JPS6043117B2 - 連続発酵による揮発性有機化合物、とくにエタノ−ルの製造方法 - Google Patents

Description

【発明の詳細な説明】 本発明は発酵器内での炭水化物を含む基質の連続発酵
によるエタノールの製造方法に関する。

本文で称する発酵器とは好ましくは１ケの単体発酵器を
意味する。技術的な面からエタノールを考察すれば、こ
れは主としてエチレンからの、もつぱ・ら合成方法によ
り製造され、このエチレンは石油あるいは天然ガスから
得られる。化石質原料の供給に限度があるため、然料お
よび化学製品が再生可能な資源すなわち植物性のものか
ら得ることの可能性を見積る調査が始められた。

その結果、広く定義された炭水化物からのエタノール製
造の旧い方式は更新された実用性を得た。第２次大戦後
発達したスエーデン有機化学工業がエチレンおよびさら
にエチレン酸化物などに変換される亜硫酸塩一アルコー
ルに基礎をおいていたということは注目されるべきであ
る。変動する原材料の状況は、このようにしてそのよう
な合成方法を興味あるものにした。もし２０％までの無
水エタノールがガソリンの中に混合されると、オクタン
価は改善されかつ内燃機関においてこれらをこのような
混合燃料で運転するために、わずかな変更のみを実施す
ればよい。安価な砂糖あるいは利用可能な澱粉を基にし
た原料を多量にもつ多くの国々では、ぼう大な開発作業
がこのような線に沿つて進行中である。最近の調査結果
によれば、セルローズを発酵可能な糖分に変換すること
が経済的に成り立つということを信じさせるようになつ
た。セルローズは世界中、見たところ無制限の量が利用
できかつエタノール製造に充当する見込みとして理想的
な原材料である。

現在のところ発酵によるエタノール製造用のほとんどの
現在する設備は簡単な１群の作業に基礎をおいて、比較
的希薄になつた原材料が利用されている。

このようにして多量の無駄な水すなわちスロツプが得ら
れもしこれらが未処理のまま容器に残されると、容器に
対する極めて高い生物学上一の負担を意味する。発酵に
よる大規模なエタノールの製造は、もし無駄な水が環境
の悪化なしに経済的に合理性のある方法で処理されるな
らばその時に限つて成り立つ。今まで発酵によるエタノ
ール製造用に使用されζてきた方法の穴点は、希釈され
た基質に、主として関係をもち、これは大容量の稀釈廃
水に関連した困難な問題を投げかけている。

通常のエタノール発酵において、基質濃度は発酵後エタ
ノール濃度が発酵液中で約７％（重量）になるようなも
の１である。もし糖密が基質として使用されるならば、
その初期の濃度は約２７／Ｂｒｊｘであり、糖密は完全
にエタノールに発酵される。糖密の高濃度のものは、エ
タノールが発酵に阻画するから完全には発酵しない。発
酵器中に蓄積された阻害エタノールによる欠点を除去す
るために、常温でエタノールを沸騰蒸発させるように減
圧状態に発酵器を保持し、その温度を発酵を悪化させな
い十分低い程度に保持すべきであると提案されている。

この方法に特有の１つの重要な欠点は、発酵中に生成さ
れる二酸化炭素化合物がすべて、減圧するのに用いられ
る装置によつて除去されるべきであつてこれにより漠）
大なエネルギの消費を招来することである。生成される
エタノールは共沸点混合物生成剤の助けをかりて基質か
ら発酵中に除去されるべきであることを提案されている
。この場合、エタノールは水および溶媒とともに、所謂
共沸点混合物を・生成し、これに対応するエタノール・
水混合液よりも低い沸点を有する。そののち、エタノー
ルは共沸点混合物から分離される。このような方法には
多くの特有な欠点がある。就中、好ましくない影響を酵
母の活性度に与えない共沸点混合物生成・溶剤を発見す
ることは極めて困難である。本発明の目的は、高い炭水
化物濃度の基質を供給しうる、および無害でありもしく
は効果的、経済的方法で利用できる濃縮廃流を生じ得る
上述の方法を提供するにある。本発明は発酵性及び非発
酵性物質よりなる炭水化物を含有する基質を連続工程回
路中に含まれる発酵器中で、一定のエタノール生産性を
達成するための活性酵母細胞の一定量を酵母の連続的再
巡環により発酵器中で維持しつつ連続的に発酵させてエ
タノールを製造する方法において、該回路中に該基質の
供給流れを連続的に導入することにより発酵器中での安
定条件が維持されており、該供給流れは、発酵器中に発
酵性物質の安定な濃度を維持するために該エタノールの
生産性に調和させて発酵性物質の供給についの量きめが
されており、該発酵器から発酵液の排出流が、その中に
含まれるエタノール濃度を発酵作用を阻害しない濃度に
維持するような流速で連続的に排出されており、該排出
流は少なくとも１つの連続的な酵母濃縮流と連続的な本
質的に酵母を含まない流れとに連続的に分離されており
、該酵母濃縮流は発酵器に循環されており、該酵母を含
まない流れは、エタノール分離ステップに於いて、エタ
ノール濃縮流と残余流とに連続的に分離されており、該
エタノール濃縮流は連続的に排出されており、該残余流
の一部は連続的に排出されており、又残りの残余流は連
続的に発酵器に循環されており、更に又エタノール分離
ステップから発酵器へ循環される物質の６０−１００′
Ｃの温度範囲での低温殺菌操作を工程中に含んでいるこ
とを特徴とするものである。

