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1、(10)申请公布号 CN 102994573 A (43)申请公布日 2013.03.27 CN 102994573 A *CN102994573A* (21)申请号 201210559496.7 (22)申请日 2012.12.19 C12P 7/16(2006.01) C12P 7/28(2006.01) C12P 7/06(2006.01) C07C 29/76(2006.01) C07C 31/12(2006.01) C07C 31/08(2006.01) C07C 45/79(2006.01) C07C 49/08(2006.01) C12R 1/145(2006.01) C12R 。
2、1/19(2006.01) (71)申请人 大连理工大学 地址 116024 辽宁省大连市高新园区凌工路 2 号 (72)发明人 薛闯 杨尚天 白凤武 (74)专利代理机构 大连东方专利代理有限责任 公司 21212 代理人 赵淑梅 李馨 (54) 发明名称 利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中 丁醇、 丙酮和乙醇的方法 (57) 摘要 利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中 丁醇、 丙酮和乙醇的方法， 属于生物技术领域， 包 括如下步骤 ： 培养丙酮丁醇乙醇生产菌 ； 发 酵的同时利用活性炭在线原位吸附丁醇、 丙酮和 乙醇 ； 吸附结束后脱附冷凝回收， 得到丁醇、 丙 酮和乙醇粗品， 本发。
3、明有益效果为发酵效率高、 分 离提纯成本低。 (51)Int.Cl. 权利要求书 1 页 说明书 7 页 附图 1 页 (19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利申请 权利要求书 1 页 说明书 7 页 附图 1 页 1/1 页 2 1. 利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、 丙酮和乙醇的方法， 包括如下步 骤 ： 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 ； 将步骤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， 发酵的同时利用活性炭在线原位吸附丁醇、 丙酮和乙醇 ； 吸附结束后脱。
4、附冷凝回收， 得到丁醇、 丙酮和乙醇粗品。 2. 根据权利要求 1 所述的方法， 其特征在于 ： 所述发酵方式为批式发酵、 补料式发酵或 连续发酵 3. 根据权利要求 1 所述的方法， 其特征在于 ： 所述吸附方式为发酵开始时吸附、 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。 4. 根据权利要求 1 所述的方法， 其特征在于 ： 所述吸附温度为 30 40。 5.根据权利要求1所述的方法， 其特征在于 ： 所述活性炭与发酵液质量比为1 ： 120。 6. 根据权利要求 1 所述的方法， 其特征在于 ： 所述脱附温度为 150 250。 权 利 要 求 书 CN 10。
5、2994573 A 2 1/7 页 3 利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、 丙酮和 乙醇的方法 技术领域 0001 本发明涉及利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、 丙酮和乙醇的方 法， 属于生物技术领域。 背景技术 0002 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， KDevelopments in biobutanol production:new insights. Applied Energ。
6、y,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 butanolpurifi。
7、cation.Bioprocess Eng.3 ： 93-100,1988） 。 0003 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.,Vander Wielen LAM,Straathof AJJ.Assessment of options for selec。
8、tive1-butanol recoveryfrom 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 CN101397236A ； 徐西东， 孙太 喜。 一种节能环保的丁醇丙酮生产方法 ； 公开号CN101302542A ； 欧阳胜利， 李永辉， 张志强， 陶敏。
9、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 CN101530672A） 。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， 并且萃取剂的比热容大、 沸点高， 再 次分离需要消耗的能量很大。因此， 综合考虑， 萃取技术尤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。CN101948737A ； 王建设， 王绍 鹏。 一种连续萃取发酵生产生物丁醇的方。
10、法和装置。 CN101787378A;张延平， 王鑫昕， 李寅， 王少华。一种生产丁醇的方法。CN101418320A） 。利用渗透汽化技术分离丁醇的研究也较 多， 并且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 （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。CN102757984A; 王建设， 王绍 说 明 书 CN 102994573 A 3 2/7 页 4 鹏。一种连续渗透汽化耦合发酵生产生物丁醇的装置。CN201686697U） 。因此， 需要开发新 。
11、技术对产物进行提纯， 提高分离效率。 0004 因此， 本发明利用活性炭吸附法进行发酵产物丁醇， 丙酮和乙醇的原位分离纯化， 可以有效得到高浓度的丁醇， 丙酮和乙醇， 降低分离成本。 其中， 活性炭吸附法的优势在于， 通过微生物发酵与吸附耦合原位分离丁醇， 丙酮和乙醇， 可以边发酵， 边移除抑制性产物丁 醇， 丙酮和乙醇。 并且， 活性炭可以快速吸附发酵液中的丁醇， 丙酮和乙醇， 并通过加热快速 脱附回收丁醇， 丙酮和乙醇。由于活性炭的比热容很低， 因此加热脱附需要的能量相应很 低， 整个工艺过程的能耗极低。 到目前为止， 未见使用活性炭原位吸附法偶联发酵装置对丁 醇， 丙酮和乙醇同时进行分离。
