CN102040476A - 一种从发酵液中分离提纯1,3-丙二醇的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种从1，3-丙二醇发酵液中分离1，3-丙二醇的方法。该方法所处理的发酵液是钙盐发酵液，包括如下步骤：除去微生物菌体及钙盐、调至酸性除去蛋白及不溶性固形物、调至碱性除去不溶性固形物、加热浓缩除水并分出结晶盐、最后精馏得到1，3-丙二醇产品，其中加热浓缩是分两步进行的，这样不仅避免了一次浓缩产生大量的固形沉淀物，使固液分离更易进行，还可有效地回收得到有机酸副产物。本发明所处理的发酵液为钙盐发酵液，在发酵过程中钙离子会与微生物代谢所产生的二氧化碳形成碳酸钙沉淀，既有利于发酵过程的正常进行，而且在产品分离时，碳酸钙沉淀物可起到助滤剂的作用，非常有利于微生物菌体的分离脱除。

Description

一种从发酵液中分离提纯1，3-丙二醇的方法

技术领域

本发明属于生物技术领域，涉及微生物发酵产品的分离技术，特别涉及到从发酵液中分离1，3-丙二醇的方法。

背景技术

1，3-丙二醇(1，3-PD)是一种重要的化工原料，在制造聚酯纤维、聚氨酯、热熔胶、粉末涂料、抗冻剂、包装材料以及有机合成中间体等方面都有着广泛的应用，其中制造高性能的聚酯纤维PTT是目前主要的用途。1，3-丙二醇可通过化学法路线和生物法路线生产，采用生物技术生产1，3-丙二醇，以其绿色化学为特征，具有反应条件温和、操作简便、副产物少、环境污染小、可利用再生资源等特点，成为新世纪生物化工研究的热点之一。

1，3-丙二醇的发酵液是一个成份非常复杂的混合体系，主要成份包括产物1，3-丙二醇、微生物菌体、有机酸盐(包括乙酸盐、乳酸盐、琥珀酸盐)、无机盐、甘油、水、蛋白质及其它中间代谢产物等。由于产物1，3-丙二醇分子含有两个羟基，它的亲水性较乙醇更强，目前发酵液中产物的浓度为30～90g/L，要从稀发酵液中分离回收产品就变得极为困难，产品回收率低，而且分离成本很高。

为了能更有效地从发酵液中分离1，3-丙二醇产品，国内外科技工作者为此做出了不懈的努力，提出了许多工艺方法。如Janusz J等人采用液-液萃取方法从发酵液中分离1，3-丙二醇，并对其应用潜力作了评价(Biotechnology Techniques 199913：127-130)，结果表明，难以选择到合适的溶剂，萃取达不到理想的分离效果。在这一研究基础上，他们又进一步研究了反应萃取分离1，3-丙二醇的方法。其方法是在酸催化剂存在下，1，3-丙二醇与乙醛反应生成缩合物，然后用苯类溶剂(如甲苯、乙苯、二甲苯等)萃取，再经脱除溶剂、水解得到1，3-丙二醇。这一过程步骤繁琐，操作条件难以控制，产品收率也不高。

US6,603,048公开了一种沸石分子筛吸咐分离的方法，选择合适的分子筛并采用程序解吸达到分离的目的，该方法所选用的沸石为中孔合成沸石H-ZSM-5，分离微生物细胞后的发酵液通过吸附柱吸附，用不同浓度的乙醇水溶液进行分步解吸，该沸石分子筛不仅吸附1，3-丙二醇，同时也吸附甘油，且吸附容量低。该方法存在的主要问题是产物的选择性不高，而且吸附容量太小，实际应用还有一定困难。

US6,479,716提出了离子交换色谱法分离1，3-丙二醇，该方法采用了类似于移动床(SMB)的技术，能够有效地从发酵液中分离回收1，3-丙二醇。树脂为聚苯乙烯磺酸型强酸性阳离子交换树脂，处理步骤包括发酵液预处理、吸附分离、解吸及纯化。这种方法一次回收率不高，整个过程的效率也不高，分离的产品纯度只有50％～90％，且树脂的再生处理会产生大量的废水，大规模生产存在着许多实际困难。

