CN116004736A - L-乳酸生产新工艺 - Google Patents
L-乳酸生产新工艺 Download PDFInfo
- Publication number
- CN116004736A CN116004736A CN202210966261.3A CN202210966261A CN116004736A CN 116004736 A CN116004736 A CN 116004736A CN 202210966261 A CN202210966261 A CN 202210966261A CN 116004736 A CN116004736 A CN 116004736A
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- lactic acid
- fermentation
- acidolysis
- distillate
- ammonium sulfate
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Pending
Links
Images
Landscapes
- Preparation Of Compounds By Using Micro-Organisms (AREA)
Abstract
本发明公开了L‑乳酸生产新工艺，包括以下步骤：生物发酵生产L‑乳酸‑酵液去除菌丝体和蛋白类大分子‑酵液酸解‑解液脱色‑一次蒸发结晶‑馏得到乳酸‑精馏塔釜底物内乳酸的提取‑乳酸脱色‑乳酸内金属离子、阴阳离子的去除‑得到食品级乳酸。本发明采用氨水做为中和剂，其副产物硫酸铵，可以作为肥料直接被消耗掉；同时可为发酵菌株提供氮源，发酵液料液杂质较少，节省后续工艺除杂成本；且相对于传统工艺，工艺简单，设备及能耗都较传统工艺少，且利用不同物质不同沸点精馏而出的产品，乳酸浓度≥99‑101%，光学纯度≥99.6%，远高于食品级乳酸的国标GB2023‑2003标准。
Description
技术领域
本发明涉及L-乳酸生产提纯技术领域，具体涉及一种L-乳酸生产新工艺。
背景技术
乳酸的生产有发酵法和化学合成法两种，目前我国全部采用发酵法，乳酸发酵液的提取与精制技术，直接影响产品的质量和收率，且操作费用一般占整个产品成本的50%-60%。目前，利用氢氧化钙作为生物发酵生产乳酸的中和剂，而在后续提取乳酸时，一般采用硫酸酸解乳酸钙提取，该工艺虽具有易于控制、工艺成熟的优点，但流程长，硫酸及活性炭的用量大，副产物硫酸钙量大等缺点，同时由于钙盐法内含有大量的钙粉末，使得菌丝体难去除，不能作为饲料售出；副产物硫酸钙含有两个结晶水，不能直接装饰材料，还需要进行处理除去结晶水，才可以加水凝固做装修材料，且硫酸钙相当难处理，一般用于掩埋；硫酸钙在进行板框过滤时，因为其自身渣多的特性，使得劳动强度高，环境卫生差；且传统工艺处理硫酸钙时，需要两次蒸发结晶、两次过阴阳离子交换系统，使得处理柱子的酸碱废水增大，不利于环保要求；而且由于硫酸钙结垢严重，使得设备投入成本加大。
发明内容
鉴于现有技术中的上述缺陷或不足，期望提供一种L-乳酸生产新工艺。
根据本申请实施例提供的技术方案，L-乳酸生产新工艺，包括以下步骤：
S1 生物发酵生产L-乳酸
将乳酸菌经LB平板50℃活化后，接入到种子培养液中进行一级种子培养、二级种子培养和三级种子培养，然后以10%的接种量接入到发酵罐中发酵，于150r/min，50℃条件下培养，pH设定为6.8，并采用浓度为15%-20%的氨水作为中和剂；
S2 发酵液去除菌丝体和蛋白类大分子
将步骤S1发酵完成的发酵液采用碟片离心机、膜过滤系统过滤发酵液内的菌丝体和蛋白类大分子；
S3发酵液酸解
