CN102936272A - 一种可循环提取发酵液中ad和/或add的工艺 - Google Patents

Abstract

本发明属于生物分离工程领域，具体涉及一种利用循环萃取工艺连续提取发酵液中AD和/或ADD的工艺。本发明所述的工艺，在加入萃取溶剂进行液-液相萃取，收集上层萃取相输出，而下层萃余相则停留在所述萃取反应器中继续循环上述萃取操作；将输出的萃取相物质加热后，将其中的萃取溶剂蒸发为气态，并将回收的蒸气冷凝为液态后回流至萃取反应器中重复循环操作，同时收集浓缩粗品；并重复步骤上述循环及萃取的过程。本发明所述的工艺通过单级萃取设备实现了多级萃取工艺的效果，同时只需使用一批次的新鲜萃取液即可完成，而且在萃取液的回收处理方面能耗较低、溶剂回收成本低，同时减少整个系统的设备数量、减少占地面积。

Description

一种可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺

技术领域

本发明属于生物分离工程领域，具体涉及一种利用循环萃取工艺连续提取发酵液中AD和/或ADD的工艺。 

背景技术

雄甾-4-烯-3.17-二酮（androst-4-ene-3,17-dione，简称雄烯二酮、AD ）和雄甾-1,-4-二烯-3.17-二酮（androsta-1,4-diene-3,17-dione，简称雄二烯二酮、ADD）均是重要的甾类药物中间体，绝大多数的甾体激素类药物都是以AD和/或ADD作为基础原料进行生产的。 

到目前为止，AD及ADD的制备方法主要是化学合成法和微生物转化法。由于化学合成法耗材多、污染大、成本高，所以微生物降解植物甾醇转化法成为主流。到目前为止，分枝杆菌（Mycobacterium） MB3683和MB3605是比较常用的AD和/或ADD的生产菌株，常规的生产方法是先在适当的培养基中培养菌体，然后将菌体移至含有甾醇类物质的发酵罐中，经过大约120-168小时的生物转化生产AD和/或ADD，然后用适当的有机溶对AD和/或ADD进行萃取、分离、结晶并精制，即可得到白色的结晶粉末状的AD和/或ADD。 

受限于甾醇类物质在水溶性的培养基中的溶解度，微生物对甾醇的利用率低，因而导致发酵周期较长，且AD和/或ADD的有效转化率不高。针对上述问题，现有技术中一般都采用双相发酵系统，即有机相--水相发酵系统，生物转化后的AD和/或ADD集中在有机相，而水相中几乎没有AD和/或ADD，发酵结束后采用现代萃取技术将AD和/或ADD分离出来，然后进行纯化和结晶，即成为产品。 

在现有的制备AD和/或ADD的工艺中，存在两个亟待解决的问题： 

一、现有技术中，发酵液中的AD和/或ADD的提取一般均是先采用分批萃取的方法，采用有机溶剂对发酵液有机相进行多次的萃取后，再分别合并每次萃取的萃取液，整体进行减压回收溶剂后即得所需的AD和/或ADD的粗品。中国专利文献CN1639354A中的萃取ADD的实施例中，公开了先用6L的乙酸乙酯加入到含16%V/V油相的3L发酵液中，振荡分层，并移出乙酸乙酯层；再向移出的水层中加入4L的乙酸乙酯，再进行振荡分层，再移出乙酸乙酯层，合并两次移出的乙酸乙酯层，减压回收乙酸乙酯，得到0.45L油层。并向油层中加入1.25L正己烷混匀，随后用2.0L的甲醇萃取油--正己烷混合溶液两次，并将两次得到的萃取液合并且蒸干，得到50g纯度为30-40%的ADD粗品，粗品颜色为黄褐色。中国专利文献CN1712410A公开了一种用乙醇为溶剂萃取AD的方法，该方法先加盐将发酵液进行油水分层处理，并收集油相，随后用1：1（V/V）的乙醇对油相进行分批萃取4～5次，收集每次萃取操作得到的乙醇萃取液，蒸干并回收乙醇，得到AD粗品，然后再进行后续的粗品结晶及纯化。以上涉及的萃取AD和/或ADD的方法均是采用分批萃取的方式，分批萃取需要经过多次萃取才能将AD和/或ADD萃取完全，不仅需要消耗很大量的溶剂，而且需要大容积的萃取设备才能完成，此外，回收溶剂的能耗较大，如果涉及的溶剂种类较多则会造成回收步骤复杂，溶剂在萃取过程损失率大，不利于大规模的生产的成本控制等问题。