遠心分離作用は分離機によるものが多い。

酵母の濃縮液を発酵器に再循環することによつて、酵母
はエタノールを分離する際の劣質化から保護される。酵
母の再循環はまた、一層高い酵母の濃縮が維持されるこ
とを意味し、これによりさらに多くの発酵量を意味する
こととなる。発酵液の排出量は３つの流れ、すなわち連
続的な酵母濃縮流、連続的な酵母を含まない流れおよび
不純物を含む１つの残滓流とに最終的には分離すること
も出来る。これは遠心分離機によつて実施され、発酵液
の流入流を、１部は１つの連続した酵母濃縮流と連続し
た酵母を含まない流れに、また１部は１つの間欠的な残
滓流に分離する。このことは残滓が遠心分離機のロータ
の円周方向部分に蓄積され、そこから間欠的に排出され
ることを意味する。この方法によつて不純物がシステム
内に蓄積されるのを防止する。このような遠心分離機の
好適な１実施例において酵母濃縮液流は１対のバイブを
用い、および酵母を含まない流れは１対の板を用いて排
出される。従来のエタノール発酵技術において、エタノ
ール濃度が発酵終了後約７％（重量）であるような基質
濃度が用いられた。

もし糖密が基質として使用されれば、最初の糖密の濃度
は約２２とＢｒｉｘである。このような基質は完全に発
酵される。さらに高い糖密の濃度はこれらが７％（重量
）以上の高いエタノール濃度を生じさせこれが発酵作用
に対し阻害効果を呈するから、完全には発酵されない。
本発明によれば、もしエタノールが発酵液の循環回路か
らエタノールを連続的に除去して約５％（重量）を超え
て増加するのを防ぐならば、５０〜６０量Ｂｒｉｘの高
い濃度をもつた糖密が発酵されるであろう。本発明によ
る方法の１実施例によれば、遠心分離機により得られた
酵母を含まない基質流が蒸留によりエタノールに富む１
つの流れと、少なくともその１部が発酵器に再循環され
、一方その１部の流れがスロツプの形で循環回路から排
出されるような１つの残余流とに分離される。

本発明によれば、このスロツプは、従来エタノール発酵
とともに実施されてきた蒸溜方法において得られるスロ
ツプよりもはるかに濃度が大きい。

本発明の他の大きな利点は、供給液が高濃度であること
及び高再循環であることに起因して得られることである
が、蒸留ステップ中の流れの中の可溶性の非発酵性物質
が高濃度になるときにはエタノールのための蒸留曲線が
かなり改善されることである。

非発酵性物質の濃度が発酵液中において一層高い場合に
は、或るエタノール濃度をもつ発酵液と平衡状態にある
蒸気中のエタノール濃度はこれによつてさらに高くなる
。エタノールを循環発酵液から分離する蒸留方法の代案
として抽出方法が用いられ、すなわちエタノールは当該
化合物に対しては大きい親和力をもつが水に対してその
親和力は僅かであるような如何なる適当な循環溶媒によ
つても抽出される。

このような溶媒の１例としてはオクタノール溶液がある
。後者は発酵によつてオクタノール溶液から得られる。
この抽出方法は良好な熱経済性をもつている。エタノー
ルの蒸留あるいは抽出分離は、ほぼ大気圧力で、適切に
行なわれる。

事実、真空における熱分離は一層低い温度が保持される
という利点をもつが真空を保持するための運転費用は欠
点を意味する。本発明方法の好ましい実施態様の１つに
於いては、蒸留あるいは抽出分離によつて得られる残余
流は、それが発酵器へ循環される以前に、６０℃乃至１
０００Ｃの温度で低温殺菌される。

