CN117447001A - 一种细胞清洗废水回用发酵工艺、系统及其应用 - Google Patents

Abstract

本发明涉及PHA技术领域，提供一种细胞清洗废水回用发酵工艺、系统及其应用，该工艺是将聚羟基脂肪酸酯生产过程中的发酵液进行固液分离以去除其中菌体，得到发酵清液；将所述发酵清液进行陶瓷膜和/或超滤膜过滤，得到所述聚羟基脂肪酸酯生产时嗜盐菌发酵培养基用的配液水；所述陶瓷膜的孔径为100～600nm；所述超滤膜的截留重均分子量为800～9000Da。通过采用膜分离工艺，可以将发酵废液中有害的有机杂质分离出去，从而使处理后的发酵废液能够回用到下一批次的发酵培养基中，既可以降低辅料成本，也可以减少高盐废水的处理压力，减少三废排放。

Description

一种细胞清洗废水回用发酵工艺、系统及其应用

技术领域

本发明涉及PHA技术领域，尤其涉及一种细胞清洗废水回用发酵工艺、系统及其应用。

背景技术

聚羟基脂肪酸酯(PHA)是一种生物合成的高分子聚酯材料，是微生物在其他营养限制而碳源过剩的条件下合成的一类碳源和能源的贮藏性颗粒。该线性聚合物的合成是由各类型羟基脂肪酸酯单体经细胞内的酶催化反应进行缩聚而成，PHA由于结构多种多样，导致性能多种多样，因而在各个领域有着广泛的应用前景，并逐步形成PHA产业价值链。由于其具有与传统塑料非常相似的材料学性质，将来在很多场合可代替传统塑料，同时PHA具有传统塑料所不可比拟的生物可降解性和生物相容性，被认为是“环境友好型塑料”，可以解决日益严重的环境污染问题。但是高昂的生产成本一直制约着PHA的大规模应用和发展。

近年来，研究者们致力于研究选育优质高产嗜盐菌来生产PHA，虽然其在一定程度上降低了生产成本，但嗜盐菌应处于高浓度盐环境下进行发酵，由于大量无机盐的使用，也会增加生产成本和下游发酵废水的处理成本。如果能将发酵废水经处理后重新回用到生产中，就可以进一步降低生产成本，提产增效。

专利CN111362445B中提出了一种聚羟基脂肪酸酯发酵液的处理方法，该方法通过将聚羟基脂肪酸酯的发酵液进行第一固液分离，然后向所得发酵清液中加入吸附剂进行吸附处理，并进一步地将处理后的发酵清液进行板框过滤，最后将所述含盐发酵废液循环至聚羟基脂肪酸酯的发酵阶段使用，实现了将嗜盐菌进行PHA发酵时产生的高盐废水进行重复发酵利用的目的，而且该方法还能够有效保证发酵菌种的发酵效率，从而保障PHA得率。但是，该方法依赖特定的吸附剂进行吸附处理，适用范围有限且固废量大。

鉴于此，提出本发明。

发明内容

本发明提供一种细胞清洗废水回用发酵工艺及其应用，用以解决现有技术中聚羟基脂肪酸酯发酵液的处理方法存在的缺陷，实现低成本、高效的处理PHA发酵废水的方法，而且本发明将无机盐重复利用后也能够有效保证发酵菌种的发酵效率，从而保障PHA得率。

具体地，本发明提供一种细胞清洗废水回用发酵工艺，包括：

将聚羟基脂肪酸酯生产过程中的发酵液进行固液分离以去除其中菌体，得到发酵清液；

将所述发酵清液进行陶瓷膜和/或超滤膜过滤，得到所述聚羟基脂肪酸酯生产时嗜盐菌发酵培养基用的配液水；本发明中的配液水是指在配制发酵培养基时将常用的水替换为本发明中所述陶瓷膜和/或超滤膜过滤后的水。

所述陶瓷膜的孔径为100～600nm；所述超滤膜的截留重均分子量为800～9000Da；优选地，所述陶瓷膜的孔径为100～600nm，过滤时压力为0.1～0.5MPa；所述超滤膜的截留重均分子量为800～9000Da，过滤时压力为0.2～1MPa。

利用嗜盐菌进行PHA发酵时，发酵培养基中的无机盐如果不能在发酵过程中得到重复利用，不仅会增加原料成本，还会产生大量高盐含量的废水，由此也会导致高昂的废水处理成本。而且，在该废水中存在大量不溶性菌体碎片、变形蛋白和细胞毒素等难以被利用的物质，如果直接利用未经处理过的废水进行发酵，会造成菌种发酵效率降低。同时随着发酵废液的循环利用，这些物质将不断积累，也会给后续的分离纯化造成一定的困难，从而降低PHA产率和纯度。在研究过程中进一步发现，如果将发酵液进行固液分离，得到发酵清液，然后对所述发酵清液进行陶瓷膜和/或超滤膜，所得到的水重复利用到发酵培养基中，可以有效降低发酵过程中原料成本和废水处理成本，还能够有效保证发酵菌种的发酵效率，从而保障PHA产率。

所述陶瓷膜用于去除小分子固体悬浮物，所述超滤膜用于去除更小的悬浮物和大分子有机物。为了提高PHA的发酵效率和产率，优选所述陶瓷膜的孔径为200～500nm，过滤时压力为0.2～0.4MPa，进一步优选为无机陶瓷膜；优选所述超滤膜的截留重均分子量在1000～5000Da以上，过滤时压力为0.4～0.6MPa。

而通过选用陶瓷膜过滤和超滤膜过滤相结合，能够进一步降低PHA的生产成本，保障嗜盐菌的发酵效率和PHA产率。

与现有技术采用特定吸附剂的方式相比，本发明的方法提供了一种新方法用于回用发酵液，充分利用特定膜构成的膜生物反应器的优势降低三废，在保障嗜盐菌的发酵效率和PHA产率上更具优势，而且适用范围更广。

根据本发明提供的细胞清洗废水回用发酵工艺，采用循环浓缩工艺使所述配液水中的盐浓度为15～30g/L，优选为20～30g/L；

所述循环浓缩工艺包括：缓冲罐单元、膜过滤单元和监测单元；

所述缓冲罐单元用于存放所述发酵清液和回流液，所述回流液为所述膜过滤单元处理后盐浓度不达标的液体；

所述膜过滤单元包括所述陶瓷膜和/或所述超滤膜，用于过滤和浓缩所述缓冲罐单元中液体，并将盐浓度达标的液体作为配液水；

所述监测单元用于监测缓冲罐单元内液体的杂质和膜过滤单元中液体的盐浓度。

试验中发现，配液水的盐浓度对于本发明的发酵工艺起到关键作用，本发明的配液水中不仅仅含有盐，还含有其他影响发酵工艺的成分，大量数据验证，当配液水中以盐浓度作为监控指标时，其值处于15～30g/L时，最利于本发明的发酵工艺。

根据本发明提供的细胞清洗废水回用发酵工艺，所述发酵清液的固含量为5％～20％，优选固含量为5％～15％；

优选地，所述发酵清液是使用碟片式离心机和/或板框过滤机将所述发酵液进行固液分离后得到。

试验中发现，发酵清液的固含量对发酵工艺产生显著影响，为了提高PHA的得率和降低水处理成本，对所述发酵清液的固含量进行上述优选。

本发明中的所述发酵清液还可以为使用碟片式离心机将所述发酵液进行第一次固液分离，得到的固含量为7％～20％的第一发酵清液；或者，所述发酵清液为先使用碟片式离心机将所述发酵液进行第一次固液分离，得到固含量为7％～20％的第一发酵清液，然后重悬所述第一发酵清液后，使用板框过滤机进行第二次固液分离得到的固含量为5％～15％的第二发酵清液。

试验发现，优化固液分离工艺，可以进一步提升PHA的发酵效果，优化工艺为：所述发酵清液为先使用碟片式离心机将所述发酵液进行第一次固液分离，得到固含量为7％～20％的第一发酵清液，然后重悬所述第一发酵清液后，使用板框过滤机进行第二次固液分离，得到固含量为5％～15％的第二发酵清液，最后重悬所述第二发酵清液后，使用板框过滤机进行第三次固液分离，得到固含量为5％～10％的第三发酵清液。

