CN100430111C - 生产1,3-丙二醇的方法 - Google Patents

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Abstract

在这里公开了一种从含水进料流中回收1，3-丙二醇的方法。本发明包含将含有水、1，3-丙二醇和至少一种的杂质的含水进料流与至少一种溶剂萃取剂接触形成混合物。将所述的混合物分离成第一相和第二相。第二相含有含水进料流中的大部分水。第一相含有在含水进料流中存在的溶剂萃取剂的大部分和至少一些1，3-丙二醇。在第一相中，1，3-丙二醇与存在的任何一种杂质的重量比大于在发酵培养基与溶剂萃取剂接触以前1，3-丙二醇与发酵培养基中存在的相同杂质的重量比。可从第二相中除去第一相，以便回收1，3-丙二醇。

Description

生产1，3-丙二醇的方法
技术领域
一般来说，本发明涉及生产和回收1，3-丙二醇的方法。更具体地说，本发明涉及依靠溶剂萃取来生产和回收1，3-丙二醇的方法。
背景技术
在商业上，纯化的1，3-丙二醇(PDO)可用本专业已知的方法来生产，这些方法可包括发酵法、化学法和机械分离法。有可能用发酵法生产1，3-丙二醇，而用这种方法生产需要通过除去发酵生成的各种杂质来纯化1，3-丙二醇的方法。当用发酵法生产PDO时，液体培养基可含有许多种化合物，例如甘油和1，2，4-丁三醇，它们在化学组成和性质上与PDO很相似。葡萄糖(一种可用于发酵的材料)为一种也与1，3-丙二醇相似的化合物，发酵后仍可剩余残留数量的葡萄糖。使用葡萄糖来生产1，3-丙二醇的发酵法的缺点是，糖类例如葡萄糖在涉及加热例如蒸馏和蒸发的下游过程中产生颜色。优选的是，将残留的葡萄糖从PDO中分离，以便纯化PDO。需要这样一种方法来从除了糖类外还有杂质中分离1，3-丙二醇，从而得到更纯的PDO，所述的方法可消除或减少生产纯化PDO所需的高能耗蒸馏(例如一种纯化PDO的常用方法)的量。
发明内容
本发明的一些实施方案涉及从含水进料流中回收1，3-丙二醇的方法。所述的含水进料流含有水、1，3-丙二醇和至少一种杂质。优选的是，所述的含水进料流为浓缩的和/或部分纯化的发酵培养基。在一些优选的实施方案中，所述的含水进料流含有约5至85重量％1，3-丙二醇，还含有大于约10重量％水和约5至70重量％一种或多种杂质。在一些实施方案中，所述的含水进料流含有高达90重量％干固体。优选的是，所述的含水进料流含有约20至80重量％干固体。在所述的含水进料流中存在的至少一种杂质优选为一种选自有机酸、有机盐、无机盐、碳水化合物、醇、蛋白质、氨基酸以及低分子量羟基化化合物的化合物。低分子量羟基化化合物选自甘油、葡萄糖和丁三醇。优选的是，所述的含水进料流的pH值为约2至11、更优选约6至8。
所述的含水进料流与至少一种溶剂萃取剂接触，以便形成第一混合物。正如下文说明的，溶剂萃取剂与含水进料流的接触可逆流、交叉流或逆流交叉流进行。正如在两液体接触的专业中已知的，所述的接触可用多段进行。在一些实施方案中，溶剂萃取剂基本上为无水的(例如含有小于约0.5重量％水)，换句话说它被水饱和。优选的是，至少一种溶剂萃取剂选自醇类、酮类、酯类、酸类、醚类或植物油，其憎水参数logP(logP＝[溶质]辛醇/[溶质]水)为约0.8至7.7。在一些优选的实施方案中，溶剂萃取剂的疏水参数为约0.8至2.9(Biotechnology and Bioengineering Vol.30，pages 81-87，July 1987；Biotechnol.Prog.，Vol.7 No.2)。在一些实施方案中，溶剂萃取剂选自(1)链烷醇类例如戊醇、丙-1-醇、己醇或油醇，(2)酮类例如4-甲基戊-2-酮，(3)酯类例如醋酸异丙基酯或磷酸三丁基酯，(4)酸类例如油酸，(5)油类例如大豆油或蓖麻油以及(6)醚类。优选的是，溶剂萃取剂为己醇或磷酸三丁基酯。在一些实施方案中，溶剂萃取剂的碳/氧原子比为约2∶1至18∶1、更优选2∶1至10∶1、最优选3∶1至6∶1。
在一些实施方案中，除了溶剂萃取剂(例如上面公开的那些)外，还可使用选自脂族烃类和芳族烃类的相增强剂，以便增强相分离。优选的相增强剂为己烷至癸烷范围内的烷烃(例如有6-9个碳原子)。
将第一混合物分离成第一相和第二相。第一相含有溶剂萃取剂的大部分(例如大于约50％)和至少一些在含水进料流中存在的1，3-丙二醇。在第一相中，1，3-丙二醇与存在的任何一种杂质的重量比大于1，3-丙二醇与含水进料流与溶剂萃取剂接触以前含水进料流中相同杂质的重量比。因此，第一相中的1，3-丙二醇比含水进料流中的1，3-丙二醇更纯。第二相含有含水进料流中的大部分水(例如大于约50重量％)以及至少一些含水进料流的杂质。可用本专业已知的方法进行分离。在一些实施方案中，在混合-沉降器中进行接触步骤和第一相与第二相的分离。在一些实施方案中，用离心分离使第一相与第二相分离。在一些实施方案中，通过从第二相中除去第一相来回收纯化的1，3-丙二醇。本发明的一些实施方案优选在约20至90℃、更优选约25至35℃、最优选约30℃下进行。
在一些实施方案中，将除去的第一相与第一数量的水溶液或水接触，以便生成第二混合物。第一数量的水或水溶液与第一相的体积比为约20∶1至1∶20、更优选约20∶1至1∶1、最优选约7∶1至3∶1。将第二混合物分离成第三相和第四相。第三相含有第一相溶剂萃取剂的大部分(例如大于约50重量％)。第四相含有1，3-丙二醇和含水溶液或水的第一数量的大部分(例如大于约50重量％)。在第四相中，1，3-丙二醇与存在的任何一种杂质的重量比大于1，3-丙二醇与含水进料流与溶剂萃取剂接触以前含水进料流中相同杂质的重量比。因此，第四相中的1，3-丙二醇比含水进料流中的1，3-丙二醇更纯。可用本专业已知用于两种不混溶的或部分混溶液体分离的方法进行分离。在一些实施方案中，通过从第三相中除去第四相(例如倾析)来回收纯化的1，3-丙二醇。在一些实施方案中，可将回收的第三相循环到用于第一混合物的溶剂萃取剂中。可处理回收的第四相，以便进一步纯化第四相中的1，3-丙二醇。可将第四相循环，以致用于第一混合物的含水进料流含有回收的第四相。
在一些实施方案中，除去的第一相除含1，3-丙二醇和溶剂萃取剂外还含有至少一些水，而将除去的第一相与憎水的溶剂接触，以便形成第二混合物。优选的是，在第二混合物中，除去的第一相与憎水溶剂的重量比为约4∶1至1∶4、优选2∶1至1∶2。优选的是，憎水的溶剂选自log P为约3.0至10、优选3.5-5.5的溶剂。优选的是，憎水的溶剂选自分子量范围在己烷至十二烷之间的烷烃。将第二混合物分离成第三相和第四相。第三相含有第二混合物中溶剂萃取剂和憎水溶剂的大部分(例如大于约50重量％)。第四相含有1，3-丙二醇和第一相中水的大部分(例如大于约50重量％)。优选的是，在第四相中，1，3-丙二醇与存在的任何一种杂质的重量比大于1，3-丙二醇与含水进料流与溶剂萃取剂接触以前含水进料流中相同杂质的重量比。因此，第四相中的1，3-丙二醇比含水进料流中的1，3-丙二醇更纯。可通过从第三相中除去第四相来回收1，3-丙二醇。
