻害を緩和することが既に提案されている。このようにして、発酵槽からｎ−ブタノールが、それが生産された時点で除去され、それによって微生物がｎ−ブタノールをより高い生産性で生産することが可能になる。
【０００７】
ＷＯ２０１１／１６００３０は、例えば、発酵産物であるアルコール、例えばｎ−ブタノール等を効率的に製造するための方法及びシステムにおいて、ＩＳＰＲとして液体−液体抽出を利用する。
【０００８】
Van Hecke, W. et. al., in J. Ind. Microbiol. Biotechnol. 43 (2016) 25-36には、ＩＳＰＲとしての有機親和性浸透気化を、Ｃ５／Ｃ６炭水化物の発酵からのｎ−ブタノール生産と統合して、プロセスフローが低減されることを実証し、生成物の回収のためのよりエネルギー集約性が低い下流プロセスを提供している。
【０００９】
しかし、これまで当分野において記述されているＩＳＰＲによるＡＢＥ発酵プロセスの補完では、エネルギー消費及び処理コストが依然として比較的高いままであることが観察されている（Van Hecke, W. et. al. Biotechnol. Adv. 32 (7) (2014) 1245-1255）。
【００１０】
Marin, M. et. al., in J. Food. Eng. 28 (1996) 225-238には、浸透気化によって水性混合物から揮発性有機化合物を分離することが記載されている。浸透気化モジュール自体の性能が、浸透気化モジュールを２段階の凝縮と一緒に組み込むことによって改良されている。第１の凝縮器の温度は、第２の凝縮器の温度よりも常に高いことが記載されている。第１の凝縮器の温度は、０℃〜−２０℃の範囲である。第２の凝縮器の温度は、−２０℃〜−８０℃の範囲である。第２の凝縮器の後に真空ポンプが配置されている。
【先行技術文献】
【特許文献】
【００１１】
【特許文献１】米国特許第１，３１５，５８５号
【特許文献２】米国特許第２，３８６，３７４号
【特許文献３】ＷＯ２０１３／０８６４５８
【特許文献４】ＷＯ２０１５／００２９１３
【特許文献５】ＷＯ２０１３／０８６４５８
【特許文献６】ＷＯ２０１１／１６００３０
【特許文献７】ＥＰ２２８３１４１
【非特許文献】
【００１２】
【非特許文献１】Van Hecke, W. et. al., in J. Ind. Microbiol. Biotechnol. 43 (2016) 25-36
【非特許文献２】Van Hecke, W. et. al. Biotechnol. Adv. 32 (7) (2014) 1245-1255
【非特許文献３】Marin, M. et. al., in J. Food. Eng. 28 (1996) 225-238
【発明の概要】
【発明が解決しようとする課題】
【００１３】
本発明の態様の目的は、発酵によって生成物（又は生成物混合物）、より特に溶媒を製造するための改良された方法を提供することである。本発明のさらなる態様の目的は、発酵によって生成物（又は生成物混合物）、より特に溶媒を効率的に製造するためのシステムを提供することである。 改良されたエネルギー効率をもたらすこのような方法及びシステムを提供することが目的である。 より費用効果の高い方法及びシステムを提供することも目的である。
【課題を解決するための手段】
【００１４】
したがって、本発明の態様によれば、添付の特許請求の範囲に記載した、発酵によって生成物（又は生成物混合物）を製造するための方法が提供される。
【００１５】
本発明の他の態様によれば、添付の特許請求の範囲に記載した、発酵によって生成物（又は生成物混合物）を製造するためのシステムが提供される。
【００１６】
本発明のさらなる態様によれば、添付の特許請求の範囲に記載した、本発明の方法によって得られる溶媒（又は溶媒混合物）が提供される。
【００１７】
本発明のさらに他の態様によれば、添付の特許請求の範囲に記載した、本発明のシステムの使用が提供される。
【００１８】
本発明の有利な態様は、従属請求項に記載されている。
【００１９】
本発明の態様を、以下に、添付の図面を参照してより詳細に記述する。ここで、同じ参照番号は同じ特徴を示す。
【図面の簡単な説明】
【００２０】
【図１】図１は、本発明の方法の実施形態で使用することができるシステムを模式的に示す。
【図２】図２は、本発明の方法の別の実施形態で使用することができるシステムを模式的に示す。
【図３】図３は、親有機性浸透気化を透過液の２段階の凝縮と組み合わせて用いる多段階発酵の実験的セットアップを模式的に示す。
【図４】図４は、発酵によってアセトン、ｎ−ブタノール、及びエタノールを製造するために使用される従来技術のシステムを模式的に示す。
【図５】図５は、発酵によってアセトン、ｎ−ブタノール、及びエタノールを製造するために使用される別の従来技術のシステムを模式的に示す。
【発明を実施するための形態】
【００２１】
本発明の態様による、発酵によって生成物を製造するための方法は、浸透気化工程を、多段階の凝縮と組み合わせて含み、この浸透気化工程からの透過蒸気をさらに処理し、その後、発酵によって生成した生成物、有利には溶媒を、さらなる下流の処理によって回収（分離、精製）する。本発明の態様では、浸透気化工程を実施した後の下流の処理全体におけるエネルギー消費を、当技術分野において既に記載されている方法と比較して低減することができる。これとは逆に、当技術分野における方法では、浸透気化ステップ自体の性能の改善が記載されているだけである。したがって、本発明の態様の方法及びシステムは、改善されたエネルギー効率を提供し、したがって、より費用効果的である。
【００２２】
本明細書の文脈において、生成物は、生成物又は生成物の混合物（すなわち生成物混合物）を指す。
【００２３】
本明細書の文脈において、溶媒は、有機溶媒又は有機溶媒の混合物を指す。
【００２４】
本発明の態様の一実施形態によれば、図１を参照して、第１の発酵工程は、微生物の存在下、第１の発酵槽（５１）内で原料を発酵させることによって実施され、第１の生成物流（１８）が形成される。有利には、第１の発酵工程は嫌気性発酵である。
【００２５】
本明細書の文脈において、発酵槽は、発酵反応槽を指す。発酵槽は、反応容器又は培養容器を指すこともできる。
【００２６】
本明細書の文脈において、第１の生成物流（１８）は、発酵槽における発酵反応によって生成する生成物、有利には溶媒、有利には有機溶媒を指す。
【００２７】
発酵によって形成された生成物流（１８）を、浸透気化工程にかけ、それによって生成物流（１８）中に存在する溶媒を富化（enrich）させて、透過液（又は透過蒸気）（２１）を形成させる。この浸透気化工程は、第１の発酵槽（５１）の第１の出口（６４）と連通する浸透気化ユニット（３０）で行われる。
【００２８】
有利には、親有機性浸透気化工程を実施する。第１の発酵工程からの生成物流（１８）は、親有機性浸透気化膜と接触し、親有機性浸透気化膜を経て選択的に気化されて、透過液（すなわち透過蒸気）（２１）を形成する。
【００２９】
有利には、本発明の態様では、浸透気化ユニット（３０）は、１つ又は複数の膜、又は１つ又は複数の膜モジュールを含む。有利には、１つ以上の膜、又は１つ又は複数の膜モジュールは、類似ののタイプものであっても非類似のタイプのものであってもよく、１段階、多工程すなわち多段階などの任意の所望の構成で配置することができ、これらの構成はいずれも当業者に知られている。
【００３０】
有利には、浸透気化ユニット（３０）は、平坦なシート膜のスタック、螺旋状の膜モジュール、プレートアンドフレームモジュール、又は中空繊維膜モジュールを含む。
【００３１】
有利には、浸透気化ユニット（３０）内の膜は親有機性膜である。浸透気化ユニット（３０）における好適な親有機性膜は、当業者には明らかであろう。例えば、浸透気化ユニット（３０）における（親有機性）膜の材料は、ポリジメチルシロキサン（ＰＤＭＳ）、ポリ（エーテル−ブロック−アミド）（ＰＥＢＡ）、又はポリ［１−（トリメチルシリル）−１−プロピン］（ＰＴＭＳＰ）であり得る。
【００３２】