将步骤S2中去除菌丝体和蛋白类大分子的发酵液进入到酸解罐内，采用浓度为98%的浓硫酸酸解，采用在线pH计检测到酸解液的pH为1.9-2.0时即为到达酸解终点；
S4 酸解液脱色
将步骤S4的酸解液经过颗粒炭连续脱色系统，色度这里有没有要求；
S5第一次蒸发结晶
将脱色后的酸解液，经过连续结晶蒸发器负压蒸发水分，最优的负压条件为-0.088Mpa至-0.092Mpa，析出硫酸铵晶体颗粒和母液，通过离心机分离得到副产品—硫酸铵晶体和母液，母液内含有乳酸、水和硫酸铵；
S6 精馏得到乳酸
将步骤S5中的母液经过精馏塔，得到馏出物A和底物，馏出物A为乳酸，馏出物A的乳酸浓度≥99%，底物内含有乳酸、水和硫酸铵；
S7底物内乳酸的提取
将步骤S5经精馏塔得到的底物依次进入到连续蒸发结晶器、精馏塔内，连续套用，得到馏出物B，馏出物B的乳酸浓度≥99%，同样底物中含有少量的乳酸，水及大量的硫酸铵，重新回到S5蒸发水分继续结晶；如此，运行两个循环后，精馏塔中得到的釜底物排回到步骤S1做发酵培养基；
S8 乳酸脱色
将馏出物A和馏出物B进入活性炭脱色系统脱色；
S9 去除离子
将脱色后的馏出物A、馏出物B经过阴阳离子交换系统，去除金属离子、阴离子和阳离子，得到食品级乳酸，阴阳离子交换系统中阳离子交换树脂为苏青大孔树脂D001，阴离子交换树脂为苏青D318。
优选的，发酵培养基：葡萄糖180g/L，酵母粉0.06g/L,磷酸二氢钠0.04g/L,磷酸氢二钠0.04g/L，1.5×10-3g/L核黄素，1.0×10-3g/L蛋氨酸。
综上所述，本申请的有益效果：本发明具有以下优势：
1.本发明采用氨水做为中和剂，其副产物硫酸铵，可以作为肥料直接被消耗掉；
2.本发明利用氨水作为中和剂的同时，可以为发酵菌种提供氮源，节省了传统工艺在发酵液中添加硫酸铵作为氮源，节省成本；
3.本发明的生物发酵液料液较为干净，发酵液内仅有菌丝体，可用离心机连续离心去除菌丝体，为后续除杂降低成本；
4.本发明相对于传统工艺直接蒸发浓缩，既蒸发出水来，又结晶出硫酸铵了，工艺简单，设备投资及能耗都较少；
5.本发明采用阴阳离子交换系统的处理量相当于钙盐法处理量的1%，使得立交成本大大降低；
6. 本发明相对于传统工艺，是利用不同物质不同沸点精馏而出的产品，产品品质可达到药用级，乳酸浓度达到99%-101%，远远高于国标规定的80%-90%浓度，是传统工艺无可比拟的。
附图说明
通过阅读参照以下附图所作的对非限制性实施例所作的详细描述，本申请的其它特征、目的和优点将会变得更明显：
图1为本发明工艺流程图；
图2为本发明工艺得到乳酸产物的液相色谱(HPLC)光学纯度检测示意图。
具体实施方式
下面结合附图和实施例对本申请作进一步的详细说明。可以理解的是，此处所描述的具体实施例仅仅用于解释相关发明，而非对该发明的限定。另外还需要说明的是，为了便于描述，附图中仅示出了与发明相关的部分。
需要说明的是，在不冲突的情况下，本申请中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。下面将参考附图并结合实施例来详细说明本申请。
实施例1
L-乳酸生产新工艺，其步骤以下：
1.发酵培养基：葡萄糖180g/L，酵母粉0.06g/L,磷酸二氢钠0.04g/L,磷酸氢二钠0.04g/L，1.5×10-3g/L核黄素，1.0×10-3g/L蛋氨酸。
2.发酵
待发酵罐内葡萄糖配料温度降至50℃，按10%的接种量接种乳酸菌进行发酵，在发酵过程中，用15%的氨水维持pH为6.8±0.2。发酵结束指标：残糖≤0.25g/L。
所述的乳酸菌为不耐高糖但能消耗多糖的凝结芽孢杆菌，该菌株是从玉米浆中筛选，并通过紫外诱变驯化得到，于2022年7月5日送至中国典型培养物保藏中心进行保藏，名字：凝结芽孢杆菌JFJY-03，保藏编号为：CCTCC M 20221040，发酵温度为50℃-55℃。