本发明的一些方法包含在接触步骤中调节第一混合物的温度，以致1，3-丙二醇比在含水进料流中更溶于溶剂萃取剂中，溶剂萃取剂为己醇。正如上述，将含水进料流和溶剂萃取剂的第一混合物分离成第一相和第二相。从第二相中除去第一相。调节第一相的温度，以便形成第二混合物。将第二混合物分离成第三相和第四相。第三相含有第一相中己醇的大部分，而第四相含有1，3-丙二醇。优选的是，在第四相中，1，3-丙二醇与存在的任何一种杂质的重量比大于1，3-丙二醇与含水进料流与溶剂萃取剂接触以前含水进料流中相同杂质的重量比。
用于从含有杂质的含水进料(例如发酵培养基)中纯化PDO的专业中已知的一些方法包含萃取含水进料流中的杂质同时留下PDO。本发明的一些方法包含将PDO从含水进料流中萃取到溶剂相中，使它离开进料中存在的杂质。本发明的一些实施方案可从不纯的进料流来提高1，3-丙二醇的纯度。
附图简介
图1为本发明用于1，3-丙二醇回收的工艺流程图。
图2为本发明用于1，3-丙二醇回收的工艺流程图，包含水的反萃取。
图3为本发明用于1，3-丙二醇回收的工艺流程图，包含憎水溶剂的反萃取。
图4为本发明用于1，3-丙二醇回收的工艺流程图，包含改变温度的反萃取。
图5为进料流与用于1，3-丙二醇萃取的溶剂萃取剂的交叉流接触的工艺流程图。
图6为进料流与用于1，3-丙二醇萃取的溶剂萃取剂的逆流接触的工艺流程图。
图7为进料流与用于1，3-丙二醇萃取的溶剂萃取剂的逆流交叉流接触的工艺流程图。
图8为本发明用于1，3-丙二醇回收的工艺流程图。
图9为本发明用于1，3-丙二醇回收的工艺流程图，包含洗涤过程。
实施本发明的最好方式
图1为本发明的工艺流程图。将含有水、1，3-丙二醇和至少一种杂质的含水进料流(例如发酵培养基)14与溶剂萃取剂10在萃取器12中接触，形成第一混合物。在一定温度范围(例如2-100℃)，溶剂萃取剂与水优选为不混溶的或部分混溶的。溶剂萃取剂10与含水进料流14(例如如下所述的经过滤的发酵培养基)的体积比优选为1∶4至50∶1、更优选约10∶1。在一些优选的实施方案中，溶剂萃取剂的疏水参数logP(logP＝[溶质]辛醇/[溶质]水)为约0.8-7.7、更优选0.8-2.9，例如在下表中所列的那些。一种优选的溶剂萃取剂为磷酸三丁基酯(TBP)。
  醋酸乙基酯   0.68
  醋酸丙基酯   1.2
  己醇   1.8
  TBP(估计的)   2.0
  庚醇   2.4
  辛醇   2.8
将含水1，3-丙二醇进料流14和溶剂萃取剂(例如TBP)10在约2至100℃、更优选30℃下搅拌。搅拌以后，将合并的混合物沉降，分离成两相。第一相16含有溶剂萃取剂的大部分(例如大于约50重量％)，而第二相18含有第一混合物12中存在的水的大部分(例如大于约50重量％)。第一相含有至少一些在含水进料流14中存在的1，3-丙二醇，而1，3-丙二醇与第一相中存在的任何一种杂质的重量比大于1，3-丙二醇与含水进料流与溶剂萃取剂10接触以前含水进料流14中相同杂质的重量比。可将第一相16从第二相18中分离和除去，以便用本专业已知的方法(例如尤其是离心分离和倾析)回收1，3-丙二醇。回收的1，3-丙二醇比开始的含水进料流更纯(例如存在的每单位数量的1，3-丙二醇有相对较少的杂质)。
第一相16含有1，3-丙二醇和溶剂萃取剂，而可用几种方法将1，3-丙二醇的大部分(例如大于约50重量％)返回(例如反萃取)到富集的含水相。在一些实施方案中，反萃取法可包含已知的混合器-沉降器体系或离心分离体系。可用几种方法来实现反萃取。这些方法包括使用水或含水溶剂(图2)、使用憎水的第二溶剂(图3)或改变温度(图4)。
图2示出用水或含水溶液的反萃取。正如上述，将水或含水溶液的第一数量26与第一相16接触，形成第二混合物22。水的第一数量26可与第一相16在大约2至100℃、优选30℃下接触。水的第一数量26与第一相16的体积比可为约20∶1至1∶20，但约3∶1是优选的。至少一部分1，3-丙二醇从第一相16转移到第四含水相28，它可例如通过倾析从沉降器中除去，留下第三溶剂萃取剂相24，可将后者循环用于进一步萃取过程(例如循环到溶剂萃取剂)。第三相24含有来自第二混合物的溶剂萃取剂的大部分(例如大于约50重量％)。第四相28含有来自第二混合物的水的大部分(例如大于约50重量％)。在一些实施方案中，离心分离也可用于从溶剂萃取剂相24分离含水相28。在第四相28中，1，3-丙二醇与存在的任何一种杂质的重量比大于1，3-丙二醇与含水进料流与溶剂萃取剂接触以前含水进料流中相同杂质的重量比。
实现反萃取的另一方法是使用憎水溶剂，它示于图3。优选的是，憎水溶剂选自憎水参数logP为约3.0至5.5的溶剂，例如下表中所示的那些。优选的憎水溶剂为己烷至癸烷的烷烃。
  癸醇   4.0
  十一烷醇   5.0
  己烷   3.5
  庚烷   4.0
  辛烷   4.5
  癸烷   5.98
  大豆油   7.4
可将含有1，3-丙二醇、溶剂萃取剂和至少一些水的第一相16与憎水溶剂36(例如己烷)接触，形成第二混合物32，然后可将混合物32沉降，形成两相。可在混合器-沉降器设备中进行接触和沉降。在一些实施方案中，两相可在离心分离设备中分离。两相中的一相为含有溶剂萃取剂和憎水溶剂大部分(例如大于约50重量％)的溶剂相34，而另一相为富含由第一相16转移来的1，3-丙二醇的含水相38。含水相38由水的大部分(例如大于约50重量％)和第一相16中存在的1，3-丙二醇组成。在使用憎水溶剂的反萃取中，第一相16与憎水溶剂36的优选比为约4∶1至1∶4、更优选约2∶1至1∶2。
从溶剂中释放1，3-丙二醇的第三种方法可通过萃取和在不同温度下的反萃取来实现(图4)。这可以例如用己醇作为溶剂萃取剂44来做到。将含水进料40在约80℃下在混合器-沉降器42中与己醇接触，沉降时废弃有杂质的含水相46(例如含有来自含水进料流的水)。将80℃下除去的己醇/1，3-丙二醇混合物45冷却到约30℃，从而所述的材料在反萃取器48中分离成两相。一相50含有己醇，可循环。另一相52含有水，富含1，3-丙二醇。30％d.s.的含水进料与己醇溶剂的优选重量比为约1∶3。
图1至图4所示的方法可提高发酵培养基或其它含水进料流的丙-1，3-二醇含量，按不含水为基准计，从约85％提高到99％以上，1，3-丙二醇可比原料流中更纯。
