CN105585431A - 一种含盐发酵液的脱盐方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种含盐发酵液的脱盐方法。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、膜过滤除去大分子蛋白、采用电渗析设备对发酵液进行部分脱盐，然后用离子交换方法进一步脱除剩余的盐。该方法充分利用电渗析脱盐及离子交换脱盐各自的优点，电渗析设备的处理相对简便，用时短，速率快，而离子交换树脂的交换、再生时间长，产生的酸碱废水多。前期进行电渗析脱盐，速率快，1,3-丙二醇的损失小，将脱盐率控制在合理的范围内，后期则采用离子交换脱盐，脱盐彻底，过程及操作稳定，有效地缩短了操作周期。

Description

一种含盐发酵液的脱盐方法

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提纯技术，特别涉及到从1,3-丙二醇发酵液中除盐的方法。

背景技术

发酵法是生产有机化合物的一种重要技术路线，在某些有机化合物生产过程中具有比化学合成法更突出的优势，如1,3-丙二醇(1,3-PDO)的发酵法生产等。1,3-丙二醇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、琥珀酸盐等）、无机盐、甘油、水、蛋白质及其它中间代谢产物等。以甘油或甘油发酵液和葡萄糖为底物，用克雷伯氏肺炎杆菌(Klebsiellapneumoniae)进行发酵时，菌体在产生PDO的同时还产生乙酸、乳酸和琥珀酸等有机酸，为保持发酵过程中的pH稳定，需流加NaOH、KOH或Ca（OH）₂等碱性物质中和产生的有机酸。同时发酵培养基中含有K₂HPO₄、KH₂PO₄,、(NH₄)₂SO₄和MgSO₄等无机盐类，使发酵结束时发酵液中含有大量的盐类。PDO发酵液在进行浓缩和蒸馏等后处理操作之前必须将大部分盐除去，以满足设备和工艺的需要。各种盐类不仅种类多，而且含量高在产品分离过程中产生严重的堵塞、阻碍蒸发，导致产品收率的降低。因此，有效地脱除1,3-丙二醇发酵液中的各种有机盐和无机盐，成为后续提取及提高产品收率的关键。实验结果表明，只有当发酵液的电导率降低到1000μS/cm以下时，后续的精馏过程可以顺利地进行。

为了有效地脱除1,3-丙二醇的发酵液中的各种盐类，CN1522997及水处理技术（2005年04期）将电渗析法用于1,3-丙二醇发酵液的脱盐工艺，采用该方法可以达到脱盐的目的，使所处理料液的电导降到1000μS/cm以下。但是由于发酵液的盐含量高，脱盐负荷大，蛋白质沉积膜组件易受污染损害。膜极易造成污染损害甚至破裂，需要经常更换，而且电流效率较低，操作费用高。

US2005/0069997及CN1816629提出了纯化生物生产1，3-丙二醇的方法，该方法中应用离子交换进行脱盐。尽管这种方法能够比较彻底地脱除各种盐分，工艺成熟，但由于1,3-丙二醇发酵液中盐含量高，而离子交换树脂的交换能力有限，这就需要使用大量的树脂，而且需经过阳阴、阳阴、混合床交换5步离子交换才能达到目的。工艺过程长，操作周期长，树脂需要频繁再生，产生大量的酸碱废水，生产成本高，也造成了1,3-丙二醇的损失量增大。

发明内容

针对现有技术的不足，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，充分利用电渗析脱盐及离子交换脱盐各自的优点，采用联合流程进行1,3-丙二醇发酵液的脱盐。本发明方法可以有效降低总操作费用，提高1,3-丙二醇的收率。