凝结芽孢杆菌：是一类革兰氏阳性菌；菌落中等大小，表面光滑湿润，不透明，稍皱褶，平坦，边缘不整齐；杆状；接触酶实验强阳性；氧化酶实验阴性，利用单糖、多糖。可以在温度为50℃-55℃，糖浓度为18%的条件下进行发酵生产L-乳酸，也可用于淀粉水解多糖的降解。以常规方案利用凝结芽孢杆菌JFJY-03发酵生产L-乳酸，光学纯度可达到99.9%，发酵结束后残糖含量≤0.25g/L。
活化过程如下： 凝结芽孢杆菌JFJY-03的活化：将凝结芽孢杆菌JFJY-03置于LB的培养平板上，于50℃条件下培养8h，活化； 德式乳酸杆菌的摇瓶种子培养：将活化的凝结芽孢杆菌JFJY-03菌株取直径在1cm左右的菌落分别接种于装有100ml的种子培养基的250ml的三角瓶中，于150r/min，50℃条件下震荡培养，培养10h，摇瓶种子培养的pH达到4.5，菌体OD值可达到1.3，即可用于发 酵罐接种； 所述种子培养基组分及配方为：葡萄糖130g/L，酵母粉0.06g/L, 硫酸铵4g/L，磷酸二氢钠0.04g/L,磷酸氢二钠0.04g/L，1.5×10-3g/L核黄素，1.0×10-3g/L蛋氨酸。
3.发酵液内杂质去除
采用碟片离心机连续离心发酵液中，去除发酵液中的菌丝体，再将初步去除菌丝体的发酵液经过膜过滤系统，去除发酵液内残存的菌丝体和蛋白质大分子物质，得到乳酸铵清液。
4.酸解
将乳酸铵清液泵入至酸解罐内，向酸解罐内添加浓度为98%的浓硫酸酸解，当在线pH计检测到酸解罐内的pH值达到1.9±0.1左右时，即可认为达到酸解终点。
5.酸解液脱色
将酸解后的溶液经过颗粒碳脱色系统，得到乳酸与硫酸铵混合清液，色度≤30，且颗粒碳可进入再生炉中进行再生使用；
6.第一次蒸发结晶
将脱色后的酸解液进入到连续结晶蒸发器中，负压蒸发水分，负压维持在0.088MPa±0.002MPa之间，这样饱和的硫酸铵将会析出得到晶体硫酸铵，而得到的母液内含有大量的乳酸、少量的水、少量的硫酸铵，采用离心机分离晶体硫酸铵和母液，晶体硫酸铵作为副产品可以直接出售，母液为乳酸含量81.56%；
7.母液经过精馏塔精馏得到乳酸
母液经过精馏塔精馏后，精馏出的馏出物A为含量为99.85%的乳酸，以及精馏塔的釜底物—底物，底物内含有少量乳酸、水和大量硫酸铵；
8.乳酸的提纯
将精馏塔釜底的底物经过连续结晶蒸发器蒸发水分后得到的母液进入精馏塔中精馏得到馏出物—含量为≥99%的乳酸，而釜底物再次进入到连续结晶蒸发器中蒸发水分、离心硫酸铵；母液进入精馏塔，精馏出含量为99.96%的乳酸及母液，母液再返回蒸发结晶器；如此循环，形成了工业连续化的大生产；而精馏塔釜底含量少量乳酸、水和大量的硫酸铵可以直接打入生物发酵罐内作为生物发酵的原料—发酵培养基使用；
9.乳酸的脱色
将馏出物A出入颗粒炭脱色系统，色度≤20；
10.去除金属离子、阴阳离子
将脱色后的乳酸经过阴阳离子交换系统，去除乳酸内及少量的金属离子、阴离子和阳离子，得到浓度为100.68%的食品级乳酸，光学纯度≥99.6%。中试生产线阴阳离子交换系统中阳离子交换树脂为苏青大孔树脂D001，阴离子交换树脂为苏青D318 ；
实施例2
L-乳酸生产新工艺，其步骤以下：
1.发酵培养基：葡萄糖180g/L，酵母粉0.06g/L,磷酸二氢钠0.04g/L,磷酸氢二钠0.04g/L，1.5×10-3g/L核黄素，1.0×10-3g/L蛋氨酸。
2.发酵
待发酵罐内葡萄糖配料温度降至50℃，按10%的接种量接种乳酸菌进行发酵，在发酵过程中，用20%的氨水维持pH为6.8±0.2。发酵结束指标：残糖≤0.25g/L。
所述的乳酸菌为凝结芽孢杆菌JFJY-03。
3.发酵液内杂质去除
采用碟片离心机连续离心发酵液中，去除发酵液中的菌丝体，再将初步去除菌丝体的发酵液经过膜过滤系统，去除发酵液内残存的菌丝体和蛋白质大分子物质，得到乳酸铵清液。
