CN102363594B

CN102363594B - 一种从发酵液中分离纯化丁二酸的工艺

Info

Publication number: CN102363594B
Application number: CN201110353073.5A
Authority: CN
Inventors: 邢建民; 王彩霞; 万印华
Original assignee: Institute of Process Engineering of CAS
Current assignee: Institute of Process Engineering of CAS
Priority date: 2011-11-09
Filing date: 2011-11-09
Publication date: 2014-04-02
Anticipated expiration: 2031-11-09
Also published as: CN102363594A

Abstract

本发明属于发酵产品分离丁二酸的工艺，具体为从发酵液中分离纯化丁二酸，其目的是利用合适的单元操作及其有效组合实现丁二酸的分离纯化，克服现有分离纯化丁二酸工艺线复杂繁琐，经济性差等不足，建立从发酵液中分离纯化丁二酸的经济型新工艺。具体为利用超滤对于发酵液进行澄清，利用树脂脱色来代替传统的活性炭脱色来提高最终丁二酸的收率，利用结晶来直接获得丁二酸晶体，该工艺所分离的丁二酸纯度到99.5％，收率在90％以上。

Description

一种从发酵液中分离纯化丁二酸的工艺

技术领域

本发明涉及丁二酸的生产工艺，具体地，本发明涉及从发酵液中分离纯化丁二酸的工艺。

背景技术

丁二酸(Succinic Acid)又名琥珀酸，广泛存在生物体中，是一种重要的二元有机羧酸，作为一种重要的C₄平台化合物，丁二酸可以参与多种类型的反应，合成多种化工产品如1，4-丁二醇(BDO)，γ-丁内酯(GBL)，四氢呋喃(THF)等，因此它在很多领域有着广泛的用途，比如作为医药领域的镇定剂、食品工业的食品添加剂、表面活性剂等。

目前工业化生产丁二酸是由从化石原料中的获得的顺丁烯二酸酐加氢催化而得，化工合成方法日益暴露出很多问题，如化石原料的日益枯竭，生产过程中环境污染以及能耗等。新型生物法生产丁二酸因发酵所用原料低廉，不消耗石化资源，以及没有污染环境，并且可以固定CO₂等优点而成为研究热点，以期能够代替化工合成方法。

对于生物法生产丁二酸，目前存在很多的问题，首先就是丁二酸发酵浓度低，目前很多的研究工作如菌种选育、发酵工艺优化等已开展，期望能够获得较高的丁二酸发酵浓度，为工业化打下基础。专利CN 101531972A选育一株具有较强钠离子耐受性和产酸性能的琥珀酸放线杆菌Actinobacillus succinogenesCGMCC 2653(即F3-10)，并公开了该菌株的选育方法及用其发酵生产丁二酸的方法，该菌株具有高产、耐钠、抗氟乙酸的特点。专利CN101389752A公开了一种细菌，其能够产生有机酸，并且被修饰以具有与未修饰的菌株相比的增强的2-氧代戊二酸脱氢酶活性，所述有机酸，例如丁二酸可以通过培养所述细菌来制备。再次，从发酵液中分离纯化丁二酸也是当前面临的主要问题，在丁二酸的生产中，其下游分离纯化费用占总生产费用的60％，其原因在于下游分离纯化工艺不成熟，降低下游分离纯化的费用，探索经济高效的丁二酸分离纯化工艺，对于推进丁二酸的工业化具有重要的意义。

目前专利及文献中报道的丁二酸的分离纯化技术主要有钙盐法、液液萃取法、吸附法、电渗析法、膜分离等方法。

钙盐法为当前工业化生物发酵法生产丁二酸的主要方法，如CN 101643400A涉及一种从发酵液中提取丁二酸的方法，包括如下步骤：1)将丁二酸发酵液除菌、除杂，得到丁二酸盐溶液；2)将丁二酸盐溶液与氯化钙反应，生成丁二酸钙沉淀；3)反应液固液分离，得到丁二酸钙固体；4)将丁二酸钙固体与盐酸反应，降温析出丁二酸固体；5)反应液固液分离，得到丁二酸，该方法的收率高、产品质量好、原辅材料消耗少、能源消耗低，适合大规模生产。钙盐法最大的弊端就是大量的原料氧化钙或者氢氧化钙的消耗，以及产生大量的副产物石膏。