本发明含盐发酵液的脱盐方法，包括如下步骤：

（1）含盐发酵液进行预处理；

（2）预处理后的发酵液进行电渗析初步脱盐，当发酵液电导率降低至4000～13000μS/cm时，终止电渗析操作；

（3）步骤（2）电渗析初步脱盐后的发酵液，进入离子交换系统继续脱盐，依次经过阳离子交换柱和阴离子交换柱交换后，得到脱盐的发酵液。

本发明方法中，步骤（1）中发酵液可以是微生物发酵生产有机化合物的发酵液，其中同时含有无机盐或有机盐。具体地，发酵液可以是1,3-丙二醇发酵液、氨基酸如谷氨酸发酵液或丁二酸发酵液等。发酵液预处理过程可以包括脱固体杂质和脱蛋白质等过程。脱固体杂质过程一般脱除微生物菌体以及发酵过程中形成的固体沉淀物等，脱固体杂质可以采用本领域常规方法，如过滤、离心等方法，过滤可以为采用各种适宜的设备，如滤袋、压滤机等。脱蛋白质过程主要包括使蛋白质变性凝固及脱除过程，蛋白质变性凝固一般采用酸化和/或加热等方法，蛋白质脱除主要通过膜过滤方式，膜过滤设备可用纤维膜、陶瓷膜或不锈钢膜等；膜的孔径一般为0.03～0.2μm，优选为0.03～0.08μm；膜过滤之前可以采用常规过滤预脱除固形物。蛋白质变性凝固的操作可以在脱除固体杂质之前进行处理。

本发明方法中，步骤（2）中的电渗析初步脱盐可以采用本领域常规的电渗析设备和操作条件。步骤（3）的离子交换脱盐可以采用本领域常规的离子交换脱盐设备和操作条件，离子交换脱盐后的发酵液的电导率降低至1500μS/cm以下，优选降低至1000μS/cm以下。

本发明方法中，经过上述脱盐处理后的发酵液可以进一步进行提纯处理，如采用蒸馏等方法得到目的产物1,3-丙二醇等产品。

经过研究表明，发酵液采用电渗析法脱盐时，前期脱盐速率较快，1,3-丙二醇的损失很小。随着过程的进行，脱盐速率降低，1,3-丙二醇的损失增大。尤其在后期，由于淡室浓室盐的浓度差变大，出现浓差极化现象，脱盐速率变得很慢，电流效率急速下降，同时1,3-丙二醇的损失急剧增大，在脱盐程度要求较高时1,3-丙二醇的损失率可高达20wt%以上。同时，膜极易造成污染损害甚至破裂，需要经常更换，而且电流效率较低，操作费用高。在上述研究的基础上，本发明充分利用了电渗析脱盐和离子交换脱盐的各自特点，将电渗析脱盐程度控制在适宜范围内，然后利用离子交换脱盐，实现深度脱盐。本发明将电渗析脱盐和离子交换脱盐两种方法有机结合起来，虽然采用两套设备，但由于该两套设备投资较低，在整套装置中所占比例很低，而后续操作时，能耗大大降低，目的产物损失少，设备寿命长，废物产生少，因此，综合效益远高于单独采用任意一种脱盐方法。

优选地，步骤（3）离子交换系统脱盐后的发酵液部分循环至步骤（2）电渗析步骤，可以进一步降低1,3-丙二醇的损失率，同时可以明显降低电渗析的操作时间。循环量一般为电渗析装置总进料量（体积）的15%～60%，优选为20%～35%。

虽然，物料循环是将盐含量已经合格的发酵液又与含盐发酵液接触，表面上增加了处理负荷，降低了电渗析进料的盐浓度，不利于电渗析操作，增加了后续离子交换的负担。但经研究表明，物料循环后改变了发酵液中盐与有机物的配比关系，有利于控制盐的有机物配合离子浓度，对电渗析操作起到了非常有利的作用。实验表明，控制适宜的循环量，在电渗析步骤实现同样的盐脱除量时，电渗析操作时间可以进一步缩短，1,3-丙二醇损失率更低。由于在电渗析步骤的脱盐量不变，所以也不会增加后续离子交换操作的负荷。

具体地说，本发明具有如下优点：

1、本发明所采用脱盐方法充分利用了电渗析设备脱盐前期速率快、1,3-丙二醇损失小的特点，高效地进行部分脱盐处理，摒弃了后期速率慢、1,3-丙二醇损失大、电流效率低、对膜的损害严重的弊端，有效地保护了电渗析设备，延长了膜的使用寿命，生产能耗大大降低。由于不需达到较高的脱盐率，电渗析脱盐步骤的脱盐效率很高，在处理相同量物料时可以大大减小设备规模。

