CN112521270A - 一种通过高真空连续精馏法分离dha和epa的方法 - Google Patents

一种通过高真空连续精馏法分离dha和epa的方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种通过高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法。本发明的方法包括步骤：a)将乙酯型鱼油经热交换器预热后进入脱气塔脱除低沸物；b)步骤a)中脱除低沸物后的物料进入生物柴油分离塔，从塔顶分离出生物柴油；c)生物柴油分离塔的塔底物料进入DHA和EPA分离塔，塔顶分离出EPA，塔底物料依次经过两级刮板蒸发器，分别得到DHA组分和重沸组分。通过本发明能实现DHA和EPA较好的分离，得到的EPA组分中DHA含量小于5％，DHA组分中EPA含量小于5％。

Description

一种通过高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法
技术领域
本发明属于精馏分离领域，具体地说是一种通过高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法。
背景技术
随着人们越来越关注自身的健康，大众开始更多的摄取营养健康膳食补充剂，多不饱和脂肪酸(PUFA)类产品在其中占有很重要的地位。
多不饱和脂肪酸(PUFA)是机体代谢，特别是婴幼儿大脑发育等活动中的重要物质基础，是细胞膜的构成成分，主要起到保持细胞膜流动性，促使胆固醇酯化，降低胆固醇和甘三酯，降低血液粘稠度，改善血液循环等生理功能，同时还具备改善人类思维和增强记忆力等作用。而人体自身无法合成多不饱和脂肪酸(PUFA)物质，必须通过饮食等进行摄取获得。
多不饱和脂肪酸(PUFA)种类繁多，主要包括ω-3多不饱和脂肪酸(PUFA)(ω-3PUFA)、ω-6多不饱和脂肪酸(PUFA)(ω-6PUFA)、ω-9多不饱和脂肪酸(PUFA)(ω-9PUFA)等形式，如α-亚麻酸(ALA)、二十碳五烯酯(EPA)、二十二碳六烯酸(DHA)、二十二碳五烯酸(DPA)、亚油酸(LA)、共轭亚油酸(CLA)，γ-亚麻酸(GLA)、花生四烯酸(AA)等，其中尤以二十碳五烯酸(EPA)和二十二碳六烯酸(DHA)为主要代表的ω-3多不饱和脂肪酸(ω-3PUFA)最为大众所熟知和接受，对人体和动物健康具备的改善和促进作用也最明显，部分多不饱和脂肪酸物质的分子结构式如下：
Figure BDA0002205598040000011
Figure BDA0002205598040000021
多不饱和脂肪酸中很重要的一个产品就是Omega-3鱼油，鱼油中主要有效成分为DHA和EPA。DHA和EPA具有不同的生理学功能，如EPA可以帮助降低胆固醇和甘油三酯的含量，促进体内饱和脂肪酸代谢，从而起到降低血液粘稠度，增进血液循环的作用。还能防止脂肪在血供氧而消除疲管壁的沉积，预防动脉粥样硬化的形成和发展、预防脑血栓、脑溢血、高血压等心血管疾病。而DHA是大脑营养必不可少的高度不饱和脂肪酸，它除了能阻止胆固醇在血管壁上的沉积、预防或减轻动脉粥样硬化和冠心病的发生外，更重要的是DHA对大脑细胞有着极其重要的作用。它占了人脑脂肪的10％，对脑神经传导和突触的生长发育极为有利。另外，DHA对视网膜光感细胞的成熟有重要作用，在眼睛视网膜中所占比例最大，约占50％，因此，对胎婴儿智力和视力发育至关重要。
基于DHA和EPA不同的生理功能，其应用范围也不太一样，如EPA一般用于心脑血管疾病的预防和治疗，而婴幼儿配方食品中一般要添加高质量的DHA成分，不含EPA组分。正因为DHA和EPA不同的用途，不同的应用领域，有必要将鱼油中的DHA和EPA进行分离，以便能更有针对性地应用。
CN106916062B描述了一种从鱼油中提取EPA&DHA的循环气提精馏方法，将鱼油预热后，进入精馏塔在惰性气体循环气提作用下精馏，最终得到的是EPA&DHA混合物。
CN1223664C公开了采用AgNO3水法对鱼油的乙酯化产品进行分离提纯而获得高含量的DHA、EPA方法，过程中要用到大量的AgNO3和有机溶剂，成本较高，环保压力也较大。