液液萃取法在提取丁二酸的时候，主要采用叔胺类萃取剂进行萃取。美国专利US5773653公布了一种通过将酸萃取到水相中，从一种胺类非水溶性有机萃取溶液中回收羧酸的方法，该方法适用于发酵液中羧酸的回收。但液液萃取法的萃取剂的选择面较窄，提取效率也有待提高，另外萃取剂大都是有机溶剂有一定毒性，对于制备食品医药级丁二酸非常不利。

吸附法主要采用离子交换树脂吸附丁二酸，CN101348428A公开了一种阴离子树脂吸附提取发酵液中丁二酸的方法，所述发明将丁二酸发酵液经加热活性炭脱色处理，离心或微滤膜过滤除去菌渣，将得到的发酵清液通过碱性阴离子树脂柱吸附，吸附饱和后用水冲去杂质，然后用盐酸或硫酸溶液洗脱，得到丁二酸溶液，减压浓缩、结晶得到丁二酸产品；并且回收发酵液用阴离子树脂柱吸附后流出液中的MgCl₂和残糖。所述方法可以实现操作过程中的物料回收再利用，显著减少提取过程的材料消耗，降低废水的环保处理费用，提高产品经济效益，存在的主要问题是吸附剂的吸附量比较小，树脂的洗脱需要大量的水或者乙醇等，另外树脂的再生也比较困难。

电渗析法主要是将发酵过程中的丁二酸盐转化成丁二酸，从而获得丁二酸晶体，转化效果比较好，如CN101486637A公开了一种从发酵液中提取丁二酸的方法，由下述步骤组成：将微生物发酵生产的丁二酸钠发酵液通过微滤膜进行错流过滤，截留除去菌体和其他颗粒较大的杂质颗粒；通过纳滤膜进行错流过滤，截留除去发酵液中残留的蛋白质和色素，得到澄清的滤液；将澄清的滤液通过双极膜电解电渗析电解，分别得到丁二酸溶液和氢氧化钠溶液；将丁二酸溶液减压蒸发，降温结晶得到白色丁二酸晶体，其最后的产品纯度高，经检测分析丁二酸含量大于99.0％。但是和其高能耗的特点相比，经济性较差，并且电渗析设备中的膜组件也极易污染。

丁二酸下游分离纯化工艺应该是各种分离纯化技术的有效的组合，在实现高纯度丁二酸生产的同时，做到工艺线简单，提高发酵法生产丁二酸的经济性。从发酵液中分离纯化丁二酸，首先是发酵液的初步澄清，然后是将丁二酸从发酵液中分离出来，最后对于分离出的丁二酸进行纯化，从而获得相应纯度的丁二酸。发酵液的初步澄清大都是利用离心来实现，之后通过钙盐法、液液萃取法、离子树脂交换法等将丁二酸从发酵液中分离出来，最后通过浓缩结晶等获得丁二酸晶体。发酵完成后发酵液需要初步的澄清来除去细胞蛋白等大分子物质，一般是通过离心来实现，近年来为实现连续发酵，膜技术已初步应用于发酵液的澄清，主要包括微滤膜操作和超滤膜操作或者两者的结合，代替离心来获得澄清的发酵液，和离心操作相比，膜技术不仅可以和发酵液偶联实现连续发酵分离耦合，在发酵液的澄清上，我们的研究结果显示超滤之后获得比离心更加澄清的发酵液，并且在蛋白除去率上，超滤的效果也明显的好于离心操作。

