CN101225413A

CN101225413A - 一种非钙盐法自动循环连续发酵生产乳酸的方法

Info

Publication number: CN101225413A
Application number: CNA2007100628129A
Authority: CN
Inventors: 任晓峰
Original assignee: ZHAODONG AIER LACTIC ACID CO Ltd
Current assignee: ZHAODONG AIER LACTIC ACID CO Ltd
Priority date: 2007-01-18
Filing date: 2007-01-18
Publication date: 2008-07-23

Abstract

本发明提供了一种非钙盐法自动循环连续发酵生产乳酸的方法，该方法包括如下步骤：调浆，液化，糖化，配料，连消灭菌，连续发酵，膜过滤，乳酸分离，提纯，蒸发；该工艺连续发酵与超滤和电渗析的耦合净化提纯分离，以及二级反渗透使系统的工艺水可分别处理，循环利用，解决了原传统钙盐法间歇单罐，菌种转接增殖发酵，实现了菌体自动循环利用连续发酵设备和工艺技术，提高了设备利用率和发酵转化率，延长菌体的代谢时间，提高了菌体对碳源的转化率和发酵过程的比生产速率，而且发酵过程环境污染零排放，产品质量显著提高，可适用于有机酸发酵的工业化生产。

Description

一种非钙盐法自动循环连续发酵生产乳酸的方法

技术领域

本发明涉及一种非钙盐法自动循环连续发酵生产乳酸的方法，属于生物技术领域。

背景技术

传统发酵工艺采用有机酸钙盐法，其生产流程长、自动化程度低、污染严重，成本高、产品质量差等问题。

传统的钙盐法发酵生产有机酸的工艺路线为：玉米、淀粉调浆→液化→发酵→板框过滤→净化处理→蒸发→酸解反应→脱色→醪液分离→脱色→精过滤→浓缩→离子交换→活性炭柱脱色→膜过滤→浓缩→成品包装。

该工艺用于发酵过程菌种转接增殖后间歇单罐发酵存在着发酵自动化控制低，易染菌，退化，变异，致使发酵液质量波动大，转化率低，设备利用率低，造成发酵设备一次性投资大。而且由于发酵过程的用CaCO₃作为中和剂转化为有机盐类，在生产系统中需要二次的净化处理和采用硫酸酸解反应转化为有机酸，造成工艺流程长，设备腐蚀严重，提纯分离效果差，系统损失大，收率低，成本高，环境污染严重，工人劳动强度大，产品质量差等缺点。

发明内容

本发明的目的是提供一种非钙盐法自动循环连续发酵生产乳酸的方法，该方法提高了发酵效率、发酵质量和发酵的技术水平，发酵过程环境污染零排放，适应于有机酸发酵的工业化生产。

为了实现本发明目的，本发明的一种非钙盐法自动循环连续发酵生产乳酸的方法，该方法包括如下步骤：调浆，液化，糖化，配料，连消灭菌，连续发酵，膜过滤，乳酸分离，提纯，蒸发，其中，在连续发酵阶段，采用NaOH、KOH或氨水为中和剂控制PH值6～6.5，当发酵液的电导率≥30μs，葡萄糖含量达到0.1～1g/l时，对发酵液进行过滤，菌体增殖量与排出量均控制在15～20％，所述膜过滤后的透析液进入乳酸分离提纯，过滤截留部分返回到发酵罐，所述乳酸分离、提纯后的剩余物返回配料罐，使整个发酵工艺循环连续进行。

其中，还可将膜过滤15～20％的截留部分返回配料备用。

本发明所述的连续发酵工艺采用在不同的发酵阶段使用不同培养基配方，不断改变N、P、Mg、Mn、NH₄、K等元素的含量，以致控制菌体增殖量。

本发明在发酵过程可采用五种不同的培养基，培养基温度均控制在60～65℃，PH值6～6.5。具体培养基如下：

培养基配方A为(kg/m³，以下同)：葡萄糖60～150，乳酸盐≤1.5，WPH(乳清水解液)5～10，NH₄H₂PO₄ 0.5～1.5，KH₂PO₄ 1～0.5，MgSO₄·7H₂O 0.5～1.0，MnSO₄·H₂O 0.1～0.01。用无菌水无离子水配制。

培养基B，组方与培养基A不同的是：WPH 3～15，KH₂PO₄ 0.1～0.01。

培养基C，其组成基本同培养基B，不同的是去除KH₂PO₄，减少NH₄H₂PO₄为0.5～0.1。

培养基D，其组成为：葡萄糖60～150，乳酸盐≤1.5，WPH≤0.47，NH₄PO₄≤0.1，MnSO₄≤0.01。用工艺热水配料调浆后灭菌加入。

培养基E，其组分如下：氮源≤1.162，UFPE₂(一级电渗析截留液)≤0.756，R_OIR(反渗透的截留液)≤1.093。

本发明的发酵与常用的间歇单罐发酵不同，采用多罐相连通进行发酵，比如采用4罐或6罐进行。先将培养基A加入第一个发酵罐中，当第一个发酵罐满后时，改为培养基B，在第二发酵罐满后时，分别将两个发酵罐分到四个发酵罐后，改为培养基C。当发酵罐均满时，改用培养基D，在开始出料后使用培养基E。

而且此时，发酵过程与膜过滤相耦合，所述膜过滤后的透析液进入乳酸分离提纯，超滤截留部分返回到发酵罐中，所述乳酸分离、提纯后的剩余物返回配料罐中，使整个发酵工艺循环连续进行。

本发明的发酵过程中，20～50天为一个周期(是本批菌种所需的发酵时间)，菌体增殖与排出量控制在15～20％，温度50±1℃，PH值6～6.5。

本发明所述的调浆、液化和糖化可采用本领域常用的工艺来进行。比如，所述调浆的工艺为：淀粉浓度控制在25～30重量％，温度50～60℃，PH6.0～6.5，淀粉酶的量为8～15u/g。

所述液化的工艺为：温度控制在98～105℃，时间为30～40分钟，DE值控制在15～22。

所述糖化的工艺为：温度控制在60～62℃，PH值4.5～4.8，时间为30～40h，DE值为95～98，所用糖化酶的量为80～150u/g。

所述连消灭菌采用温度为121℃，压力为1.5kg/m³，灭菌30～40分钟。

本发明所采用的乳酸菌种为芽孢乳杆菌(Sporolactobacillus)。

本发明从含乳酸的发酵液中分离提取乳酸的过程可采用本领域常规技术，可以先通过膜过滤截留含有高活性的乳酸菌体，以提高分离效率，并能将截留部分返回发酵段，继续完成发酵过程。所述膜过滤采用超滤膜进行(50～100纳米)，膜通量≥80％，温度50±1℃，PH值6.5。

所述乳酸分离提纯可采用电渗析分离提纯，离子交换树脂和活性炭吸附提纯。

其中，电渗析提纯可通过两级电渗析提纯进行，如一级电渗析和二级双极电渗析，控制糖含量≤0.5％，酸含量16～18％，电导率≥35μs，温度60±5℃，三价离子≤10ppm。

电渗析后的剩余物可进行一至两次的反渗透，再输送到配料，以控制其浓度，使系统的工艺水可分别处理，循环利用。

离子交换树脂可采用阴、阳两种离子交换树脂，阳离子交换树脂：温度≤50℃，Fe⁺³≤5ppm，酸含量16％，色泽，无色。阴离子交换树脂：cl^-＜10ppm，Fe⁺³＜5ppm，酸含量16％，色泽，无色。