4.酸解
将乳酸铵清液泵入至酸解罐内，向酸解罐内添加浓度为98%的浓硫酸酸解，当在线pH计检测到酸解罐内的pH值达到2.0±0.1左右时，即可认为达到酸解终点。
5.酸解液脱色
将酸解后的溶液经过颗粒碳脱色系统，得到乳酸与硫酸铵混合清液，色度≤30，且颗粒碳可进入再生炉中进行再生使用；
6.真空蒸发结晶、精馏塔精馏循环套用
6.1将脱色后的酸解液进入到连续结晶蒸发器中，负压蒸发水分，负压维持在0.092MPa±0.002MPa之间，这样饱和的硫酸铵将会析出得到晶体硫酸铵，而得到的母液内含有大量的乳酸、少量的水、少量的硫酸铵，采用离心机分离晶体硫酸铵和母液，晶体硫酸铵作为副产品可以直接出售，母液为乳酸含量82.14%；
6.2母液经过精馏塔精馏后，精馏出的馏出物A为含量为99.76%的乳酸，以及精馏塔的釜底物—底物，底物内含有少量乳酸、少量水和大量硫酸铵；
6.3重复6.1和6.2的步骤两-三次，精馏出的馏出物B为含有乳酸浓度为99.89%的乳酸，底物乳酸含量≤0.04g/L，少量水和大量的硫酸铵；精馏塔中排出的底物循环至发酵罐内作为发酵培养基供菌体生长；
7.乳酸的脱色
将馏出物A经过颗粒炭脱色系统，色度≤20；
8.去除金属离子、阴阳离子
将脱色后的乳酸经过阴阳离子交换系统，去除乳酸内的极少量金属离子、阴离子和阳离子，得到浓度为101.12%的食品级乳酸，光学纯度≥99.6%。京粮龙江生物工程公司乳酸生产中，阴阳离子交换系统中的阳离子交换树脂为苏青大孔树脂D001，阴离子交换树脂为苏青D318。
由实施例1和实施例2可知：采用本方案处理后的乳酸浓度最高能达到101.12%，光学纯度达到99.6%，说明通过精馏塔精馏后的乳酸质量较高，且出现了乳酸浓度大于100%的情况发生，可能是因为精馏时乳酸分子脱水形成乳酸酐，得到的乳酸产品远远高于食品级乳酸，达到药用级乳酸的质量。
取经过阴阳离子交换系统处理后的乳酸根据食品级乳酸的检测标准—国标GB2023-2003进行检测，检测结果如下：
表1 使用本工艺处理后乳酸实测值
| L-乳酸 | 产品实测值 | 国标GB2023-2003规定 |
| 含量≥ | 99%-101% | 80%-90% |
| 光学纯度≥ | 99.6% | 95% |
| 氯化物CL≤ | 2ppm | 20ppm |
| 硫酸盐SO4≤ | 2ppm | 50ppm |
| 铁盐Fe≤ | 5ppm | 10ppm |
| 重金属盐≤ | 2ppm | 10ppm |
| 砷盐As≤ | 无 | 1ppm |
| 灼烧残渣≤ | 0.05% | 1.00% |
| 色度（HZ） | 20 | 50 |
| 氰化物≤ | 2ppm | 5ppm |
| 砷≤ | 无 | 1ppm |
| 汞≤ | 1ppm | 1ppm |
由上表可知，利用氨水作为中和剂，并采用本方案的工艺得到的食品级乳酸实测值浓度为99%-101%，远高于国标GB2023-2003中规定的80%-90%的浓度，且光学纯度可达到99.6%，大于国标GB2023-2003中规定的光学纯度，且金属离子远低于国标中的标准。
本方案中使用的膜过滤系统主要指微孔过滤，是膜分离技术中开发最早，应用广泛的一种膜过滤分离技术。微孔过滤用于分离0.02-10pm 的颗粒，过程所需压力范围为0.07-0.2MPa。微孔过滤可用来从气相和液相中截留微粒、细菌、污染物等，是现代工业中确保产品质量的必要手段。
精馏塔精馏条件为：温度118-120℃，绝对压力在控制在1-4mbar 。
以上描述仅为本申请的较佳实施例以及对所运用技术原理等方案的说明。同时，本申请中所涉及的发明范围，并不限于上述技术特征的特定组合而成的技术方案，同时也应涵盖在不脱离所述发明构思的情况下，由上述技术特征或其等同特征进行任意组合而形成的其它技术方案。例如上述特征与本申请中公开的（但不限于）具有类似功能的技术特征进行互相替换而形成的技术方案。