本発明方法の一つの大きな利点は、エタノールを得る手
段に無関係に、物質濃度の高い廃液流が得られることで
あり、該廃液は適当な経済的手段で処分することが出来
る。

かくて、従来のエタノール蒸留に関連して得られるスロ
ツてよりも４乃至６倍以上の濃縮されたスロツプが得ら
れ、且つそのスロツプは燃焼熱の正値を持つており、こ
れは本発明方法の良好な運転経済性に寄与する。有機物
の高濃度を考慮すると、たとえばフルフロールのような
製品の製造原料として使用することもできる。以下本発
明を図面を参照しつつ詳細に説明する。

第１図において、Ｆは発酵器、Ｃは遠心分離機、ＲＵは
エタノールを除去するためのユニット、Ｍは混合器を示
す。

これらのユニットはライン１，２，３，４を経由して、
循環回路に接続されている。さらに、遠心分離機Ｃは、
ライン５を経由して直接混合器Ｍに接続されている。循
環回路に対する入口ライン６は混合器Ｍに接続されてい
る。さらに、発酵器Ｆにはガス出口７が、遠心分離機Ｃ
には残滓出口８が、ユニットＲＵにはエタノールに富ん
だ流れ用の出口９が設けられ、一方ライン３には循環回
路からの排出用分岐１０が設けられている。遠心分離機
Ｃは流入する流れを２つの連続液体流と１つの間欠的残
滓流とに分離する型式のものである。第２図には製造方
法の１実施例が示され、エタノールのような揮発性有機
化合物が１つの簡単な液体成分除去作業あるいは分溜の
いずれかの型式で、蒸溜によつて循環回路から分離され
る。

第２図において、対応する装置ユニットおよびラインに
は第１図と同一の参照記号を使用する。第１図における
ユニットＲＵが、蒸溜ユニットＤで置換されている。蒸
溜ユニットへのライン２、および蒸溜ユニットから熱交
換部位へのライン３は熱交換器１１ＥＩで置換されてお
り、ライン３は混合器Ｍに接続する前に冷却器匪■を通
過する。第２図に示す型式の設備においてエタノールを
製造する場合に、濃縮浄化された基質がライン６および
混合器Ｍを経て、発酵器Ｆに供給される。

これにより、供給された流れは１部には遠心分離機から
到来する酵母懸濁液と、また１部には所謂スロツプと様
される蒸溜ユニットからの酵母を含まない流れと混合さ
れる。遠心分離機Ｃの内部で、不純物てある残滓は間欠
的に分離される。さもなければ、この残滓は、設備内に
蓄積されるであろう。エタノールは所要の熱が提供され
た場合に、間欠的な加熱あるいは生蒸気の供給によつて
、蒸溜ユニットＤ内で酵母を含まない流れから分離され
る。後者の場合、希釈は供給される基質の集中化の増加
によつて補償される。生蒸気の利点は、熱伝達面の沈澱
物が除去されることである。エタノールは出口９を通つ
て排出され、スロップは熱交換器ＨＥＩを経由して蒸溜
ユニットに流入する流れにほとんどそのすべての利用可
能な熱量を放出する。スロツプ流のわずかな部分は、出
口１０を経由して、循環回路から排出され、経済的な方
法で処理される程度に濃縮される。スロツプ流の残余部
分は熱交換器運■によつて冷却され混合器Ｍを経て発酵
器Ｆへ供給される。発酵中、主として二酸化炭素のガス
が生成され、該ガスは出口７を通つて排出される。この
方法は、発酵器内のエタノール濃度を低レベル、即ちそ
れが発酵作用を阻害しない程度の濃度に維持し、したが
つて基質が選択された作業諸因子によつてほとんど１０
０％発酵されるように実施される。蒸溜ユニットから排
出されたスロツプ中のエタノールの濃度は極めて低い。
循環回路からエタノールを蒸溜分離することに対する代
案として、抽出技法が用いらる。

第３図において、このような設備の概要が示されている
。該設備は第２図から既知であるユニットに加−えて、
たとえば逆流抽出筒の形状をもつた抽出ユニットＥ１お
よびたとえば分離筒の蒸溜ユニットＦＲを含む。遠心分
離機からのライン２は抽出ユニットＥに接続され、これ
に対し溶媒流が入口１５を通つて供給される。この溶媒
流は抽出ユニットＥを通つて流れ、エタノールのような
揮発性化合物を吸収しかつライン１６を通つて蒸溜ユニ
ットＦＲに流れ、そこからエタノールが出口１７から排
出される。蒸溜ユニットＦＲからのスロツプの底流はラ
イン１８を経て入口１５に流れこの入口へ溶媒が入口１
９から供給される。エタノール中に排出され抽出ユニッ
トＥから排出される流れの部分は設備から排出され、一
方残余は混合器Ｍを経由して発酵器Ｆに供給される。