浸透気化膜を通しての輸送は、膜の透過側の蒸気圧を、第１の生成物流（１８）（又は供給液）の蒸気圧より低く維持することによって誘導される。これは、透過側を大気圧より低い圧力で操作することによって達成することができる。膜の透過側の部分的な真空は、浸透気化ユニット（３０）の透過液出口（６６）と連通している第１の凝縮器（３１）で行われる冷却及び凝縮の結果として生じる圧力降下を利用することによって得ることができ、第１の凝縮器（３１）は、凝縮物出口（６９）及び残留物出口（７０）を有する。代替的かつ好適には、第１の凝縮器（３１）の残留物出口（７０）と連通している（１つ又は少なくとも１つの）ポンプ（３３）を使用することによって、膜の透過側の部分真空を得ることができる。有利には、真空ポンプ、有利には膜真空ポンプが使用される。
【００３３】
本発明の態様では、浸透気化工程を、有利には２つの連続的な凝縮工程を実施することによる、多段階の凝縮と組み合わせて、浸透気化工程からの透過蒸気をさらに処理及び精製し、生成した生成物、有利には溶媒を回収する。
【００３４】
透過物（２１）は、透過物を部分的に凝縮するための第１凝縮器（３１）に送られる。より詳細には、透過液（２１）を部分的に凝縮する第１の凝縮工程が実施され、それによって第１の凝縮物（２５）及び残留物流れ（２２，２３）が形成される。図１を参照すると、第１の凝縮物（２５）（その全体）は、第１の凝縮器（３１）の塔底流として（凝縮物出口（６９）を介して）第１の凝縮器（３１）から出る。透過物（２１）の残りの（主として凝縮されていない）部分である残留物流（２２）は、第１の凝縮器（３１）からの塔頂流として（残留物出口（７０）を介して）出る。
【００３５】
本発明の態様では、第１の凝縮器（３１）は、１つの透過液入口（６８）と、２つだけの出口、すなわち１つの凝縮物出口（６９）及び１つの残留物出口（７０）とを有し、第１の凝縮物（２５）（その全体）は、１つの凝縮物出口（６９）を介して塔底流として第１の凝縮器（３１）を出るようにされ、かつ、残留物流れ（２２）、すなわち透過液２１の残りの（主として凝縮されていない）部分（その全体）は、１つの残留物出口（７０）を介して塔頂流として第１の凝縮器（３１）を出るようにされる。
【００３６】
有利には、第１の凝縮物（２５）は、２つの（液体）相、溶媒に富む（上）相及び水性（下）相を含む。
【００３７】
第１の凝縮工程は、大気圧よりも低い第１の圧力で行われる。有利には、第１の凝縮工程は、５ｍｂａｒ〜２００ｍｂａｒの間、有利には１０ｍｂａｒ〜２００ｍｂａｒの間、有利には１０ｍｂａｒ〜１５０ｍｂａｒの間、有利には１０ｍｂａｒ〜１００ｍｂａｒの間の第１の圧力で行われる。より有利には、第１の凝縮工程は、５ｍｂａｒ〜１５０ｍｂａｒの間、有利には１０ｍｂａｒ〜１００ｍｂａｒの間、有利には１０ｍｂａｒ〜５０ｍｂａｒの間、有利には１５ｍｂａｒ〜２５ｍｂａｒの間、有利には２０ｍｂａｒの第１の圧力で行われる。
【００３８】
有利には、第１の生成物流（１８）に対する浸透気化工程と、透過物（２１）を部分的に凝縮させる第１の凝縮工程とは、同じ第１の圧力で行われる。
【００３９】
本発明の態様において第１の凝縮工程が実施される第１の圧力、有利には第１の圧力及び温度によって、透過液（２１）が部分的に凝縮されて、第１の凝縮物（２５）及び残留物流れ（２２）が形成される。この結果として、第１の生成物流（１８）に由来するより揮発性の低い成分が富化された第１の凝縮物（２５）と、第１の生成物流（１８）に由来するより揮発性の成分が富化された残留物流れ（２２）が得られる。
【００４０】
第１の凝縮器（３１）を出た後、残留物流れ（２２）の圧力は、第１圧力よりも高い第２圧力に高められる。残留物流れ（２２）の圧力は、第１の凝縮器（３１）の残留物出口（７０）と連通している１つの（又は少なくとも１つの）ポンプ（３３）の使用によって高められる。有利には、真空ポンプが使用され、有利には膜真空ポンプが使用される。有利には、残留物流れ（２２）の圧力は、ほぼ大気圧にまで高められる。代替的かつ好適には、残留物流れ（２２）の圧力は、第１及び第２凝縮器（３１，３２）の間に直列に接続（配置）された少なくとも２つ（すなわち、２つ、３つ、又はそれ以上のポンプ）のポンプを使用することによって高められる。これらの少なくとも２つのポンプの各々は、後続のポンプ（存在する場合には）と連通しており、前のポンプからの流出物が後続のポンプにおける供給物として導入されるようにされている。第１のポンプの入口は、第１の凝縮器（３１）の残留物出口（７０）と連通しており、一連の連結されたポンプの最後（又は最終）のポンプの出口は、第２の凝縮器（３２）の残留物入口（７１）と連通している。少なくとも２つのポンプの各々は、真空ポンプ、有利には膜真空ポンプである。例えば、３つのポンプを第１及び第２の凝縮器（３１，３２）の間に直列に配置することができる。第１及び第２凝縮器（３１，３２）の間に直列に接続された少なくとも２つのポンプを使用することにより、１つのポンプ（３３）のみを使用する場合に必要とされるエネルギーと比較して総ポンプエネルギーが最小限に抑えられる。
【００４１】
本明細書の文脈において、所与の第１の圧力及び第２の圧力の値は、絶対圧力値である。
【００４２】
この（少なくとも１つの）ポンプ（３３）からの排出物である、第１の圧力より高い第２の圧力下にある残留物流れ（２３）は、第２の凝縮器（３２）に送られる。代替的かつ好適には、第１及び第２の凝縮器（３１，３２）の間に直列に配置された一連の少なくとも２つのポンプからの排出物である、第１の圧力よりも高い第２の圧力下にある残留物流れ（２３）は、第２の凝縮器（３２）に送られる。
【００４３】
第１の圧力よりも高い第２の圧力にある残留物流れ（２３）は、凝縮するための第２の凝縮器（３２）（の残留物入口（７１））に送られる。より詳細には、第２の凝縮工程は、第１の圧力よりも高い第２の圧力で残留物流れ（２３）を凝縮して、第２の凝縮物（２７）（第１の生成物流（１８）由来のより揮発性の成分が富化された液相）を形成させる。
【００４４】
有利には、第２の凝縮器（３２）はほぼ大気圧で操作される。
【００４５】
第１の凝縮工程を実施することによって、透過液（２１）の一部、すなわち残留物流れ（２２）は、完全には凝縮されず、第１の凝縮器（３１）からの（残留物出口（７０）を介する）塔頂流として排出される。しかし、本発明の態様では、残留物流れ（２２）の圧力は、第１の圧力よりも高い第２の圧力に高められる。このために、（少なくとも１つの）ポンプ（３３）が第１の凝縮器（３１）と第２凝縮器（３２）との間に配置され、この（少なくとも１つの）ポンプ（３３）が、第１の凝縮器（３１）が第２の凝縮器（３２）よりも低い圧力を維持するように構成される。第１の圧力よりも高い第２の圧力下にある残留物流れ（２３）を、引き続いて、（第２の凝縮器（３２）において）第２の凝縮工程にかけることによって、残留物流れ（２３）は、ほぼ完全に又は十分に凝縮されて、（その全体が）第２の凝縮物（２７）として第２の凝縮器（３２）を出る。
【００４６】
より詳細には、本発明の態様の方法において第２の凝縮工程が実施される第２の圧力、有利には第２の圧力及び温度によって、残留物流れ（２３）がほぼ完全に又は十分に凝縮されて、第２の凝縮物（２７）が形成される。
【００４７】
このように、第１及び第２の凝縮器（３１，３２）の間に配置された１つ（又は少なくとも１つ）のポンプ（３３）を用いて残留物流れの圧力を高めることによって、有利には、（少なくとも０℃である）同じ温度で第１及び第２の凝縮工程をも実行することによって、凝縮されない透過物の（それが存在する場合の）量は、本発明の態様による２段階の凝縮装置において使用される温度と同様の温度で操作される、当技術分野において記述された方法（又はシステム）を使用した残留物、すなわち凝縮されない透過物の量と比較して、小さい。したがって、本発明は、下流の処理において行われるより効率的な凝縮、すなわち、当技術分野において記述されている方法（又はシステム）（同様の温度で操作するもの）と比較して、凝縮物の収率に関してより効率的な凝縮をも提供する。
【００４８】
有利には、本発明の態様では、第２の凝縮器（３２）は、１つの残留物入口（７１）と、１つだけの凝縮物出口（７２）とを有し、第２の凝縮器（２７）（その全体）が、１つの凝縮物出口（７２）を介して塔頂流として第２の凝縮器（３２）を出るようにされる。
【００４９】
有利には、第１の凝縮工程及び第２の凝縮工程は、同じ冷却温度で行われる。有利には、第１の縮合工程及び第２の縮合工程は、０℃〜２０℃、有利には０℃〜１５℃、有利には０℃〜１０℃、有利には１℃〜有利には２℃〜５℃、有利には２℃の温度で行われる。
【００５０】
有利には、凝縮器を冷却するために、第１及び第２凝縮器（３１，３２）に冷却剤が備えられる。有利には、第１及び第２の凝縮器（３１，３２）は、０℃〜２０℃、有利には０℃〜１５℃、有利には０℃〜１０℃、有利には１℃〜８℃、有利には２℃〜５℃、有利には２℃の温度に（冷却剤を用いて）冷却される。有利には、水が冷却剤として使用される。