12、纯化的报道和相关专利。 发明内容 0005 本发明通过利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、 丙酮和乙醇， 不仅 能提高发酵效率产生更多的丁醇、 丙酮和乙醇， 分离纯化丁醇、 丙酮和乙醇时还能节约大量 能耗。 0006 本发明提供了利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、 丙酮和乙醇的方 法， 包括如下步骤 ： 0007 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 ； 0008 将步骤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， 发酵的同时利用活性炭在线原位吸附丁醇、 丙酮和乙醇 ； 000。
13、9 吸附结束后脱附冷凝回收， 得到丁醇、 丙酮和乙醇粗品。 0010 本发明所述活性炭外观形态为粉状、 颗粒状、 柱状、 球形、 纤维状、 长方形、 不规则 颗粒状或圆柱形 ； 其粒度为纳米级、 微米级、 毫米级或更大尺寸。 0011 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， 本发明利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、 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 活性炭移除丁醇、 丙酮和乙醇能有效提高生产效率 ； 第二 ： 活性炭能使发酵液与产物分离 ； 第三 ： 活性。
14、炭可以富集丁醇、 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。 0012 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， 液体油水层之间 容易形成乳化层， 不容易分离 ； 精馏的缺点为耗能大， 分离丁醇耗能一般为 36 79.5MJ/ kg ； 渗透汽化的缺点为制膜成本高， 膜容易污染。 本发明活性炭原位吸附分离产物的能耗为 5MJ/kg， 如采用精馏对脱附回收的产物进行二次分离， 获得 99% 以上纯度的产物， 总能耗为 11MJ/kg， 。
15、比现有技术中精馏节省能耗 70% 以上。 0013 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。 0014 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 说 明 书 CN 102994573 A 4 3/7 页 5 生长期吸附。 0015 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。 0016 本发明所述活性炭与发酵液质量比优选为 1 ： 1 20。 0017 本发明所述脱附温度优选为 150 25。
16、0。 0018 本发明有益效果为 ： 0019 活性炭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 ； 0020 活性炭能把丁醇、 丙酮和乙醇与发酵液分离开 ； 0021 活性炭对丁醇、 丙酮和乙醇具有富集作用， 且对丁醇有选择性吸附 ； 0022 利用活性炭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 ； 0023 利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、 丙酮和乙醇的方法与传统的 精馏分离相比节约大量能耗。 附图说明 0024 本发明附图 2 幅， 0025 图 1 为发酵及吸附装置结构示意图 ； 0026 其中， 1、 种子罐， 2、 发酵罐，。
17、 3、 泵， 4、 泵， 5、 吸附装置。 0027 图 2 为脱附及回收装置结构示意图 ； 0028 其中， 1、 加热装置， 2、 吸附装置， 3、 冷凝装置， 4、 泵， 5、 产物收集罐。 具体实施方式 0029 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。 0030 下述实施例和对比例结合说明书附图说明。 0031 下述实施例和对比例中， 实验材料如下 ： 0032 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 。
18、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。 0033 本 发 明 丙 酮 丁 醇 乙 醇 生 产 菌 为 丙 酮 丁 醇 乙 醇 梭 菌 （Clostridium beijerinckiiBA101） ， 购买于美国 ATCC 菌种库 （ATCC number ： PTA-1550） 。 0034 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。
19、 ： 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。 0035 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。
20、B10.001g和生物素 0.00001g。 说 明 书 CN 102994573 A 5 4/7 页 6 0036 上述种子培养基与发酵培养基的体积比为 1:10。 0037 本发明采用补料式发酵时， 发酵培养基提供碳源物质优选为葡萄糖、 淀粉、 糖蜜、 木薯或纤维素水解液 （例如秸秆水解液） ， 进一步优选为葡萄糖。 0038 上 述 活 性 炭， 产 品 英 文 名 称 为 NORIT ROW 0.8, 购 买 于 美 国 公 司 （Norit AmericasInc.,Marshall,TX,USA） 。 0039 本发明丁醇、 丙酮和乙醇用气相色谱法检测， 葡萄糖用液相色谱法检测。 。
21、0040 对比例 1 0041 一种常规发酵生产丁醇、 丙酮和乙醇的方法 ； 0042 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。 0043 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， 开启泵将含有丙酮丁醇乙醇生产菌的种子液接入发酵罐， 发酵方式为批式发酵。
22、， 37 发酵至发酵结束， 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。 0044 实验数据见表 1、 表 2。 0045 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 总溶剂的生产强度分别为 0.24g/L/h、 0.40g/L/h。 0046 实施例 1 0047 利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、 丙酮和乙醇的方法 ； 0048 如图 1 所示， 先将种子培养基在种子罐中通氮气 10min 除氧， 。