蒸溜ユニットは間接加熱２１により適切に加熱される。
実施例１ 本発明による方法の実施例として、第２図に示す形式の
設備における糖密の連続蒸溜を述べる。

設備を発動するために、１００ｋｇのパン用酵母が攪拌
器を具備する発酵タンク内に入れられた浄化された２０
備Ｂｒｉｘの１００ｅの糖密中に供給された。冷却器が
循環回路内に設けられている。発酵温度は３′！ｆ′Ｃ
に制御され、発酵糖分は３時間以内に９０％がエタノー
ルに変換した。発酵過程の後方部分の間、エタノールは
約４％（重量）のエタノール濃度を同一に保持するため
に、基質から連続的に除去される必要があつた。ゆえに
、発酵液は遠心分離機Ｃを通つて循環するように搬送さ
れ、酵母濃縮流は発酵器に再循環され、一方酵母を含ま
ない流れは簡単な蒸溜ユニットＤに供給されここにおい
てエタノールは大気圧で分離された。初期の供給による
発酵過程が完了すると、７〜１３ｋ９１ｈｒの浄化され
た４００糖密が発酵器に連続的に供給された。発酵器内
には１００ｅの液体容積が保持されている。発酵は１週
間続けられその間中に２５〜３５％（重量）のエタノー
ル濃度をもつたエタノール流が排出され、一方発酵器の
エタノールの濃度は約４％（重量）に保持された。乾燥
スロツプの２５〜３０％（重量）をもつわずかのスロツ
プ流が循環回路から排出された。運転データは両方の供
給量に対し以下に表に示すとおりである。

Ｆ３／Ｆ６は第２図におけるライン３と６内の容積流の
間の関係を意味する。

エタノールの生産性は供給量の増加とともに増すが、後
者の場合には後者の一層多くの割合が利用されずに残る
ため、供給された糖分の利用価格とともに増大すること
が、この表から瞭らかである。供給量の最適値は、原材
料価格と投資運転費用との間の関係によつて決められる
ことが瞭らかである。原材料は上記の発酵中には殺菌さ
れないことに注目すべきである。

この事実にも拘らず、システム内にはいささかのバクテ
リアの生成もなく、これは恐らく流れが蒸溜ユニット内
で殺菌されることによると思われる。実施例２ 第２図に示す工程回路によつて安定な操業条件が維持さ
れている発酵器中でしよ糖糖密の連続発酵が行なわれた
。

発酵器は常圧下に保たれており、発酵液のＰＨと温度と
は４．５及び３２′Ｃに維持された。酵母の生長は空気
の注入によつて制御された。使用酵母はスキツオサツカ
ロマイセス ボンベ（ＳｃｈｉｚＯｓａｃｃｈａｒＯｍ
ｙｃｅｓｐＯｍｐｅ）であつた。工程回路中にライン６
から下記のものが供給された。分離器Ｃから蒸留塔Ｄへ
と供給される本質的に酵母を含まない流れ（ライン２）
は５８０ｋ９１ｈｒで発酵器Ｆへ循環される残余流（ラ
イン３の量からライン１０の量を差引いたもの）は３６
３ｋ９１ｈｒであ゛り、そのエタノール含量は約０％で
あつた。

蒸留塔Ｄからは３８％のエタノールを含有する蒸気６５
ｋｇ１ｈｒがライン９として得られ、゛又発酵器からは
二酸化炭素２６ｋｇＩｈｒが放出された。発酵器Ｆ中で
は、下記の安定条件が維持された。

ライン１０からは乾燥固形分濃度１踵量％の残余流が１
５２ｋ９１ｈｒの割合で連続的に排出された。

実施例３連続的エタノール発酵のための原料として小麦
（乾燥固形分８７％）が使用された。この例では第２図
に示す工程回路に更に図示されていない糖化ステップが
加わるが、このステップを経た供給流れ（ライン６）が
ミキサーＭの前に導入される。発酵器は常圧下に保たれ
ており、発酵液のＰＨと温度とは４．５及び３２′Ｃに
維持された。発酵器から分離器Ｃへと流れる発酵液流れ
（ライン１）中の大きな粒子を除くため、篩目の大きさ
２００ｐｍの遠心篩が分離機の上流側に挿入されており
、ここで除去された物質は酵母を含まない流れ（ライン
２）中に、それが蒸留塔Ｄに導入される前に再合流され
た。同様の篩が蒸留塔から排出される残余流（ライン３
）中にも挿入されており、ここで除去された大きな粒子
は、系外に排出される残余流（ライン１０）と共に系外
に排出された。使用酵母はサツカロマイセスセレベシア
エ（ＳａｃｃｈａｒＯｍｙｃｅｓｃｅｒｅｖｉｓｉａｅ
）であつた。