2、采用离子交换方法对电渗析初步脱盐后的发酵液进一步脱盐，大大减轻了交换树脂的负荷，减少了树脂洗涤再生产生的废水，而且树脂脱盐比较完全，1,3-丙二醇收率高，并能够吸附除去所处理发酵液中的某些有色物质，改善其颜色，满足后续工艺对盐含量的要求。

3、采用适宜的部分循环操作方式，可以进一步提高电渗析的除盐效果，降低目的产物损失率，减少处理时间，并且不增加后续离子交换的处理负荷。

4、电渗析和离子交换的有机协同配合，对发酵液的脱色起到了意想不到的突出效果，两者配合，达到了充分脱色的技术效果。

具体实施方式

下面以1,3-丙二醇的发酵液为例，具体说明本发明脱盐方法和效果。

本发明方法所述的1，3-丙二醇发酵液包括以葡萄糖、精制甘油及以生物柴油副产甘油为底物、经生物发酵过程得到的发酵液，1,3-丙二醇的含量一般为30～120g/L，发酵终止pH值一般为6.0~8.0，发酵液的电导率为14000～27000μS/cm。

具体过程如下：

（1）1,3-丙二醇发酵液进行过滤或离心分离处理，除去微生物菌体及发酵过程所形成的固形沉淀物；

（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，经过滤或离心分离除去蛋白及不溶性固形物，得到清液；

（3）步骤（2）得到的清液进行膜过滤，除去发酵液中的菌体碎片及蛋白质等大分子物质，膜过滤设备可用纤维膜、陶瓷膜或不锈钢膜等；

（4）对步骤（3）得到的清液进行电渗析脱盐，将含有1,3-丙二醇的过滤清液送入电渗析设备脱盐，当滤液电导降至适当程度时，终止电渗析操作；

（5）步骤（4）所得的电渗析初步脱盐后的发酵液进入离子交换系统继续脱盐，分别经过阳离子交换柱和阴离子交换柱交换后，得到的离子交换液进入后续工艺浓缩提纯。

上述步骤（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。该步骤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。

上述步骤（4）电渗析脱盐设备可使用本领域现有设备，如可以使用异相离子交换膜、均相离子交换阳膜和均相离子交换阴膜，也可使用异相离子交换膜、均相离子交换阳膜和异相离子交换阴膜。离子交换树脂交换离子的容量是相对固定的，电渗析脱盐率的大小与离子交换树脂柱使用周期有很大关系，脱盐率过低则增加了离子交换树脂的负担，脱盐率过高则引起1,3-丙二醇的严重损失，对膜造成损害甚至破裂，电流效率下降。因此控制适宜的电渗析器脱盐率，能延长离子交换树脂的使用周期。当渗析液电导率降至4000～13000μS/cm，最好为8000～10000μS/cm时，终止电渗析操作，计量渗析液体积并测定1,3-丙二醇含量，计算损失率，渗析液进入后续离子交换过程。

电渗析操作中，在淡室罐中装入待处理的1,3-丙二醇发酵液，在浓室罐中装入纯水，在极室罐中装入硫酸钠溶液作为极室液，阴极室和阳极室共用极室液，极室罐中极室液的电导率为7000～8500μS/cm。电渗析的其它操作条件可以根据设备具体确定，如所述淡室罐中的1,3-丙二醇发酵液的循环流量范围为0.5～0.8m³/h，浓室罐中浓液的循环流范围为0.5～0.8m³/h，极液的循环流量范围为0.4～0.5m³/h；循环压力＜0.05MPa，直流电压＜1.0V/单膜对。

经过电渗析设备部分脱盐后的1,3-丙二醇发酵液采用离子交换工艺进行进一步脱盐提纯，离子交换技术是本领域技术人员熟知的内容。发酵液可以依次经由强酸性阳离子交换树脂和弱碱性阴离子树脂。离子交换的主要目标是尽可能地除去电渗析后尚未除去的弱电离子和残留的紫外吸收物质。离子交换主要通过离子表面的氢离子与阳离子和氢氧根离子和阴离子的交换实现。这个交换过程之所以会发生，主要是因为氢离子和氢氧根离子与树脂的吸附力较弱，容易被发酵液中电性较强的离子所替换。树脂除了具有离子交换的功能外，其空隙还可以截留一定范围分子大小的物质，适度电渗析后发酵液中大多数紫外吸收物质的分子量恰好在这个范围内，有效地改善所处理发酵液的颜色，有助于促进产物热处理时色素的稳定性。而完全通过电渗析处理达到脱盐指标时，电渗析后发酵液不具有上述性质，难以与离子交换过程结合获得协调作用。