上述通过对发酵液进行三次固液分离，并且所述第一固液分离使用碟片式离心机，所述第二、三固液分离使用板框过滤机，能够更为有效的对高盐废水进行分离，从而进一步降低PHA的生产成本，以及进一步保障PHA发酵菌种的发酵效率和PHA产率。

根据本发明提供的细胞清洗废水回用发酵工艺，还包括：在所述配液水中添加尿素、葡糖糖、无机盐和微量元素得到所述发酵培养基。

根据本发明提供的细胞清洗废水回用发酵工艺，所述发酵培养基中，各物质的浓度为：15～25g/L葡萄糖，2～5g/L尿素，4～6g/L磷酸二氢钾，0.4～0.8g/L硫酸镁，20～45g/L氯化钠(氯化钠的含量根据发酵清液中的盐浓度进行补加或不加)，35～60ml/L的组分III，1～10ml/L组分IV；

其中，组分III是5g柠檬酸铁铵、2g氯化钙和41.7ml浓度为12mol/L的盐酸混合后，通过加水定容至1L得到；

组分IV是100mg七水硫酸锌、30mg四水氯化锰、300mg硼酸、200mg六水氯化钴、10mg无水硫酸铜、20mg六水氯化镍和30mg二水钼酸钠混合后，通过加水定容至1L得到。

根据本发明提供的细胞清洗废水回用发酵工艺，所述发酵培养基用于处于快速生长期的嗜盐菌培养，且快速生长期的嗜盐菌接入到发酵培养基中时，发酵种子液的接种量为5～20体积％。

本发明中的发酵体系可以不灭菌直接发酵。

优选地，所述发酵种子液的制备方法为：

(1)将嗜盐菌接种于一级种子培养基中，在37℃和200rpm的条件下进行一级活化培养10～12h，培养至OD600达到3～4左右，得到一级种子液；

(2)将所述一级种子液以0.5～2％体积的接种量接种于二级种子培养基中，在37℃和200rpm的条件下进行二级活化培养，培养8～10h，培养至OD600达到3～4左右，得到发酵种子液；

上述嗜盐菌生长在60LB培养基上，培养基成分配置含有：60g/L的氯化钠，10g/L的蛋白胨(英国OXID公司)，5g/L的酵母提取物(英国OXID公司)。

根据本发明提供的细胞清洗废水回用发酵工艺，所述嗜盐菌包括嗜盐细菌和/或所述嗜盐古菌，优选地，所述嗜盐菌为嗜盐细菌，进一步优选为盐单胞菌属(Halomonas)的细菌及它们衍生菌株或其组合，更优选为单胞菌属下的任意种，例如Halomonasbluephagenesis、Halomonascampaniensis、Halomonasaydingkolgenesis、Halomonas aerodenitrificans、Halomonas halocynthiae中的任意种。

进一步优选为Halomonasbluephagenesis TD01，保藏登记号为CGMCCNo.4353，从清华大学获得。

根据本发明提供的细胞清洗废水回用发酵工艺，所述发酵培养基用于聚羟基脂肪酸酯生产的发酵条件为：温度33～37℃，初始溶氧控制在30％以上，通过调节转速和通气来控制溶氧，转速控制200～1000rpm，通风量0.5～3.0L/min；发酵过程中控制糖浓度在5～15g/L之间，控制发酵pH为8～9，发酵36～48h。

优选地，所述发酵过程中，当糖浓度降至10g/L时，开始依次添加补料，补料分为补料A、补料B和补料C，当补料A和补料B使用完以后，持续添加补料C至发酵过程；

补料A主要有：葡萄糖浓度700～800g/L，尿素2～3g/L；

补料B主要有：葡萄糖浓度700～800g/L，尿素2～3g/L。

本发明还提供如上所述细胞清洗废水回用发酵工艺在生物肥料中的应用，所述细胞清洗废水回用发酵工艺包括：

步骤(1)：将聚羟基脂肪酸酯生产过程中的发酵液进行固液分离以去除其中菌体，得到发酵清液；

步骤(2)：将所述发酵清液进行陶瓷膜和/或超滤膜过滤，得到所述聚羟基脂肪酸酯生产时嗜盐菌发酵培养基用的配液水；优选地，所述陶瓷膜的孔径为10～60nm，过滤时压力为0.1～0.5MPa；所述超滤膜的截留重均分子量为800～9000Da，过滤时压力为0.2～1MPa；

步骤(3)：在所述配液水中添加尿素、葡糖糖、无机盐和微量元素得到所述发酵培养基；

步骤(4)：所述发酵培养基用于嗜盐菌的发酵生产聚羟基脂肪酸酯，发酵过程产生所述发酵液；

所述生物肥料包括：将所述步骤(1)～(4)循环10次以上，继续进行步骤(1)得到发酵清液，再经浓缩得到的产物；

本发明还提供一种细胞清洗废水回用发酵系统，包括：固液分离单元和膜过滤单元；

所述固液分离单元用于将聚羟基脂肪酸酯生产过程中的发酵液进行固液分离以去除其中菌体，得到发酵清液；

所述膜过滤单元用于将所述发酵清液进行陶瓷膜和/或超滤膜过滤，得到所述聚羟基脂肪酸酯生产时嗜盐菌发酵培养基用的配液水；

所述陶瓷膜的孔径为10～60nm，所述超滤膜的截留重均分子量为800～9000Da；优选地，所述陶瓷膜的孔径为10～60nm，过滤时压力为0.1～0.5MPa；所述超滤膜的截留重均分子量为800～9000Da，过滤时压力为0.2～1MPa。

优选地，所述细胞清洗废水回用发酵系统包括：固液分离单元和循环浓缩单元；所述循环浓缩单元包括缓冲罐单元、膜过滤单元和监测单元；

所述固液分离单元用于将聚羟基脂肪酸酯生产过程中的发酵液进行固液分离以去除其中菌体，得到发酵清液；

所述缓冲罐单元用于存放所述发酵清液和回流液，所述回流液为所述膜过滤单元处理后盐浓度不达标的液体；

所述膜过滤单元包括所述陶瓷膜和/或所述超滤膜，用于过滤和浓缩所述缓冲罐单元中液体，并将盐浓度达标的液体作为配液水；

所述监测单元用于监测所述缓冲罐单元内液体的杂质和/或所述膜过滤单元中液体的盐浓度；

所述细胞清洗废水回用发酵系统还包括发酵单元，所述发酵单元用于在所述配液水中添加尿素、葡糖糖、无机盐和微量元素得到所述发酵培养基。

本发明提供的细胞清洗废水回用发酵工艺、系统及其应用，通过采用膜分离工艺，可以将发酵废液中大部分对嗜盐菌发酵有害的有机杂质分离出去，从而使处理后的发酵废液能够回用到下一批次的发酵培养基中，既可以降低辅料成本，也可以减少高盐废水的处理压力，减少三废排放。因此，本发明提供的了一种低成本、高效的处理PHA发酵废水方法，而且本发明将无机盐重复利用后也能够有效保证发酵菌种的发酵效率，从而保障PHA得率。

具体实施方式

为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明实施例，对本发明中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

实施例中未注明具体技术或条件者，按照本领域内的文献所描述的技术或条件，或者按照产品说明书进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可通过正规渠道商购买得到的常规产品。

制备例1发酵种子液

种子培养基：含有5g/L的酵母粉、10g/L的蛋白胨以及60g/L的氯化钠。

将盐单胞菌(Halomonasbluephagenesis TD01，保藏登记号为CGMCCNo.4353，公众可以从清华大学获得该菌)接种于种子培养基中在37℃和200rpm的条件下进行一级活化培养10-12h，培养至OD600达到3-4左右，得到一级种子液；

将所述一级种子液以1％体积的接种量接种于种子培养基中，在37℃和200rpm的条件下进行二级活化培养，培养8-10h，培养至OD600达到3-4左右，得到二级种子液，即为发酵种子液。