23、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。 0049 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， 开启泵将含有丙酮丁醇乙醇生产菌的种子液接入发酵罐， 发酵方式为批式发酵， 37 发酵丙酮丁醇乙醇生产菌， 产生丁醇、 丙酮和乙醇， 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使发酵液。
24、在发酵罐和吸附装置之间循环， 利 用活性炭原位吸附在线分离发酵液中丁醇、 丙酮和乙醇， 不控制 pH。 0050 吸附结束后， 将吸附装置放入加热装置内， 加热至 200， 脱附后开启泵使丁 醇、 丙酮和乙醇冷凝回收在产物收集罐内。 0051 实验数据见表 1、 表 2。 0052 小结 ： 发酵结束后丁醇、 ABE 总溶剂的浓度分别为 2.2%（w/v） 、 3.5%（w/v） ， 与对比 例 1 相比分别提高 57.1%、 52.2%。葡萄糖消耗为 11.0%， 与对比例 1 相比提高 57.1%。脱附 回收后的丁醇、 ABE 总溶剂的浓度分别为 10.3%（w/v） 、 13.5%（w/。
25、v） ， 与对比例 1 相比分别 提高 7.4 倍和 5.9 倍。丁醇、 ABE 总溶剂的生产强度为 0.25g/L/h 和 0.42g/L/h， 与对比例 1 相比分别提高 4.2%、 5.0%。 0053 实施例 2 说 明 书 CN 102994573 A 6 5/7 页 7 0054 利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、 丙酮和乙醇的方法 ； 0055 与实施例 1 区别在于 ： 0056 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。 0057 实验数据见表 1、 表 2。 0058 小结 ： 发酵结束后丁醇、 ABE 总溶剂的浓度分别为。
26、 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%， 与对比例 1 相比提高 71.4%。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%。 0059 实施例 3 0060 利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、 丙酮和乙醇的方法 ； 0061 与实施例 1 区别在于 ： 00。
27、62 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。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。 0063 实验数据见表 1、 表 2。 0064 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 36.4%、 33.3%。葡萄糖消耗为 16.5%， 与对比例 1 相比提高 2.4 倍。脱附 回收后的丁醇、 ABE 总溶剂的浓度分别为 13.7%（w/v） 、 18.1%（w/v） ， 与对比。
28、例 1 相比分别 提高 4.7 倍、 3.8 倍。丁醇、 ABE 总溶剂的生产强度为 0.12g/L/h 和 0.20g/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使发酵液在发酵罐和吸附装置之间循环， 活性炭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 30h 的适应 期， 才能进入正常发酵状态， 最终会导致生产强度降低。 0065 实施例 4 0066 利用活性炭原位吸附在线分离提纯发酵液中丁醇、 丙酮和乙醇的方法 ； 0067 与实施例 1 区别在于 ： 0068 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。
29、。开始发酵时， 不 启动泵， 当发酵进行到生产菌的对数生长期时， 启动泵， 使发酵液在发酵罐和吸附装置 之间循环。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。 0069 实验数据见表 1、 表 2。 0070 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%， 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） 、 1。
30、9.6% （w/v） ， 与对比例 1 相比分别 提高 10.1 倍、 8.5 倍。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。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 相比提高 25.0%、 25.0%。在发酵的对数生长期启动泵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 说 明 书 CN 102994573 A 7 6/7 页 8 度。 00。
31、71 表 1 丁醇、 丙酮、 乙醇、 ABE 总溶剂的浓度 0072 0073 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 物代表活性炭脱附后收集的液体， 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。 0074 表 2 葡萄糖消耗与产物生产强度 0075 0076 备注 ： w 代表质量， v 代表体积。 0077 结论 ： 0078 有活性炭原位吸附的发酵， 发酵结束后产物浓度高于无活性炭存在的发酵， 活 性炭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。
32、的毒害， 使发酵效率 提高， 获得更多的产物 ； 0079 活性炭可以吸附发酵产生的丁醇、 丙酮和乙醇， 且对丁醇有选择性吸附， 有利于 发酵主产物丁醇的富集回收 ； 0080 控制 pH 不低于 5.0， 有利于提高发酵效率 ； 0081 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 ； 说 明 书 CN 102994573 A 8 7/7 页 9 0082 采用补料式发酵， 调控 pH， 在发酵的对数生长期时吸附产物， 可以使产物生产强 度和发酵结束后产物总浓度达到最大， 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。 0083 活性炭原位吸附分离产物的能耗为 5MJ/kg， 如采用精馏对脱附回收的产物进行 二次分离， 获得99%以上纯度的产物， 总能耗为11MJ/kg， 比现有技术中精馏节省能耗70%以 上。 说 明 书 CN 102994573 A 9 1/1 页 10 图 1 图 2 说 明 书 附 图 CN 102994573 A 10 。