Claims (4)
1.L-乳酸生产新工艺，其特征在于：包括以下步骤：
S1 生物发酵生产L-乳酸
将乳酸菌经平板活化后，接入到种子培养液中进行一级种子培养、二级种子培养和三级种子培养，然后以10%的接种量接入到发酵罐中发酵，于150r/min，50℃条件下培养，pH设定为6.8，并采用浓度为15%-20%的氨水作为中和剂；
S2 发酵液去除菌丝体和蛋白类大分子
将步骤S1发酵完成的发酵液采用碟片离心机、膜过滤系统过滤发酵液内的菌丝体和蛋白类大分子；
S3发酵液酸解
将步骤S2中去除菌丝体和蛋白类大分子的发酵液进入到酸解罐内，采用浓度为98%的浓硫酸酸解，采用在线pH计检测到酸解液的pH为1.9-2.0时即为到达酸解终点；
S4 酸解液脱色
将步骤S4的酸解液经过颗粒炭连续脱色系统；
S5第一次蒸发结晶
将脱色后的酸解液，经过连续结晶蒸发器负压蒸发水分，析出硫酸铵晶体颗粒和母液，通过离心机分离得到副产品—硫酸铵晶体和母液，母液内含有乳酸、水和硫酸铵；
S6 精馏得到乳酸
将步骤S5中的母液经过精馏塔，得到馏出物A和底物，馏出物A为乳酸，馏出物A的乳酸浓度≥99%，底物内含有乳酸、水和硫酸铵；
S7底物内乳酸的提取
将步骤S5经精馏塔得到的底物依次进入到连续蒸发结晶器、精馏塔内，连续套用，得到馏出物B，馏出物B的乳酸浓度≥99%，同样底物中含有少量的乳酸，水及大量的硫酸铵，重新回到S5蒸发水分继续结晶；如此，运行两个循环后，精馏塔中得到的釜底物排回到步骤S1做发酵培养基；
S8 乳酸脱色
将馏出物A和馏出物B进入连续颗粒炭脱色系统脱色；
S9 去除离子
将脱色后的馏出物A和馏出物B经过阴阳离子交换系统，去除金属离子、阴离子和阳离子，得到食品级乳酸。
2.根据权利要求1所述的L-乳酸生产新工艺，其特征在于：步骤S1的发酵培养基：葡萄糖180g/L，酵母粉0.06g/L,磷酸二氢钠0.04g/L,磷酸氢二钠0.04g/L，1.5×10-3g/L核黄素，1.0×10-3g/L蛋氨酸。
3.根据权利要求2所述的L-乳酸生产新工艺，其特征在于：步骤S5 中连续结晶蒸发器的负压条件为-0.088Mpa至-0.092Mpa。
4.根据权利要求3所述的L-乳酸生产新工艺，其特征在于：步骤S9中阴阳离子交换系统中阳离子交换树脂为苏青大孔树脂D001，阴离子交换树脂为苏青D318。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN202210966261.3A CN116004736A (zh) | 2022-08-12 | 2022-08-12 | L-乳酸生产新工艺 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN202210966261.3A CN116004736A (zh) | 2022-08-12 | 2022-08-12 | L-乳酸生产新工艺 |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN116004736A true CN116004736A (zh) | 2023-04-25 |
Family
ID=86021759
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CN202210966261.3A Pending CN116004736A (zh) | 2022-08-12 | 2022-08-12 | L-乳酸生产新工艺 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CN (1) | CN116004736A (zh) |