实施例1 PHA的发酵

一种细胞清洗废水回用发酵工艺，其过程如下：

(1)将聚羟基脂肪酸酯生产中发酵结束后的发酵液进行固液分离以去除其中菌体，具体地：先使用碟片式离心机将所述发酵液进行第一次固液分离，得到固含量为20％的第一发酵清液，然后重悬所述第一发酵清液后，使用板框过滤机进行第二次固液分离，得到固含量为15％的第二发酵清液，最后重悬所述第二发酵清液后，使用板框过滤机进行第三次固液分离，得到固含量为10％的第三发酵清液。

(2)将步骤(1)中固含量为10％的第三发酵清液经循环浓缩工艺处理，得到清液澄清，无明显悬浊和沉淀，固含量在3％且盐浓度为15g/L的配液水1；其中，循环浓缩工艺包括：缓冲罐单元、膜过滤单元和监测单元；

所述缓冲罐单元用于存放所述发酵清液和回流液，所述回流液为所述膜过滤单元处理后盐浓度不达标的液体；

所述膜过滤单元包括孔径为200nm的陶瓷膜生物反应器，用于过滤和浓缩所述缓冲单元中液体，过滤时压力为0.3MPa，防止所述缓冲单元中液体包含的大细胞碎片和不溶颗粒物等大分子物质通过，并将盐浓度达标的液体作为配液水；

所述监测单元用于监测缓冲单元内液体的杂质和膜过滤单元中液体的盐浓度。

(3)配制发酵培养基：以上述配液水1替换常规的水作为培养基的溶剂，相对于1L发酵培养基，其中硫酸镁的含量为0.4g、葡萄糖的含量为25g、尿素的含量为3g、磷酸二氢钾的含量为4g、10g氯化钠，调节pH至8.5。

补料A：所述补料A的碳氮比为20：1；所述补料A含有葡萄糖、尿素；相对于1L的第一营养物质，葡萄糖的含量为150g、尿素的含量为7g，补料A与发酵培养基的用量体积比为2：300。

补料B：所述补料B的碳氮比为20：1；所述补料B含有葡萄糖、尿素；相对于1L的第二营养物质，葡萄糖的含量为150g、尿素的含量为7g，补料B与发酵培养基的用量体积比为2：350。

补料C：所述补料C含有葡萄糖；相对于1L的补料C，葡萄糖的含量为700g、补料C与发酵培养基的用量体积比为1：100。

(4)将制备例1制得到的发酵种子液以10体积％的接种量接种于步骤(3)的发酵培养基中，在37℃以及3L/min通风量的条件下发酵培养，同时控制发酵过程中的pH在8.5左右，溶氧量控制在20％。此外，在发酵的过程中分阶段控制搅拌转速，发酵0～10h，所述搅拌的转速为400rpm；发酵10～18h，所述搅拌的转速为600rpm；发酵18h至发酵结束，所述搅拌的转速为800rpm。

在发酵的过程中，实时监测发酵体系的糖含量和pH。

当发酵体系中的糖含量第一次下降至10g/L以下时，流加补料A，当补料A完全流加进入发酵罐(发酵罐体积7L)后，流加补料B，当补料B完全流加进入发酵罐后，流加补料C。补料的流加速度使得发酵液中的糖含量维持在10g/L左右，补料C流加结束后，继续发酵至结束发酵。

(5)将步骤(4)结束发酵得到的发酵液按照步骤(1)～(4)进行循环回用，循环10次后得到的发酵清液经浓缩后用于生物肥料。

实施例2

与实施例1基本相同，不同之处仅在于：步骤(2)中，将孔径为200nm的陶瓷膜生物反应器替换为孔径为350nm的陶瓷膜生物反应器，得到清液澄清，无明显悬浊和沉淀，固含量为3％且盐浓度为22g/L的配液水2。

实施例3

与实施例1基本相同，不同之处仅在于：步骤(2)中，将孔径为200nm的陶瓷膜生物反应器替换为孔径为500nm的陶瓷膜生物反应器，得到澄清，无明显悬浊和沉淀，固含量为3％，盐浓度为26g/L，记为配液水3。

实施例4

与实施例1基本相同，不同之处仅在于：步骤(2)中，将孔径为200nm的陶瓷膜生物反应器替换为3000Da的超滤膜生物反应器(除杂、大部分色素以及胶体等)，得到澄清、无明显悬浊和沉淀，固含量为3％且盐浓度为26g/L的配液水4。