现有的报道的基于膜技术的分离纯化工艺，没有将其与合适的单元操作结合起来，单元操作设计不合理，使得工艺路线繁杂，或者分离效果差。比如中国专利CN101748161A采用超滤单元操作处理丁二酸的发酵液，但是超滤之前使用过滤装置实现固液分离，本身就是单元操作重叠，经济性大大降低；中国专利CN101486637A、CN1887843A、CN101475464等等都是以膜技术为基础，但是后续连接的单元操作都过于复杂重叠，尽管获得了较高纯度的丁二酸，但是其单元操作重叠，工艺路线复杂。比如有工艺先将发酵液进行微滤之后进行超滤，而实验结果表明，丁二酸的发酵液黏度较小，可以直接采用超滤，此时超滤膜组件的通量并不低于微滤的太多。最近的研究报道显示，直接结晶操作能够较好将丁二酸从副产物酸中分离出来，不同pH值下丁二酸的存在形式不同，在pH＝2时，大部分都以自由酸的形式存在，所以说通过调节pH值即可完成将丁二酸盐转化称为丁二酸，而不必要通过电渗析等能耗较高的单元操作实现。基于上述的研究结果，超滤之后澄清的发酵液，脱色之后，直接通过调节pH然后低温结晶来获得丁二酸的晶体，当发酵液中丁二酸浓度较低，或者结晶后的母液可以先通过蒸发浓缩，提高丁二酸的浓度，然后再进行结晶，从而获得丁二酸晶体。对于丁二酸发酵液的脱色，目前都是通过活性炭吸附脱色，但是我们的研究结果也证实，活性炭对于丁二酸的吸附很大，而大孔树脂能够在完成较好的脱色效果的同时，不对目标产物丁二酸吸附，所以说用大孔树脂进行发酵液脱色，效果将优于传统的活性炭脱色。

总之，当前工艺存在着工艺流程繁杂，经济性差，单元操作设计不合理，不易实现与发酵工艺的耦合，丁二酸收率低，需要进一步提高和改进。

发明内容

针对现有丁二酸分离纯化工艺中存在的不足，本发明的目的之一在于提供一种从发酵液中分离纯化丁二酸的工艺，包括以下步骤：

(1)将丁二酸发酵液进行超滤，得到澄清的发酵液；

(2)将步骤(1)中的所得的澄清的发酵液加入吸附树脂，进行脱色操作；

(3)将步骤(2)中所得的脱色后的丁二酸发酵液进行结晶操作，得到液固混合物；

(4)将步骤(3)所得液固混合物过滤，获得丁二酸晶体。

作为优选方案，所述工艺包括以下步骤：

(1)将丁二酸发酵液进行超滤，得到澄清的发酵液；

(4)将步骤(3)所得液固混合物过滤，获得丁二酸晶体；

(5)步骤(4)过滤后的母液重复(3)和(4)的步骤，将发酵液中的丁二酸提取完全。

进一步优选，所述工艺包括以下步骤：

(1)将丁二酸发酵液进行超滤，得到澄清的发酵液；

(3’)将步骤(2)中所得的脱色后的发酵液进行浓缩，得到高浓度丁二酸发酵液；

(4’)将步骤(3’)中所得的高浓度丁二酸发酵液进行结晶操作，得到液固混合物；

(5’)将步骤(4’)所得液固混合物过滤，获得丁二酸晶体。

更优选，所述工艺包括以下步骤：

(1)将丁二酸发酵液进行超滤，得到澄清的发酵液；

(5’)将步骤(4’)所得液固混合物过滤，获得丁二酸晶体；

(6’)步骤(5’)过滤后的母液重复(3’)、(4’)和(5’)的步骤，将发酵液中的丁二酸提取完全。

优选地，步骤(1)中，丁二酸发酵液经泵到膜组件进行超滤。

优选地，步骤(1)中，超滤如果得到菌体颗粒，则分离出的菌体颗粒返回到发酵罐循环使用。

优选地，步骤(1)中，所述的丁二酸发酵液由产丁二酸的菌株发酵获得，进一步优选为BE-1或者经基因工程改造的大肠杆菌发酵获得。

优选地，步骤(1)中，所述膜组件的形式可以是中空纤维膜组件，也可以是板式、管式或卷式超滤设备，特别优选为中空纤维、板式、管式中的一种。

优选地，步骤(1)中，所述膜组件的膜的材质为有机高分子膜或无机膜，特别优选为有机聚合物膜或者无机陶瓷。

优选地，步骤(1)中，所述膜组件截留分子量为5kDa以上，进一步优选为10kDa以上，特别优选为10kDa～300kDa。

优选地，步骤(1)中，所述超滤操作压力为1MPa以下，进一步优选为0.1MPa～1MPa，更优选为0.1MPa～0.6MPa，特别优选为0.1MPa～0.4MPa。

优选地，步骤(1)中，所述超滤操作温度为100℃以下，进一步优选为20℃～100℃，更优选为20℃～70℃，特别优选为20℃～50℃。

优选地，步骤(2)中所述吸附树脂可以是大孔吸附树脂，也可以是合适的离子交换树脂，所属领域技术人员可根据其掌握的专业知识进行选择，特别优选为大孔吸附树脂，具体型号可以是D3520，D301，H103等。

优选地，步骤(2)中所述吸附温度为100℃以下，进一步优选为30℃～100℃，更优选为30℃～80℃，特别优选为30℃～60℃。

优选地，步骤(3’)所述浓缩方式为真空蒸馏浓缩。

优选地，步骤(3’)中所述浓缩，具体操作温度为40℃～100℃，更优选为40℃～80℃，特别优选为60℃.

优选地，步骤(3’)中所述浓缩，浓缩时间视料液体积而确定。

优选地，步骤(3)和步骤(4’)中所述的结晶操作，pH值小于5(包括5)，进一步优选为小于4(包括4)，特别优选为2～4。

优选地，步骤(3)和步骤(4’)中所述的结晶操作，其温度为10℃以下，进一步优选为5℃以下，特别优选为0～4℃。

根据本发明的丁二酸分离纯化的方法，步骤4)中所述的操作与步骤3)和4)中相同。

本发明所述工艺意为生产方法。

本发明所述的工艺通过超滤，不仅能够有效的实现发酵液的澄清，而且能够将发酵和分离进行耦合；采用树脂吸附脱色，不仅能够实现对于发酵液的较好的脱色，还能够减少其对目标产物丁二酸的吸附；优选方案中，通过真空浓缩，可在较低的温度下实现对澄清后发酵液浓缩，便于后续的结晶操作；采用结晶法获得丁二酸晶体，对发酵液进行脱色后，通过调节pH值来改变丁二酸在溶液中的形式，使其由盐离子的形式转化称为自由酸的形式，在低温下丁二酸溶解度降低，从而析出丁二酸晶体。

与现有工艺相比，本发明具有以下优点：

1、本发明工艺中，发酵液直接进行超滤操作，不经过很多基于膜技术的工艺中的微滤操作，丁二酸的发酵液黏度不大，基本和水相差不大，所以可以不进行微滤操作而进行超滤操作。在本发明工艺中，超滤可以将发酵液中细胞等固体物全部除去，大部分蛋白也除去，并且超滤膜可以吸附一些离心不能除去的小分子物质，超滤的发酵液澄清效果明显优于离心操作；除了澄清效果好之外，超滤膜组件还可以发酵罐偶联，实现发酵分离耦合。

2、本发明工艺中，澄清之后发酵液的脱色采用树脂脱色来代替活性炭脱色，在脱色效果上，活性炭脱色和树脂脱色相差不大，但是活性炭脱色存在的很重要的问题就是对发酵液中丁二酸吸附，造成活性炭吸附之后丁二酸浓度降低。所以，采用树脂脱色来代替活性炭脱色，有利于提高丁二酸的最终收率。

3、本发明工艺的优选方案中，真空蒸发浓缩操作中，设置合适的温度，在将甲酸、乙酸等易挥发的酸除去的同时，丁二酸得到浓缩，有利于下一步的丁二酸结晶，若是本发酵液中丁二酸浓度本身就很高，此单元操作也可省略。

4、本发明工艺中，结晶操作用来直接将澄清的发酵液中丁二酸结晶，在丁二酸较高浓度时，调节发酵液的pH，使发酵液中丁二酸以自由酸形式存在而不是发酵后丁二酸盐的形式，在低温下丁二酸溶解度急剧下降，因此直接结晶析出丁二酸晶体，其他的副产物酸如乳酸、乙酸等因在水中溶解度较高而不析出。

5、本发明工艺中，整个的工艺流程在能实现高纯度丁二酸分离基础上，做到了单元操作最优化，没有重复重叠，降低了发酵法生产丁二酸中分离纯化的费用。

附图说明

图1为从发酵液中分离纯化丁二酸的工艺流程图。

具体实施方式

为便于理解本发明，本发明列举实施例如下。本领域技术人员应该明了，所述实施例仅仅是帮助理解本发明，不应视为对本发明的具体限制。

下面结合实施例进一步说明本发明所提供的技术方案，如图1所示，本发明的丁二酸分离纯化工艺主要包括，发酵罐的发酵，超滤操作直接和发酵罐连接，对发酵液进行澄清作用，获得澄清的发酵液用树脂进行脱色，在发酵液中丁二酸浓度较低时，通过真空蒸发浓缩，在除去部分副产物酸的同时，对丁二酸浓缩，获得高浓度丁二酸发酵液，之后结晶操作，通过控制温度和pH将丁二酸从发酵液中析出，获得高纯度丁二酸晶体。

实施例1

以葡萄糖为碳源，产丁二酸放线杆菌BE-1为生产菌株的丁二酸发酵液，其中丁二酸浓度为45g/L，甲酸浓度为8g/L，乙酸浓度10g/L，乳酸浓度为14g/L，残余糖的量较少，发酵液pH6.8。

将发酵液进行超滤操作，超滤操作采用中空纤维膜设备，膜材料选择PES膜，膜截留分离量为10kDa，采用错流操作的方式，操作温度为25℃，操作压力为0.2MPa，超滤之后，蛋白质的除去率为91％，此时丁二酸浓度为43g/L，利用D301型树脂对丁二酸进行脱色，脱色温度为40℃，脱色之后发酵液几乎无色，丁二酸浓度为40g/L，对澄清脱色后的发酵液进行真空蒸馏浓缩，丁二酸浓度浓缩到为80g/L，然后进行结晶操作，调节澄清脱色后发酵液的pH为2，控制温度在4℃，搅拌速度为70r/min，结晶时间为24h，离心过滤获得丁二酸晶体，纯度达到99.8％，硫酸盐含量低于0.001％，各项指标符合FCCIV标准规定。将结晶操作中离心之后的含较低浓度的母液，进行真空蒸馏操作，温度为60℃，通过如前所述的结晶操作获得纯度为99.6％的丁二酸晶体。经两步结晶之后，丁二酸的收率为91％，纯度为99.6％以上，硫酸盐含量低于0.001％，各项指标均符合FCCIV标准。

由以上实例可以看出，该工艺流程能耗低、简单经济同时丁二酸纯度和收率都能到达相关标准，同时也考虑到了发酵分离耦合的需要。

实施例2

以葡萄糖为碳源，产丁二酸放线杆菌BE-1为生产菌株的丁二酸发酵液，其中丁二酸浓度为52g/L，甲酸浓度为9g/L，乙酸浓度7g/L，乳酸浓度为17g/L，残余糖的量较少，发酵液pH6.6。

将发酵液处理按照两种方案来进行，方案一：发酵液—离心—脱色—真空蒸馏浓缩—结晶；方案二：发酵液—超滤—脱色—真空蒸馏浓缩—结晶；

方案一：将上述获得的发酵液进行离心，转速为6000r/min，离心时间30min，离心后收集上清液，利用D301型树脂对丁二酸进行脱色，脱色温度为40℃，脱色之后发酵液几乎无色，丁二酸浓度为50g/L，对澄清脱色后的发酵液进行真空蒸馏浓缩，丁二酸浓度浓缩到为100g/L，然后进行结晶操作，调节澄清脱色后发酵液的pH为2，控制温度在4℃，搅拌速度为70r/min，结晶时间为24h，离心收集丁二酸晶体，母液重复上述过程，最终丁二酸收率为90％，纯度为92％。

方案二：发酵液发酵完成后直接进行超滤，超滤操作采用中空纤维膜设备，膜材料选择PES膜，膜截留分离量为300kDa，采用错流操作的方式，操作温度为25℃，操作压力为0.2MPa，超滤之后，蛋白质的除去率为93％，此时丁二酸浓度为51g/L，利用D301型树脂对丁二酸进行脱色，脱色温度为40℃，脱色之后发酵液几乎无色，丁二酸浓度为50g/L，对澄清脱色后的发酵液进行真空蒸馏浓缩，丁二酸浓度浓缩到为100g/L，然后进行结晶操作，调节澄清脱色后发酵液的pH为2，控制温度在4℃，搅拌速度为70r/min，结晶时间为24h，离心过滤获得丁二酸晶体，母液重复蒸馏和结晶操作，最终丁二酸纯度达到99.8％，硫酸盐含量低于0.001％，收率为93％。

由上述两个方案对比看出，超滤在实现发酵分离耦合的同时，由于对发酵液澄清效果优于离心，最终使得超滤处理之后的丁二酸纯度比离心处理的纯度要高很多。

实施例3

以葡萄糖为碳源，产丁二酸放线杆菌BE-1为生产菌株的丁二酸发酵液，其中丁二酸浓度为62g/L，甲酸浓度为10g/L，乙酸浓度6g/L，乳酸浓度为18g/L，无残糖，发酵液pH6.8。

发酵液澄清采用两种方案，方案一：采用先微滤后超滤的方式进行；方案二：发酵液直接用超滤来进行澄清。

方案一：将发酵液同时进行微滤-超滤操作，进行对比，微滤操作采用的是中空纤维微滤膜，微滤膜的孔径为0.1μm，膜材质选用PE膜，采用错流操作的方式，操作温度为25℃，微滤操作中膜通量为8L/h，微滤之后的透过液对发酵液进行超滤操作，超滤操作采用中空纤维膜设备，膜材料选择PES膜，膜截留分离量为200kDa，采用错流操作的方式，操作温度为25℃，操作压力为0.2MPa，超滤过程中膜通量为6L/h，经过超滤和微滤后，菌体除去率99％，蛋白除去率92％。

方案二：将获得上述发酵液直接采用超滤操作，超滤操作采用中空纤维膜设备，膜材料选择PES膜，膜截留分离量为25kDa，采用错流操作的方式，操作温度为25℃，操作压力为0.2MPa，超滤过程中膜通量为5.8L/h，菌体除去率100％，蛋白除去率91％。

由此看出，发酵液经微滤之后再进行超滤，超滤的膜通量和发酵液直接进行超滤相差不大，在菌体和蛋白的除去率上也相差不大，由此看出微滤操作完全可以省略，而直接进行超滤操作。

实施例4

以葡萄糖为碳源，产丁二酸放线杆菌BE-1为生产菌株的丁二酸发酵液，其中丁二酸浓度为76g/L，甲酸浓度为14g/L，乙酸浓度11g/L，乳酸浓度为20g/L，无残糖，发酵液pH6.7。

上述发酵液的处理同样采用两种方案，方案一：发酵液超滤之后采用活性炭进行吸附脱色；方案二：发酵液超滤之后采用D305进行树脂脱色吸附，对比脱色效果和对于丁二酸的吸附。

方案一：将获得上述发酵液采用超滤操作，超滤操作采用中空纤维膜设备，膜材料选择PES膜，膜截留分离量为100kDa，采用错流操作的方式，操作温度为25℃，操作压力为0.2MPa，超滤过程中膜通量为5.8L/h，菌体除去率100％，蛋白除去率91％。之后将发酵液进行活性炭脱色，添加量为10％(w/v)，脱色前后丁二酸浓度由76g/L降低到64g/L，脱色效果良好。脱色之后调节pH，进行结晶操作，如实施例1中所示，最终丁二酸的纯度为99.7％，收率为82％。

方案二：将获得上述发酵液采用超滤操作，超滤操作采用中空纤维膜设备，膜材料选择PES膜，膜截留分离量为20kDa，采用错流操作的方式，操作温度为25℃，操作压力为0.2MPa，超滤过程中膜通量为5.8L/h，菌体除去率100％，蛋白除去率91％。之后将发酵液进行树脂脱色，添加量为10％(w/v)，树脂脱色前后丁二酸浓度由76g/L变为72g/L，脱色效果良好。脱色之后调节pH，进行结晶操作，如实施例1中所示，最终丁二酸的纯度为99.8％，收率为93％。

由此实施例可以看出，用活性炭对丁二酸发酵液脱色一个重要的问题就是活性炭对于丁二酸的吸附，从而造成丁二酸收率的明显降低，而用树脂代替活性炭，在达到脱色效果的同时，丁二酸的收率提高了很多。

实施例5

以葡萄糖为碳源，产丁二酸放线杆菌BE-1为生产菌株发酵而的丁二酸发酵液，其中丁二酸浓度为40g/L，甲酸浓度为6g/L，乙酸浓度13g/L，乳酸浓度为11g/L，无残糖，发酵液pH6.7。

将发酵液进行超滤操作，超滤操作采用板式超滤设备，膜材料选择PES膜，膜截留分离量为5kDa，采用错流操作的方式，操作温度为100℃，操作压力为1MPa，此时丁二酸浓度为37g/L，利用D301型树脂对丁二酸进行脱色，脱色温度为100℃，脱色之后发酵液几乎无色，丁二酸浓度为35g/L，对澄清脱色后的发酵液在100℃下进行真空蒸馏浓缩，丁二酸浓度浓缩到为78g/L，然后进行结晶操作，调节澄清脱色后发酵液的pH为5，控制温度在0℃，搅拌速度为80r/min，结晶时间为24h，离心过滤获得丁二酸晶体，纯度达到99.8％，硫酸盐含量低于0.001％，各项指标符合FCCIV标准规定。将结晶操作中离心之后的含较低浓度的母液，进行真空蒸馏操作，温度为100℃，通过如前所述的结晶操作获得纯度为99.6％的丁二酸晶体。经两步结晶之后，丁二酸的收率为90％，纯度为99.6％以上，硫酸盐含量低于0.001％，各项指标均符合FCCIV标准。

实施例6

以葡萄糖为碳源，产丁二酸放线杆菌BE-1为生产菌株发酵而的丁二酸发酵液，其中丁二酸浓度为38g/L，甲酸浓度为7g/L，乙酸浓度11g/L，乳酸浓度为16g/L，无残糖，发酵液pH6.8。

将发酵液进行超滤操作，超滤操作采用管式超滤设备，膜材料选择PES膜，膜截留分离量为50kDa，采用错流操作的方式，操作温度为20℃，操作压力为0.1MPa，此时丁二酸浓度为36g/L，利用D301型树脂对丁二酸进行脱色，脱色温度为30℃，脱色之后发酵液几乎无色，丁二酸浓度为34g/L，对脱色后的澄清脱色发酵液在40℃下进行真空蒸馏浓缩，丁二酸浓度浓缩到为80g/L，然后进行结晶操作，调节澄清脱色后发酵液的pH为4，控制温度在10℃，搅拌速度为80r/min，结晶时间为24h，离心过滤获得丁二酸晶体，纯度达到99.8％，硫酸盐含量低于0.001％，各项指标符合FCCIV标准规定。将结晶操作中离心之后的含较低浓度的母液，进行真空蒸馏操作，温度为40℃，通过如前所述的结晶操作获得纯度为99.6％的丁二酸晶体。经两步结晶之后，丁二酸的收率为91％，纯度为99.6％以上，硫酸盐含量低于0.001％，各项指标均符合FCCIV标准。

实施例7

以葡萄糖为碳源，产丁二酸放线杆菌BE-1为生产菌株的丁二酸发酵液，其中丁二酸浓度为41g/L，甲酸浓度为12g/L，乙酸浓度10g/L，乳酸浓度为12g/L，无残糖，发酵液pH6.6。

将发酵液进行超滤操作，超滤操作采用卷式超滤设备，膜材料选择PES膜，膜截留分离量为100kDa，采用错流操作的方式，操作温度为50℃，操作压力为0.4MPa，此时丁二酸浓度为39g/L，利用D301型树脂对丁二酸进行脱色，脱色温度为60℃，脱色之后发酵液几乎无色，丁二酸浓度为36g/L，对澄清脱色后的发酵液在80℃下进行真空蒸馏浓缩，丁二酸浓度浓缩到为80g/L，然后进行结晶操作，调节澄清脱色后发酵液的pH为3，控制温度在5℃，搅拌速度为80r/min，结晶时间为24h，离心过滤获得丁二酸晶体，纯度达到99.7％，硫酸盐含量低于0.001％，各项指标符合FCCIV标准规定。将结晶操作中离心之后的含较低浓度的母液，进行真空蒸馏操作，温度为80℃，通过如前所述的结晶操作获得纯度为99.6％的丁二酸晶体。经两步结晶之后，丁二酸的收率为92％，纯度为99.6％以上，硫酸盐含量低于0.001％，各项指标均符合FCCIV标准。

申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细工艺设备和工艺流程，但本发明并不局限于上述详细工艺设备和工艺流程，即不意味着本发明必须依赖上述详细工艺设备和工艺流程才能实施。所属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明产品各原料的等效替换及辅助成分的添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