【００５１】
有利には、冷却剤は、水、又は、エチレングリコールを含む水である。
【００５２】
冷却剤は、例えば、各凝縮器の頂部に又はその近くに導入することができ、凝縮器を流下し、底部で出ていき、凝縮器の長さにわたって冷却を提供する。第１の凝縮器を出る冷媒の流れは、例えば、第２の凝縮器の頂部又はその近くに導入するためにさらに使用することができる。
【００５３】
第２の凝縮器（３２）を出る第２の凝縮物（２７）は、第２の凝縮器（３２）の凝縮物出口（７２）と連通している第１の蒸留塔（３４）への供給物として供給される。第２の凝縮物（２７）を蒸留して、第１の範囲の溶媒に富む塔頂流としての流れ（８）と、第１の範囲の溶媒が枯渇した塔底流としての液体流れ（７）とを生成させる。
【００５４】
あるいは、（少なくとも１つの）ポンプ（３３）からの排出液である残留物流れ（２３）は、第２の凝縮器（３２）で（さらに）凝縮されることなく、第２の凝縮器（３２）と連通している第１の蒸留塔（３４）に直接送られ得る。
【００５５】
本明細書の文脈において、蒸留工程は、蒸留塔、有利には、６〜３５の範囲の理論段数を含む多段蒸留塔内で実施することができる。
【００５６】
続いて、本発明の態様では、第１の蒸留塔（３４）から出る液体流れ（７）が、第１の蒸留塔（３４）の第１の出口（７５）と連通しているデカンタ（３５）に送られる。有利には、少なくとも１つの熱交換器が、第１の蒸留塔（３４）の第１の出口（７５）とデカンタ（３５）との間に配置される。有利には、液体流れ（７）の温度をデカンテーションに適した温度にするために、液体流れ（７）はデカンタ（３５）に達する前に熱交換器（４０）を通過する。本発明の態様では、デカンテーションのための適切な温度は、分離することとなる生成物、有利には溶媒次第であり、当業者には明らかであろう。有利には、熱交換器（４０）からの排出物（１１）は、３５℃〜４５℃の温度を有する。
【００５７】
本発明の態様の方法では、デカンタ（３５）内で、液体流れ（７）と、第１の凝縮器（３１）を出る（より揮発性の低い成分が富化された）第１の凝縮物（２５）とを物理的に一緒に（すなわち混合）する。より詳細には、第１の凝縮器（３１）を出る第１の凝縮物（２５）も、その全体が、第１の凝縮器（３１）の凝縮物出口（６９）と連通しているデカンタ（３５）に完全に送られる。次いで、第１の凝縮物（２５）は、第１の蒸留塔（３４）からの液体流れ（７）と一緒にデカンテーションされて、第２の範囲の溶媒が富化された溶媒に富む相（１２）と水性相（１３）とを形成する（すなわち分離する）。
【００５８】
本発明の態様では、多段凝縮によって得られた第１及び第２の凝縮物（２５，２７）は、下流の処理において、別々に導入され、精製されて、生成された生成物、有利には溶媒が回収される。第１の凝縮器（３１）を出る第１の凝縮物（２５）（その全体）が、完全にデカンタ（３５）に送られるという事実、及び、第２の凝縮器（３２）を出る第２の凝縮物（２７）が、さらなる精製のための供給物として第１の蒸留塔（３４）にさらに供給されるという事実によって、この第１の蒸留塔（３４）におけるエネルギー消費は、当技術分野において記述された方法と比較して低減され得る。このように、浸透気化工程を実施した後の下流処理における全体的なエネルギー消費は、当技術分野において記述された方法（及びシステム）と比較して低減される（実際に、当技術分野の方法及びシステムは、浸透気化工程自体の性能の改良を記述しているだけである）。したがって、本発明の態様における方法及びシステムは、改善されたエネルギー効率を提供し、したがって、より費用効果的である。
【００５９】
本発明の態様における発酵は、一段階発酵である。有利には（又は任意に）、発酵は多段階発酵である。有利には、多段階発酵は、少なくとも２段階の発酵である（すなわち、多段階発酵は２段階、３段階、又は４段階の発酵であり、あるいは、多段階発酵は４以上もの段階、すなわち発酵工程を含む）。
【００６０】
本発明の態様の方法における発酵工程は、微生物の存在下で、有利にはクロストリジウム属の微生物（一般にクロストリジウム属（Clostridia spp.）と称される）の存在下で、あるいはこれらから誘導された遺伝子改変生物の存在下で、供給原料を発酵させることによって行われる。有利には、クロストリジウム・アセトブチリカム（Clostridium acetobutylicum）、クロストリジウム・ベイジェリンキ（Clostridium beijerinckii）、クロストリジウム・サッカロブチリカム（Clostridium saccharobutylicum）、クロストリジウム・サッカロペルブチルアセトニカム（Clostridium saccharoperbutylacetonicum）、クロストリジウム・パストゥリアナム（Clostridium pasteurianum）などの微生物の存在下、有利にはクロストリジウム・アセトブチリカム（Clostridium acetobutylicum）の微生物の存在下で、有利にはクロストリジウム・アセトブチリカムの微生物の存在下で、供給原料を発酵させる。
【００６１】
有利には、本発明の態様における発酵工程は、３０℃〜４５℃、有利には３０℃〜４０℃、有利には３２℃〜３８℃、有利には３５℃〜３７℃の温度で実施される。換言すれば、発酵槽は、３０℃〜４５℃、有利には３０℃〜４０℃、有利には３２℃〜３８℃、有利には３５℃〜３７℃の温度で運転される。
【００６２】
有利には、本発明の態様における発酵工程において使用される供給原料は、サトウキビ、トウモロコシマッシュ、コムギ、又は他の炭水化物含有供給原料〔例えば、Ｃ５／Ｃ６炭水化物を含む加水分解物（例えば、デンプン、グルコース、キシロースなど）、リグノセルロース系加水分解物、又はパルプ及び製紙業界からの加水分解物〕由来のものである。加えて、又は代替的に、供給原料は、グリセリン、例えば、バイオディーゼル生産からの副生成物として誘導されるグリセリン由来のもの（バイオディーゼル由来グリセリン）であることができ、あるいは、ＣＯ２又はシンガスなどの気体状基材由来のものであることができる。
【００６３】
有利には、本発明の態様における発酵工程（単数又は複数）における供給原料は、嫌気性発酵に供される。
【００６４】
有利には、本発明の態様における発酵工程中の発酵槽内のｐＨは、４．０〜６．０、有利には４．０〜５．５、有利には４．５〜５．５、有利には４．５〜５．０である。
【００６５】
本発明の態様における方法は、バッチ式、流加式、又は連続式で実施することができる。すなわち、供給原料は、バッチ式、流加回分式、又は連続方式で発酵槽に供給（又は導入）される。
【００６６】
有利には（又は任意に）、例えば図１に示したとおり、第１の発酵工程からの流出物（２６）を、第２の発酵槽（５２）に導入する。第２の発酵槽（５２）は、第１の発酵槽（５１）の第２の出口（６３）と連通している。流出物（２６）は、第２の発酵工程に供され、第１の発酵からの残留供給原料を生成物、有利には溶媒にさらに変換して第２の生成物流れ（１）を形成する。
【００６７】
より有利には、第２の発酵槽５２を（任意に）使用して、流出物（２６）中の残留炭水化物の変換を可能にし、一段階発酵プロセスで得ることができるよりも高い最大溶媒力価を可能にする。改善された炭水化物変換率は、基質コストを低下させ、より高い溶媒力価は、残留溶媒のさらなる回収のためのコストを低減する。
【００６８】
有利には、本発明の態様の方法では、第２の生成物流れ（１）は、第２の発酵槽（５２）の出口（８５）と連通している蒸気ストリッパー（３６）に供給物として通される。
【００６９】
本発明の態様では、発酵槽流出物を、細胞／粒子を除去するための遠心分離機に送った後で、（細胞／粒子を含まない）流出液を蒸気ストリッパー又は代替的なエンドオブパイププロセスに送ることができる。代替的な（よりエネルギー効率の高い）エンド・オブ・パイププロセスの適切な形態は、当業者には明らかであろう。残留溶媒の回収（取り出し）は、例えば、（水蒸気ストリッピングの代わりの）吸収、吸着、抽出によって行うことができる。
【００７０】
有利には、本発明の態様の方法では、蒸気ストリッパー（３６）を出る塔頂流れ（４）は、次に、第１の蒸留塔（３４）に送られ〔蒸気ストリッパー（３６）は、第１の蒸留塔（３４）の入口（７４）と連通している〕、第２の凝縮器（３２）から来る第２の凝縮物（２７）と共に〔デカンタ（３５）は、第１の凝縮器（３１）の凝縮物出口（６９）と連通している〕、蒸留（又は精製）されて、流れ（８）及び液体流れ（７）を生成する。