实施例5

与实施例1基本相同，不同之处仅在于：步骤(2)中，将孔径为200nm的陶瓷膜生物反应器替换为先经过200nm的陶瓷膜过滤后，再将滤液通过3000Da的超滤膜生物反应器过滤得到澄清，无明显悬浊和沉淀，固含量为3％且盐浓度为26g/L的配液水5。

对比例1

与实施例1基本相同，不同之处仅在于：步骤(2)中，将实施例1中的配液水替换为等量的自来水，氯化钠的含量为25g，培养基中其余组分的含量保持一致。

对比例2

与实施例1基本相同，不同之处仅在于：步骤(2)中，将孔径为200nm的陶瓷膜生物反应器替换为10000Da的超滤膜生物反应器得到固含量为3％且盐浓度为22g/L的配液水6。

对比例3

与实施例1基本相同，不同之处仅在于：步骤(2)中，将孔径为200nm的陶瓷膜生物反应器替换为1000nm的陶瓷膜生物反应器，过滤后，得到澄清，无明显悬浊和沉淀，固含量为3％且盐浓度为22g/L的配液水7。

对实施例1～5和对比例1～3中的盐单胞菌生物量、PHA产量以及水处理成本变化如表1所示。

其中，(1)发酵结束后进行细胞干重分析，过程如下：

将循环10次后得到的发酵液在离心机中在6000rpm离心10min以收集菌体。随后用去离子水洗涤一次，并同样条件下离心收集细胞沉淀，共需重复两次上述操作。将得到的湿菌体置于-80℃预冷2-3h后，置于真空冷冻干燥机内冷冻干燥24-36h以完全去除水分。然后利用精密天平测定细胞干重(Cell Dry Weight,CDW)。

(2)将循环10次后得到的发酵液真空冷冻干燥样品进行PHA含量分析检测。

酯化液的配制：在通风橱中配制，500ml酯化液中分别含有85％(v/v)的色谱纯甲醇，3％(v/v)的浓硫酸和0.5g/L的苯甲酸。

称取30-40mg冷冻干燥后的干菌体以及约10mg PHA标样于耐高温的酯化管中，分别加入2ml三氯甲烷与2ml上述配制的酯化液，加盖密封后于100℃反应4h。结束后，酯化体系冷却至室温后，加入1ml去离子水，用涡旋振荡器充分振荡，静置分层。取下层有机相用于气相色谱分析。

使用岛津公司气相色谱仪来分析PHA中各种单体的组成及含量。气相色谱仪的配置为：HP-5型色谱毛细管柱，氢火焰离子化检测器，SPL分流进样口；载气为高纯氮气，燃气为氢气，助燃气为空气；AOC-20S型自动进样器进样，以丙酮为洗涤液，在每次进样前洗涤3次，再用待测样品润洗。进样口温度240℃，检测器温度250℃，起始温度与维持时间80℃、1.5min；第一阶段升温设置：升温速率30℃/min，升至140℃后维持0min；第二阶段升温设置：升温速率40℃/min，升至240℃后维持2min，程序总时间8min。

测试结果为：

表1

通过表1的结果可以看出，采用本发明技术方案能够有效降低PHA的生产成本，同时对发酵效率没有显著的影响，在本发明的优选方式下，能够进一步提高发酵液中菌体生物量以及PHA的产量。

最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的精神和范围。

Claims (10)

1.一种细胞清洗废水回用发酵工艺，其特征在于，包括：

将聚羟基脂肪酸酯生产过程中的发酵液进行固液分离以去除其中菌体，得到发酵清液；

将所述发酵清液进行陶瓷膜和/或超滤膜过滤，得到所述聚羟基脂肪酸酯生产时嗜盐菌发酵培养基用的配液水；

所述陶瓷膜的孔径为100～600nm；所述超滤膜的截留重均分子量为800～9000Da。

2.根据权利要求1所述的细胞清洗废水回用发酵工艺，其特征在于，采用循环浓缩工艺使所述配液水中的盐浓度为15～30g/L，优选为20～30g/L；

所述循环浓缩工艺包括：缓冲罐单元、膜过滤单元和监测单元；

所述缓冲罐单元用于存放所述发酵清液和回流液，所述回流液为所述膜过滤单元处理后盐浓度不达标的液体；

所述膜过滤单元包括所述陶瓷膜和/或所述超滤膜，用于过滤和浓缩所述缓冲罐单元中液体，并将盐浓度达标的液体作为配液水；

所述监测单元用于监测所述缓冲罐单元内液体的杂质和/或所述膜过滤单元中液体的盐浓度。

3.根据权利要求1所述的细胞清洗废水回用发酵工艺，其特征在于，所述发酵清液的固含量为5％～20％，优选固含量为5％～15％；

优选地，所述发酵清液是使用碟片式离心机和/或板框过滤机将所述发酵液进行固液分离后得到。

4.根据权利要求1所述的细胞清洗废水回用发酵工艺，其特征在于，还包括：在所述配液水中添加尿素、葡糖糖、无机盐和微量元素得到所述发酵培养基。

5.根据权利要求4所述的细胞清洗废水回用发酵工艺，其特征在于，所述发酵培养基中，各物质的浓度为：15～25g/L葡萄糖，2～5g/L尿素，4～6g/L磷酸二氢钾，0.4～0.8g/L硫酸镁，20～45g/L氯化钠，35～60ml/L的组分III，1～10ml/L组分IV；

其中，组分III是5g柠檬酸铁铵、2g氯化钙和41.7ml浓度为12mol/L的盐酸混合后，通过加水定容至1L得到；

组分IV是100mg七水硫酸锌、30mg四水氯化锰、300mg硼酸、200mg六水氯化钴、10mg无水硫酸铜、20mg六水氯化镍和30mg二水钼酸钠混合后，通过加水定容至1L得到。

6.根据权利要求1所述的细胞清洗废水回用发酵工艺，其特征在于，所述发酵培养基用于处于快速生长期的嗜盐菌培养，且快速生长期的嗜盐菌接入到发酵培养基中时，发酵种子液的接种量为5～20体积％。

7.根据权利要求1所述的细胞清洗废水回用发酵工艺，其特征在于，所述嗜盐菌为盐单胞菌或其衍生菌株或其组合。

8.根据权利要求1所述的细胞清洗废水回用发酵工艺，其特征在于，所述发酵培养基用于聚羟基脂肪酸酯生产的发酵条件为：温度33～37℃，初始溶氧控制在30％以上，通过调节转速和通气来控制溶氧，转速控制200～1000rpm，通风量0.5～3.0L/min；发酵过程中控制糖浓度在5～15g/L之间，控制发酵pH为8～9，发酵36～48h。

9.权利要求1～8中任一项所述细胞清洗废水回用发酵工艺在生物肥料中的应用，其特征在于，所述细胞清洗废水回用发酵工艺包括：

步骤(1)：将聚羟基脂肪酸酯生产过程中的发酵液进行固液分离以去除其中菌体，得到发酵清液；

步骤(2)：将所述发酵清液进行陶瓷膜和/或超滤膜过滤，得到所述聚羟基脂肪酸酯生产时嗜盐菌发酵培养基用的配液水；

步骤(3)：在所述配液水中添加尿素、葡糖糖、无机盐和微量元素得到所述发酵培养基；

步骤(4)：所述发酵培养基用于嗜盐菌的发酵生产聚羟基脂肪酸酯，发酵过程产生所述发酵液；

所述生物肥料包括：将所述步骤(1)～(4)循环10次以上，继续进行步骤(1)得到发酵清液，再经浓缩得到的产物。

10.一种细胞清洗废水回用发酵系统，其特征在于，包括：固液分离单元和膜过滤单元；

所述固液分离单元用于将聚羟基脂肪酸酯生产过程中的发酵液进行固液分离以去除其中菌体，得到发酵清液；

所述膜过滤单元用于将所述发酵清液进行陶瓷膜和/或超滤膜过滤，得到所述聚羟基脂肪酸酯生产时嗜盐菌发酵培养基用的配液水；

所述陶瓷膜的孔径为10～60nm；所述超滤膜的截留重均分子量为800～9000Da。