在该工艺中，一旦树脂上所有可以交换的位点全部交换以后，树脂的交换能力达到饱和，必须进行再生处理。再生的过程即是将酸和碱分别泵入阳柱和阴柱。

根据1,3-丙二醇发酵液的组成及性质，树脂柱的装配顺序如下：强酸性阳离子树脂（SAC），弱碱性阴离子树脂（WBA）。由于阳离子可以置换下氢离子，发酵液经过阳柱后明显呈酸性。而当发酵液经由第一个阴离子柱时，置换下的氢氧根离子中和了前面的经过阳离子柱时产生的氢离子从而生成水。最好首先采用一“组”强阳/弱阴柱有效地除去盐类杂质，但根据盐类杂质含量高低及处理料液的工艺要求，可选择使用第二对离子交换柱或混合床交换柱来实现产品的高纯度精制。

所述强酸性阳离子树脂可以使用市售商品，如可以从D732、001×7、001×8、002-SC、D001-cc、D001中进行选用。阴离子交换树脂也可以使用市售商品，如可以从330、D315、D354、D301、D302中选用。

1,3-丙二醇发酵液中的阳离子主要为K⁺、NH₄ ⁺、Na⁺、Ca²⁺、Fe³⁺等。选用强酸性阳离子交换树脂脱除发酵液中的阳离子，树脂进行湿法装柱。电渗析部分脱盐后的料液以0.8～2.5BV/h的流速上柱，优选流速为1.0～2.0BV/h，同时检测上柱过程中流出液的pH值及电导率。流出液的pH值为3.2～4.0时交换容量饱和，停止上柱。计量阳柱交换液体积，计算交换倍数，并测定1,3-丙二醇含量，计算损失率，交换液用于阴离子交换树脂上柱。

阳离子交换结束后需进行再生，先用纯净水清洗树脂柱，再用0.5%～4.0%的HCl溶液进行洗脱再生，流速为0.8～2.5BV/h，优选流速为1.0～2.0BV/h，HCl溶液用量1.2～3.5BV，优选1.5～3.0BV。然后用纯净水洗涤至中性，准备下次交换使用。

发酵液中的阴离子主要为无机或有机酸酸根，如Cl^-、SO₄ ^2-、PO₄ ^3-以及乳酸根、乙酸根、琥珀酸根等。选用弱碱性阴离子交换树脂脱除发酵液中的阴离子，树脂进行湿法装柱。阳离子交换后的收集液以0.8～2.5BV/h的流速上柱，优选流速为1.0～2.0BV/h，同时检测上柱过程中流出液的pH值及电导率。流出液的pH值为5.2～4.5时交换容量饱和，停止上柱。计量阴柱交换液体积，计算交换倍数，并测定1,3-丙二醇含量，计算损失率，阴离子树脂交换液用于后续的浓缩工序。

阴离子交换结束后要对树脂进行再生，先用纯净水清洗树脂柱，再用质量浓度0.5%～4.0%的NaOH溶液进行洗脱再生，流速为0.8～2.5BV/h，优选流速为1.0～2.0BV/h，NaOH溶液用量1.2～3.5BV，优选1.5～3.0BV。然后用纯净水洗涤至中性，准备下次交换使用。

阳离子树脂上柱后的交换液可以先进行收集，再用于阴离子树脂上柱交换，也可以采用阳-阴树脂柱连续上柱操作，即两树脂柱串联，阳柱流出液直接进入阴柱交换。

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生物柴油副产甘油为底物，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，电导21500μS/cm，铂-钴比色号为85^#。

取40L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。再用陶瓷膜进行过滤除去发酵液中的菌体碎片及蛋白质等大分子物质，膜过滤设备为陶瓷膜，膜的孔径为0.05μm。