二、经过多次分批萃取后的粗品的后续除杂质和精制纯化的工艺流程比较复杂，而且收率较低。中国专利文献CN1639354A中提及到的精制ADD的方法中，50g含量为40%的ADD粗品经过三次重复结晶操作才得到14g左右的纯化成品，收率仅为不到30%、收率较低；而且整个精制纯化的过程步骤比较繁琐，整个工艺涉及的溶剂种类较多，且用量较大，溶剂回收的工艺复杂，不利于大规模的生产。而中国专利文献CN1712410A中提到的精制AD的方法中，20kg的粗品经过溶解、结晶、再溶解、再结晶的两次重复操作，也只得到8kg的成品，收率也只能达到40%。 

现有技术中，液-液相物质的分离提取操作多采用萃取的方式进行，所述萃取工艺最基本的操作是单级萃取，即是使料液与萃取剂在混合过程中密切接触，让被萃取组分通过相际界面进入萃取剂中，直到组分在两相间的分配基本达到平衡，并分离成为两层液体，即由萃取剂转变成的萃取相和由料液转变成的萃余相，随即分离并分别收集萃取相与萃余相至相应的储罐中进行后续处理，即完成所述的单级萃取操作。但是单级萃取对给定组分所能达到的萃取率较低，往往不能满足工艺要求。为了提高萃取率，现有工艺中常采用的是多级萃取操作，即设置多级串联的萃取反应器，初始料液以及各级萃余相在各个萃取反应器中都与新鲜的萃取剂接触，各级萃余相顺次输入至下一级反应器中完成新一轮萃取操作，其优点是可达较高萃取率，但缺点是新鲜萃取剂用量极大，不仅萃取液平均浓度较低，而且大批萃取液的回收处理能耗极大，且多级萃取反应器串联使得整套设备系统的占地面积及工业能耗较大。 

发明内容

本发明所要解决的技术问题在于现有技术中发酵液中的AD和/或ADD提取及分离纯化效率较低的问题，进而提供一种可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺。 

本发明所要解决的第二个技术问题是现有技术中单级萃取操作萃取效率较低、而多级萃取操作萃取剂用量较大、设备系统占地面积较大的问题，进而提供一种单级可循环的萃取工艺，以及使用该工艺循环提取发酵液中AD和/或ADD的方法。 

为了解决上述技术问题，本发明所述的可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺，包括如下步骤： 

（1）、向含有AD和/或ADD的发酵液中添加无机盐并加热进行破乳处理，使发酵液油水分层，并弃除水层，将油层输入至萃取反应器中；也可以先加热油层，进一步去除油层中的水分；

（2）、向萃取反应器中收集到得油层中加入萃取溶剂进行液-液相萃取，并收集上层萃取相输出，而下层萃余相则停留在所述萃取反应器中继续循环上述萃取操作；

而萃取后的残油通过去除残存的菌渣和固体悬浮颗粒，回收再利用；

（3）、将步骤（2）中输出的萃取相进行加热，将其中的萃取溶剂蒸发为气态，并将回收的蒸气冷凝为液态后作为循环萃取剂回流至步骤（2）的萃取反应器中重复步骤（2）的操作，同时收集剩余的浓缩液得到浓缩粗品；

并重复步骤（2）-（3）的过程，当步骤（2）中油层中的AD和/或ADD含量小于0.5%时，停止步骤（2）的萃取操作；

（4）、待所有发酵液均完成萃取操作后，向步骤（3）中得到的浓缩粗品中加入去油溶剂，过滤、烘干、分离并收集固体产物，即得所需的AD和/或ADD粗品。

所述步骤（3）中还包括将收集的剩余浓缩液进一步减压浓缩的步骤，将其中残余的萃取溶剂蒸发为气态，并将回收的气态溶剂冷凝为液态后作为循环萃取剂回流至步骤（2）的反应器中重复步骤（2）的操作，同时收集剩余物质即为所需的浓缩粗品。 

进一步的，所述步骤（4）之后还包括将所述含有AD和/或ADD粗品结晶的步骤： 

（5）、向步骤（4）中收集得到的浓缩粗品中加入萃取溶剂完全溶解，，加入活性炭搅拌并进行抽滤处理，收集液相，并进行减压浓缩结晶处理，烘干即得含有AD和/或ADD的成品晶体。