颗粒炭(活性炭)吸附：cl^-＜10ppm，Fe⁺³＜5ppm，酸含量16％，色泽，无色。

所述蒸发采用负压0.1Mpa，温度低于80℃进行，可获得浓度＞80％的乳酸产品，该产品为无色。

本发明非钙盐法自动循环连续发酵生产乳酸工艺在发酵过程中采用NaOH、KOH、氨水为中和剂，使其发酵过程控制PH值在6～6.5的范围内，通过控制菌体的增殖量，菌种自动循环利用代谢，并保证菌体的代谢能量，在不同的发酵时期，使用A、B、C、D、E五种发酵配方，氮源依次递减，微量元素视菌体的生长速率和生产速率变化而改变，使菌体自动循环代谢发酵，达到无菌运行，确保菌体活力旺盛，无污染，充分利用菌体的代谢作用，从而提高了发酵效率和发酵产物的纯度，通过自动检测控制发酵工艺条件，进行连续进料，出料，实现发酵过程与膜处理相耦合，如菌体自动循环利用发酵，通过改变调整发酵配方限制了菌体的增殖浓度，充分利用菌体的代谢作用。延长菌体的代谢时间，提高了菌体对碳源的转化率和发酵过程的比生产速率。

本发明通过控制ORP(氧化还原电位值)、OD₆₂₀、电导率、PH值、葡萄糖含量、L-乳酸的含量，乳酸盐的含量，整个发酵过程为一个循环周期，在不同发酵时期采用不同的发酵配方，从而调整改变了N、P、Mg、Mn、NH₄、K等元素的含量，以致控制菌体增殖量，占发酵菌体浓度总量的15～20％，而菌体的排出量15～20％，使发酵过程中的菌体密度和个体活力保持在一个稳定的状态，在培养基配方不变的情况，通过调整ORP值为50～80，以控制OD₆₂₀在0.6～0.8的范围内，通过电导率，葡萄糖指标的检测控制发酵进出的流量大小，即当发酵液的电导率≥30μs，葡萄糖含量1～0.1g/l进行进出料流量的控制，进行加碱控制PH值稳定在6～6.5的范围内，发酵过程的中和剂为NaOH、KOH、氨水等碱性物质。

整体发酵状态是液相传质传导控制的精制发酵液，固形物含量控制在3％以下，从调浆至发酵液的流出，进入超滤，整体系统自动利用，实现了生产系统环境污染零排放。

本发明工艺采用连续发酵与超滤和电渗析的耦合净化提纯分离，以及二级反渗透使系统的工艺水可分别处理，循环利用，解决了原传统钙盐法间歇单罐，菌种转接增殖发酵，实现了菌体自动循环利用连续发酵设备和工艺技术，提高了设备利用率和发酵转化率，减少了菌体的频繁转接，防止菌体的固转接次数而退化变异甚至染菌，同时也提高了发酵过程的自动化和发酵的技术水平，解决了钙盐法的二次净化处理和酸解过程带来的CaSO₄的固体液体污染，工艺流程长，收率低，质量差等问题，实现了超滤，电渗析与发酵系统的耦合处理一步提纯生产乳酸新技术，而且该工艺采用二级反渗透对系统的工艺水分别处理循环利用，实现整体乳酸生产系统环境污染零排放。

本发明对传统的发酵工艺是一次革命，解决了有机酸钙盐法带来的生产流程长，自动化程度低，环境污染严重，成本高，产品质量差等问题，全面提高了发酵效率，发酵过程环境污染零排放，产品质量显著提高，可适用于有机酸发酵的工业化生产。

附图说明

图1为本发明非钙盐法自动循环连续发酵生产乳酸的工艺流程图。

具体实施方式

以下实施例用于说明本发明，但不用来限制本发明的范围。

实施例1

本实施例非钙盐法自动循环连续发酵生产乳酸工艺包括如下步骤：

1.调浆：先将950kg玉米淀粉在温度50℃下调制成30重量％浓度，PH6.0，淀粉酶的量为12u/g。

2.液化：温度控制在98℃，时间为30分钟，DE值控制在18。

3.糖化：温度控制在60℃，PH值4.5，时间为30h，DE值为95，所用糖化酶的量为80u/g。

4.配料：本发明采用的ABCDE五种培养基配方在不同的发酵阶段，培养基温度均控制在60℃，PH值为6。

培养基配方A为：葡萄糖150kg/m³，乳酸铵≤1.5％，WPH 5kg/m³，NH₄H₂PO₄ 0.5kg/m³，KH₂PO₄ 0.5kg/m³，MgSO₄·7H₂O 1.0kg/m³，MnSO₄·H₂O 0.1kg/m³。用无菌水无离子水配制。