CN107162910A涉及一种从鱼油中制备高纯度EPA的方法，依次通过分子蒸馏、柱层析、银离子络合步骤，过程复杂，产品收率低。
CN103951556B提供了一种以深海鱼油为原料，分离DHA、DPA和EPA的蒸馏工艺，得到的产品为多不饱和脂肪酸的混合物，其中DHA、DPA和EPA的总含量只有50wt.％左右。
CN105714721A公示了一种浓缩鱼油中DHA和EPA的分离方法，包括多次超临界CO2萃取、精馏、分离等处理步骤，操作繁琐，对设备的要求高。
US6846942B2揭示了一种利用DHA和EPA分别与镁成盐后在溶剂中溶解度不同的特性，达到分离DHA和EPA的目的，过程中不仅有机溶剂的用量较大，而且要将温度降至-20℃以下，经济上是非常不合算的。
总的来说，先前文献中报道了通过气提精馏法、硝酸银络合萃取法、金属盐低温沉淀法、分子蒸馏法、减压分馏法、超临界萃取法、色谱分离法等手段分离DHA和EPA。但在这些方法中，或者用到大量的有机溶剂，或者用到大量的价格昂贵的金属盐，或者过程中要求较高的压力，温度等，对设备的要求较高，得到的产品要么是DHA和EPA的混合物，要么收率较低，成本较高，而且不符合环保安全方面的要求，在产业化应用中都存在着较大的缺陷。
因此，有必要寻找一种方便经济的方法分离提纯DHA和EPA产品，过程中不用到有机溶剂，操作简便，满足日益趋严的安全、环保方面的要求，易于工业化生产。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是克服上述现有技术存在的缺陷，提供一种通过高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，以实现DHA和EPA较好的分离。
为此，本发明采用如下的技术方案：一种高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，其包括步骤：
a)将乙酯型鱼油经热交换器(即换热器)预热后进入脱气塔脱除低沸物；
b)步骤a)中脱除低沸物后的物料进入生物柴油分离塔，从塔顶分离出生物柴油；
c)生物柴油分离塔的塔底物料进入DHA和EPA分离塔，塔顶分离出EPA，塔底物料依次经过两级刮板蒸发器，分别得到DHA组分和重沸组分。
通过本发明能实现DHA和EPA较好的分离，得到的EPA组分中DHA含量小于5％，DHA组分中EPA含量小于5％。
进一步地，所述乙酯型鱼油的进料速度在100-1000kg/hr。原料中DHA和EPA含量高，进料速度可以慢些；原料中DHA和EPA含量低，进料速度可以大些。也可以根据最终产品中DHA和EPA的分离度来调整进料速度，如果要求DHA和EPA分离度高，进料速度慢些，对DHA和EPA分离度要求不高时，进料速度可以快些。
进一步地，所述的乙酯型鱼油进入脱气塔之前的预热温度为120-180℃，这样能提高脱除低沸物的效率，所谓的低沸物主要包括少量的水份、残留的有机溶剂、低分子的醛、酮以及短链脂肪酸等。
进一步地，所述生物柴油分离塔塔顶温度为120-160℃。
进一步地，所述生物柴油分离塔塔底温度为180-220℃。
进一步地，所述生物柴油分离塔分离出的生物柴油中DHA和EPA质量百分含量控制在0.3-1.5％，从而保证最终产品中DHA和EPA的回收率。但生物柴油中DHA和EPA含量也不能太低，甚至没有，如果生物柴油中检测不出DHA和EPA含量，说明生物柴油可能分离不彻底，这对后续EPA产品纯度提高是不利的。
进一步地，所述DHA和EPA分离塔塔顶温度为150-180℃，塔底温度为190-230℃。
进一步地，第二级刮板蒸发器中气相温度在190-210℃。
进一步地，精馏系统的真空压力在5-500Pa。
整个体系处于真空状态下操作，真空度为5-500Pa之间，真空度越高，达到DHA和EPA分离效果所需的温度就越低。原料乙酯型鱼油中多不饱和脂肪酸含量一般在20％以上，低于此含量，精馏系统运行的经济性较差。
进一步地，所述的生物柴油分离塔外带一个换热器，以使物料温度处于合理水平。
相较于先前技术，本发明通过高真空连续精馏技术分离EPA和DHA，主要有以下几个方面的有益效果：
一是EPA和DHA分离过程中没用到任何有机溶剂，工艺环保，安全系数高；二是EPA和DHA分离效果较好，EPA组分中DHA含量，以及DHA组分中EPA含量均可小于1％；三是EPA和DHA的回收率高，可达90％以上；三是工艺可实现连续操作，生产效率较高。