1，3-丙二醇与溶剂的接触可按一段或多段进行。许多段的处理(例如1至n)使1，3-丙二醇从一相转移到另一相的效率提高。有许多使用多段的方法。例如，正如在本专业中已知的，交叉流配置(图5)可用于萃取。可有从1到n任何数目的段，每一段代表混合和分离(例如混合器沉降器，204-1、204-2、204-3、204-n)。将新鲜的溶剂萃取剂202送入每一段204-1、204-2、204-3、204-n，而含有1，3-丙二醇的进料200依次通过每一段204-1、204-2、204-3、204-n。在每一段中，有两相，可在每一段除去含1，3-丙二醇的溶剂部分(例如第一相206)。通常，可将这些部分合并。每一段可装有用于溶剂萃取剂202或第二相208的内部循环设备，以致各相的比例可对聚结和分离特性优化。
另一方面，正如在本专业中已知的，逆流配置(图6)可用于萃取。可有从1到n任何数目的段，每一段代表混合和分离(例如混合器沉降器，204-1、204-2、204-3、204-n)。将含有1，3-丙二醇的含水进料200和溶剂萃取剂202以逆流方向通过段204-1、204-2、204-3、204-n，贫1，3-丙二醇进料(例如第二相208)离开最后一段204-n，而第一相206离开段204-1。在这一流程中，每一段204-1、204-2、204-3、204-n可装有用于溶剂萃取剂202或第二相208的内部循环设备，以致各相的比例可对聚结和分离特性优化。
另一可能的萃取方法可包含含水进料流200和溶剂萃取剂202的逆流交叉流(正如在本专业中已知的，图7)。在这一方法中，可将新鲜溶剂萃取剂202加到段204-1、204-2、204-3、204-n中任何一段，但第一相206从段204-n逆流通过，在段204-1取出，贫进料(例如第二相208)离开最后一段n。
图8为本发明方法更详细的工艺流程图。发酵生产的发酵培养基或含1，3-丙二醇的其它含水进料110含有至少一种选自有机酸或其盐、无机酸、蛋白质碎片、酮类、金属离子、细胞、纤维素碎片、发酵产物(例如特别是甘油和1，2，4-丁三醇)、有色杂质、水、营养物(例如特别是氨和磷酸盐)以及未利用的碳源(例如葡萄糖)的杂质。可用发酵种子产生发酵原料。将发酵种子料与新鲜营养物、水和碳源一起送入用于生产1，3-丙二醇的发酵。发酵的方法在本专业中是已知的。然后处理细胞培养液，以便回收发酵培养基110。本发明提供用于从发酵培养基中回收1，3-丙二醇的设备。但是，正如下文指出的，应当认识到本发明不限与发酵结合的应用，也不限已纯化的和/或已浓缩的发酵培养基的应用。
优选的是，用本专业已知的过滤或离心分离法120(例如旋转真空过滤器或真空带式过滤器)除去发酵培养基110中至少约75重量％固体(例如细胞和纤维素碎片)。更优选的是，除去发酵培养基110中至少约90重量％固体，最优选的是，除去发酵培养基110中至少约95重量％固体。按干固体计，经过滤的发酵培养基的干固体含量优选为约8至20％干固体(d.s.)、更优选约15％。可任选通过在蒸发器130中除去水来浓缩经过滤的发酵培养基120，得到优选30-50％d.s.、更优选约40％d.s.的培养基。
在用本专业已知的方法回收1，3-丙二醇以前，发酵培养基110、120可进行部分纯化和/或预处理。例如，部分纯化可包含沉积和除去某些杂质。
含有一种或多种溶剂的溶剂萃取剂132可在萃取器140中与经过滤的和任选经浓缩的发酵培养基130接触。一种优选的溶剂萃取剂为磷酸三丁基酯(TBP)。溶剂萃取器140可为使用逆流、逆交叉流、交叉流、混合器-沉降器或离心分离接触设备或其它常用于液-液萃取的设备的许多段。萃取体系140可刚好为一段，但是为了有效的操作得到良好产率，优选使用多段。典型的进料(例如经过滤和任选浓缩的发酵培养基)在40％d.s.下与用于萃取的溶剂萃取剂之比为约1∶10。
含水的第二相141含有在过滤培养基130中存在的大部分糖类、盐类和至少一部分甘油和其它杂质。糖、盐和甘油(例如萃余液)可废弃141，或进一步纯化，如果需要的话。
含有溶剂萃取剂的第一相142含有从进料流130中通过溶剂(优选TBP)与含水进料流130中存在的一些杂质一起萃取的1，3-丙二醇。它可在纯化萃取器150中通过用有限数量含水溶液或水151洗涤来进一步纯化。任选的是，含水溶液151可含有稀释碱，例如苛性钠，以便从第一相142中除去某些颜色和有机酸。在这一段使用的水或稀碱(例如含水溶液)的数量与第一相的比通常为1∶15，但总是小于用于反萃取160的数量。来自纯化萃取器150的含水相152为一种含有来自纯化段的洗涤液的物流，它可与溶剂萃取剂132混合。纯化步骤150的目的是要洗涤来自第一相的残留杂质，得到高度纯化。杂质含有一些1，3-丙二醇，但是当洗涤液152循环到萃取步骤140时，这些1，3-丙二醇可回收。
纯化萃取器150为一个液-液萃取单元，例如可为混合器-沉降器或离心分离接触器。数目可为一个到多个单元，取决于所需纯化的效率。
在溶剂萃取剂(例如TBP)153中纯化的1，3-丙二醇称为纯化的第一相，它含有溶剂萃取剂。下一步骤是将纯化的第一相153送入反萃取单元160。这一单元使用足够数量的水161，以便将1，3-丙二醇从纯化的第一相153转移到水相163。反萃取器160优选为一个液-液接触单元，它例如可为混合器-沉降器、柱式萃取器或离心分离接触设备。可为一段或多段，取决于所需反萃取的效率。水161与纯化的第一相153的比优选为1∶4。将1，3-丙二醇转移到重质含水相163。含有来自反萃取单元160的溶剂萃取剂(例如TBP)162的物流可循环到萃取单元140。任选的是，可用蒸馏172从这一溶剂萃取剂流162中除去水，然后将水173废弃。在所用的某些温度下，约6％水可溶于TBP(例如溶剂萃取剂)，这种得到去水合的溶剂萃取剂的水173的除去可使萃取器140中萃取效率提高。
可用于本发明的TBP部分溶于水。剩余的溶剂可通过用憎水溶剂164例如己烷在液-液萃取分离器165中从含有纯化1，3-丙二醇的含水物流163中除去。憎水溶剂流164(例如己烷)从水中分离溶剂萃取剂，实际上无溶解的或夹带的溶剂萃取剂的水中留下1，3-丙二醇。这一分离器165可为混合器-沉降器或离心分离接触器，可有一段或多段，取决于所需的效率。含水产物流与憎水溶剂(例如己烷)的典型比为50∶1。
混合溶剂流166含有憎水溶剂(例如己烷)和溶剂萃取剂(例如TBP)的混合物，它们可用蒸馏法在蒸发器170中分离。通过这一蒸馏蒸发分离的憎水溶剂167可返回液-液汽提单元165，而溶剂萃取剂171循环到萃取单元140。
来自分离器165的含水物流168可汽化190，以便生产1，3-丙二醇产品193。作为进一步纯化，任选使用离子交换处理180，例如可使用有强酸性阳离子树脂和强碱性阴离子树脂混合物的混合床层塔，既可在汽化段190以前或在汽化段190以后，以便除去颜色和一些有机酸例如乙酰丙酸。优选的是，使用这一方法，1，3-丙二醇产品193的纯度可超过99重量％，而1，3-丙二醇的高产率也是可能的。