对上述膜过滤得到的清液进行电渗析脱盐，在淡室罐中装入待处理的1,3-丙二醇发酵液，在浓室罐中装入纯水，在极室罐中装入硫酸钠溶液作为极室液，阴极室和阳极室共用极室液，极室罐中极室液的电导率为7800μS/cm。淡室罐中的1,3-丙二醇发酵液的循环流量范围为0.6m³/h，浓室罐中浓液的循环流范围为0.6m³/h，极液的循环流量范围为0.42m³/h；循环压力0.01MPa，直流电压为0.75V/单膜对。将含有1,3-丙二醇的过滤清液送入电渗析设备，当滤液电导率降至12500μS/cm时结束操作，操作时间1.05h，1,3-丙二醇损失率为1.1wt%。

经过电渗析部分脱盐后的1,3-丙二醇渗析液采用离子交换工艺进行进一步脱盐提纯。先经由强酸性阳离子交换树脂柱，柱中装填有D732阳树脂，以1.2BV/h的流速上柱，同时检测流出液的pH值及电导率，当pH值为3.2停止上柱，交换倍数为6.2BV，1,3-丙二醇损失率为0.3wt%。阳树脂柱先用纯净水清洗树脂柱，再用2.0wt%的HCl溶液进行洗脱再生备下次交换使用。收集液的电导率为1800μS/cm，用于阴树脂的交换。

上述阳离子交换柱的收集液以1.2BV/h的流速通过阴离子交换柱，柱中装有D354阴树脂。检测上柱过程中流出液的pH值及电导率，流出液的pH值为5.5时停止上柱，计算上柱所用发酵液的体积，交换倍数为5.3BV，1,3-丙二醇损失率为0.24%。阴离子交换结束后先用纯净水清洗树脂柱，再用2.0wt%的NaOH溶液进行洗脱再生备下次交换使用。阴离子树脂交换液的电导率为210μS/cm，铂-钴比色号为40^#，用于后续的浓缩工序。

实施例2

本实施例所处理的发酵液是以精制甘油为底物，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82.5g/L，发酵终止pH值为7.0，电导19400μS/cm，铂-钴比色号为80^#。

取40L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。再用陶瓷膜进行过滤除去发酵液中的菌体碎片及蛋白质等大分子物质，膜过滤设备为陶瓷膜，膜的孔径为0.05μm。

对上述膜过滤得到的清液进行电渗析脱盐，操作方法同实施例1。极室罐中极室液的电导为7000μS/cm。淡室罐中的1,3-丙二醇发酵液的循环流量范围为0.6m³/h，浓室罐中浓液的循环流范围为0.5m³/h，极液的循环流量范围为0.42m³/h；循环压力0.02MPa，直流电压为1.1V/单膜对。将含有1,3-丙二醇的过滤清液送入电渗析设备，当滤液电导率降至8500μS/cm时结束操作，操作时间0.8h，1,3-丙二醇损失率为1.95wt%。

强酸性阳离子交换树脂柱中装填有D001-cc阳树脂，以1.5BV/h的流速上柱，同时检测流出液的pH值及电导率，当pH值为3.2停止上柱,交换倍数为6.4BV，1,3-丙二醇损失率为0.28%，收集液的电导率为1650μS/cm。阳树脂柱再生同实施例1。

阳离子交换柱的收集液以1.5BV/h的流速通过阴离子交换柱，柱中装有D302阴树脂。流出液的pH值为5.5时停止上柱，计算上柱所用发酵液的体积，交换倍数为4.8BV，1,3-丙二醇损失率为0.27%。阴离子树脂柱再生同实施例1。阴离子树脂交换液的电导率为190μS/cm，铂-钴比色号为45^#用于后续的浓缩工序。

实施例3

本实施例中所用的1,3-丙二醇发酵液，及操作条件同实施例1。

与实施例1的区别在于：阳离子树脂交换液不加以收集，阳-阴两树脂柱串联，阴、阳树脂装量根据交换容量进行计算。料液直接从阳柱进入，从阴柱接收。收集液的电导率为155μS/cm，交换倍数为5.3BV，1,3-丙二醇损失率为0.48%，铂-钴比色号为35^#。其它过程和条件同实施例1。