附图说明
图1为本发明通过高真空连续精馏法分离EPA和DHA方法的设备流程简图。
具体实施方式
下面用实施例来进一步说明本发明，本发明的实施例仅用于说明本发明的技术方案，并非限定本发明。
如图1所示的通过高真空连续精馏法分离EPA和DHA方法的流程，其内容如下：
原料经泵P101进入脱气塔T101前经过换热器E1011加热到120-180℃，这样能提高脱除低沸物的效率，所谓的低沸物中主要包括少量的水份、残留的有机溶剂、低分子的醛、酮、以及短链脂肪酸等。低沸物从塔顶进入冷凝器E1012冷却后回收于收集罐V101中。
经过脱除低沸物的物料经脱气塔底部进入生物柴油分离塔T102，此生物柴油分离塔外带一个换热器E1022以保持物料温度处于合理水平。通过冷凝器E1021抽真空使生物柴油分离塔处于真空状态。生物柴油经塔顶进入换热器E1023冷却后收集，所谓的生物柴油主要成分为中短链的脂肪酸甲酯或乙酯，一般包括C18以下的脂肪酸甲酯或乙酯，这部分生物柴油可以作为燃料或者其它工业用途，要通过控制进料量、真空度、物料温度等方式使生物柴油中DHA和EPA含量尽量低，一般要求低于1.5％，从而保证最终产品中DHA和EPA的回收率。但生物柴油中DHA和EPA含量也不能太低，甚至没有，如果生物柴油中检测不出DHA和EPA含量，说明生物柴油可能分离不彻底，这对后续EPA产品纯度提高是不利的。一般要求生物柴油中DHA和EPA含量在0.3-1.5％之间。
生物柴油分离塔底部物料经泵P102后一部分通过换热器E1022加热进入塔内重新循环，少量一部分进入DHA和EPA分离塔T103。生物柴油分离塔顶温度一般控制在120-160℃，塔底温度控制在180-220℃。
脱除了生物柴油的DHA和EPA混合物进入DHA和EPA分离塔，富含EPA组分从塔顶经冷凝器E1033进入EPA收集罐，塔底物料经第一级刮板蒸发器E1032进行汽液分离，气相组成中含EPA成分，重新进入塔中进行分离，E1032底部物料经泵P103转入第二级刮板蒸发器E1034使DHA与重沸组分分离，DHA组分经冷凝器E1035冷凝后回收至贮罐V1032中。所谓的重沸组分主要为少量未水解完全的甘三酯、甘二酯，以及其它沸点较高，不能汽化的脂肪酸成分，呈黑色，流动性较差，一般作为废料或燃料使用。DHA和EPA分离塔顶温度一般控制在150-180℃，塔底温度控制在190-230℃。第二级刮板蒸发器温度控制在190-210℃。
根据原料和控制条件的不同，得到的EPA组分中EPA含量50％以上，最高可达90％，其中DHA含量最低可达1％以下；得到的DHA组分中DHA含量50％以上，最高可达85％，其中EPA含量最低可达1％以下。EPA和DHA总收率达90％以上。
本发明附图中CWS表示冷却水进，CWD表示冷却水回，HOS表示热油进，HOR表示热油回。生产中可根据需要在流程图中适当位置增加控制阀门、温度计、流量计、压力计等相关设备，以满足程序化、自动化等方面的要求。
实施例1
乙酯型鱼油原料(含量：EPA18.6％，DHA13.2％)以100kg/hr的速度经泵P101进入换热器E1011加热至178.9℃，经过脱气塔(T101)脱除低沸物后进入生物柴油分离塔(T102)，物料经泵P102打循环，并利用换热器E1022加热，通过控制E1022夹套热油流量，以及塔顶生物柴油采出量，控制塔顶温度120.5℃，塔底温度180.4℃，塔顶生物柴油中EPA含量0.32％左右。
泵P102中打出的小部分物料(流量：28kg/hr)进入EPA和DHA分离塔T103，物料经第一级刮板蒸发器E1032加热，部分汽化重新回到分离塔T103，通过控制E1032夹套中热油循环量控制分离塔T103塔顶温度为180.5℃，塔底温度191.3℃,塔顶采出组分经冷凝器E1033冷却后收集得EPA组分，第一级刮板蒸发器E1032中未汽化部分液体进入第二级刮板蒸发器E1034将DHA和重沸组分分离，通过控制E1034夹套中热油循环量控制其顶部汽相温度为189.6℃，DHA组分经冷凝器E1035冷凝后回收到贮罐V1032中。
精馏系统真空压力为496.9Pa。