所述萃取溶剂以粗品体积的5-10倍为宜，所加入的活性炭与所述混合液的重量体积比以0.5-3%W/V为最佳，减压浓缩至液体与固体物料比为1:1时停止浓缩。 

进一步的，所述步骤（5）之后还包括将所述含有AD和/或ADD的成品晶体分离纯化的步骤： 

（6）、向步骤（5）中得到的含有AD和/或ADD的成品晶体中加入提纯溶剂将其完全溶解，并进行减压蒸馏操作；

（7）、控制蒸馏柱顶温度为200-210℃，得到纯品AD、控制柱底温度300-310℃，得到纯品ADD。

所述步骤（2）中，所述萃取溶剂的体积为所述油层体积的5-10倍。 

所述萃取溶剂为乙醇。 

所述步骤（3）中，所述萃取相物质加热温度为80℃以上。 

所述步骤（3）中，将所述浓缩液在50-60℃下、压力0.06~0.08Mpa条件下进行减压浓缩。 

所述步骤（4）中，所述去油溶剂为正己烷。 

所述步骤（1）中，所述无机盐包括氯化钠、氯化铵或硫酸铵。其中以3-7%的氯化钠为最佳。 

所述步骤（1）中，所述破乳处理的加热温度为90-100℃。 

所述步骤（5）中，所述减压浓缩的条件为温度60-65℃、真空度为0.07-0.08MPa。 

所述步骤（5）中，所述抽滤处理控制温度为65-70℃。 

所述步骤（6）中，所述提纯溶剂的体积为所述含有AD和/或ADD的成品晶体体积的3-5倍。 

所述提纯溶剂为乙醇与异丙醇的混合液，优选的，所述乙醇与异丙醇以1:4的体积比混合得到。 

所述步骤（6）中，所述减压蒸馏的蒸馏温度为250-400℃，真空度为0.07-0.09MPa。 

本发明的上述技术方案相比现有技术具有以下优点： 

1、本发明所述的工艺，虽然是采用单级萃取反应器进行萃取操作，但与现有技术中单级萃取操作不同的是，单次萃取完成后萃余相并不直接进入粗品收集储罐，而是继续留在所述萃取反应器中，而分离出的萃取相中含有的萃取溶剂则通过蒸发回流的循环工艺设置，不断重复循环至所述单级萃取反应器中对发酵液进行循环萃取操作，即在单级萃取设备中即可实现对发酵液中目标产物的循环多次萃取操作，其萃取效率近似于多级萃取操作的优势，即通过单级萃取设备实现了多级萃取工艺的效果，同时相对于多级萃取操作而言，本发明所述的工艺效率相近似，而只需使用一批次的新鲜萃取液即可完成，不仅萃取液的使用量较少，仅为分批萃取法的1/3~1/2，而且在萃取液的回收处理方面能耗较低、溶剂回收成本低，同时减少整个系统的设备数量、减少占地面积；

2、由于本发明所述的工艺对发酵液是采用循环连续萃取的作用，因此相对于现有技术中提取AD和/或ADD的分批萃取的方式，本发明所述工艺中AD和/或ADD的萃取率达到99%以上，且由于萃取步骤少，每次循环萃取的操作时间时间也较短、故即便经过多次循环操作，其提取效率依然较高，且由于每次萃取溶剂的处理量较少，不仅粗品中夹带的杂质少，而且粗品损失量也较少；

3、由于循环萃取法得到的成品中所夹带的杂质相对于分批萃取法较少，因此在结晶操作中，第一次结晶的收率就可以达到85%以上，纯度为95%以上；再结晶的收率可达90%以上，纯度为99%以上，比分批萃取法提高5~10%以上；

4、本发明所述的提纯工艺得到的纯品纯度在96%以上，收率在80%左右，如果想获得更高纯度的产品，可多次重复上述步骤，烘干得到高纯度产品，收率在95%左右；

5、本发明所述的工艺利用混合晶体中AD和ADD的沸点不同，而采用分馏操作的方式将二者提纯并分离，且单体的分离效率较高；

6、本发明只采用一级萃取设备即可实现操作，设备占地面积小，操作方便，且萃取设备材质可以是玻璃材质，可以是搪瓷材质，也可以是金属材质，并无操作限制；

7、本发明所述的工艺所采用的萃取设备及系统，也可以适用于后续的纯化及分离操作之用，适用范围更为广泛。

附图说明

为了使本发明的内容更容易被清楚的理解，下面根据本发明的具体实施例并结合附图，对本发明作进一步详细的说明，其中 

图1为本发明所述循环萃取工艺的设备系统示意图。

图中附图标记表示为：1-第一反应器，2-萃取反应器，3-蒸发器，4-第二反应器，5-冷凝装置，6-萃取剂储罐。 

具体实施方式

实施例1 发酵生产AD和/或ADD 

配制活化斜面培养基（g/L）：葡萄糖 20，蛋白胨 10，酵母粉 5，牛肉膏 5，磷酸二氢钾  1，硝酸铵 1，硫酸镁 0.5，琼脂 20，控制PH 7.0。并将培养基在121℃、0.1Mpa、蒸汽灭菌20min。灭菌后将培养基分装在250ml的茄型瓶，每瓶装料量为50ml。

将保存的菌株--分枝杆菌Mycobacterium sp.BK-1（已保藏于中国微生物菌种保藏管理委员会普通微生物中心，其保藏编号是CGMCC No.5707,保藏日期为2012年1月10日）从-80℃冰箱取出，无菌接种在上述斜面培养基上，30℃培养5天。 

配制摇瓶种子培养基（g/L）：葡萄糖 20，蛋白胨 5，酵母粉 2.5，硫酸镁 0.5，控制PH 7.0，121℃、0.1Mpa、蒸汽灭菌20min。将种子培养基分装在500ml的三角瓶，每瓶装液量为100ml。 

用25ml无菌水从上述斜面培养基内洗下培养物，每100ml种子培养基中接入2ml洗涤的菌液，接种12瓶摇瓶种子培养基， 30℃，摇床转速220rpm，摇瓶培养72小时。 

配制发酵罐培养基（g/L）：磷酸二氢钾 1，磷酸氢二钠0.5，精制糖蜜60，硫酸镁0.3，硝酸铵3，甾醇25，豆油147（豆油的平均密度为0.92g/ml，约为0.159L，约占发酵液体积比的16%），控制pH 6.8，配制发酵罐体积7.5L，装液量为4L，121℃、0.1Mpa、蒸汽灭菌20min，备用。 

按照10%的接种量将上述种子摇瓶中得到的培养物移入发酵罐中进行生物转化，31℃，搅拌转速350rpm，通气流量1.0L/L/min，发酵时间培养168小时。 

该发酵罐接种时控制pH为6.5，随后pH自行变化，发酵结束时，检测发酵液的pH为8.9；检测得到甾醇残量1.2%，计算转化率为85%；发酵液中AD和/或ADD总量为8.33g/L。 

实施例2  循环萃取油相中的AD和/或ADD，并纯化结晶 

如图1所示，所述循环萃取发酵液中AD和/或ADD的工艺包括如下步骤：

（1）、将实施例1中得到的含有AD和/或ADD的发酵液一次性投入第一反应器1中，并添加3-7%的氯化钠，同时控制加热温度90-100℃进行破乳处理，使发酵液的油水相分层，并弃除下层水层，收集上层油层输入至50L的玻璃萃取反应器2中；

（2）将储存于萃取剂储罐6中的萃取溶剂-95%的乙醇以油相溶液5-7倍的体积量输入至所述萃取反应器2中，与所述萃取反应器2中的含AD和/或ADD油相溶液混合并完成液-液相萃取的步骤，静置分层后，收集上层萃取相输出，而下层萃余相则继续停留在所述萃取反应器2中继续循环上述萃取操作；

（3）所述萃取相溶液输出至蒸发器3位置处，加热至80℃以上，将其中的萃取溶剂乙醇蒸发为气态，并将回收的蒸气通过冷凝装置5冷凝为液态后回流至萃取剂储罐6中用于重复步骤（2）的操作，用作循环萃取之用，同时收集剩余的浓缩液至第二反应器4中收集；

将输入至第二反应器4中收集到的浓缩液在50-60℃下、真空度0.06-0.08Mpa下进行减压浓缩，将其中的萃取溶剂乙醇蒸发为气态，并将回收的蒸气通过冷凝装置5冷凝为液态后回流至萃取剂储罐6中用于重复步骤（2）的操作，用作循环萃取之用，同时收集剩余的浓缩物质储存，即得到含有AD和/或ADD的浓缩粗品；

并重复步骤（2）-（3）的过程循环提取2.5h，当步骤（2）中油层中的AD和/或ADD含量小于0.5%时，停止步骤（2）的萃取操作；

（4）待所有发酵液均完成萃取操作后，向收集得到的浓缩粗品中加入浓缩粗品体积3-4倍的去油溶剂正己烷，并控制温度60-65℃趁热过滤、烘干、分离并收集固体产物，得所需的AD和/或ADD粗品382.5g，纯度为50.9%。同时回收乙醇34.5L，纯度91%，正己烷可以回收再利用。

（5）向收集得到的浓缩粗品中加入萃取溶剂7.5（V/W）倍95%的乙醇控制温度65℃完全溶解至透明状态，并加入溶液体积2%的活性炭搅拌60min，随后降温至50℃趁热进行抽滤处理，收集液相，在真空度为0.07MPa、60℃条件下进行减压浓缩结晶处理，浓缩至乙醇溶液：固体为1:1时即可停止浓缩，抽滤烘干，得含有AD和/或ADD的成品晶体170.4g，纯度为96.1%，收率84.3%，回收乙醇1.8L。 

（6）向步骤（5）中得到的含有AD和/或ADD的成品晶体中加入为所述油层体积的4-5倍的提纯溶剂将其完全溶解，并控制蒸馏温度为250-400℃，真空度为0.07-0.09MPa进行减压蒸馏操作，所述提纯溶剂为乙醇与异丙醇以1:4的体积比混合得到； 

（7）、控制蒸馏柱顶温度为300-310℃，控制柱底温度200-210℃，至溶液：固体=0.5:1时停止浓缩，15℃静置4h，抽滤烘干，得到纯品AD晶体118.3g，纯度为99.3%，得到纯品ADD晶体30.1g，纯度99.1%，总回收率90.7%，回收乙醇和应丙醇混合液共380ml。

实施例3 

本实施例所选用的发酵培养基及操作步骤同实施例1，其区别在于操作接种时pH控制在6.0直至发酵结束，发酵结束后，检测发酵液中甾醇残量为15.6%，计算底物转化率为63.1%；AD和/或ADD总量为8.73g/L，其中AD：ADD＝73:27。

实施例4  循环萃取油相中的AD和/或ADD，并纯化结晶 

如图1所示，所述循环萃取发酵液中AD和/或ADD的工艺包括如下步骤：

（1）、将实施例3中得到的含有AD和/或ADD的发酵液一次性投入第一反应器1中，并添加硫酸铵，同时控制加热温度95℃进行破乳处理，使发酵液的油水相分层，并弃除下层水层，收集上层油层输入至50L的金属萃取反应器2中；

（2）将储存于萃取剂储罐6中的萃取溶剂--95%的乙醇以油相溶液7-10倍的体积量输入至所述萃取反应器2中，与所述萃取反应器2中的含AD和/或ADD油相溶液混合并完成液-液相萃取的步骤，静置分层后，收集上层萃取相输出，而下层萃余相则继续停留在所述萃取反应器2中继续循环上述萃取操作；

（3）所述萃取相溶液输出至蒸发器3位置处，加热至80℃以上，将其中的萃取溶剂乙醇蒸发为气态，并将回收的蒸气通过冷凝装置5冷凝为液态后回流至萃取剂储罐6中用于重复步骤（2）的操作，用作循环萃取之用，同时收集剩余的浓缩液至第二反应器4中收集；

将输入至第二反应器4中收集到的浓缩液在55-60℃下、真空度0.07Mpa下进行减压浓缩，将其中的萃取溶剂乙醇蒸发为气态，并将回收的蒸气通过冷凝装置5冷凝为液态后回流至萃取剂储罐6中用于重复步骤（2）的操作，用作循环萃取之用，同时收集剩余的浓缩物质储存，即得到含有AD和/或ADD的浓缩粗品；

并重复步骤（2）-（3）的过程循环提取3h，当步骤（2）中油层中的AD和/或ADD含量小于0.1%时，停止步骤（2）的萃取操作；

（4）待所有发酵液均完成萃取操作后，向收集得到的浓缩粗品中加入浓缩粗品体积4-5倍的去油溶剂正己烷，并控制温度60-65℃趁热过滤、烘干、分离并收集固体产物，得所需的AD和/或ADD粗品410.7g，纯度为48.7%。同时回收乙醇30.4L，纯度89.7%，正己烷可以回收再利用。

（5）向收集得到的浓缩粗品中加入萃取溶剂5-10（V/W）倍95%的乙醇控制温度60-65℃完全溶解至透明状态，并加入溶液体积2%的活性炭搅拌60min，随后降温至50℃趁热进行抽滤处理，收集液相，在真空度为0.07MPa、60℃条件下进行减压浓缩结晶处理，浓缩至乙醇溶液：固体为1:1时即可停止浓缩，抽滤烘干，得含有AD和/或ADD的成品晶体170.4g，纯度为95.1%，收率81%，回收乙醇1.7L。 

（6）向步骤（5）中得到的含有AD和/或ADD的成品晶体中加入为所述油层体积的3-4倍的提纯溶剂将其完全溶解，并控制蒸馏温度为250-400℃，真空度为0.07-0.09MPa进行减压蒸馏操作，所述提纯溶剂为乙醇与异丙醇混合得到； 

（7）、控制蒸馏柱顶温度为300-310℃，控制柱底温度200-210℃，至溶液：固体=0.5:1时停止浓缩，15℃静置4h，抽滤烘干，得到纯品AD晶体117.9g，纯度为99.2%，得到纯品ADD晶体33.1g，纯度99.7%，总回收率92.1%，回收乙醇和应丙醇混合液共 350 ml。

显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。 

Claims (10)

1.一种可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺，其特征在于，包括如下步骤：

（1）、向含有AD和/或ADD的发酵液中添加无机盐并加热进行破乳处理，使发酵液油水分层，并弃除水层，将油层输入至萃取反应器中；

（2）、向萃取反应器中收集到得油层中加入萃取溶剂进行液-液相萃取，并收集上层萃取相输出，而下层萃余相则停留在所述萃取反应器中继续循环上述萃取操作；

（3）、将步骤（2）中输出的萃取相进行加热，将其中的萃取溶剂蒸发为气态，并将回收的蒸气冷凝为液态后作为循环萃取剂回流至步骤（2）的萃取反应器中重复步骤（2）的操作，同时收集剩余的浓缩液得到浓缩粗品；

并重复步骤（2）-（3）的过程，当步骤（2）中油层中的AD和/或ADD含量小于0.5%时，停止步骤（2）的萃取操作；

（4）、待所有发酵液均完成萃取操作后，向步骤（3）中得到的浓缩粗品中加入去油溶剂，过滤、烘干、分离并收集固体产物，即得所需的AD和/或ADD粗品。

2.根据权利要求1所述的可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺，其特征在于，所述步骤（3）中还包括将收集的剩余浓缩液进一步减压浓缩的步骤，将其中残余的萃取溶剂蒸发为气态，并将回收的气态溶剂冷凝为液态后作为循环萃取剂回流至步骤（2）的反应器中重复步骤（2）的操作，，同时收集剩余物质即为所需的浓缩粗品。

3.根据权利要求1或2所述的可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺，其特征在于，所述步骤（4）之后还包括将所述含有AD和/或ADD粗品结晶的步骤：

（5）、向步骤（4）中收集得到的浓缩粗品中加入萃取溶剂完全溶解，加入活性炭搅拌并进行抽滤处理，收集液相，并进行减压浓缩结晶处理，烘干即得含有AD和/或ADD的成品晶体。

4.根据权利要求3所述的可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺，其特征在于，所述步骤（5）之后还包括将所述含有AD和/或ADD的成品晶体分离纯化的步骤：

（6）、向步骤（5）中得到的含有AD和/或ADD的成品晶体中加入提纯溶剂将其完全溶解，并进行减压蒸馏操作；

（7）、控制蒸馏柱顶温度为200-210℃，得到纯品ADD；控制柱底温度300-310℃，得到纯品AD。

5.根据权利要求1-4任一所述的可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺，其特征在于：

所述步骤（2）中，所述萃取溶剂的体积为所述油层体积的5-10倍。

6.根据权利要求5所述的可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺，其特征在于：

所述萃取溶剂为乙醇。

7.根据权利要求2-6任一所述的可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺，其特征在于：

所述步骤（3）中，将所述浓缩液在温度50-60℃下、压力0.06~0.08Mpa的条件下进行减压浓缩。

8.根据权利要求1-7任一所述的可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺，其特征在于：

所述步骤（4）中，所述去油溶剂为正己烷。

9.根据权利要求1-8任一所述的可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺，其特征在于：

所述步骤（6）中，所述提纯溶剂的体积为所述含有AD和/或ADD的成品晶体体积的3-5倍。

10.根据权利要求9所述的可循环提取发酵液中AD和/或ADD的工艺，其特征在于：

所述提纯溶剂为乙醇与异丙醇的混合液。

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