比较例1

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：分离过程省去离子树脂交换步骤仅采用电渗析设备进行脱盐，其它过程和条件同实施例1。将按本发明方法经过预处理的含有1,3-丙二醇的过滤清液送入电渗析设备，当滤液电导率降至1000μS/cm时，1,3-丙二醇损失率为10.4wt%，操作时间为6.6h，铂-钴比色号为85#。当滤液电导率降至200μS/cm时，操作时间长达8.5h，1,3-丙二醇损失率为15.3wt%，铂-钴比色号为80^#。

比较例2

本比较例所处理的发酵液同实施例1。

与实施例1的区别在于：分离过程省去电渗析脱盐步骤，只采用离子交换方法进行脱盐，其它过程、树脂种类和条件同实施例1。将按本发明方法经过预处理的含有1,3-丙二醇的过滤清液送入离子交换系统，先进入阳柱交换，收集的料液再送入阴柱进行交换，当滤液电导率超过1000μS/cm时交换饱和，结束操作。收集的料液经计算，阳柱的交换倍数为3.05BV，阴柱的交换倍数为1.82BV，1,3-丙二醇损失率为2.31wt%，铂-钴比色号在每个操作周期内不稳定，新再生的树脂刚投用时，铂-钴比色号为45^#，但很快上升，在操作周期后段达到75^#。树脂需要频繁地再生，产生较多废液。

实施例4

本实施例中所用的1,3-丙二醇发酵液，及操作条件同实施例1。与实施例1的区别在于：将离子交换处理后的发酵液部分循环到电渗析步骤（循环量为进入电渗析总物料量体积的30%。当滤液电导率降至7500μS/cm时结束操作，操作时间0.45h，1,3-丙二醇损失率为0.6wt%。后续离子交换操作基本与实施例1相同，不受影响。

实施例5

本实施例中所用的1,3-丙二醇发酵液，及操作条件同实施例1。与实施例1的区别在于：将离子交换处理后的发酵液部分循环到电渗析步骤（循环量为进入电渗析总物料量体积的15%。当滤液电导率降至4500μS/cm时结束操作，操作时间0.6h，1,3-丙二醇损失率为0.8wt%。后续离子交换操作中，离子交换树脂的再生频率可以进一步降低。

Claims (12)

1.一种含盐发酵液的脱盐方法，其特征在于包括如下步骤：

（1）含盐发酵液进行预处理；

（2）预处理后的发酵液进行电渗析初步脱盐，当发酵液电导率降低至4000～13000μS/cm时，终止电渗析操作；

（3）步骤（2）电渗析初步脱盐后的发酵液，进入离子交换系统继续脱盐，依次经过阳离子交换柱和阴离子交换柱交换后，得到脱盐的发酵液。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（1）中含盐发酵液为1,3-丙二醇发酵液、氨基酸发酵液或丁二酸发酵液。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（1）的预处理过程包括脱固体杂质和脱蛋白质过程。

4.按照权利要求3所述的方法，其特征在于：脱固体杂质过程为脱除微生物菌体以及发酵过程中形成的固体沉淀物。

5.按照权利要求3所述的方法，其特征在于：脱蛋白质过程主要包括使蛋白质变性凝固及脱除过程，蛋白质变性凝固采用酸化和/或加热方法，蛋白质脱除通过膜过滤方式，膜过滤设备使用纤维膜、陶瓷膜或不锈钢膜。

6.按照权利要求5所述的方法，其特征在于：膜过滤设备膜的孔径为0.03～0.2μm。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（2）中的电渗析初步脱盐设备使用异相离子交换膜、均相离子交换阳膜和均相离子交换阴膜，或者使用异相离子交换膜、均相离子交换阳膜和异相离子交换阴膜。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（3）的离子交换脱盐后发酵液的电导率降低至1500μS/cm以下。

9.按照权利要求5所述的方法，其特征在于：蛋白质变性凝固方法为将发酵液的pH值调到1.5～5.5，加热到80~100℃，保持0.5~5.0h，降至室温，经过滤或离心分离除去蛋白及不溶性固形物，得到清液进行膜过滤。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（3）离子交换的顺序是先经过强酸性阳离子交换树脂处理，再经由弱碱性阴离子交换树脂处理。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（3）离子交换系统脱盐后的发酵液部分循环至步骤（2）电渗析步骤。

12.按照权利要求11所述的方法，其特征在于：循环量为电渗析装置总进料量体积的15%～60%，优选为20%～35%。