发酵液处理的第一步就是除去菌体得到澄清发酵液。由于菌体颗粒细小，发酵液外观呈乳状液形式，除含有颗粒细小的细菌细胞和细胞碎片外，还含有水溶性蛋白质和其它胶状物，直接过滤除菌几乎是不可能的。目前多采用离心、膜过滤方法或外加絮凝剂的方法使菌体产生一定程度的絮凝，便于过滤除菌。离心除菌需要高速的离心设备，不能完全除菌，产品损失大。膜过滤存在的问题是分离能力小、分离时间长，易出现膜污染堵塞等。外加絮凝剂只能使部分菌体产生絮凝沉淀，且发酵液中存在的盐类不会结晶析出，会给后续处理过程带来很大的困难。

在现有的1，3-丙二醇制备工艺中，发酵过程大都采用钠盐发酵工艺。在发酵过程中，细菌要代谢产生大量的二氧化碳，为了控制发酵所需的条件，需要加入大量的KOH或NaOH以中和二氧化碳，这样发酵液中就存在大量的一价金属盐，分离过程难以除去，使得产品的分离变得更为困难，产品精馏时会产生严重的盐结晶和粘性物质阻碍蒸发的问题，产品收率低，而且分离成本很高。

由于产物1，3-丙二醇分子含有两个羟基，它的亲水性较乙醇更强，而且产物的浓度很低，一般为30～90g/L。在分离过程中针对1，3-丙二醇产物的特点，目前的工艺过程基本包括絮凝过滤、离心、超滤、纳滤、电渗析脱盐、溶剂萃取、反应萃取、浓缩除水、真空精馏提纯等分离步骤。在这些工艺过程中，浓缩除水无论在前在后都是必不可少的步骤，浓缩时由于发酵液含水量高(80％以上)，产物浓度又很低，用直接蒸发的方法浓缩时大量的蒸汽会携带产物一起蒸出来，实验结果表明，尤其在浓缩后期水含量较低时携带现象更为严重，损失高达7％～15％。如CN1460671A采用直接蒸发的浓缩方式，CN1887835A采用旋转蒸发仪减压浓缩，这样会造成1，3-丙二醇很大的损失，尽管蒸出的水量大，品质好，可以返回发酵系统重复使用，但从经济上来说是非常不合算的，这是1，3-丙二醇分离提取收率不高的主要原因之一。而且上述方法中除第一步是在非酸性条件下进行外，后续步骤全部在强酸性条件下进行，设备腐蚀严重，不利于规模化应用。CN1880290A公开的方法是采用精馏塔操作浓缩除水，存在的主要问题是浓缩效率不高。

发明内容

为了克服现有技术中存在的不足，本发明提供了一种从发酵液中分离提纯1，3-丙二醇的方法，该方法易于除去微生物菌体，易于分离有机酸盐，产品纯度高、收率高。

本发明从发酵液中分离提纯1，3-丙二醇的方法，所述的发酵液是钙盐发酵液，包括如下步骤：

(1)分离1，3-丙二醇钙盐发酵液，除去微生物菌体及发酵过程所形成的碳酸钙盐沉淀物；

(2)将步骤(1)所得1，3-丙二醇发酵液的pH值调到1.5～5.5，最好为2.5～5.0，加热到80～100℃，保持0.5～5.0h，降至室温，经分离除去蛋白及不溶性固形物，得到清液；

(3)调节步骤(2)得到的清液的pH值为6.0～7.5，最好为6.2～7.2，分离除去不溶物；

(4)对步骤(3)所得的清液进行加热浓缩脱水，先蒸出占清液中总水量40％～85％(质量分数)，最好为50％～70％(质量分数)的水，这时有盐结晶析出，分离出结晶的盐；

(5)将步骤(4)所得的浓缩液继续浓缩，蒸出剩余的水，分离结晶析出的盐；

(6)将步骤(5)分离所得的浓缩液通过减压蒸馏，收集1，3-丙二醇馏分。

本发明所处理的1，3-丙二醇发酵液为钙盐发酵液，1，3-丙二醇的含量为30～100g/L，发酵终止pH值为6.0～8.0。

所述的钙盐发酵液是采用克雷伯氏杆菌批式流加甘油的方式，在微氧条件下发酵的方法得到的，其中控制调节发酵液的pH值是采用流加Ca(OH)₂的方式进行的。

本发明方法步骤(2)在调节发酵液的pH值时，可选用一种或多种无机酸，优选硫酸、硝酸、盐酸和磷酸中的一种或多种，无机酸的浓度最好为1～10mol/L，优选2～8mol/L。加酸时酸的浓度不宜过大，否则会因加入时局部浓度过大，使发酵液中的一些敏感物质发生氧化，加深发酵液的颜色。