-
2022
- 2022-08-12 CN CN202210966261.3A patent/CN116004736A/zh active Pending
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| FI96122C (fi) | Menetelmä etanolin valmistamiseksi ja glyserolin talteenottamiseksi sivutuotteena | |
| US9139856B2 (en) | Process for production of galactooligosaccharides (GOS) | |
| WO2010051676A1 (zh) | 一种乳酸的清洁生产工艺 | |
| CN108285912B (zh) | 一种发酵制备提取医药级缬氨酸的方法 | |
| US5532148A (en) | Process for producing of citric acid and monovalent citrate salts | |
| CN104473120A (zh) | 一种味精的生产工艺 | |
| CN108285911B (zh) | 一种发酵提取l-异亮氨酸的工艺 | |
| CN108285913B (zh) | 一种制备提取l-谷氨酰胺的工艺 | |
| CN112778149A (zh) | 一种从发酵液中提取分离β-丙氨酸的方法 | |
| CN108409609A (zh) | 精氨酸电渗析提取工艺 | |
| Hwang et al. | The fermentation process for L-phenylalanine production using an auxotrophic regulatory mutant of Escherichia coli | |
| CN103695487A (zh) | 一种微生物发酵生产精氨酸工艺 | |
| CN113321580B (zh) | 一种生产苹果酸的方法 | |
| CN108251476B (zh) | 从酶制剂废水中提取维生素b12的方法 | |
| CN103695490B (zh) | 一种高纯度精氨酸生产工艺 | |
| CN102703334B (zh) | 一株产赤藓糖醇的菌株及用其生产赤藓糖醇的方法 | |
| CN116004736A (zh) | L-乳酸生产新工艺 | |
| CN103992964B (zh) | 一种耐高pH值菌种及发酵法生产赖氨酸方法 | |
| CN103695488B (zh) | 一种精氨酸制备方法 | |
| EP1096020B1 (en) | Process for the manufacture of citric acid | |
| US3933586A (en) | Method of making l-aspartic acid from fumaric acid | |
| CN114230380A (zh) | 一种7-氨基头孢烷酸生产废弃物的利用方法 | |
| CN110592154B (zh) | 一种生产和提取色氨酸的工艺 | |
| CN110372773B (zh) | 高纯度丙谷二肽的生产方法 | |
| CN113402572A (zh) | 一种精制微生物发酵法制备的氨基葡萄糖复合盐的工艺 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| PB01 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination |