CN102899358A - 制备挥发性有机产品的方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种连续发酵和纯化挥发性有机产品的方法，特别涉及从发酵液中通过膜分离过程生产、分离、浓缩和纯化挥发性产品的方法，所述膜分离过程为渗透汽化、蒸汽渗透、微滤、超滤和纳滤中的一种或多种组合。通过本发明提供的方法可使发酵过程中目标有机产品的浓度保持在较低的水平，从而避免了其对发酵过程的抑制作用。此外，通过亲油性渗透汽化膜分离后，所述目标产品在渗透液中的浓度提高，从而降低了后续产品浓缩和纯化能耗。本发明提供的方法的另一个优点是，通过控制发酵过程中的产品浓度在非抑制性浓度水平，因而可使整个过程进行连续操作。

Description

制备挥发性有机产品的方法

技术领域

本发明涉及生物化工领域，更具体的，本发明涉及通过发酵制备挥发性有机产品的方法。

背景技术

随着生物工程的发展，越来越多的高附加值产品可采用多种底物通过微生物，例如细菌和酵母发酵生产。目标产品可是胞内积累产物，此时发酵过程需要以提高细胞生物量为主要目标。另一种情形是目标产品在菌体生长代谢活动过程中被分泌到胞外，即分泌到发酵液中，此时细胞经一定时期生长后生物量的需限制增长，以保证第二阶段发酵过程中在无明显细胞死亡的前提下可得到最优产量的目标产品。多数情况下外分泌的产品对菌体具有抑制作用，会引起菌体死亡。因此，在很多发酵过程中，例如醇（乙醇、丁醇）和丙酮-丁醇-乙醇（ABE）生产过程，当发酵产品浓度达到对菌体产生抑制作用时，发酵过程即停止，随后进行目标产品的分离和回收。残余生物量则进一步处理或以废物排放。当目标产品为胞内产物时，需要将细胞壁破碎再进行产品回收，此时目标产品对于细胞亦可能具有抑制作用。但无论哪种情形，这些发酵过程往往只能进行批式操作，因而目标产品的生产强度和浓度均有限。

为克服上述所述的缺点，人们提出了多种方法，例如连续地将目标产品从发酵液中除去，以及采用连续发酵等方法。这些方法通常包括：往发酵液中通入氮气或其它气体对目标产品进行气提分离；应用真空将挥发性组分从发酵液中以气体形式抽出（真空蒸馏）；以及采用萃取或渗透萃取过程（K.Schuegerl,Biotechnology Advances,2000,vol.18,P.581-599）。

通过气提或真空蒸馏得到的产品浓度较低，且需要低温才能将目标产品冷却，这些过程的回收能耗往往较高，因此过程的成本太高而不具有经济性。在萃取或渗透萃取过程中，目标产品首先被与水不溶的高沸点溶剂萃取，随后再通过蒸馏回收，该过程亦需要额外的能耗同时会导致萃取剂的损失。

DE 102007055503公开了一种分离目标产品的方法，其中一部分发酵液通过真空蒸馏目标产品后再返回到发酵罐中。或者全部发酵液在发酵结束后进行蒸馏，残液进一步进行浓缩。该方法可以减少ABE生产过程中的能耗。此外，Liu等公开了采用渗透汽化技术从发酵液中除去目标产品的方法（Separation and Purification Technology，2005vol.42,p 273）。目前人们所开发的从发酵液中在线分离挥发性产品的连续过程存在着忽略发酵整体质量平衡的缺点。当可发酵底物，包括水、矿物盐、营养物，和其他不可发酵物质一起加入到发酵罐时，底物不仅仅被微生物转化为目标产品，还包括一些副产物，例如CO₂、多于的生物量以及细胞死亡和解体后产生的额外非目标产物。这些产物的存在会一定程度地抑制发酵过程，因而使得传统的批式发酵生产强度较低、目标产品浓度较低。

因而，目前微生物发酵制备挥发性有机产品的手段仍有待改进。

发明内容

本发明的目的在于提供一种经济的、连续发酵生产挥发性有机产品的方法。所述方法是通过连续地除去、浓缩和纯化对发酵过程有抑制作用的挥发性有机产品（目标产品），从而使得发酵液中的活性生物量维持在较高水平，也使产品保持在稳定的浓度范围。另外，所述方法是通过使用膜分离过程来实现的。优选地，所述膜分离过程是通过渗透汽化（包括蒸汽渗透）来除去挥发性产品和采用微滤、超滤、纳滤、反渗透和/或这些膜分离过程的结合来实现的。

根据本发明的实施例，本发明提供的连续发酵生产和纯化挥发性有机产品的方法，其包括以下步骤：1）将发酵底物通过连续发酵过程转化为溶解于发酵液中的挥发性有机产品；2）连续采出步骤1）中的发酵液，并采用膜过滤过程对其连续地进行过滤处理，得到渗透液和渗余液，其中所述渗透液含有水和挥发性有机产品，所述渗余液含有水、菌体、大分子物质以及少量挥发性有机产品；3）通过亲油性渗透汽化膜分离过程连续地从步骤2）中得到的渗透液中分离挥发性有机产品，得到渗透蒸汽和渗余液，其中所述渗透蒸汽中挥发性有机产品的浓度显著提高，所述渗余液含有水和少量挥发性有机产品；以及4）将步骤3）中得到的渗透蒸汽进行冷凝得到冷凝液，当挥发性有机产品与水完全互溶时，将冷凝液直接进行纯化，得到最终的挥发性有机产品；或者当挥发性有机产品与水不完全互溶时，先将冷凝液经过相分离，获得有机相和水相，将有机相纯化，得到最终的挥发性有机产品，并进一步回收水相中的挥发性有机产品。

根据本发明的实施例，优选地，所述步骤1）中的发酵过程为多级连续发酵；更优选地，所述多级连续发酵为至少二级连续发酵。

根据本发明的实施例，在一个优选实施方案中，所述方法还包括以下步骤：5）将步骤2）中得到的渗余液一部分循环回步骤1）中的发酵过程，另一部分进行挥发性有机产品回收后，作为废料排出发酵体系；优选地，所述循环回步骤1）中的发酵过程的渗余液按一定比例分流返回至不同级的发酵罐；更优选地，所述循环回步骤1）中的发酵过程的渗余液按平均分流返回至不同级的发酵罐；和/或6）将步骤3）中得到的渗余液进行挥发性有机产品的纯化。

根据本发明的实施例，优选地，所述步骤4）中的冷凝液或有机相或者所述步骤6）中的渗余液进行的挥发性有机产品的纯化是通过精馏和/或亲水性渗透汽化膜来实现的。

根据本发明的实施例，优选地，所述方法还包括将分离挥发性有机产品后得到的最终水相物流进一步循环用于进料发酵底物的配制；更优选地，所述最终水相物流中挥发性有机产品的浓度小于0.1重量%。

根据本发明的实施例，优选地，所述膜过滤过程选自微滤、超滤、纳滤中的一种或多种的组合。

根据本发明的实施例，优选地，所述挥发性有机产品为醇类；更优选地，所述挥发性有机产品为乙醇或丁醇。

根据本发明的实施例，本发明提供了另一种连续发酵生产、分离和纯化挥发性有机产品的方法，其包括以下步骤：1）将发酵底物通过连续发酵转化为溶解于发酵液中的挥发性有机产品，同时通过亲油性渗透汽化膜分离过程连续同步地从发酵液中分离出产生的挥发性有机产品，得到渗透蒸汽，其中所述渗透蒸汽中的挥发性有机产品浓度显著提高；2）连续采出步骤1）中的发酵液，并采用膜过滤过程对其连续地进行过滤处理，得到渗透液和渗余液，其中所述渗透液含有水和挥发性有机产品，所述渗余液含有水、菌体、大分子物质以及少量挥发性有机产品；以及3）将步骤1)中得到的渗透蒸汽进行冷凝得到冷凝液，当挥发性有机产品与水完全互溶时，将冷凝液直接进行纯化，得到最终的挥发性有机产品；或者当挥发性有机产品与水不完全互溶时，先将冷凝液经过相分离，获得有机相和水相，再将有机相纯化，得到最终的挥发性有机产品，并进一步回收水相中的挥发性有机产品。

根据本发明的实施例，优选地，所述步骤1）中的发酵过程为多级连续发酵；优选地，所述多级连续发酵为至少二级连续发酵。

根据本发明的实施例，在一个优选的实施方案中，所述方法还包括以下步骤：4）将步骤2）中得到的渗余液一部分循环回步骤1）中的发酵过程，另一部分进行挥发性有机产品回收后，作为废料排出发酵体系；优选地，所述循环回步骤1）中的发酵过程的渗余液按一定比例分流返回至不同级的发酵罐；更优选地，所述循环回步骤1）中的发酵过程的渗余液按平均分流返回至不同级的发酵罐。

根据本发明的实施例，优选地，所述步骤3）中的有机相或冷凝液进行的挥发性有机产品的纯化是通过精馏和/或亲水性渗透汽化膜来实现的。

根据本发明的实施例，优选地，所述方法还包括将分离挥发性有机产品后得到的最终水相物流进一步循环用于进料发酵底物的配制；更优选地，所述最终水相物流中挥发性有机产品的浓度小于0.1%。

根据本发明的实施例，优选地，所述膜过滤过程选自微滤、超滤、纳滤中的一种或多种的组合。

根据本发明的实施例，优选地，所述挥发性有机产品为醇类；更优选地，所述挥发性有机产品为乙醇或丁醇。

根据本发明的实施例，水溶液中的挥发性有机物可采用亲油性膜通过渗透汽化过程分离。亲油性膜可以使得有机物质优先透过膜，而像水这样的极性物质则被截留或仅能以很低的速率通过。膜分离的选择性α如下式定义：

其表示为待分离产品与非目标产品（如水）在渗透液中的浓度比比进料液中的浓度比提高的倍数，式中C1为待分离产品浓度，Cw为非目标产品（如水）的浓度。根据膜材料和分离物质的性质不同，α值通常在1.5→500的范围内。因此，对于特定的过程需要选择最优的膜进行分离。

本发明提供的方法中从发酵液中分离挥发性有机产品是通过采用亲油性渗透汽化膜实现的。同时，目标产品通过膜分离后得以浓缩和纯化，非挥发性组分则无法通过亲油性渗透汽化膜。所述渗透汽化膜的选择性经过筛选使目标产品浓度达到一定值，以利于后续步骤对产品的浓缩和纯化。本发明提供的方法的另一个目的在于使发酵液中目标产品的浓度保持在某一恒定值且远低于其对菌体产生抑制作用的浓度。此外，从发酵罐中引出一条或两条侧线物流并采用膜过滤或热处理或二者结合除去所有不可发酵物质、副产物、过量或分解的生物量，以使得这些物质的浓度在其抑制发酵过程的浓度之下，进而保持发酵过程在最优的条件下进行。

图1给出了根据本发明的实施例的方法的简易流程，其它设备，如泵、热交换器等未在图中给出。

根据本发明的实施例，含有发酵底物的进料物流1流入发酵罐2中，在发酵罐2中底物被微生物转化为目标产品。物流4从发酵罐中连续流出并进入位于膜设备5中的亲油性渗透汽化膜6。渗透蒸汽7透过亲油性渗透汽化膜6，且含有至少一种较物流4中浓度更高的挥发性目标产品。渗透蒸汽7进一步经过冷却、浓缩和纯化，例如采用精馏或渗透汽化，可得到更高纯度的目标产品。渗余液物流8被分为两部分，即物流9和10。物流9重新返回发酵罐2中，而物流10进一步进行处理。因此，可能在发酵罐2中积累的非挥发性的物质可通过物流10排出。由于物流10中还含有部分目标产品，其可通过合适的方法，例如精馏或与物流7混合后进一步回收。基于以上过程，调节物流9和10的流量，可使发酵罐2中的生物量、底物和目标产品和所有副产物浓度因此可以保持稳定，且产物浓度低于其对菌体的抑制浓度。

图2给出了根据本发明的实施例的另一种优选方案。优选地，发酵罐为2级级联（2，2’），内有发酵液3，3’。发酵罐的级联数可大于2，以保证底物全部被消耗并转化为目标产品。优选地，所述目标产品为与水不能完全互溶的醇类产品；更优选地，所述目标产品为正丁醇。

根据本发明的实施例，从第二级发酵罐2’出来的物流11含有菌体生物量、目标产品、副产品以及不可发酵物质。物流11流进入置于过滤设备13中的膜12进行膜分离。膜12的选择标准是允许水、目标产品、溶解的盐和小分子物质可以透过膜，而菌体生物量、不溶性物质和大分子物质则被截留。渗余液8流出过滤设备13后分成物流9和10。物流9循环回发酵过程。优选地，物流9进一步分成物流9’和9”，分别循环回发酵罐灌2和2’。物流10通过蒸发器27进行蒸发，优选地，所述蒸发过程为真空蒸发，因此物流10中的挥发性产品即以物流29分离出来。优选地，目标产品在物流29中的浓度与渗透液7中的浓度相当，二者混合后进入相分离器15。从蒸发器27中出来的浓缩液28进一步进行后续处理。从过滤设备13中出来的渗透液4进一步采用膜设备5中的亲油性渗透汽化膜6进行分离，得到渗透蒸汽7和渗余液14。亲油性膜渗透汽化膜6的选择性和面积可进行调节和选择，使得渗透蒸汽7冷凝后可在相分离器15中有效分离为有机相16和水相17两相。有机相16含有目标产品（如正丁醇）和水，其通过物流18进入另一个膜分离设备19，其中亲水性膜20将有机相16中残余的水除去，获得脱水目标产品21。通过膜分离设备19得到的含水量较高的渗透液22与膜设备5中的渗余液14和相分离器15中的水相17（物流24）混合后得到物流23。物流23进一步进入精馏塔25进行精馏分离，得到的塔釜物流26含有水、溶解盐和小分子物质，得到的塔顶物流30中目标产品浓度与物流7相当，其返回相分离器15进行如前所述的分离过程。物流9和10的比例以及亲油性膜6的选择性和面积的选择根据目标产品回收率和蒸发器27和精馏塔25的能耗来确定，以使目标产品（如正丁醇）的回收率最大化同时能耗最小化。优选地，当物流4采用亲油性渗透汽化膜设备5进行分离后，物流14中目标产品浓度足够低（小于1%时），其与亲水性膜分离设备19的渗透液22混合后可用于配制含底物的进料物流1。

图3为根据本发明的实施例的另一个优选实施方案。含有亲油性渗透汽化膜6、6’、6”和6’”的膜设备5位于发酵罐2中的发酵液3中，同时进料物流1连续流入发酵罐2中。图3仅给出了只有一个发酵罐的情形；优选地，发酵过程为两个发酵罐级联；更优选地，发酵过程为更多个发酵罐进行级联。目标产品，例如正丁醇，可通过亲油性膜6、6’、6”和6’”以渗透蒸汽7的形式从发酵罐2中分离出来。渗透蒸汽7进一步在低温下冷却并在相分离器15中分为有机相16和水相17。有机相16以物流18经过膜分离器19中亲水性渗透汽化膜20，分离得到脱水目标产品21，如脱水正丁醇，以及水相物流22。水相物流22与相分离器15的水相物流24混合后在蒸馏塔25中进行精馏，塔顶得到目标产品浓度足够高的塔顶物流30，并返回相分离器15中进行相分离。物流11从发酵罐2底部采出，进入膜过滤器13。经膜12过滤后渗余液8分为物流9和物流10。物流9直接返回发酵罐2，而物流10将不可发酵物质、盐以及过量的生物量和其它非目标产品排出发酵罐2。由于物流10亦含有一定量的目标产品，其通过蒸发器27进行蒸发回收目标产品；优选地，所述蒸发过程为真空蒸发。在一个优选方案中，蒸发器27为精馏塔。塔顶物流29含有挥发性产品；优选地，塔顶物流27中目标产品浓度为其与水的共沸物组成。蒸发器27的塔釜物流28主要含有水和其他非挥发性产品；优选地，物流28中不含有目标产品。物流29进一步与精馏塔25的塔顶物流30混合后返回相分离器15，在其中分离为有机相和水相。此方案中，发酵过程产生的挥发性有机产品可通过亲油性渗透汽化膜在线的同步分离，从而有效保持其在发酵液中的浓度，降低或避免了其对菌体的抑制作用。

图3所示实施方案的一个显著优点是目标产品通过亲油性膜6、6’、6”和6’”而汽化，同时对发酵罐2进行冷却。由于发酵过程往往是放热过程，因此，发酵所用的优选微生物为耐热微生物。发酵温度可在25-90°C范围内；优选地，发酵温度为40-65°C。图3所示实施方案的另一个优点是发酵液3中目标产品的浓度可保持在0.5-6%（质量比）；优选地，目标产品浓度在1-4%。

本发明提供的方法的另外一个优选实施方案是用于乙醇的生产。由于乙醇与水完全互溶，采用本发明提供的方法进行发酵生产时不需要进行相分离过程。此时相分离器15替换为冷凝器（图2和3中未给出），将渗透蒸汽7进行逆流冷凝后，塔顶得到乙醇浓度较高的物流16进一步采用亲水性渗透汽化进行脱水，而冷凝器15的塔釜物流24进一步在精馏塔15中进行精馏回收乙醇。优选地，当所述方法用于生产乙醇时，应采用高选择性的亲油性渗透汽化膜6、6’、6”和6’”；α值为20-250；优选地，α值为25-150。本发明提供的方法用于乙醇生产的另一个优选实施方案是从亲油性渗透汽化膜设备5分离出来的渗透蒸汽7在至少两个不同温度下进行多级冷却。优选地，在第一级冷凝器中高沸点组分在较高温度下优先冷凝，而低沸点组分在最后一级冷凝器中冷凝。

本发明提供方法的另一个优选实施方案是物流10（图2和图3）与物流14，22，24（图2）或物流4，22，24（图3）混合后进入精馏塔25进行精馏分离，即省略蒸发器27。精馏塔25的塔釜物流26含有非挥发性组分、盐和水。

综上所述，本发明提供的方法可以采用亲油性渗透汽化膜连续地除去发酵液中至少一种挥发性有机产品，使得发酵过程中所述有机产品的浓度保持在较低的水平，从而避免了其对发酵过程的抑制作用。挥发性有机产品，例如丁醇和乙醇，对于微生物本身具有较强的抑制作用。传统的ABE发酵过程中，丁醇浓度超过10g/L时即会对发酵过程造成明显抑制作用，如采用批式操作时产品浓度难以提高，因此后续产品分离和纯化的能耗较高。而本发明提供的一种优选方案中，挥发性有机产品可通过膜分离过程同步地从发酵液中除去，一方面可使目标产品在发酵液中保持较低浓度，从而降低或避免产品对菌体的抑制作用，使得发酵过程可长期连续进行；另一方面，通过亲油性渗透汽化膜分离后，所得到的渗透蒸汽冷凝后所得冷凝液中目标产品的浓度显著提高，显著降低了后续产品分离和纯化的能耗。另外，本发明提供的方法中，采用膜分离过程对发酵液进行过滤处理，一方面可将细胞、蛋白以及其他一些大分子物质截留，使渗透液更易于后续处理，另一方面，渗余液中的细胞浓度提高，其部分返回发酵过程中时，有利于提高发酵罐中的菌体浓度，从而提高发酵速率。此外，本发明提供的方法中，将膜分离过程和精馏过程结合，可以降低能耗的同时获得高纯度的目标产品。例如，当挥发性有机产品为乙醇时，由于乙醇和水形成共沸体系，仅使用精馏无法获得浓度大于95.5%的乙醇，而结合亲水性渗透汽化膜分离过程，可很容易地将乙醇浓度提高至99.8%以上。

总之，采用本发明提供的方法，不仅可以连续地发酵、回收和纯化挥发性目标产品，而且可显著提高发酵效率、降低过程能耗。

附图说明

图1显示了根据本发明一个实施例的方法的示意图。

图2显示了根据本发明又一实施例的方法的示意图。

图3显示了根据本发明再一实施例的方法的示意图。

图4为根据本发明实施例1的生产流程图。

图5为根据本发明实施例2的生产流程图。

具体实施方式

下面参考实施例，对本发明进行说明，需要说明的是，这些实施例仅仅是为了说明的目的，而不以任何方式限制本发明的范围，并且在实施例中所采用的试剂和材料也均为市售可得的，如非特别说明，在实施例中所采用的设备可以为本领域中任何已知的设备。

实施例1

生产流程如图4所示，采用三个发酵罐（3，3’和3”）级联进行连续发酵过程。进料物流1含有27%的葡萄糖和0.2%的不可发酵物质（主要是矿物盐），流量为1000kg/h。三个发酵罐的总发酵体积为40m³。所用的微生物为欧洲专利申请EP 11161243.8公开的经基因工程改造的Arxula属酵母菌(如Arxula adeninivorans ATCC 76597)。当发酵过程达到稳态时，最后一级发酵罐（发酵罐3”）含有4%的正丁醇、4%酵母菌体以及大约0.3%的不可发酵物质。物流11从发酵罐3”底部采出，进入膜分离器13，经超滤膜12过滤后得到渗余液8和渗透液4。渗透液4进一步进入膜分离器5，通过亲油性渗透汽化膜6分离后获得渗余液14和渗透蒸汽7。渗透蒸汽7中正丁醇浓度达到60%。该蒸汽于20°C下冷凝后在相分离器15中分相得到正丁醇相16和水相17。其中所述正丁醇相中水含量为8-9%，而水相17中正丁醇含量约为20%。正丁醇相16以物流18流入渗透汽化（包括蒸汽渗透）设备19，经亲水性渗透汽化膜20分离后得到含水量小于1%的正丁醇产品物流21。膜分离器13的渗余液8分为两个不同的物流9和10。流量较大的物流9等比例分流后返回发酵罐罐3，3’和3”，而物流10含有过剩的酵母菌体以及较高浓度的不可发酵固体，还含有一定量的目标产品正丁醇，其与渗透汽化设备19的渗透液22、相分离器15的水相物流24以及膜分离器5的渗余液14混合后进入精馏塔27进行正丁醇回收，得到主要含有水和非挥发性物质的塔釜物流28以及含有水和正丁醇的塔顶蒸汽物流29。通过控制精馏塔27的操作条件，使得物流28中基本不含正丁醇，而蒸汽物流29中水和正丁醇的浓度为二者的共沸物浓度。物流29经冷凝后返回相分离器15进行相分离。

实施例2

生产流程如图5所示。采用三个发酵罐（3，3’和3”）级联进行连续发酵，总发酵体积为40m³。进料物流1含有27%的葡萄糖和0.2%的不可发酵物质（主要是矿物盐），流量为1700kg/h。目标产品为乙醇，所用微生物为Saccharomyces cerevisiae。当达到稳态发酵时，第三级发酵罐3”中乙醇浓度为9-10%，酵母细胞浓度为6%，不可发酵物质浓度约为0.3%，且几乎全部葡萄糖转化为乙醇。发酵罐3”底部以大约3200kg/h流量采出物流11。物流11流入超滤膜分离器13，经超滤膜12分离为渗余液8和渗透液4。渗余液8主要含有水、酵母细胞、大分子不可发酵物质，而渗透液4主要含有水、乙醇和小分子物质（主要是盐）。物流4以1500kg/h的流量流入装有亲油性渗透汽化膜6的膜分离器5。所述亲油性渗透汽化膜6的选择性较高（α>70）以获得乙醇浓度约为60%的渗透蒸汽7。冷却后所得冷凝液17进入渗透汽化膜分离器19，经亲水性渗透汽化膜20分离后得到乙醇浓度为99.8%的渗余液21和乙醇浓度约为0.5%的渗透液22。亲油性渗透汽化膜分离器5的渗余液14含有大约0.5%的乙醇，其与渗透汽化膜分离器19的渗透液22混合后可用于进料物流1的底物溶液制备。超滤膜分离器13的渗余液8分为物流9和10。物流9以约1500kg/h的流量返回发酵过程；优选地，物流9进一步分为多股物流返回到多个发酵罐中。物流10以大约200kg/h的流量进入蒸发器27。通过物流10可将过量的酵母和不可发酵物质排出发酵罐。为回收物流10中的乙醇，其通过蒸发器27分离为物流28和29。物流29含有大约60%的乙醇，其与物流17混合后在亲水性渗透汽化膜分离器19中进行脱水处理，而物流29不含乙醇，进一步进行酵母蛋白回收。

很明显，本领域的技术人员可在本发明公开的实施例基础上根据需要增加或删减发酵罐、膜分离器和蒸发器以达到预期目标，但这些改动仍然在本发明公开方法的范围之内。

Claims (10)

1.一种制备挥发性有机产品的方法，其包括以下步骤：

1）将发酵底物通过连续发酵过程转化为溶解于发酵液中的挥发性有机产品；

2）连续采出步骤1）中的发酵液，并采用膜过滤过程对其连续地进行过滤处理，得到渗透液和渗余液，其中所述渗透液含有水和挥发性有机产品，所述渗余液含有水、菌体、大分子物质以及少量挥发性有机产品；

3）通过亲油性渗透汽化膜分离过程连续地从步骤2）中得到的渗透液中分离挥发性有机产品，得到渗透蒸汽和渗余液，其中所述渗透蒸汽中挥发性有机产品的浓度显著提高，所述渗余液含有水和少量挥发性有机产品；以及

4）将步骤3）中得到的渗透蒸汽进行冷凝得到冷凝液，当挥发性有机产品与水完全互溶时，将冷凝液直接进行纯化，得到最终的挥发性有机产品；或者

当挥发性有机产品与水不完全互溶时，先将冷凝液经过相分离，获得有机相和水相，将有机相纯化，得到最终的挥发性有机产品，并进一步回收水相中的挥发性有机产品。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述步骤1）中的发酵过程为多级连续发酵；优选地，所述多级连续发酵为至少二级连续发酵。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述方法还包括以下步骤：

5）将步骤2）中得到的渗余液一部分循环回步骤1）中的发酵过程，另一部分进行挥发性有机产品回收后，作为废料排出发酵体系；优选地，所述循环回步骤1）中的发酵过程的渗余液按一定比例分流返回至不同级的发酵罐；更优选地，所述循环回步骤1）中的发酵过程的渗余液按平均分流返回至不同级的发酵罐；和/或

6）将步骤3）中得到的渗余液进行挥发性有机产品的纯化。

4.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其特征在于，所述步骤4）中的冷凝液或有机相或者所述步骤6）中的渗余液进行的挥发性有机产品的纯化是通过精馏和/或亲水性渗透汽化膜分离过程来实现的。

5.一种连续发酵生产、分离和纯化挥发性有机产品的方法，其包括以下步骤：

1）将发酵底物通过连续发酵转化为溶解于发酵液中的挥发性有机产品，同时通过亲油性渗透汽化膜分离过程连续同步地从发酵液中分离出产生的挥发性有机产品，得到渗透蒸汽，其中所述渗透蒸汽中的挥发性有机产品浓度显著提高；

2）连续采出步骤1）中的发酵液，并采用膜过滤过程对其连续地进行过滤处理，得到渗透液和渗余液，其中所述渗透液含有水和挥发性有机产品，所述渗余液含有水、菌体、大分子物质以及少量挥发性有机产品；以及

3）将步骤1)中得到的渗透蒸汽进行冷凝得到冷凝液，当挥发性有机产品与水完全互溶时，将冷凝液直接进行纯化，得到最终的挥发性有机产品；或者

当挥发性有机产品与水不完全互溶时，先将冷凝液经过相分离，获得有机相和水相，再将有机相纯化，得到最终的挥发性有机产品，并进一步回收水相中的挥发性有机产品。

6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述步骤1）中的发酵过程为多级连续发酵；优选地，所述多级连续发酵为至少二级连续发酵。

7.根据权利要求5或6所述的方法，其特征在于，所述方法还包括以下步骤：

4）将步骤2）中得到的渗余液一部分循环回步骤1）中的发酵过程，另一部分进行挥发性有机产品回收后，作为废料排出发酵体系；优选地，所述循环回步骤1）中的发酵过程的渗余液按一定比例分流返回至不同级的发酵罐；更优选地，所述循环回步骤1）中的发酵过程的渗余液按平均分流返回至不同级的发酵罐。

8.根据权利要求5至7中任一项所述的方法，其特征在于，所述步骤3）中的有机相或冷凝液进行的挥发性有机产品的纯化是通过精馏和/或亲水性渗透汽化膜来实现的。

9.根据权利要求1至8中任一项所述的方法，其特征在于，所述方法还包括将分离挥发性有机产品后得到的最终水相物流进一步循环用于进料发酵底物的配制；更优选地，所述最终水相物流中挥发性有机产品的浓度小于0.1%。

10.根据权利要求1至9中任一项所述的方法，其特征在于，所述膜过滤过程选自微滤、超滤、纳滤中的一种或多种的组合；优选地，所述挥发性有机产品为醇类；更优选地，所述挥发性有机产品为乙醇或丁醇。

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