培养基B组方与培养基A不同的是：WPH 3kg/m³，KH₂PO₄ 0.1kg/m³。

培养基C组成基本同培养基B，不同的是去除KH₂PO₄，减少NH₄H₂PO₄为0.3kg/m³。

培养基D组成为：葡萄糖150kg/m³，乳酸铵≤1.5％，WPH0.47kg/m³，NH₄PO₄ 0.1kg/m³，MnSO₄ 0.01kg/m³。用工艺热水配料调浆后灭菌加入。

培养基E组分为：氮源1.162kg/m³，UFPE₂ 0.756kg/m³，R_OIR 1.093kg/m³。

5.连消灭菌，连续发酵，膜过滤：首先消洗和灭菌第一个发酵罐，然后采用泵将连消后的培养基配方A开始进入第一个发酵罐(18m³)短暂时间后，将二级种子罐中的种子(培养好的芽孢乳杆菌CCTC-CNO M2000024)转接到发酵罐，开启循环泵，所有的控制和加碱路开启，控制发酵系统的温度50℃，ORP值50，OD₆₂₀为0.6，空气通过灭菌过滤器灭菌后，用于ORP值控制下，温度通过体外循环自动控制温度，碱液回路的压力采用恒压控制，通过调节加氨水保证PH在6.3±1，在该发酵流加的过程中，同时对第二发酵罐进行消洗灭菌，当第一发酵罐满后，改用培养基B，进入第二发酵阶段，此时打开第一发酵罐，控制其总流量为2m³/h，将物料分配到第二发酵罐；待第二个发酵罐满时，第一个发酵罐中的一半物料进入第四发酵罐中，第二个发酵中的一半物料送入第三个发酵罐中，发酵液总体积为36m³，均匀地分布在四个发酵罐中，这时培养基C进入第三个发酵阶段，待第一发酵罐满时，打开三通阀进入第二发酵罐，以此类推逐个加入，待发酵液总体积达到72m³时，改为培养基D进行流加，先将第四个发酵罐的出口流速控制在2m³/h，最初将超滤截留的菌体进入第一个发酵罐的流量为0.3m³/h，当第一发酵罐的流出量为5m³/h，电导率≥30μs，葡萄糖含量达到0.5g/l，改为培养基E，并迅速降低第一个发酵罐的菌体增殖量，而超滤膜(50纳米)截留的菌体除15％排出外，85％的菌体返回到发酵系统第一发酵罐中，同时减少通气量使发酵系统的菌体增殖量控制在15％的范围。使发酵进入连续的发酵状态，50天为一个周期，而后从第一个发酵罐重新进行上述过程接入新的芽孢乳杆菌进入第二个周期，再次进行连续发酵过程。

6.乳酸分离，提纯：采用两级电渗析提纯，离子交换树脂和活性炭吸附提纯。

两级电渗析提纯为一级电透析和二级电渗析提纯转化，一级电透析膜是分离提纯乳酸和/或乳酸盐，二级电渗析去除二价离子，完成乳酸盐的乳酸转化过程。控制糖含量≤0.5％，酸含量16-18％，电导率≥35μs，温度60±5℃，三价离子≤10ppm。

电渗析后的剩余物进行两次反渗透(加反渗透膜)，可选用30％直接进入配料，另70％进入反渗透，通过反渗透去除水分，再送回配料，去除多余的水，使系统的工艺水能经处理后循环利用，实现无污染，零排放。

离子交换树脂采用阴、阳两种离子交换树脂，阳离子交换树脂：温度≤50℃，Fe⁺³≤5ppm，酸含量16％，色泽，无色。阴离子交换树脂：cl^-＜10ppm，Fe⁺³＜5ppm，酸含量16％，色泽，无色。

颗粒炭吸附：cl^-＜10ppm，Fe⁺³＜5ppm，酸含量16％，色泽，无色。

8.蒸发：最后采用负压0.1Mpa，温度低于80℃对提纯产物进行蒸发处理，可获得浓度＞80％的无色乳酸产品1000Kg。

实施例2

基本过程同实施例1，不同的是，调浆的工艺为：淀粉浓度控制在25％，温度60℃，PH6.5，淀粉酶的量为8u/g。

液化的工艺为：温度控制在100℃，时间为40分钟，DE值控制在15。

糖化的工艺为：温度控制在62℃，PH值4.8，时间为40h，DE值为98，所用糖化酶的量为150u/g。

培养基配方A为：葡萄糖120kg/m³，乳酸钠≤1.5％，WPH 8kg/m³，NH₄H₂PO₄ 1.5kg/m³，KH₂PO₄ 0.9kg/m³，MgSO₄·7H₂O 0.5kg/m³，MnSO₄·H₂O 0.05kg/m³。用无菌水无离子水配制。

培养基B组方与培养基A不同的是：WPH 10kg/m³，KH₂PO₄ 0.05kg/m³。

培养基C组成基本同培养基B，不同的是去除KH₂PO₄，减少NH₄H₂PO₄为0.1kg/m³。

培养基D组成为：葡萄糖120kg/m³，乳酸钠≤1.5％量，WPH0.21kg/m³，NH₄PO₄ 0.05kg/m³，MnSO₄ 0.03kg/m³。用工艺热水配料调浆后灭菌加入。

培养基E组分为：氮源0.95kg/m³，UFPE₂ 0.56kg/m³，R_OIR 1.093kg/m³。

当电导率≥30μs，葡萄糖含量达到0.1g/l时，发酵液进入超滤系统，菌体增殖量与排出量控制在18％，采用NaOH为中和剂控制PH值6，发酵周期30天。

实施例3

基本过程同实施例1，不同的是，调浆的工艺为：淀粉浓度控制在28％，温度55℃，PH6.2，淀粉酶的量为15u/g。

液化的工艺为：温度控制在105℃，时间为35分钟，DE值控制在22。

糖化的工艺为：温度控制在60℃，PH值4.6，时间为35h，DE值为96，所用糖化酶的量为120u/g。

培养基配方A为：葡萄糖60kg/m³，乳酸钾≤1.5％，WPH 10kg/m³，NH₄H₂PO₄ 1.0kg/m³，KH₂PO₄ 1.0kg/m³，MgSO₄·7H₂O 0.6kg/m³，MnSO₄·H₂O 0.01kg/m³。用无菌水无离子水配制。

培养基B组方与培养基A不同的是：WPH 15kg/m³，KH₂PO₄ 0.01kg/m³。

培养基C组成基本同培养基B，不同的是去除KH₂PO₄，减少NH₄H₂PO₄为0.5kg/m³。

培养基D组成为：葡萄糖60kg/m³，乳酸钾≤1.5％，WPH0.47kg/m³，NH₄PO₄ 0.1kg/m³，MnSO₄ 0.01kg/m³。用工艺热水配料调浆后灭菌加入。

培养基E组分为：氮源1.162kg/m³，UFPE₂ 0.756kg/m³，R_OIR1.093kg/m³。

当电导率≥30μs，葡萄糖含量达到0.5g/l时，发酵液进入超滤系统，菌体增殖量与排出量控制在20％，采用KOH为中和剂控制PH值6.5，发酵周期20天。

本发明通过采用连续发酵与超滤和电渗析的耦合净化提纯分离，控制菌体的增殖量，菌种自动循环利用代谢，而且还采用二级反渗透使系统的工艺水可分别处理，循环利用，同时采用NaOH、KOH、氨水作为中和剂，本发明解决了有机酸钙盐法带来的生产流程长，自动化程度低，环境污染严重，成本高，产品质量差等问题，全面提高了发酵效率，发酵过程环境污染零排放，产品质量显著提高，可适用于有机酸发酵的工业化生产。