【００７１】
有利には、本発明の態様の方法では、少なくとも１つの熱交換器が、第２の発酵槽（５２）の出口（８５）と蒸気ストリッパー（３６）との間に配置される。より有利には、第１及び第２の熱交換器（３７，３８）が、第２の発酵槽（５２）の出口（８５）と蒸気ストリッパー（３６）との間に配置される。
【００７２】
本明細書の文脈において、蒸気ストリッパーは、当業者に知られているビールストリッパー又は水蒸気蒸留装置を指す。
【００７３】
本発明の態様の別の実施形態（図示せず）では、蒸気ストリッパー（３６）は、第１の発酵槽（５１）の第２の出口（６３）と連通している。第１の発酵工程からの流出物（２６）は、第２の発酵に供されることなく、蒸気ストリッパー（３６）への供給物として導かれる。有利には、少なくとも１つの熱交換器が、第１の発酵槽（５１）の第２の出口（６３）と蒸気ストリッパー（３６）との間に配置される。より有利には、第１及び第２の熱交換器（３７，３８）が、第１の発酵槽（５１）の第２の出口（６３）と蒸気ストリッパー（３６）との間に配置される。有利には、蒸気ストリッパー（３６）を出る塔頂流れ（４）は、第１の蒸留塔（３４）に送られ〔蒸気ストリッパー（３６）は、第１の蒸留塔（３４）の入口（７４）と連通している〕、第２の凝縮器（３２）から来る第２の凝縮物（２７）と共に〔デカンタ（３５）は、第１の凝縮器（３１）の凝縮物出口（６９）と連通している〕、蒸留（又は精製）されて、流れ（８）及び液体流れ（７）を生成する。
【００７４】
有利には、本発明の態様の方法では、蒸気ストリッパー（３６）に到達する前に、供給原料（１、あるいは２６）は、蒸気ストリッピングに適した温度に加熱される。
【００７５】
本発明の態様では、蒸気ストリッピングのための適切な温度は、分離することとなる生成物、有利には溶媒に依存し、当業者には明らかであろう。
【００７６】
有利には、蒸気ストリッパー（３６）に送られた供給原料（１、あるいは２６）は、蒸気ストリッパー（３６）に到達する前に加熱される。供給原料（１、あるいは２６）は、最初に（向流）熱交換器（３７）によって７５℃〜８５℃の温度に加熱され、その後、加熱された供給原料（２）は、熱交換器（３８）によって９０℃〜９５℃の温度にさらに加熱され、その後、加熱された供給原料（３）が、蒸気ストリッパー（３６）に送られる。
【００７７】
第１の発酵工程を実施することにより、第１の生成物流（１８）が形成され、有利には溶媒が生成される。
【００７８】
有利には、（嫌気性の）第２の発酵工程を実施することにより、第１の発酵からの残りの供給原料がさらに生成物、有利には溶媒に変換される。
【００７９】
有利には、本発明の態様の方法では、塔底流として第１の凝縮器（３１）から出る、透過物（２１）を部分的に凝縮させた後に得られる第１凝縮物（２５）は、２つの相である溶媒に富む（上）相と、水性（下）相とを含み、有利には溶媒に富む相はｎ−ブタノールを含み、水性相は水を含む。塔頂流として第１凝縮器（３１）を出る、透過物（２１）を部分的に凝縮させた後に得られる残留物流れ（２２）（透過物の残りの部分）は、アセトン、ｎ−ブタノール、エタノール及び水を含む。オーバーヘッド流として第１の蒸留塔（３４）を出る、第２の凝縮物（２７）を蒸留した後に得られる流れ（８）は、アセトン及びエタノールを含む。塔底流として第１の蒸留塔（３４）を出る、第２の凝縮物（２７）を蒸留した後に得られる液体流れ（７）は、２つの相である溶媒に富む相と、水性相とを含み、有利には溶剤に富む（上）相はｎ−ブタノールを含み、水性（下）相は水を含む。第１の凝縮物（２５）を、液体流れ（７）と一緒にデカンテーションした後に得られる相（１２）は、ｎ−ブタノールを含む。デカンタ（３５）を塔底流として出る、液体流れ（７）と一緒に第１凝縮物（２５）をデカンテーションした後に得られる相（１３）は水性相である。有利には、この水性相は、３〜１５体積％のｎ−ブタノール、有利には５〜１０体積％のｎ−ブタノール、有利には７体積％のｎ−ブタノールを含む。
【００８０】
本発明の態様の方法では、第１の凝縮物（２５）（第１の凝縮器（３１）から塔底流として出る、透過液（２１）を部分的に凝縮させた後に得られる液）と、液体流れ（７）（
第１の蒸留塔（３４）から塔底流として出る、第２の凝縮物（２７）を凝縮させた後に得られる流れ）とは、両方とも同じ成分を含む。より詳細には、第１の凝縮物（２５）及び液体流れ（７）の両方は、溶剤に富む相及び水性相の２つの相を含み、有利には溶剤に富む（上）相は主としてｎ−ブタノールを含み、水性（下）相は主として水を含む。このように、第１の凝縮物（２５）と液体流れ（７）とは、一緒に処理され、その中で第１の凝縮物（２５）が液体流れ（７）と一緒にデカンテーションされる同じデカンタ（３５）に、送られ得る。このように、浸透気化工程を実施した後の下流の処理は、当技術分野において記述された方法（浸透気化工程自体の性能の改善が記述されているだけの当技術分野における方法及びシステム）と比較して、簡略化されている。さらに、両方の流れ（７，２５）のこの同時（デカンテーションによる）処理に起因して、本発明の態様におけるエネルギー消費は、凝縮物（２５，２７）を別個に処理することに起因する（第１の蒸留カラム（３４）における）第１の蒸留工程におけるエネルギーの低減に加えて、当技術分野における方法と比較してさらに低減され得る。第１の凝縮物（２５）が、流れ（７）と比較して、ｎ−ブタノールにより富んでいる場合には、第２及び第３の蒸留塔（４２，４３）におけるエネルギー消費をさらに減少させることができる。
【００８１】
本発明の態様によれば、発酵によって生成物を製造するための簡略化された方法及びシステムは、当技術分野において記述される方法及びシステムと比較して、全体的に改善されたエネルギー効率を有し、より費用効果が高い。この有益な効果は、有利には、発酵を親有機性の浸透気化及びその後の多段階（有利には２段階）の凝縮と組み合わせることによって得られる。
【００８２】
有利には、本発明の態様の方法において、
−  第１の凝縮物（２５）は、ｎ−ブタノールを含む溶媒に富む相と、水を含む水性相とを含み；
−  残留物流れ（２２）は、アセトン、ｎ−ブタノール、エタノール、及び水を含み；
−  流れ（８）中の第１の範囲の溶媒は、アセトン及びエタノールを含み；
−  デカンテーションによって形成された相（１２）中の第２の範囲の溶媒は、ｎ−ブタノールを含む。
【００８３】
より有利には、
−  第１の発酵工程は、微生物クロストリジウム・アセトブチリカム（Clostridium acetobutylicum）の存在下で供給原料を発酵させることによって実施され；
−  第１の凝縮工程を実施することにより、ｎ−ブタノール及び水を含む第１の凝縮物（２５）と、アセトン、ｎ−ブタノール、エタノール、及び水を含む残留物流れ（２２）とが形成され；
−  第１の凝縮工程は、５ｍｂａｒから２００ｍｂａｒまでの間、有利には１０ｍｂａｒから１００ｍｂａｒまでの間に含まれる第１の圧力で行われ、
−  第１及び第２の凝縮工程は、０℃から２０℃までの間、有利には０℃から１０℃までの間に含まれる同じ冷却温度で実施され；
−  第２の凝縮物（２７）が蒸留されて、アセトン及びエタノールに富む流れ（８）と、アセトン及びエタノールが枯渇した液体流れ（７）とが生成し；
−  第１の凝縮物（２５）が液体流れ（７）と一緒にデカンテーションされて、ｎ−ブタノールに富む相（１２）と、水性相（１３）とが形成される。
【００８４】
より有利には、第１の凝縮工程は、１０ｍｂａｒと１００ｍｂａｒとの間の第１の圧力で実施され、第１及び第２の凝縮工程は、同じ冷却温度で行われ、この冷却温度は０℃〜１０℃である。
【００８５】
有利には、本発明の態様の方法において、第１凝縮物（２５）を液体流れ（７）と共にデカンテーションした後に得られる相（１２）は、デカンタ（３５）の第１の出口（８１）と連通している第２の蒸留塔（４２）に送られ、蒸留によってさらに生成されて、第１の溶媒、有利には実質的に純粋な第１の溶媒を形成する。この第１の溶媒（１７）は、塔底流として第２蒸留塔（４２）を出る。有利には、（実質的に純粋な）ｎ−ブタノールが形成される。有利には、得られたｎ−ブタノールは、９９．０質量％〜９９．９質量％の間、有利には９９．５質量％〜９９．９質量％の間、有利には９９．７質量％〜９９．９質量％の間、有利には９９．８質量％の間の純度を有する。