本发明方法步骤(3)在调节发酵液的pH值时，可选用一种或多种无机碱，如氢氧化钾、氢氧化钠、氢氧化钙等，优先选用氢氧化钙。

在上述步骤(4)浓缩除水过程中，如果一次浓缩除去全部的水，形成的固形沉淀物量大，会给固液分离带来一定困难。为了避免这一情况出现，本发明采用分步浓缩的方法。

在1，3-丙二醇发酵过程中，微生物除了正常代谢生成产物外，还代谢生成许多有机酸副产物，主要副产物有乳酸、琥珀酸等，为了能有效地回收这些有价值的副产物，本发明采用的分步浓缩方法，第一步浓缩分离出结晶的盐主要为琥珀酸盐，经进一步处理可得到琥珀酸；二步浓缩分离出的盐主要为乳酸盐，经进一步处理可得到乳酸。分步浓缩既解决了固液分离的困难，又使发酵副产物有机酸得到了回收。

在进行步骤(4)和(5)所述的加热浓缩时，可以采用普通的方式如常规闪蒸、旋转蒸发，蒸馏塔蒸馏等方式，但由于料液含水量大浓缩程度高，存在着产品携带损失大，或者浓缩效率低的问题，本发明中优选采用膜蒸发的方式。

步骤(4)和(5)中所述的加热浓缩最好采用膜蒸发的方式，既可以采用常压操作，也可以在真空下减压操作。为了更快速、更彻底地脱水，可以采用低真空条件浓缩，系统真空度500mmHg～80mmHg，最好为400mmHg～200mmHg。本发明方法采用了快速高效的降膜-刮膜蒸发方式，在通常的膜蒸发设备上，汽液分离后的气相管路上安装一高效填料柱，用以捕获水蒸发时携带出来的1，3-丙二醇，从而解决1，3-丙二醇浓缩除水的携带损失问题。填料柱高度可根据实验来确定，选用高效填料柱可低一些，低效填料则需较高的柱子。填料柱的理论塔板数为5～20块，优选8～15块，但更多的理论塔板数其捕获蒸发携带的1，3-丙二醇更为有利。填料可从通常的类型中进行选择，可选用金属不绣钢或塑料制作，塑料填料优选聚四氟塑料，其形状可为拉西环、鲍尔环、阶梯环、矩鞍环、共轭环、内弧环、θ环等中的一种或多种。

步骤(1)、(2)、(3)(4)或(5)中所述的分离可采用过滤或离心分离的方法。

步骤(6)中所述的减压蒸馏可采用高真空精馏的方法，其真空度控制在20mmHg～1mmHg，最好在15mmHg～4mmHg，先蒸出较轻的组分，收集富含1，3-丙二醇的馏分即为最终产品。

本发明与现有技术相比具有以下优点：

1、本发明所采用的1，3-丙二醇发酵液为钙盐发酵液，在发酵过程中钙离子会与微生物代谢所产生的二氧化碳形成碳酸钙沉淀，既有利于发酵过程的正常进行，而且在产品分离时，碳酸钙沉淀物可起到助滤剂的作用，非常有利于微生物菌体的分离脱除。该方法解决了常规钠或钾盐发酵液存在的一价盐难以脱除、减压蒸馏过程出现的盐结晶和粘性物质阻碍蒸发的问题。

2、本发明在步骤(2)中采用酸性条件下分离，即在pH值≤5.5的条件下进行，能使菌体和蛋白更加有效地絮凝，并综合了加热破乳的优点，强化了絮凝效果。

3、在对发酵液进行浓缩时，由于固形沉淀物量大，液相量少而本身粘稠，给固液分离造成了很大的困难。本发明采用了分步浓缩的方法，不仅可有效地回收得到有机酸副产物，并且避免了一次浓缩产生大量的固形沉淀物，使固液分离更易进行。

4、本发明方法采用了快速高效的降膜或降膜和刮膜二级蒸发方式，在通常的膜蒸发设备上，汽液分离后的气相管路上安装一高效填料柱，用以捕获水蒸发时携带出来的1，3-丙二醇，本发明结合了膜蒸发设备的高效和精馏的高分离度特点，不仅解决了1，3-丙二醇浓缩除水的携带损失问题，而且设备简单高效，便于实施。

具体实施方式

下面通过实施例对本发明作进一步的详述，本发明中wt％为质量百分数。

实施例1

本实施例所处理的发酵液是以甘油为底物，采用克雷伯氏菌发酵、Ca(OH)₂中和发酵过程产生的二氧化碳而得到的1，3-丙二醇发酵液，1，3-丙二醇的含量为78.5g/L，发酵终止pH值为7.0。

取20L上述发酵液，过滤除去菌体及沉淀物，滤速7.4l/h，滤液清沏透明，然后用8mol/L的硫酸调节pH值至4.6，搅拌下加热到95℃，恒温0.5h，自然降温至室温后过滤，得到透明的发酵清液。用NaOH调pH至6.8，过滤除去沉淀物。采用常压降膜-刮膜蒸发方式，并在汽液分离后的气相管路上安装填料柱，填料柱高度均为400mm，内装Φ2.5×2.5mm型θ网环不锈钢填料，先浓缩除去清液中的55％(质量分数)的水，其中的部分盐呈结晶状析出，离心分离除去盐，得到含有1，3-丙二醇的一次浓缩液，然后再继续蒸发除去剩余的水，离心分离除去结晶的盐，得到含有1，3-丙二醇的浓缩液。两次离心分离得到的盐可分别处理，以回收有机酸副产物。

然后将含有1，3-丙二醇的浓缩液在10mmHg的真空度下减压蒸馏，收集100～106℃的1，3-丙二醇馏分，得到产品的纯度为97.1wt％，回收率86.2wt％。

实施例2

本实施例中所用的1，3-丙二醇发酵液同实施例1。

取50L发酵液，过滤除去菌体及沉淀物，清液用6mol/L的盐酸调节pH值至3.0，搅拌下加热到85℃，恒温1h，自然降温至室温后过滤，得到透明的发酵清液。用Ca(OH)₂调pH至6.2，过滤除去沉淀物。采用减压降膜-刮膜蒸发方式，并在汽液分离后的气相管路上安装填料柱，填料柱高度均为800mm，内装Φ20×2×20mm型四氟鲍尔环填料，减压操作的真空度为200mmHg，操作温度40～60℃。先浓缩出占清液中水量72.3％(质量分数)的水，然后过滤除去沉淀析出的盐，再按上述条件继续浓缩除去剩余水，离心分离除去析出的盐，得到含有1，3-丙二醇的浓缩液。两次分离得到的盐可分别处理，以回收有机酸副产物。

然后将含有1，3-丙二醇的浓缩液在10mmHg的真空度下减压蒸馏，收集100～106℃的1，3-丙二醇馏分，得到产品的纯度为98.3wt％，回收率86.8wt％。

实施例3

本实施例中所用的1，3-丙二醇发酵液同实施例1。

与实施例1的区别在于：不加填料柱两步浓缩发酵清液，第一步浓缩出水量为总水量的58.4％(质量分数)，第二步蒸发脱除剩余的水，蒸出水中带出1，3-丙二醇量为总含量的9.3％。其它过程和条件同实施例1。

在6mmHg的真空度下减压蒸馏得到含有1，3-丙二醇的浓缩液，收集95～98℃的1，3-丙二醇馏分，得到产品的纯度为98.1wt％，回收率77.1wt％。

比较例1

本比较例所处理的发酵液是以甘油为底物，采用克雷伯氏菌发酵、NaOH中和发酵过程产生的二氧化碳而得到的1，3-丙二醇发酵液，1，3-丙二醇的含量为80.1g/L，发酵终止pH值为7.0。

取20L上述发酵液，过滤除去菌体及沉淀物，滤速3.8l/h，滤液呈混浊状态。后续步骤按实施例1的方法和条件进行处理，得到含有1，3-丙二醇的一次浓缩液，浓缩液较实施例1中得到的浓缩液明显粘稠。然后在10mmHg的真空度下减压蒸馏，收集100～106℃的1，3-丙二醇馏分，得到产品的纯度为97.6wt％，回收率82.2wt％。

比较例2

本比较例所处理的发酵液同比较例1。

取20L上述发酵液，过滤除去菌体及沉淀物，滤速3.8l/h，滤液呈混浊状态。后续步骤按实施例3的方法和条件进行处理，得到含有1，3-丙二醇的一次浓缩液，浓缩液较实施例3中得到的浓缩液明显粘稠。然后在10mmHg的真空度下减压蒸馏，塔釜有明显结焦。收集100～106℃的1，3-丙二醇馏分，得到产品的纯度为96.8wt％，回收率72.2wt％。

比较例3

本实施例中所用的1，3-丙二醇发酵液同实施例1。

与实施例1的区别在于：采用一步浓缩发酵清液，其它过程和条件同实施例1。得到的含有1，3-丙二醇的浓缩液较实施例1中得到的浓缩液明显粘稠，然后将含有1，3-丙二醇的浓缩液在10mmHg的真空度下减压蒸馏，收集100～106℃的1，3-丙二醇馏分，得到产品的纯度为96.7wt％，回收率80.2wt％。

Claims (20)

1.一种从发酵液中分离提取1，3-丙二醇的方法，所述的发酵液是钙盐发酵液，包括如下步骤：

(1)分离1，3-丙二醇钙盐发酵液，除去微生物菌体及发酵过程所形成的碳酸钙盐沉淀物；

(2)将步骤(1)所得1，3-丙二醇发酵液的pH值调到1.5～5.5，加热到80～100℃，保持0.5～5.0h，降至室温，经分离除去蛋白及不溶性固形物，得到清液；

(3)调节步骤(2)得到的清液的pH值为6.0～7.5，分离除去不溶物；

(4)对步骤(3)所得的清液进行加热浓缩脱水，先蒸出占清液中总水量40％～85％(质量分数)的水，这时有盐结晶析出，分离出结晶的盐；

(5)将步骤(4)所得的浓缩液继续浓缩，蒸出剩余的水，分离结晶析出的盐；

(6)将步骤(5)分离所得的浓缩液通过减压蒸馏，收集1，3-丙二醇馏分。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的钙盐发酵液中，1，3-丙二醇的含量为30～100g/L，发酵终止pH值为6.0～8.0。

3.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于所述的钙盐发酵液是采用克雷伯氏杆菌批式流加甘油的方式，在微氧条件下发酵的方法得到的，其中控制调节发酵液的pH值是采用流加Ca(OH)₂的方式进行的。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的步骤(2)中调节发酵液的pH值至2.5～5.0。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的步骤(3)中调节清液的pH值至6.2～7.2。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的步骤(4)加热浓缩除去占清液中总水量50％～70％(质量分数)的水。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤(2)选用一种或多种无机酸调节发酵液的pH值，无机酸的浓度为1～10mol/L。

8.按照权利要求7所述的方法，其特征在于所述的无机酸为硫酸、硝酸、盐酸和磷酸中的一种或多种。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤(3)在调节发酵液的pH值时，选用氢氧化钾、氢氧化钠和氢氧化钙中的一种或多种。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤(3)在调节发酵液的pH值时，选用氢氧化钙。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤(4)浓缩分离出结晶的盐主要为琥珀酸盐，经进一步处理得到琥珀酸；步骤(5)中浓缩分离出结晶的盐主要为乳酸盐，经进一步处理可得到乳酸。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤(4)和(5)中所述的加热浓缩采用膜蒸发的方式，或者采用常压操作，或者采用真空下减压操作。

13.按照权利要求12所述的方法，其特征在于步骤(4)和(5)中所述的膜蒸发是采用降膜-刮膜蒸发方式。

14.按照权利要求13所述的方法，其特征在于步骤(4)和(5)中所述的膜蒸发的方式采用低真空条件浓缩，系统真空度500mmHg～80mmHg.

15.按照权利要求14所述的方法，其特征在于所述的系统真空度400mmHg～200mmHg。

16.按照权利要求13所述的方法，其特征在于所述的降膜-刮膜蒸发方式中，在汽液分离后的气相管路上安装填料柱。

17.按照权利要求16所述的方法，其特征在于所述的填料柱的理论塔板数为5～20块。

18.按照权利要求16所述的方法，其特征在于所述的填料选用金属不绣钢或四氟塑料，其形状为拉西环、鲍尔环、阶梯环、矩鞍环、共轭环、内弧环和θ环中的一种或多种。

19.按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤(1)、(2)、(3)、(4)或(5)中所述的分离采用过滤或离心分离的方法。

20.按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤(6)中所述的减压蒸馏采用高真空精馏的方法，其真空度控制在20mmHg～1mmHg。