在本发明中，从复杂的含水进料(例如发酵培养基)中回收1，3-丙二醇可导致1，3-丙二醇选择性转移到溶剂萃取剂相。在一些实施方案中，本发明的溶剂萃取剂可用来从含有PDO和杂质的复杂含水进料流中与PDO一起分离几种特定的杂质。可在含有PDO的含水进料(例如发酵培养基)中存在的某些杂质为PDO相同化学类的化学品(例如低分子量羟基化的化合物)。与PDO相同化学类的杂质例如为甘油、丁三醇或葡萄糖，logP为-2.1至1。(参见下表中的例子。)
  甘油   -2.08
  1，4-丁二醇   -1.384
  1，2-PDO   -1.003
  乙醇   -0.24
低分子量羟基化的化合物类的化合物例如PDO倾向与水强烈相互作用，常常与水完全混溶。在本专业中已知的方法可能需要高能量输入(例如在蒸馏中)，以便从这些化合物中分离水，因为这些化合物与水强烈相互作用以及与水是混溶的。因此，象在本发明中那样，1，3-丙二醇和相关化合物可在水不混溶的溶剂中回收的事实是令人吃惊的。甚至更令人吃惊的是，PDO可比相同类的其它化合物更选择性萃取。因此，象在本发明中那样，PDO从含水进料中选择性萃取到水不溶的(例如蓖麻油)或低混溶性的(特别是例如TBP和己醇)溶剂中是意想不到的。
用以下实施例来说明本发明的优选实施方案。熟悉本专业的技术人员应当体会到，在实施例中公开的技术表示本发明人公开的在本发明的实施中很好起作用的技术，因此可认为它们构成本发明实施的优选方式。但是，根据本公开内容，熟悉本专业的技术人员应当认识到，在不违背本发明的精神.实质和范围的条件下，在具体的实施方案中，可作出许多改变，仍得到类似的结果。
实施例1.1，3-丙二醇的一段萃取和反萃取
实施例1a.用磷酸三丁基酯萃取
将4.2毫升含有31.33重量/体积％1，3-丙二醇(PDO)、1.66％甘油、0.74％1，2，4-丁三醇(BTO)和0.13％葡萄糖的浓缩含水发酵培养基与35毫升磷酸三丁基酯(含6％水)在20℃下充分混合。用离心分离将混合物分离成两相(37毫升轻相1(例如第一相)和2.5毫升重相1(例如第二相))。通过与0.24毫升水混合然后分离得到含有水的重相2(0.3毫升)以及含有磷酸三丁基酯的“纯化的”轻相2(3.7毫升)，使含磷酸三丁基酯的轻相1(4毫升)纯化。
实施例1b.用水反萃取
通过相的混合和分离，用11.5毫升水反萃取含有磷酸三丁基酯的纯化轻相2(3毫升)，得到含有磷酸三丁基酯的轻相3(3毫升)和含水的重相3(11.5毫升)。
实施例1c.用己烷反萃取
通过相的混合和分离，用6毫升己烷反萃取2毫升纯化的轻相3，得到含有己烷的轻相4(5.8毫升)和含水的重相4(0.2毫升)。表1列出所述实施例中各物流的组成。
表1
PDO为1，3-丙二醇
BTO为丁三醇
送去萃取的发酵培养基的颜色为褐色。第一次萃取得到淡黄色轻相1和褐色重相1。在纯化段中，从轻相1进一步除去颜色，正如通过重相2的较深黄色表明的。
实施例2.在1，3-丙二醇萃取过程中温度的变化
可用以下步骤纯化1，3-丙二醇(PDO)：在己醇中萃取，分离，将轻溶剂相冷却，然后分离形成的重含水相。在这一含水相中存在更纯的1，3-丙二醇。
将3克含有要纯化的1，3-丙二醇其组成如下表所列的30％干固体的混合物在90℃下两段萃取。用于每一段的新鲜己醇的数量为12克。然后在第三次萃取中，第二次萃取得到的轻相用于从3克30％干固体进料中萃取PDO。萃取和分离都在约50毫升锥形玻璃管中进行。
每一次萃取进行20分钟，有定期搅拌。第一次萃取得到的轻相被废弃。
下表列出第三次萃取的轻相的分析结果。然后将这一轻相冷却到室温25℃。冷却时它分成两相和分析新形成的含水重相，结果列入表2。
表2
Figure C20048001846300191
选择性＝[PDO/杂质]重相/[PDO/杂质]进料。杂质＝GLY或GLUGLY＝甘油，GLU＝葡萄糖
实施例3.PDO的交叉流萃取
实施例3a.用无水磷酸三丁基酯萃取
在两段交叉流萃取流程图中，将5.0克44％干固体其组成(按干固体计，重量/重量％)为91.9％PDO、6.9％甘油和1.2％葡萄糖的含水进料在室温下与24.9克无水磷酸三丁基酯(TBP)充分混合。沉降和离心分离以后，得到两个透明相(27.9克含有TBP的第一轻相和2.0克含有水的中间重相)。重相与14克无水磷酸三丁基酯再次混合，然后分离得到15.4克含有TBP的第二轻相和0.6克含有水的最后重相。在合并的轻相中有98％原有的PDO，纯度93.6％，还有83％原有的甘油和37％原有的葡萄糖。
表3
Figure C20048001846300192
实施例3b.用己醇在90℃下萃取
在两段交叉流萃取流程图中，将6.0克29.1％干固体其组成(按干固体计，重量/重量％)为90.7％PDO、7.3％甘油和2.0％葡萄糖的含水进料在90℃下与18.1克己-1-醇充分混合。沉降和离心分离以后，得到两个透明相(22.1克含有己-1-醇的第一轻相和2.0克含有水的中间重相)。重相与9.96克己醇再次混合，分离后得到11.3克含有己醇的第二轻相和0.7克含有水的最后重相。在合并的轻相中有97％原有的PDO，还有75％原有的甘油和21％原有的葡萄糖。合并的轻相的纯度为93.7％(从进料纯度为90.7％提高)。
表4
Figure C20048001846300201
实施例4.PDO的逆流萃取
实施例4a.用培养基的罗巴特尔萃取，加有纯化步骤
使用在萃取步骤中以逆流方式操作的8个混合器-沉降器段的和纯化步骤中有类似8个段的罗巴特尔实验室型式(混合器-沉降器的自动程序)。图9为所用的一般方法的代表性流程图。将发酵培养基64加到合并进料66中。将合并进料66与溶剂萃取剂72在主萃取器(例如罗巴特尔混合沉降器)68中混合。除去含水和杂质(例如发酵培养基中的糖类)的第二相70(例如萃余液)。然后在纯化萃取器58中洗涤含有溶剂萃取剂和1，3-丙二醇的第一相62。加到除去的第一相62中的洗涤物流54可为含水的，或水或带加入洗涤化学品例如碱例如氢氧化钠的水。正如上述，纯化萃取器58有8段。可从纯化萃取器58中回收含水的洗涤相60，留下含有溶剂萃取剂和经纯化的1，3-丙二醇的纯化萃取液56。用水54的洗涤或纯化可通过除去某些杂质来提高1，3-丙二醇的纯度，含水和杂质的含水物流与发酵培养基64在合并进料66中合并，然后送回主萃取器单元68，以便回收含水洗涤液60中的任何1，3-丙二醇并防止1，3-丙二醇产率下降。