【００８６】
本発明の態様において製造された（実質的に純粋な）ｎ−ブタノールは、化学工業における中間体として使用することができる。例えば、製造されたｎ−ブタノールは、溶剤として、プラスチック産業における原料化学物質として、化粧品などの配合製品の成分として、食品及び香味産業における食品グレードの抽出物として、燃料として、又は燃料添加剤として使用することができる。
【００８７】
相（１２）の蒸留からの、第２蒸留塔（４２）を出る塔頂流（１６）は、デカンテーションのためのデカンタ（３５）に再循環させることができ、第２蒸留塔（４２）は、デカンタ（３５）の入口と連通している。
【００８８】
図２を参照して、本発明の態様の一実施形態では、デカンタ（３５）を塔底流として出る、第１の凝縮物（２５）と液体流れ（７）とを一緒にデカンテーションすることによって形成された水相（１３）は、デカンタ（３５）の第２の出口（８２）と連通している第３の蒸留塔（４３）に送られて、蒸留によってさらに精製されることとなり、（実質的に純粋な）第１の溶媒が枯渇した水性相（１５）を形成し得る。有利には、水性相（１５）は、痕跡量の（有機）溶媒のみを含み、有利には、水性相（１５）は、主としてｎ−ブタノールが枯渇した水を含む。水性相（１５）は、塔底流として第３の蒸留塔（４３）を出る。水性相（１３）の蒸留からの、第３の蒸留塔（４３）を出る上部流れ（１４）（すなわち塔頂流）は、デカンテーションのためのデカンタ（３５）に再循環させることができ、この第３の蒸留塔（４３）は、デカンタ（３５）の入口と連通している。
【００８９】
本発明の態様の別の実施形態（図示せず）では、デカンタ（３５）を塔底流として出る、第１の凝縮物（２５）と液体流れ（７）とを一緒にデカンテーションすることによって形成された水相（１３）を、抽出ユニット（図示せず）に送ることができる。有利には、この抽出ユニットにおいて、ｎ−ブタノールが、（バイオ）ディーゼル又は他の燃料を抽出剤として使用して、水から抽出される。この結果、ｎ−ブタノールに富んだ（バイオ）燃料が生成され、これをそのまま使用することができる。
【００９０】
有利には、本発明の態様の方法では、第１の蒸留塔（３４）から塔頂流として出る、第２の凝縮物（２７）を蒸留した後に得られる流れ（８）は、主としてアセトン及びエタノールを含む。有利には、アセトン及びエタノールを含む流れ（８）は、さらに精製されないで、アセトン及びエタノールを含む得られた溶液がさらなる化学反応において直接使用され得るようにされる。あるいは、アセトン及びエタノールを含む流れ（８）を、（実質的に純粋な）アセトンと、エタノールの共沸混合物とにさらに精製する。
【００９１】
図２を参照して、本発明の態様の一実施形態では、第１の蒸留塔（３４）から塔頂流として出る、第２の凝縮物（２７）を蒸留した後に得られる流れ（８）を、第１の蒸留塔（３４）の第２の出口と連通している第４の蒸留塔（４１）に送ることができ、蒸留によってさらに精製して、（実質的に純粋な）第２の溶媒が富化された流れ（９）と、第３の溶媒が富化され（かつ、第２の溶媒が枯渇された）流れ（１０）とを形成させることができる。流れ（９）は、塔頂流として第４の蒸留塔（４１）を出、流れ（１０）は、塔底流として蒸留塔（４１）を出る。有利には、第２の溶媒、有利にはアセトンに富んだ流れ（９）が形成される。有利には、実質的に純粋なアセトンの流れ（９）が形成される。有利には、得られたアセトンは、９８．０質量％〜９９．９質量％の間、有利には９８．５質量％〜９９．５質量％の間、有利には９９．０質量％〜９９．５質量％の間の純度を有する。有利には、第３の溶媒、有利にはエタノールに富む流れ（１０）が形成される。有利には、エタノールの流れ（１０）が形成される。有利には、流れ（１０）は、８５体積％〜９０体積％のエタノールと、１０体積％〜１５体積％の水とを含む、有利には８６体積％〜８８体積％のエタノールと、１２体積％〜１４容量％の水とを含む、有利には８７容量％のエタノールと１３容量％の水とを含む共沸混合物（すなわち共沸溶液）である。
【００９２】
有利には、本発明の態様の方法では、第１の発酵工程を実施する前に、第３の（又はさらなる）（嫌気性の）発酵工程が実施される。この第３の発酵槽（図１〜図３には図示せず）は、第１の発酵槽（５１）の第１の入口（６１）と連通している。第３の発酵工程からの流出液（２８）は、発酵工程をさらに実施するために、供給流として第１の発酵槽（５１）に導入された後、場合により、第１の発酵槽（５１）の第２の出口と連通している第２の発酵槽（５２）におけるもう一つの発酵工程にかけられる。
【００９３】
有利には、本発明の態様の方法では、浸透気化工程を実施した後、第１の生成物流（１８）の不透過部分を、液体残留物流れ（２０）として、第１、第２、又は第３の（又はさらなる）発酵槽に、有利には第１の発酵槽（５１）に供給する。
【００９４】
有利には、本発明の態様の方法では、蒸気ストリッパー（３６）を出る塔底流れ（５）を、この流れをさらに濃縮するために、蒸気ストリッパー（３６）の出口（８８）と連通している多重効果蒸発器システム（図示せず）に送ることができる。有利には、多重効果蒸発器システムは、５重効果蒸発器システムである。有利には、多重効果蒸発器システムに到達する前に、流れ（５）を（逆流）熱交換システム（３７）に通し、ここで熱をこの消費されかつストリッピングされた流れ（５）から回収する。回収された熱は、蒸気ストリッパー（３６）へと通過する供給流（１、あるいは２６）を加熱するために使用することができる。
【００９５】
本発明の態様では、第１〜第４の蒸留及び蒸気ストリッピングを実施するのに適した温度は、分離することとなる生成物、有利には溶剤に依存し、当業者には明らかであろう。
【００９６】
有利には、本発明の態様の方法において、
−  第１の発酵工程は、微生物クロストリジウム・パストゥリアナム（Clostridium pasteurianum）の存在下で供給原料、好ましくはグリセリンを発酵させることによって実施されて、発酵ブロス中に残存する１，３−プロパンジオールと、ｎ−ブタノール、エタノール、エタノール、及び水を含む第１の生成物流（１８）とが形成され；
−  第１の凝縮工程を実施することにより、ｎ−ブタノール及び水を含む第１の凝縮物（２５）と、ｎ−ブタノール、エタノール、及び水を含む残留物流れ（２２）とが形成され；
−  第１の凝縮工程は、５ｍｂａｒから２００ｍｂａｒまでの間、有利には１０ｍｂａｒから１００ｍｂａｒまでの間に含まれる第１の圧力で実施され、
−  第１及び第２の凝縮工程は、０℃から２０℃までの間、０℃から１０℃までの間に含まれる同じ冷却温度で実施され；
−  第２の凝縮物（２７）が蒸留されて、エタノールが富化された流れ（８）と、エタノールが枯渇した液体流れ（７）とが生成し；
−  第１の凝縮物（２５）が液体流れ（７）と一緒にデカンテーションされて、ｎ−ブタノールが富化された相（１２）と、水性相（１３）とが形成される。
このような発酵により、１，３−プロパンジオールと、ｎ−ブタノール、及びエタノールが製造される。この発酵は、ＰＢＥ発酵と称される。このＰＢＥ発酵では、アセトンが全く製造されない。形成された１，３−プロパンジオールは、発酵ブロス中に残存する（１，３−プロパンジオールは、ブタノールよりも揮発性が大幅に低い）。
【００９７】
より有利には、ＰＢＥ発酵において、第１の凝縮工程は、１０ｍｂａｒ〜１００ｍｂａｒの第１の圧力で実施され、第１及び第２の凝縮工程は、同じ冷却温度で行われ、この冷却温度は０℃〜１０℃の間に含まれる。
【００９８】
より有利には、バイオディーゼル由来のグリセリン（一般に粗製グリセリンと呼ばれるもの）は、ＰＢＥ発酵のための供給原料として使用される。
【００９９】
デカンテーションによって形成された、ｎ−ブタノールが富化された相（１２）を、蒸留によって精製して、（第１の溶媒（１７）として）ｎ−ブタノールを形成させることができる。
【０１００】
有利には、本発明の態様の方法において、
−  第１の凝縮物（２５）は、ｎ−ブタノール及び水を含み；
−  残留物流れ（２２）は、イソプロパノール、ｎ−ブタノール、エタノール、及び水を含み；
−  流れ（８）中の第１の範囲の溶媒は、イソプロパノール及びエタノールを含み；
−  デカンテーションによって形成された、相（１２）中の第２の範囲の溶媒は、ｎ−ブタノールを含む。
【０１０１】