得到的EPA组分中EPA含量为54.2％，其中DHA含量为5.8％，DHA组分中DHA含量为89.8％，其中EPA含量为0.45％，EPA和DHA总的回收率为90.4％。
实施例2
乙酯型鱼油原料(含量：EPA34.1％，DHA21.9％)以1000kg/hr的速度经泵P101进入换热器E1011加热至120.2℃，经过脱气塔(T101)脱除低沸物后进入生物柴油分离塔(T102)，物料经泵P102打循环，并利用换热器E1022加热，通过控制E1022夹套热油流量，以及塔顶生物柴油采出量，控制塔顶温度159.6℃，塔底温度218.7℃，塔顶生物柴油中EPA含量1.48％左右。
泵P102中打出的小部分物料(流量：600kg/hr)进入EPA和DHA分离塔T103，物料经第一级刮板蒸发器E1032加热，部分汽化重新回到分离塔T103，通过控制E1032夹套中热油循环量控制分离塔T103塔顶温度为153.1℃，塔底温度228.6℃,塔顶采出组分经冷凝器E1033冷却后收集得EPA组分，刮板蒸发器E1032中未汽化部分液体进入第二级刮板蒸发器E1034将DHA和重沸组分分离，通过控制E1034夹套中热油循环量控制其顶部汽相温度为211.2℃，DHA组分经冷凝器E1035冷凝后回收到贮罐V1032中。
精馏系统真空压力为5.2Pa。
得到的EPA组分中EPA含量为86.1％，其中DHA含量为0.8％，DHA组分中DHA含量为69.8％，其中EPA含量为0.75％，EPA和DHA总的回收率为87.4％。

Claims (10)

1.一种高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，其特征在于，包括步骤：
a)将乙酯型鱼油经热交换器预热后进入脱气塔脱除低沸物；
b)步骤a)中脱除低沸物后的物料进入生物柴油分离塔，从塔顶分离出生物柴油；
c)生物柴油分离塔的塔底物料进入DHA和EPA分离塔，塔顶分离出EPA，塔底物料依次经过两级刮板蒸发器，分别得到DHA组分和重沸组分。
2.根据权利要求1所述的一种高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，其特征在于，所述乙酯型鱼油的进料速度在100-1000kg/h。
3.根据权利要求1或2所述的一种高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，其特征在于，所述的乙酯型鱼油进入脱气塔之前的预热温度为120-180℃。
4.根据权利要求1或2所述的一种高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，其特征在于，所述生物柴油分离塔塔顶温度为120-160℃。
5.根据权利要求1或2所述的一种高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，其特征在于，所述生物柴油分离塔塔底温度为180-220℃。
6.根据权利要求1或2所述的一种高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，其特征在于，所述生物柴油分离塔分离出的生物柴油中DHA和EPA质量百分含量控制在0.3-1.5％。
7.根据权利要求1或2所述的一种高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，其特征在于，所述DHA和EPA分离塔塔顶温度为150-180℃，塔底温度为190-230℃。
8.根据权利要求1或2所述的一种高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，其特征在于，第二级刮板蒸发器中气相温度在190-210℃。
9.根据权利要求1或2所述的一种高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，其特征在于，精馏系统的真空压力在5-500Pa。
10.根据权利要求1或2所述的一种高真空连续精馏法分离DHA和EPA的方法，其特征在于，所述的生物柴油分离塔外带一个换热器。
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