萃取在室温下进行。每一段的沉降器体积为140毫升。进料为发酵培养基64，约33％干固体(d.s.)，含有30.17重量/体积％PDO、1.6％甘油、0.7％1，2，4-丁三醇(BTO)和0.1％葡萄糖以及钠盐、钾盐、钙盐和镁盐。阳离子总计4126ppm。将培养基64以0.85毫升/分的速率送入体系，在那里与0.70毫升/分纯化含水流出物流60混合，得到合并的进料66，以1.55毫升/分的速率送至萃取步骤68。在萃取步骤中，合并的进料66与14.0毫升/分湿TBP(磷酸三丁基酯72(含5.4％水)接触。萃取步骤的流出物为第二相萃余液70(1.1毫升/分)和第一相萃取液62(溶剂相，14.45毫升/分)。第一相62与0.6毫升/分水54在纯化步骤58中接触，得到纯化含水流出物流60(送回萃取步骤68)和14.35毫升/分纯化的萃取液56(溶剂相)。下表列出分析结果。PDO的产率(在纯化的萃取液中)为95％，纯度从92.8％升高到97.2％。阳离子的输入量为3200微克/分，纯化的萃取液为255微克/分。
表5
Figure C20048001846300211
表6
实施例4b.罗巴特尔纯化的萃取液的含水反萃取
将16.4公斤实施例4a的纯化萃取液与44.5公斤反渗透质量水混合。这一水将PDO从溶剂中萃取到水相。
将这一水相分离，然后与己烷混合，以便除去任何残留的TBP。
然后通过蒸发使水相浓缩，生成PDO纯度为97.5％的产品。
表7
实施例5
实施例5a.单一溶剂的PDO混合物
将10克含有46重量/体积％PDO、3.5％甘油和2.9％葡萄糖的含水溶液加热到30℃，加入很少量所需的溶剂，一直到刚开始出现混浊为止。将另外的溶剂(约1克)加入，然后充分混合。将混合物沉降10分钟，然后离心分离，达到完全的相分离。分析了两相(溶剂相和含水相)。下表列出三个物类的分配系数(定义为溶剂相中的浓度除以含水相中的浓度)和PDO与甘油相比的萃取选择性(定义为PDO的分配系数除以甘油的分配系数)。
表8
Figure C20048001846300231
实施例5b.有混合溶剂的培养基
将5ml 33.9％干固体含有31.3重量/体积％PDO、1.66％甘油、0.74％1，2，4-丁三醇和0.13％葡萄糖的发酵培养基在室温下用30毫升一系列溶剂混合物(通常)萃取。得到两相，然后进行分离和分析。
表9
Figure C20048001846300241
如上所述，所述的表列出物类的分配系数(定义为溶剂相中的浓度除以含水相中的浓度)和PDO与甘油相比的萃取选择性(定义为PDO的分配系数除以甘油的分配系数)。在所有情况下，萃取的PDO的纯度高于进料中的92.5％。混合溶剂(PDO/甘油)的选择性常常高于以前所述的单个溶剂，这些溶剂除去葡萄糖通常是很好的。
实施例6.用碱除去颜色和有机酸
从罗巴特尔逆流萃取和发酵培养基的纯化依次取出15毫升“纯化的萃取液”(TBP溶液)，与不断增量的氢氧化钠在1毫升水中混合。分离重相。随着更多的碱加入重(含水)相的颜色增深，而轻相的颜色变浅。(轻相的颜色为300纳米处的吸收率，而重相的颜色为420纳米处的吸收率。)这些结果在下表中列出。正如下表所列，还测量了轻相的各程序中的有机酸含量，表示有机酸的脱除。
表10
Figure C20048001846300251
表11
Figure C20048001846300252
实施例7.用于杂质脱除的混合进料
如在实施例4中，己烷洗涤以后的纯化含水PDO流通过60毫升混合树脂床层，并收集0.5床层体积馏分。混合床层组合物为按1∶2床层体积比混合的Purolite C160 Strong Acid Cation resin和Purolite A510 Strong Base Anion resin。在除去下表所列的大部分有机酸方面，所述的床层是有效的。在原纯化样品中，乙酰丙酸是值得关注的，因为它产生颜色。正如从结果可看出的，所述的混合床层在除去大多数微量酸上是有效的，甚至在浓缩后溶液仍无色。进料和浓缩物的颜色作为420纳米下的吸收率来测量。进料的颜色为0.106，而浓缩物的颜色为0。
表12
Figure C20048001846300261
实施例8顺序乙烷萃取
将8ml用TBP萃取发酵培养基(含1.91重量/体积％PDO、0.039％甘油、0.085％1，2，4-丁三醇和未检出葡萄糖)制得的轻相与正己烷的逐次部分接触，随后分离成轻相和重相。每一次接触以后，在进行下一次接触以前，除去重相(总共约0.15毫升)。最初轻相和逐次的重相的分析列入下表。早期的含水相纯度比进料低(就PDO来说)，为原TBP溶液中PDO的46％。第四和第五次萃取得到的含水相比进料更纯(就PDO来说)。
表13
实施例9.顺序水萃取
将20毫升用TBP萃取发酵培养基(含1.91重量/体积％PDO、0.039％甘油、0.085％1，2，4-丁三醇和未检出葡萄糖)制得的第一相与6个逐次2毫升水通过混合接触，随后分离成轻相和重相。每一次接触以后，在进行下一次接触以前，除去重相(总共约2毫升)。最初轻相和逐次的重相的分析列入下表。含水相的纯度随依次萃取而提高。
表14
Figure C20048001846300281
实施例10
将5克55％干固体PDO的发酵培养基加到30克含不同百分数煤油(0-50％)的磷酸三丁基酯(TBP)中。将混合物小心混合，以致不产生微气泡，未注明相分离所需的时间。
表15表明，在TBP萃取用溶剂中煤油百分数增加加速了含水相和溶剂相之间的相分离。在100％TBP萃取用溶剂下，完全分离的速率为5分钟，而在80％TBP和20％煤油下，完全分离的速率下降到3分钟(下降40％)，在50％TBP和煤油下，完全分离的速率下降到1.5分钟(下降70％)。
表15
对于发酵培养基(55％干固体PDO)和TBP/煤油混合物来说，在20℃和6(溶剂)∶1(培养基)比下沉降速率随时间的变化
  100％TBP   1分钟上层和下层分离上层很轻微混浊约2％   5分钟下层透明和刻度管上读数为5毫升上层都很透明，未看到气泡
  80％TBP20％煤油   1分钟上层和下层分离上层很轻微混浊约1％   3分钟下层透明和刻度管上读数为5毫升上层都很透明，未看到气泡
  50％TBP50％煤油   1分钟上层和下层分离上层很轻微混浊约1％   1.5分钟下层透明和刻度管上读数为5毫升上层都很透明，未看到气泡
根据本公开内容，在这里公开的和要求的所有方法都可在没有过多实验的条件下进行和实施。虽然已就优选的实施方案公开了本发明的方法，但对于熟悉本专业的技术人员来说，显然在不违背本发明的原理、精神实质和范围的条件下，各种变通方案可用于这里公开的方法以及方法步骤或步骤次序。更具体地说，显然化学上相关的某些试剂可替代这里公开的试剂，同时得到相同的或类似的结果。对于熟悉本专业的技术人员来说，所有这样的类似替代和改进都是显然的，都认为是在本发明的精神实质、范围和原理内，正如附后的权利要求书规定的。