より有利には、本発明の態様のこのようなＩＢＥ発酵において、
−  第１の発酵工程は、微生物クロストリジウム・アセトブチリカム（Clostridium acetobutylicum）又は微生物クロストリジウム・ベイジェリンキ（Clostridium beijerinckii）の存在下で、供給原料を発酵させることによって実施され；
−  第１の凝縮工程を実施することにより、ｎ−ブタノール及び水を含む第１の凝縮物（２５）と、イソプロパノール、ｎ−ブタノール、エタノール、及び水を含む残留物流れ（２２）が形成され；
−  第１の凝縮工程は、５ｍｂａｒから２００ｍｂａｒまでの間、有利には１０ｍｂａｒから１００ｍｂａｒまでの間に含まれる第１の圧力で行われ、
−  第１及び第２の凝縮工程は、０℃から２０℃までの間、有利には０℃から１０℃までの間に含まれる同じ冷却温度で実施され；
−  第２の凝縮物（２７）が蒸留されて、イソプロパノール及びエタノールが富化された流れ（８）と、イソプロパノール及びエタノールが枯渇した液体流れ（７）とが生成し；
−  第１の凝縮物（２５）が液体流れ（７）と一緒にデカンテーションされて、ｎ−ブタノールに富む相（１２）と、水性相（１３）とが形成される。
【０１０２】
さらにより有利には、ＩＢＥ発酵において、第１の凝縮工程は、１０ｍｂａｒ〜１００ｍｂａｒの間の第１の圧力で実施され、第１及び第２の凝縮工程は、同じ冷却温度で行われ、この冷却温度は、０℃〜１０℃の間である。
【０１０３】
デカンテーションによって形成された、ｎ−ブタノールが富化された相（１２）を、蒸留によって精製して、（第１の溶媒（１７）としての）ｎ−ブタノールを形成させることができる。
【０１０４】
イソプロパノール及びエタノールが富化された流れ（８）を、蒸留によって精製して、エタノールが富化された流れ（９）と、イソプロパノールが富化された流れ（１０）とを形成させることができる。
【０１０５】
さらなる態様において、本発明は、本発明の態様の上述した方法によっても得られるか又は得ることが可能な溶媒、１，３−プロパンジオール、ｎ−ブタノール、もしくはエタノール；有利には、ｎ−ブタノールに関する。１，３−プロパンジオール、ｎ−ブタノール、もしくはエタノール；又は、イソプロパノール、ｎ−ブタノール、もしくはエタノールは、本発明の態様の方法によっても得ることができる。得られる溶媒、有利にはｎ−ブタノールは、９９．０質量％〜９９．９質量％、有利には９９．５質量％〜９９．９％、有利には９９．７質量％〜９９．９質量％、有利には９９．８質量％の間の純度を有する。
【０１０６】
本発明の態様による発酵によって生成物を製造するためのシステムは、浸透気化ユニットを、複数の凝縮器、有利には２つの凝縮器と組み合わせて含む。
【０１０７】
図１に模式的に示したとおり、本発明によるシステムは、
−  第１の発酵槽（５１）；及び
−  第１の発酵槽（５１）の第１の出口（６４）と連通している浸透気化ユニット（３０）
を含み、このシステムは、
−  浸透気化ユニット（３０）の透過液出口（６６）と連通しており、凝縮物出口（６９）及び残留物出口（７０）を有する、第１の凝縮器（３１）；
−  第１の凝縮器（３１）の残留物出口（７０）と連通している第２の凝縮器（３２）；
−  第１の凝縮器（３１）と第２の凝縮器（３２）との間に配置された１つ（又は少なくとも１つ）のポンプ（３３）であって、第１の凝縮器（３１）を第２の凝縮器（３２）より低い圧力に維持するように構成されている、少なくとも１つのポンプ（３３）；
−  第２の凝縮器（３２）の凝縮物出口（７２）と連通している第１の蒸留塔（３４）；及び
−  第１の凝縮器（３１）の凝縮物出口（６９）及び第１の蒸留塔（３４）の第１の出口（７５）と連通しているデカンタ（３５）
を含むことを特徴とする。
【０１０８】
有利には、本発明の態様では、浸透気化ユニット（３０）は、１つ以上の膜、又は１つ以上の膜モジュールを含む。有利には、１つ以上の膜又は１つ以上の膜モジュールは、類似又は非類似のタイプであってもよく、１工程、多工程、又は多段階などの任意の所望の構成で配置することができ、これらはいずれも当業者に明らかである。
【０１０９】
膜の適切な形態は、当業者には明らかであろう。
【０１１０】
有利には、本発明の態様では、浸透気化ユニット（３０）内の膜は、平らなシート、中空繊維、管状膜、又は任意の他の好都合な形態として形成される。
【０１１１】
有利なことに、本発明の態様では、膜は、任意の適切なモジュール構成で収容される。  適切な膜モジュール及びその調製は、当業者には明らかであろう。例えば、浸透気化ユニット（３０）内の膜モジュールは、フラットシート膜の積み重ね、らせん状膜モジュール、プレートアンドフレームモジュール、又は中空繊維膜モジュールであってよい。
【０１１２】
有利には、浸透気化ユニット（３０）内の膜は親有機性膜である。適切な親有機性膜は、当業者には明らかであろう。浸透気化ユニット（３０）内の（親有機性）膜の材料は、ポリジメチルシロキサン（ＰＤＭＳ）、ポリ（エーテル−ブロック−アミド）（ＰＥＢＡ）、又はポリ［１−（トリメチルシリル）−１−プロピン］（ＰＴＭＳＰ）であってよい。
【０１１３】
有利には、第１の凝縮器（３１）及び第２の凝縮器（３２）の材料は、ガラス又は（ステンレス）スチールからなる群から選択される。
【０１１４】
有利には、この（少なくとも１つの）ポンプ（３３）は、真空ポンプ、有利には膜真空ポンプである。第１及び第２凝縮器（３１，３２）の間に少なくとも２つのポンプ（すなわち２つ、３つ又はそれ以上のポンプ）が直列に連結（配置）されている代替的な実施形態では、少なくとも２つのポンプのそれぞれが、同様に真空ポンプ、有利にはメンブレン真空ポンプである。
【０１１５】
有利には、システムは、第１及び第２凝縮器（３１，３２）の温度を、０℃〜２０℃、有利には０℃〜１５℃、有利には０℃〜１０℃、有利には１℃〜８℃、有利には２℃〜５℃、有利には２℃である温度に制御するように構成される。有利には、システムは、第１及び第２凝縮器（３１，３２）の温度を、同じ冷却温度に制御するように構成される。
【０１１６】
例えば、第１及び第２凝縮器（３１，３２）の温度を（同じ冷却温度となるように）制御（又は維持）する制御ユニット（センサを含む）を、本発明のシステムに設けることができ、その温度は、０℃〜２０℃、有利には０℃〜１５℃、有利には０℃〜１０℃、有利には１℃〜８℃、有利には２℃〜５℃、有利には２℃である。
【０１１７】
有利には、少なくとも１つの熱交換器（４０）が、第１の蒸留塔（３４）の第１の出口（７５）とデカンタ（３５）との間に配置される。図１を参照すると、熱交換器（４０）は、第１の蒸留塔（３４）の第１の出口（７５）とデカンタ（３５）との間に配置されている。
【０１１８】
有利には（あるいは任意で）、本発明の態様において、システムは、複数の発酵槽（すなわち、２つ以上の発酵槽）を含む。有利には、システムは、少なくとも２つの発酵槽（すなわち、少なくとも第１及び第２発酵槽（５１，５２）；又は２つ、３つ、４つ、又はそれ以上の発酵槽）を含む。２つ、３つ、４つ、又はそれ以上の発酵槽は、同じ又は異なる容積を有することができる。少なくとも２つの発酵槽の各々は、後続の発酵槽が存在する場合には、前の発酵槽からの流出液を、次の発酵槽に供給して、多段発酵を実施することができるように、後続の発酵槽と連通することができる。
【０１１９】
有利には、図１に模式的に示したとおり、本発明のシステムは、
−  第１の発酵槽（５１）の第２の出口（６３）と連通している第２の発酵槽（５２）；
−  第２の発酵槽（５２）の出口（８５）と連通しており、かつ、第１の蒸留塔（３４）の入口（７４）と連通している、蒸気ストリッパー（３６）
をさらに含む。
【０１２０】
別の実施形態では、本発明の態様のシステム（図示せず）は、第１の発酵槽（５１）の第２の出口（６３）と連通しており、かつ、第１の蒸留塔（３４）の入口（７４）と連通している、蒸気ストリッパー（３６）を含む。
【０１２１】
有利には、第２の発酵槽（５２）の出口（８５）と蒸気ストリッパー（３６）との間、第２の出口（６３）と蒸気ストリッパー（３６）との間、あるいは、第１の発酵槽（５１）の第２の出口（６３）と蒸気ストリッパー（３６）との間に、少なくとも１つの熱交換器が配置される。より有利には、第１及び第２の熱交換器（３７，３８）が、第２の発酵槽（５２）の出口（８５）と蒸気ストリッパー（３６）との間、あるいは、第１の発酵槽（５１）の第２の出口（６３）と蒸気ストリッパー（３６）との間に配置される。