糖化ステップを経由した供給流れ（ライン６）として下
記の量の小麦原料が供給された。分離器Ｃに於いて分離
され、且ライン１中での篩分操作をうけた後の、蒸留塔
Ｄへと供給される酵母を含まない流れ（ライン２）は５
３０ｋｇ１ｈｒで、発酵器Ｆへ循環される残余流（ライ
ン３の量からライン１０の量を差引いたもの）は３６０
ｋ９１ｈｒ（そのエタノール含量は約０％）であつた。

蒸留塔Ｄからは４踵量％のエタノールを含む蒸気６９ｋ
ｇ１ｈｒがライン９として得られ、又発酵器からは二酸
化炭素３３ｋｇＩｈｒが放出された。発酵器Ｆ中では、
下記の安定条件が維持された。

ライン３中に設けられた篩分装置で除去された大きな粒
子を含むライン１０から排出される残余流は１０１ｋ９
１ｈｒであり、その乾燥固形分濃度は２鍾量％であつた
。

【図面の簡単な説明】

第１図は本発明による方法の主要流れ線図、第２図はエ
タノールの蒸留分離を含む１段階において実施される方
法に対する流れ線図、第３図はエタノールの抽出分離を
含む１段階において実施される方法に対する流れ線図で
ある。 １〜６・・・ライン、７・・・ガス出口、８・・・残滓
出口、９・・・出口、１０・・・排出分岐、１１・・・
加熱器、１２，１３・・・ライン、１４・・・スロツプ
出口、１５・・・入口、１６・・・ライン、１７・・・
出口、１８・・・ライン、２１・・・間接加熱器、Ｃ・
・・遠心分離機、Ｄ・・・蒸溜ユニット、Ｆ・・・発酵
器、ＨＥ・・・熱交換器、Ｍ・・・混合器。

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 １ 発酵性及び非発酵性物質よりなる炭水化物を含有す
   る基質を連続工程回路中に含まれる発酵器中で、一定の
   エタノール生産性を達成するための活性酵母細胞の一定
   量を酵母の連続的再巡還により発酵器中で維持しつつ連
   続的に発酵させてエタノールを製造する方法において、
   該回路中に該基質の供給流れを連続的に導入することに
   より発酵器中での安定条件が維持されており、該供給流
   れは、発酵器中に発酵性物質の安定な濃度を維持するた
   めに該エタノールの生産性に調和させて発酵性物質の供
   給についての量きめがされており、該発酵器から発酵液
   の排出流が、その中に含まれるエタノール濃度を発酵作
   用を阻害しない濃度に維持するような流速で連続的に排
   出されており、該排出流は少なくとも１つの連続的な酵
   母濃縮流と連続的な本質的に酵母を含まない流れとに連
   続的に分離されており、該酵母濃縮流は発酵器に循環さ
   れており、該酵母を含まない流れは、エタノール分離ス
   テップに於いて、エタノール濃縮流と残余流とに連続的
   に分離されており、該エタノール濃縮流は連続的に排出
   されており、該残余流の一部は連続的に排出されており
   、又残りの残余流は連続的に発酵器に循環されており、
   更に又該エタノール分離ステップから発酵器へ循環され
   る物質の６０−１００℃の温度範囲での低温殺菌操作を
   工程中に含んでいることを特徴とするエタノールの製造
   法。 ２ 該酵母を含まない流れのエタノール分離ステップが
   蒸留によつて行なわれることを特徴とする特許請求の範
   囲第１項記載の方法。 ３ 該酵母を含まない流れが該エタノール濃縮流と該残
   余流とに蒸留ステップに於いて分離されており、同時に
   該残余流は６０乃至１００℃の温度範囲に於いて低温殺
   菌されていることを特徴とする特許請求の範囲第２項記
   載の方法。 ４ 発酵液の該排出流が該酵母濃縮液と該酵母を含まな
   い流れとに遠心分離ステップにおいて分離されているこ
   とを特徴とする特許請求の範囲第１項記載の方法。 ５ 該供給流れ中の発酵性物質の濃度が２２°Ｂｒｉｘ
   の糖密に於ける発酵性物質濃度よりも高濃度であること
   を特徴とする特許請求の範囲第１項記載の方法。