Claims

1.一种从发酵液中分离纯化丁二酸的工艺，包括以下步骤：

（1）将丁二酸发酵液经泵到膜组件进行超滤，得到澄清的发酵液；所述膜组件截留分子量为5kDa以上；

（2）将步骤（1）中的所得的澄清的发酵液加入吸附树脂，进行脱色操作；所述吸附树脂为大孔吸附树脂或离子交换树脂；

（3）在小于等于4的pH值下，使发酵液中丁二酸以自由酸形式存在，将步骤（2）中所得的脱色后的丁二酸发酵液进行结晶操作，得到液固混合物；

（4）将步骤（3）所得液固混合物过滤，获得丁二酸晶体。

2.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述工艺包括以下步骤：

（4）将步骤（3）所得液固混合物过滤，获得丁二酸晶体；

（5）步骤（4）过滤后的母液重复（3）和（4）的步骤，将发酵液中的丁二酸提取完全。

3.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述工艺包括以下步骤：

（3’）将步骤（2）中所得的脱色后的发酵液进行浓缩，得到高浓度丁二酸发酵液；

（4’）在小于等于4的pH值下，使发酵液中丁二酸以自由酸形式存在，将步骤（3’）中所得的高浓度丁二酸发酵液进行结晶操作，得到液固混合物；

（5’）将步骤（4’）所得液固混合物过滤，获得丁二酸晶体。

4.如权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述工艺包括以下步骤：

（5’）将步骤（4’）所得液固混合物过滤，获得丁二酸晶体；

（6’）步骤（5’）过滤后的母液重复（3’）、（4’）和（5’）的步骤，将发酵液中的丁二酸提取完全。

5.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，超滤得到的菌体颗粒返回到发酵罐循环使用。

6.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述膜组件为中空纤维膜组件、板式、管式或卷式超滤设备。

7.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述膜组件为中空纤维、板式、管式中的一种。

8.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述膜组件的膜的材质为有机高分子膜或无机膜。

9.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，所述膜组件的膜的材质为有机聚合物膜或者无机陶瓷。

10.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述膜组件截留分子量为10kDa以上。

11.如权利要求10所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述膜组件截留分子量为10kDa～300kDa。

12.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述超滤操作压力为1MPa以下。

13.如权利要求12所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述超滤操作压力为0.1MPa～1MPa。

14.如权利要求13所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述超滤操作压力为0.1MPa～0.6MPa。

15.如权利要求14所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述超滤操作压力为0.1MPa～0.4MPa。

16.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述超滤操作温度为100℃以下。

17.如权利要求16所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述超滤操作温度为20℃～100℃。

18.如权利要求17所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述超滤操作温度为20℃～70℃。

19.如权利要求18所述的工艺，其特征在于，步骤（1）中，所述超滤操作温度为20℃～50℃。

20.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，步骤（2）中所述吸附树脂为大孔吸附树脂。

21.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，步骤（2）中所述吸附温度为100℃以下。

22.如权利要求21所述的工艺，其特征在于，步骤（2）中所述吸附温度为30℃～100℃。

23.如权利要求22所述的工艺，其特征在于，步骤（2）中所述吸附温度为30℃～80℃。

24.如权利要求23所述的工艺，其特征在于，步骤（2）中所述吸附温度为30℃～60℃。

25.如权利要求3或4所述的工艺，其特征在于，步骤（3’）所述浓缩方式为真空蒸馏浓缩。

26.如权利要求3或4所述的工艺，其特征在于，步骤（3’）中所述浓缩，具体操作温度为40℃～100℃。

27.如权利要求26所述的工艺，其特征在于，步骤（3’）中所述浓缩，具体操作温度为40℃～80℃。

28.如权利要求27所述的工艺，其特征在于，步骤（3’）中所述浓缩，具体操作温度为60℃。

29.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，所述的结晶操作，pH值为2～4。

30.如权利要求1-4任一项所述的工艺，其特征在于，所述的结晶操作，其温度为10℃以下。

31.如权利要求30所述的工艺，其特征在于，所述的结晶操作，其温度为5℃以下。

32.如权利要求31所述的工艺，其特征在于，所述的结晶操作，其温度为0～4℃。