【０１２２】
有利には、本発明の態様のシステムは、多重効果蒸発システムを含む。有利には、蒸気ストリッパー（３６）の出口（８８）は、多重効果蒸発器システム（図示せず）と連通している。有利には、多重効果蒸発器システムは、５重効果蒸発器システムである。有利には、少なくとも１つの熱交換器（３７）が、蒸気ストリッパー（３６）の出口（８８）と多重効果蒸発器システムとの間に配置される。
【０１２３】
有利には、本発明の態様のシステムは、第２の蒸留塔（４２）を含む。有利には、第２の蒸留塔（４２）の入口（９４）は、デカンタ（３５）の第１の出口（８１）と連通している。有利には、第２の蒸留塔（４２）の出口（９６）は、デカンタ（３５）の入口と連通している。
【０１２４】
有利には、図２に模式的に示したように、本発明の態様のシステムは、第３の蒸留塔（４３）を含む。有利には、第３の蒸留塔（４３）の入口（９７）は、デカンタ（３５）の第２の出口（８２）と連通している。有利には、第３の蒸留塔（４３）の出口（９９）は、デカンタ（３５）の入口と連通している。
【０１２５】
有利には、本発明の態様のシステムは、第４の蒸留塔（４１）を含む。有利には、第４の蒸留塔（４１）の入口（９１）は、第１の蒸留塔（３４）の第２の出口（７６）と連通している。
【０１２６】
蒸気ストリッパー（３６）及び第１〜第４の蒸留塔（３４，４１〜４３）は、凝縮器を備えた頂部流出口と、熱交換器を備えた塔底流出口とを有しており、両方ともが蒸気ストリッパー又は蒸留塔の入口への復帰ラインを備えていることに注目すると都合がよいであろう。
【０１２７】
本発明の態様のシステムは、第３（又は第４又はそれ以上）の発酵槽をさらに含むことができる。第３の発酵槽（図１〜３には図示せず）は、第１の発酵槽（５１）の第１の入口（６１）と連通することができる。
【０１２８】
本発明の別の態様によれば、本発明のシステムは、生成物、有利には溶媒：有利にはｎ−ブタノール、アセトンもしくはエタノール；１，３−プロパンジオール、ｎ−ブタノールもしくはエタノール；又は、イソプロパノール、ｎ−ブタノール又はエタノール；有利には、ｎ−ブタノール、アセトンもしくはエタノール；有利にはｎ−ブタノールの発酵生成に使用することができる。
【０１２９】
本発明の態様のシステムを使用すると、実質的に純粋な溶媒、有利には実質的に純粋なｎ−ブタノールが形成され得る。有利には、得られたｎ−ブタノールは、９９．０質量％〜９９．９質量％、有利には９９．５質量％〜９９．９質量％、有利には９９．７質量％〜９９．９質量％の間の純度、有利には９９．８質量％の純度を有する。本発明の態様のシステムを用いることにより、実質的に純粋なアセトンを同様に生成することができる。
【実施例】
【０１３０】
実施例１：多段凝縮と組み合わせた浸透気化による統合多段階発酵  −  様々な凝縮物組成への影響
【０１３１】
実験装置を図３に模式的に示す。
【０１３２】
［培養培地の調製］
両方の発酵槽において、クロストリジウム・アセトブチリカム（Clostridium acetobutylicum）ＡＴＣＣ  ８２４株（ベルギーの調合微生物コレクション、BCCM）を使用した。 真空シールされたアンプルで供給された凍結乾燥培養物を用いて、調製されたチオグリコレート培養培地（Oxoid Limited、Wesel、Germany）に接種した。接種及び３７℃にて７２時間のインキュベーションの後、培養物１ｍＬ当たり１．６７ｍＬの８０％グリセリン溶液を加えた。この培養物を１．５ｍＬのバイアルに分け、続いて−２０℃でストック培養物として保存した。定義した培地溶液１００ｍＬを含む嫌気性振盪フラスコに、０．１ｍＬのグリセリンストック培養物を接種し、３５℃で２８時間インキュベートして、指数関数中間期（ｐＨ４．５）の培養物を得た。
【０１３３】
リグノセルロース加水分解物を模倣する１５質量％のＣ５／Ｃ６炭水化物の濃縮混合物を、発酵のための飼料として使用した。グルコース及びキシロースを２：１の比で使用した。種培養及び発酵のために使用した培地は同一であった。１リットルの培地は０．０１ｇのＮａＣｌ、２．２ｇの酢酸アンモニウム、０．５ｇのＫ２ＨＰＯ４、０．５ｇのＫＨ  ２ＰＯ４、０．０１ｍｇのビオチン、３ｍｇのｐ−アミノ安息香酸（ＰＡＢＡ）、０．２ｇのＭｇＳＯ４・７Ｈ２Ｏ、０．０１ｇのＭｎＳＯ４・Ｈ２Ｏ、１１．１ｍｇのクエン酸ＮＨ  ４Ｆｅ、１００ｇのグルコース、５０ｇのキシロース、及び３ｇの酵母エキスを含む。すべての成分を含む培地を調製し、０．２μｍのＳｕｐｏｒ  Ｍｅｍｂｒａｎｅ（VacuCap Filter、Pall Corporation、Port Washington、NY、USA）を用いてフィルター滅菌した。
【０１３４】
［浸透気化法及び２段階凝縮を用いる発酵槽装置］
連続的な２段階のＡＢＥ発酵プロセスを、３．４Ｌの第１の発酵槽（５１）及び５．０Ｌの第２の発酵槽（５２）を用いて実施した。発酵槽はいずれも、Applikon Biotechnology（Schiedam、オランダ）から供給された。第１の発酵槽及び第２の発酵槽を３２℃で運転した。これらの発酵槽に、種培養物（１０容量％）の接種に先だって、窒素を溶存酸素張力がゼロに近づくまでスパージした。
【０１３５】
社内で開発され組み立てられた親油性浸透気化ユニット（３０）は、０．０２７ｍ２の総膜表面積を有する、直列に接続された３つの長方形平膜モジュール（Pervatech、Enter、オランダ）からなっていた。この浸透気化ユニットは、第１の発酵槽に連結される。膜真空ポンプ（３３）（SC920、KNF Neuberger GmbH、Freiburg、独国）を使用して、２０．０ｍｂａｒの平均透過圧力が確立された。膜真空ポンプは、第１の凝縮器（３１）と第２の凝縮器（３２）との間に配置され、第１の凝縮器は浸透気化ユニットの透過液出口に連結される。膜真空ポンプは、第１の凝縮器（３１）を第２の凝縮器よりも低い圧力に維持するように構成される。第１の凝縮器（３１）はガラス製であり、第２の凝縮器（３２）は（ステンレス）鋼製である。ｐＨセンサーＩｎＰｒｏ  ３２５０（Mettler-Toledo、Columbus、OH、米国）を用いてｐＨをモニターし、両方の発酵槽内で制御しないままにした。第１及び第２の発酵槽では、発酵の全過程にわたってｐＨが平均４．８に達した。連続発酵プロセスを４２日間運転した。
【０１３６】
第１の凝縮工程は、（約）２１ｍｂａｒで透過物（２１）を部分的に凝縮させることによって実施される。図３を参照すると、第１の凝縮物（２５）は、第１の凝縮器（３１）を塔底流として出る。透過物（２１）の残りの部分である残留物流れ（２２）は、第１の凝縮器（３１）からの塔頂流として出る。次いで、残留流れ（２３）を約１０１３ｍｂａｒで凝縮させることによって第２の凝縮工程が実施され、第２の凝縮物（２７）が形成される。第１及び第２の凝縮工程は２℃で行われる。
【０１３７】
このプロセスの間、第１及び第２の凝縮物（２５，２７）中の得られたアセトン、エタノール及びｎ−ブタノールの含有量を毎日測定した。
【０１３８】
［分析］
第１及び第２の凝縮物（２５，２７）中の得られたアセトン、エタノール及びｎ−ブタノールの定量は、フレームイオン化検出を備えたＡＴ−ＷＡＸキャピラリーカラム（６０μｍ×０．３２ｍｍ；厚さ１．００μｍ）を用いるガスクロマトグラフィーによって行った。分析は、以下の条件で実施した：インジェクター温度１４５℃、検出器温度２００℃、３℃／分で直線的に４０℃から１００℃まで上昇するカラム温度；ヘリウム（キャリアガス）流速、１．６ｍＬ分−１；Ｈ２流量、３５ｍＬ分−１；空気流速、３５０ｍＬ分−１。Ｄ６−エタノールを内部標準として使用した。
【０１３９】
第１及び第２の凝縮物（２５，２７）中の得られたアセトン、エタノール及びｎ−ブタノールの含有量の結果を、選択した試料について表１Ａに示す。
【０１４０】
【表１】
2019520819.tif 000003
【０１４１】
結果から、各サンプルについて、第１の凝縮物（２５）はほとんど純粋なｎ−ブタノール及び水の溶液であり、エタノール及びアセトンをわずかに痕跡量含むのみである一方、第２の凝縮物（２７）は、アセトン、ｎ−ブタノール及びエタノールに富んでいること分かる。
【０１４２】
第１及び第２の凝縮物（２５，２７）を得た後、それらを別々にさらに下流の処理に導入し、精製して、生成した溶媒を回収することができる。形成された凝縮物の様々な含量及びそれらの分離処理によって、下流の処理におけるエネルギー消費を低減することができる。比較すると、当技術分野の方法では、浸透気化工程の性能の向上が記述されているのみである。それとは反対に、本態様では、浸透気化工程を実施した後の下流の処理全体におけるエネルギー消費が、当技術分野において記載された方法（及びシステム）と比較して低減される。したがって、本発明の態様における方法及びシステムは、全体的に改善されたエネルギー効率を提供し、したがって、より費用効果的である。
【０１４３】
同様の結果が、第１の凝縮工程において第１の凝縮物（２１）を４１ｍｂａｒで凝縮させて、第１凝縮物（２５）を形成させ、かつ、第２の凝縮工程において残留物流（２３）を１０１３ｍｂａｒで凝縮させて、第２凝縮工程（２７）を形成させ、さらに、第１及び第２の凝縮工程を１０℃で実施することによって得られる。３３５時間の連続発酵プロセスを実施した後の第１及び第２の凝縮物（２５，２７）中の得られたアセトン、エタノール及びｎ−ブタノールの含有量の結果を表１Ｂに示す。第１の生成物流（１８）（又は供給流）中のアセトン、エタノール及びｎ−ブタノールの平均濃度も示す。
【０１４４】
【表２】
2019520819.tif 000004
【０１４５】
実施例２：多段階凝縮と組み合わせた浸透気化法を用いる統合多段階発酵のシミュレーション及びエネルギー計算−エネルギー消費への影響
アセトン、ｎ−ブタノール及びエタノールの製造のための完全な（従来の）プロセスの詳細なシミュレーション及びエネルギー計算は当業者に知られており、文献、例えばLiu, J. et. al., Ind. Eng. Chem. Res. 48 (2009) 5551-5557に見ることができる。
【０１４６】
本実施例では、本発明の態様による多段階発酵をシミュレーションした。より詳細には、親有機性浸透気化法と一体化された連続的多段階発酵であって、多段階凝縮に連結され、その後に下流処理が行われる方法をシミュレーションした。より詳細には、図２に示す本発明の態様の一実施形態によるヘテロ共沸蒸留プロセスを、Ｃｈｅｍｃａｄ  ６．３．２（Chemstations, Houston, TX, 米国）化学プロセスシミュレーションソフトウェアを用い、ＮＲＴＬ（非ランダム二液体）熱力学モデル及びＳＣＤＳ（同時補正蒸留システム）タイプのカラムを選択してシミュレートした。浸透気化プロセスは、Ｍａｔｌａｂ  Ｒ２０１０ａソフトウェア（The MathWorks, Natick, MA, 米国）を用いてモデル化される。実験値を、多段階凝縮のための入力として用いた。
【０１４７】
比較例として、発酵によってアセトン、エタノール及びｎ−ブタノールを製造するために使用される２つの従来のシステムによる蒸留プロセスを、同様にシミュレートした。対応する先行技術の構成を、図４及び図５に模式的に示す。
【０１４８】
図４に示す従来技術のシステムは、デカンタ及びその後の蒸留塔を有するビールストリッパー、すなわち従来の下流処理を伴う連続的な多段階発酵からなる。図４に示す従来技術のシステムにおける発酵は、浸透気化にも、その後の一段階又は多段階の凝縮にも連結しない。図５に示す従来技術のシステムは、系内での回収技術としての浸透気化を使用する。すなわち、親有機性浸透気化が、３つの連続的な発酵槽の第２の槽（５１）に連結され、その後下流の処理が行われる。図５に示す従来技術のシステムにおける浸透気化は、多段階の凝縮に連結されていない。しかし、図５の浸透気化は、図示されていないが、１段の凝縮に連結されている。図５の浸透気化を実施した後、さらなる下流処理を可能にするために凝縮が続くことは、当業者にとって明らかである。図５の構成では、（図示されていない）真空ポンプが（１つのみの）凝縮器の後に配置される。図４及び図５では、第３の発酵槽（５３）が第１の発酵槽（５１）の入口と連通している。
【０１４９】
エネルギー消費量を、年間１００，０００トンのｎ−ブタノール施設（年間８４００時間稼働、１時間当たり１１９００ｋｇのｎ−ブタノールを生産）で計算する。図２に示される本発明の態様の実施形態について計算されたエネルギー消費を、図４及び図５に示される従来技術のシステムについて計算されたエネルギー消費量と比較する。原料準備に必要なエネルギーは考慮していない。すべての場合において、ｎ−ブタノールが純度９９．７５質量％で得られ、かつ、アセトンが純度９９．０３質量％で得られ、エタノールが純度８６．９６質量％で得られ、残りはアセトン（２．６５質量％）及び水（１０．４質量％）であるとシミュレーションする。溶媒が除去された発酵ブロスを、すべての場合において、複数の効果の蒸発器でその元の容量の２０％に濃縮する。
【０１５０】
シミュレーションした、本発明の態様の一実施形態によるプロセス（図２）のための、様々な蒸留塔の設計パラメータを表２に要約する。これらの設計パラメータを用いて計算された、蒸気ストリッパー及び蒸留塔のリボイラー仕事量（reboiler duty）も同様に示す。
【０１５１】
【表３】
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【０１５２】
蒸気ストリッパー及び蒸留塔について計算されたリボイラーの仕事量に基づく、このシミュレーションスキームにおけるリボイラーの総仕事量は、２３４５１３ＭＪ／時間である。
【０１５３】
シミュレーションした、従来の下流処理を用いる従来技術の連続多段階発酵によるプロセス（図４）のための、様々な蒸留塔の設計パラメータを表３に要約する。これらの設計パラメータを用いて計算された、蒸気ストリッパー及び蒸留塔のリボイラー仕事量も同様に示す。
【０１５４】
【表４】
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【０１５５】
蒸気ストリッパー及び蒸留塔について計算されたリボイラーの仕事量に基づく、このシミュレーションスキームにおけるリボイラーの総仕事量は、４１３３８４ＭＪ／時間である。Ｃｈｅｍｃａｄシミュレーションは、主として、従来の下流処理を用いる従来の発酵（表３、図４）と比較して、本発明の態様の実施形態の蒸気ストリッパー及び第１の蒸留塔（３４）において、エネルギーが低減されることを示す（表２、図２）。
【０１５６】
シミュレーションした、親有機性浸透気化法と一体化されており、それに続く従来の下流処理が行われる従来技術の連続多段階発酵によるプロセス（図５）について、様々な蒸留塔の設計パラメータを表４に要約する。これらの設計パラメータを用いて計算された、蒸気ストリッパー及び蒸留塔のリボイラー仕事量も同様に示す。
【０１５７】
【表５】
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【０１５８】
蒸気ストリッパー及び蒸留塔について計算されたリボイラーの仕事量に基づく、このシミュレーションスキームにおけるリボイラーの総仕事量は、２７２１９５ＭＪ／時間である。Ｃｈｅｍｃａｄシミュレーションは、主として、浸透気化を伴い、その後直接下流の処理が行われる先行技術の発酵（表４、図５）。と比較して、本発明の態様の実施形態の第１の蒸留塔（３４）において、エネルギーが低減されることを示す（表２、図２）。
【０１５９】
計算されたリボイラーの仕事量に基づく、Ｃｈｅｍｃａｄシミュレーションは、従来の下流処理を用いる従来技術の発酵（表３、図４参照）と比較した場合には、本発明の態様の実施形態の蒸留セクションにおいてエネルギーが４３％低減されることを示し、浸透気化を伴う先行技術の発酵（表４、図５参照）と比較した場合には、１４％低減されることを示している。したがって、本発明の態様は、当技術分野において記述される発酵システム及び方法と比較して、改善されたエネルギー効率を提供する。
【図１】
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【図２】
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【図３】
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【図４】
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【図５】
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【国際調査報告】
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