Claims (27)

1.一种从含有1，3-丙二醇的发酵培养基中回收1，3-丙二醇的方法，所述的方法包括以下步骤：
将含有大于10重量％水、5至85重量％1，3-丙二醇和5-70重量％至少一种选自甘油、葡萄糖或丁三醇的杂质的发酵培养基与至少一种选自戊醇、丙-1-醇、己醇、油醇、4-甲基戊-2-酮、醋酸异丙基酯、磷酸三丁基酯、油酸、大豆油和蓖麻油的溶剂萃取剂接触，形成第一混合物，
将第一混合物分离成第一相和第二相，
其中第一相含有大部分的所述溶剂萃取剂和发酵培养基中存在的至少一些1，3-丙二醇，而在第一相中1，3-丙二醇与甘油、葡萄糖或丁三醇中任何一种的重量比大于在发酵培养基与溶剂萃取剂接触以前发酵培养基中1，3-丙二醇与相同杂质的重量比，以及
其中第二相含有发酵培养基中的大部分水和至少一些杂质，
通过从第二相中除去第一相来回收1，3-丙二醇，
将除去的第一相与含水溶液接触，形成第二混合物，其中所述含水溶液与所述第一相的体积比为20∶1至1∶20，以及
将第二混合物分离成第三相和第四相，
其中第三相含有第一相中溶剂萃取剂的大部分，以及
其中第四相含有1，3-丙二醇和大部分含水溶液，在第四相中1，3-丙二醇与存在的任何一种杂质的重量比大于在发酵培养基与溶剂萃取剂接触以前发酵培养基中1，3-丙二醇与相同杂质的重量比，在所述第四相中1，3-丙二醇的浓度以不含水为基准计大于99重量％。
2.根据权利要求1的方法，还包含通过从第三相中除去第四相来回收1，3-丙二醇的步骤。
3.根据权利要求2的方法，还包含将回收的第三相循环，以致溶剂萃取剂含有回收的第三相。
4.根据权利要求2的方法，还包含处理回收的第四相，以便进一步纯化第四相中的1，3-丙二醇。
5.根据权利要求2的方法，还包含将第四相循环，以致发酵培养基含有回收的第四相。
6.根据权利要求1的方法，其中体积比为20∶1至1∶1。
7.根据权利要求1的方法，其中体积比为7∶1至3∶1。
8.根据权利要求1的方法，其中将发酵培养基部分纯化。
9.根据权利要求1的方法，其中发酵培养基的pH值为2至11。
10.根据权利要求1的方法，其中发酵培养基的pH值为6至8。
11.根据权利要求1的方法，其中发酵培养基含有20至80重量％干固体。
12.根据权利要求1的方法，其中所述的方法在20至90℃下进行。
13.根据权利要求1的方法，其中所述的方法在25至35℃下进行。
14.根据权利要求1的方法，其中溶剂萃取剂是无水的。
15.根据权利要求1的方法，其中溶剂萃取剂被水饱和。
16.根据权利要求1的方法，其中溶剂萃取剂选自己醇或磷酸三丁基酯。
17.根据权利要求15的方法，其中第一混合物含有选自脂族烃类和芳族烃类的相增强剂。
18.根据权利要求17的方法，其中相增强剂为C6-C10烷烃。
19.根据权利要求1的方法，其中溶剂萃取剂含有原子比为2∶1至18∶1的碳和氧。
20.根据权利要求19的方法，其中溶剂萃取剂含有原子比为3∶1至6∶1的碳和氧。
21.根据权利要求1的方法，其中溶剂萃取剂的logP为0.8至7.7。
22.根据权利要求1的方法，其中溶剂萃取剂的logP为0.8至2.9。
23.一种从含有1，3-丙二醇的发酵培养基中回收1，3-丙二醇的方法，所述的方法包括以下步骤：
将含有水、1，3-丙二醇和至少一种选自甘油、葡萄糖或丁三醇的杂质的发酵培养基与至少一种选自链烷醇、酮、酯、酸、醚或植物油的溶剂萃取剂接触，形成第一混合物，
将第一混合物分离成第一相和第二相，
其中第一相含有大部分的所述溶剂萃取剂和发酵培养基中存在的至少一些1，3-丙二醇，而在第一相中1，3-丙二醇与甘油、葡萄糖或丁三醇中任何一种的重量比大于在发酵培养基与溶剂萃取剂接触以前发酵培养基中1，3-丙二醇与相同杂质的重量比，以及
其中第二相含有发酵培养基中的大部分水和至少一些杂质，
通过从第二相中除去第一相来回收1，3-丙二醇，
其中除去的第一相还含有至少一些水，以及其中所述的方法还包含将除去的第一相与至少一种憎水溶剂接触形成第二混合物的步骤，
将第二混合物分离成第三相和第四相，
其中第三相含有溶剂萃取剂和第二混合物中憎水溶剂的大部分，
其中第四相含有1，3-丙二醇和大部分第一相中的水，以及
其中在第四相中1，3-丙二醇与存在的任何一种杂质的重量比大于在发酵培养基与溶剂萃取剂接触以前发酵培养基中1，3-丙二醇与相同杂质的重量比。
24.根据权利要求23的方法，其中除去的第一相与憎水溶剂的重量比为4∶1至1∶4。
25.根据权利要求23的方法，其中憎水溶剂选自logP为3.5至10的溶剂。
26.根据权利要求25的方法，其中所述憎水溶剂为C6-C12烷烃。
27.一种从含有1，3-丙二醇的发酵培养基中回收1，3-丙二醇的方法，所述的方法包括以下步骤：
将含有水、1，3-丙二醇和至少一种选自甘油、葡萄糖和丁三醇的杂质的发酵培养基与作为溶剂萃取剂的己醇接触，形成第一混合物；
在接触步骤期间调节第一混合物的温度，以致1，3-丙二醇比在发酵培养基中更多溶于溶剂萃取剂；
将第一混合物分离成第一相和第二相；
其中第一相含有大部分的所述溶剂萃取剂和发酵培养基中存在的至少一些1，3-丙二醇，而在第一相中1，3-丙二醇与甘油、葡萄糖或丁三醇中任何一种的重量比大于在发酵培养基与溶剂萃取剂接触以前发酵培养基中1，3-丙二醇与相同杂质的重量比，以及
其中第二相含有发酵培养基中的大部分水和至少一些杂质；
从第二相中除去第一相；
调节第一相的温度，以致形成第二混合物；以及
将第二混合物分离成第三相和第四相，其中第三相含有第一相中己醇的大部分，以及第四相含有1，3-丙二醇；
其中在第四相中1，3-丙二醇与存在的任何一种杂质的重量比大于在发酵培养基与溶剂萃取剂接触以前发酵培养基中1，3-丙二醇与相同杂质的重量比。
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Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
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TWI748376B (zh) * 2009-06-04 2021-12-01 美商奇諾麥提卡公司 分離發酵液成分之方法

Families Citing this family (35)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7056439B2 (en) * 2003-05-06 2006-06-06 Tate & Lyle Ingredidents Americas, Inc. Process for producing 1, 3-propanediol
JP4837949B2 (ja) * 2005-06-22 2011-12-14 パナソニック電工株式会社 グリコールの分離方法
SE531424C2 (sv) 2007-06-18 2009-03-31 Perstorp Specialty Chem Ab Extraktionsförfarande i en process för framställning av di-, tri- och polyhydroxialkoholer
DK2220018T3 (da) * 2007-11-30 2012-09-17 Metabolic Explorer Sa Fremgangsmåde til oprensning af en alkohol fra et fermenteringsmedium
AR072446A1 (es) * 2008-03-02 2010-09-01 Dow Global Technologies Inc Proceso de hidrogenacion mejorado
US8084651B2 (en) * 2008-03-10 2011-12-27 Tate & Lyle Ingredients Americas Llc Process for purification of glycerol
CA2738452C (en) 2008-10-03 2016-06-21 Metabolic Explorer Method for purifying an alcohol from a fermentation broth using a falling film, a wiped film, a thin film or a short path evaporator
US8367877B2 (en) * 2009-11-17 2013-02-05 Alliant Techsystems Inc. Methods of purifying 1,2,4-butanetriol
KR101134619B1 (ko) * 2009-12-10 2012-04-09 한국과학기술연구원 1,3-프로판다이올의 분리 방법
WO2011076690A1 (en) 2009-12-22 2011-06-30 Metabolic Explorer Method for purifying 1,2-propanediol from a fermentation broth
CN102140480B (zh) * 2010-06-09 2013-07-17 河南天冠企业集团有限公司 一种发酵生产1,3-丙二醇的方法
CN101898935A (zh) * 2010-07-09 2010-12-01 华东理工大学 从发酵液中萃取分离1,3-丙二醇的方法
US8829248B2 (en) 2010-08-18 2014-09-09 Eastman Chemical Company Method for recovery and recycle of ruthenium homogeneous catalysts
US9227896B2 (en) 2010-08-18 2016-01-05 Eastman Chemical Company Process for the separation and purification of a mixed diol stream
US8466328B2 (en) 2010-08-18 2013-06-18 Eastman Chemical Company Method for recovery and recycle of ruthenium homogeneous catalysts
US8709376B2 (en) 2010-09-23 2014-04-29 Eastman Chemical Company Process for recovering and recycling an acid catalyst
US8785686B2 (en) 2010-09-23 2014-07-22 Eastman Chemical Company Process for recovering and recycling an acid catalyst
WO2012130316A1 (en) 2011-03-31 2012-10-04 Metabolic Explorer Method for purifying mpg (monopropylene glycol) from a fermentation broth
KR102001695B1 (ko) * 2011-07-29 2019-10-04 사우디 아라비안 오일 컴퍼니 방향족 분리를 이용한 수소화처리 및 이성화 통합 공정
WO2013148505A1 (en) * 2012-03-27 2013-10-03 Eastman Chemical Company Process for the separation and purification of a mixed diol stream
US8703999B2 (en) 2012-03-27 2014-04-22 Eastman Chemical Company Hydrocarboxylation of methylene dipropionate in the presence of propionic acid and a heterogeneous catalyst
US8927766B2 (en) 2012-03-27 2015-01-06 Eastman Chemical Company Hydrocarboxylation of methylene dipropionate in the presence of a propionic acid and a homogeneous catalyst
US8765999B2 (en) 2012-03-27 2014-07-01 Eastman Chemical Company Hydrocarboxylation of formaldehyde in the presence of a higher order carboxylic acid and a homogeneous catalyst
US8829234B2 (en) 2012-03-27 2014-09-09 Eastman Chemical Company Hydrocarboxylation of formaldehyde in the presence of a higher order carboxylic acid and heterogeneous catalyst
CN102816048A (zh) * 2012-09-04 2012-12-12 华东理工大学 萃取分离发酵液中1,3-丙二醇的方法
PL222957B1 (pl) 2012-09-28 2016-09-30 Prochimia Surfaces Spółka Z Ograniczoną Odpowiedzialnością Sposób izolacji propano-1,3-diolu z mieszaniny pofermentacyjnej
WO2014095280A1 (en) * 2012-12-21 2014-06-26 Sulzer Chemtech Ag A liquid-liquid extraction system and process for use thereof
CN104003844B (zh) * 2014-05-23 2015-12-30 大连理工大学 萃取与发酵耦联分离发酵液中2,3-丁二醇的方法
EP3215245A1 (en) * 2014-11-04 2017-09-13 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Processes for reclaiming alcohols
US10086339B2 (en) 2015-03-10 2018-10-02 The University Of Connecticut Polymers and membranes for separation of polar organic compounds from aqueous mixtures and methods of using
US10407453B2 (en) * 2015-04-07 2019-09-10 University Of Louisville Research Foundation, Inc. Process for isolating C5 sugars from biomass hydrolyzate
FR3071172B1 (fr) * 2017-09-18 2019-10-04 IFP Energies Nouvelles Procede de separation des composes furaniques, en particulier le 5- hydroxymethylfurfural, du dimethoxysulfoxyde par des extractions liquide-liquide
FR3073525A1 (fr) 2017-11-13 2019-05-17 Algobiotech Procede d’extraction de carotenoides, composition et produits associes
US11710411B2 (en) * 2020-05-08 2023-07-25 The Travelers Indemnity Company Systems and methods for autonomous hazardous area data collection
CN112920021B (zh) * 2021-02-01 2022-04-29 大连理工大学 一种醇类混合溶剂萃取发酵液中1,3-丙二醇的方法

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5770776A (en) * 1994-09-30 1998-06-23 Shell Oil Company Process for preparing 1,3-propanediol
CN1201407A (zh) * 1995-10-31 1998-12-09 国际壳牌研究有限公司 1,3－丙二醇的制备方法
US6361983B1 (en) * 1999-09-30 2002-03-26 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for the isolation of 1,3-propanediol from fermentation broth
CN1348007A (zh) * 2001-04-27 2002-05-08 大连理工大学 一种微生物微氧发酵生产1,3－丙二醇的方法
US6428767B1 (en) * 1995-05-12 2002-08-06 E. I. Du Pont De Nemours And Company Method for identifying the source of carbon in 1,3-propanediol

Family Cites Families (32)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3707188A (en) 1971-04-27 1972-12-26 Atomic Energy Commission Non collapse stemming of casing subjected to explosive effects
IL39710A (en) * 1972-06-19 1975-04-25 Imi Inst For Res & Dev Recovery of acids from aqueous solutions by solvent extraction
JPS5325504A (en) * 1976-08-20 1978-03-09 Teijin Ltd Isolation of glycols
JPS6267036A (ja) * 1985-09-20 1987-03-26 Jgc Corp アルコ−ルの分離方法
DE3632397A1 (de) 1986-09-24 1988-03-31 Ruhrchemie Ag Verfahren zur reinigung von propandiol-1,3
US5254467A (en) 1988-09-01 1993-10-19 Henkel Kommanditgesellschaft Auf Aktien Fermentive production of 1,3-propanediol
EP0373230B1 (en) 1988-12-12 1993-02-17 Unilever N.V. Process for the microbiological preparation of 1,3-propane-diol from glycerol
DE69123041T2 (de) * 1990-08-10 1997-04-03 Daicel Chem Herstellungsverfahren für optisch aktiven 3-phenyl-1,3-propandiol
US5412126A (en) * 1991-04-17 1995-05-02 The Regents Of The University Of California Carboxylic acid sorption regeneration process
JPH05103904A (ja) * 1991-10-21 1993-04-27 Daicel Chem Ind Ltd 分液促進方法
US5304691A (en) 1993-07-13 1994-04-19 Shell Oil Company Process for making 1,3-propanediol and 3-hydroxypropanal
US5463145A (en) 1994-09-30 1995-10-31 Shell Oil Company Process for preparing 1,3-propanediol
US5527973A (en) 1994-12-16 1996-06-18 Kelsey; Donald R. Purification of 1,3-propanediol
US5686276A (en) 1995-05-12 1997-11-11 E. I. Du Pont De Nemours And Company Bioconversion of a fermentable carbon source to 1,3-propanediol by a single microorganism
US5633362A (en) 1995-05-12 1997-05-27 E. I. Du Pont De Nemours And Company Production of 1,3-propanediol from glycerol by recombinant bacteria expressing recombinant diol dehydratase
US5599689A (en) 1995-05-12 1997-02-04 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for making 1,3-propanediol from carbohydrates using mixed microbial cultures
IL118855A (en) * 1996-07-15 1999-09-22 Yissum Res Dev Co Process for the separation of amino acids and their salts from impurities contained in an aqueous solution
CN1236063C (zh) 1996-11-13 2006-01-11 纳幕尔杜邦公司 用重组生物体生产1,3－丙二醇的方法
DE69817356T2 (de) 1997-06-18 2004-07-08 E.I. Du Pont De Nemours And Co., Wilmington Verfahren zur herstellung von 1,3-propandiol durch hydrierung von 3-hydroxypropanal
ES2302386T3 (es) 1998-08-04 2008-07-01 Metabolix, Inc. Produccion de polihidroxialcanoatos a partir de polioles.
US5945570A (en) 1998-10-29 1999-08-31 Arhancet; Juan Pedro Catalyst and process for preparing 1,3-propanediol
US6365410B1 (en) 1999-05-19 2002-04-02 Genencor International, Inc. Directed evolution of microorganisms
CA2380616C (en) 1999-08-18 2011-05-24 E.I. Du Pont De Nemours And Company Process for the biological production of 1,3-propanediol with high titer
FR2800751B1 (fr) 1999-11-09 2003-08-29 Roquette Freres Procede de production de 1,3 propanediol par voie fermentaire
FR2801058B1 (fr) 1999-11-16 2002-01-18 Roquette Freres Procede de purification du 1,3-propanediol a partir d'un milieu de fermentation
US6469222B2 (en) 2000-03-27 2002-10-22 Shell Oil Company One step process for preparing A 1,3-diol
US6479716B2 (en) * 2000-03-29 2002-11-12 Archer-Daniels-Midland Company Method of recovering 1,3-propanediol from fermentation broth
WO2001073097A2 (en) 2000-03-29 2001-10-04 Archer-Daniels-Midland Company Method of recovering 1,3-propanediol from fermentation broth
KR20040014389A (ko) 2000-07-21 2004-02-14 메타볼릭스 인코포레이티드 폴리올로부터 폴리하이드록시알칸노에이트를 제조하는 방법
ES2281558T3 (es) * 2001-11-13 2007-10-01 Metanomics Gmbh Procedimiento para la extraccion y el analisis de sustancias contenidas a partir de material organico.
US6641734B2 (en) * 2002-01-03 2003-11-04 A. E. Staley Manufacturing Co. Process for purifying an organic acid
US7056439B2 (en) * 2003-05-06 2006-06-06 Tate & Lyle Ingredidents Americas, Inc. Process for producing 1, 3-propanediol

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5770776A (en) * 1994-09-30 1998-06-23 Shell Oil Company Process for preparing 1,3-propanediol
US6428767B1 (en) * 1995-05-12 2002-08-06 E. I. Du Pont De Nemours And Company Method for identifying the source of carbon in 1,3-propanediol
CN1201407A (zh) * 1995-10-31 1998-12-09 国际壳牌研究有限公司 1,3－丙二醇的制备方法
US6361983B1 (en) * 1999-09-30 2002-03-26 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for the isolation of 1,3-propanediol from fermentation broth
CN1348007A (zh) * 2001-04-27 2002-05-08 大连理工大学 一种微生物微氧发酵生产1,3－丙二醇的方法

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
发酵液中1, 3-丙二醇的萃取分离. 向波涛，陈书锋，刘德华.清华大学学报（自然科学版），第41卷第12期. 2001 *

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
TWI748376B (zh) * 2009-06-04 2021-12-01 美商奇諾麥提卡公司 分離發酵液成分之方法

Also Published As

Publication number Publication date
WO2004101437A2 (en) 2004-11-25
RU2323200C2 (ru) 2008-04-27
AU2004238804B2 (en) 2009-03-12
EP1620362A4 (en) 2007-12-19
ZA200509090B (en) 2007-03-28
CA2524452C (en) 2012-02-07
JP2006528688A (ja) 2006-12-21
EP2327464B1 (en) 2013-03-13
US20040222153A1 (en) 2004-11-11
UA84289C2 (ru) 2008-10-10
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AU2004238804A1 (en) 2004-11-25
EP1620362A2 (en) 2006-02-01
KR101094018B1 (ko) 2011-12-15
US7572376B2 (en) 2009-08-11
CA2524452A1 (en) 2004-11-25
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JP4808624B2 (ja) 2011-11-02
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US7056439B2 (en) 2006-06-06
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EP2327464A1 (en) 2011-06-01
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RU2005137867A (ru) 2006-04-27
ES2410057T3 (es) 2013-06-28
ES2408344T3 (es) 2013-06-20
IL171693A (en) 2011-06-30
US20060124545A1 (en) 2006-06-15
BR122014002952B1 (pt) 2017-03-21
KR20060021838A (ko) 2006-03-08
EP2327465B1 (en) 2014-07-09
EP2327465A1 (en) 2011-06-01
CN1812825A (zh) 2006-08-02
WO2004101437A3 (en) 2005-10-27

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