虽然，上文中已经用一般性说明及具体实施方案对本发明作了详尽的描述，但在本发明基础上，可以对之作一些修改或改进，这对本领域技术人员而言是显而易见的。因此，在不偏离本发明精神的基础上所做的这些修改或改进，均属于本发明要求保护的范围。

Claims

1.一种非钙盐法自动循环连续发酵生产乳酸的方法，其特征在于，该方法包括如下步骤：调浆，液化，糖化，配料，连消灭菌，连续发酵，膜过滤，乳酸分离，提纯，蒸发，其中，在连续发酵阶段，采用NaOH、KOH或氨水为中和剂控制PH值6～6.5，当发酵液的电导率≥30μs，葡萄糖含量达到0.1～1g/l时，对发酵液进行过滤，菌体增殖量与排出量均控制在15～20％，所述膜过滤后的透析液进入乳酸分离提纯，过滤截留部分返回到发酵罐，所述乳酸分离、提纯后的剩余物返回配料罐，使整个发酵工艺循环连续进行。

2.根据权利要求1所述的生产乳酸的方法，其特征在于还将膜过滤15～20％的截留部分返回配料备用。

3.根据权利要求1或2所述的生产乳酸的方法，其特征在于在发酵过程中的培养基温度均控制在60～65℃，pH值6～6.5。

4.根据权利要求3所述的生产乳酸的方法，其特征在于发酵过程为：先将培养基A加入第一个发酵罐中，当第一个发酵罐满后时，改为培养基B，在第二发酵罐满后时，分别将两个发酵罐分到四个发酵罐后，改为培养基C，当发酵罐均满时，改用培养基D，在开始出料后使用培养基E；其中，培养基配方A为(kg/m³，以下同)：葡萄糖60～150，乳酸盐≤1.5，WPH 5～10，NH₄H₂PO₄0.5～1.5，KH₂PO₄1～0.5，MgSO₄·7H₂O 0.5～1.0，MnSO₄·H₂O 0.1～0.01，用无菌水无离子水配制；培养基B，组方与培养基A不同的是：WPH 3～15，KH₂PO₄0.1～0.01；培养基C，其组成基本同培养基B，不同的是去除KH₂PO₄，减少NH₄H₂PO₄为0.5～0.1；培养基D，其组成为：葡萄糖60～150，乳酸盐≤1.5，WPH≤0.47，NH₄PO₄≤0.1，MnSO₄≤0.01，用工艺热水配料；培养基E，其组分如下：氮源≤1.162，UFPE₂≤0.756，R_OIR≤1.093。

5.根据权利要求1-4任意一项所述生产乳酸的方法，其特征在于所述膜过滤采用超滤膜，膜通量≥80％，温度50±1℃，pH值6.5。

6.根据权利要求1-5任意一项所述生产乳酸的方法，其特征在于所述乳酸分离提纯分别采用电渗析提纯、离子交换树脂和活性炭吸附提纯。

7.根据权利要求6所述生产乳酸的方法，其特征在于所述电渗析提纯通过两级电渗析提纯转化进行，分别为一级电渗析膜和二级双极电渗析。

8.根据权利要求7所述生产乳酸的方法，其特征在于电渗析后的剩余物还可进行一至两次的反渗透，再输送至配料。

9.根据权利要求1-8任意一项所述生产乳酸的方法，其特征在于所述调浆的工艺为：淀粉浓度控制在25～30重量％，温度50～60℃，PH6.0～6.5，淀粉酶的量为8～15u/g；所述液化的工艺为：温度控制在98～105℃，时间为30～40分钟，DE值控制在15～22；所述糖化的工艺为：温度控制在60～62℃，pH值4.5～4.8，时间为30～40h，DE值为95～98，所用糖化酶的量为80～150u/g。

10.根据权利要求1-9任意一项所述生产乳酸的方法，其特征在于所述蒸发采用负压0.1Mpa，温度低于80℃进行，获得浓度＞80％的乳酸产品。