专利名称：用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产方法
技术领域：
本发明涉及生化工程领域，在工业化生产中从发酵液中一次精制分离提取L-色 氨酸的新工艺，特别是一种用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产方法。
背景技术：
L-色氨酸是人体和动物生命活动中八种必需的氨基酸之一，对生长发育、新陈代 谢起重要重用，被称为第二必须氨基酸，广泛应用于医药、食品和饲料等方面。根据联合国 粮农组织2000年测算，世界市场L-色氨酸年需求量约为120万吨以上，截止到2007年底， 全球L-色氨酸产能水平在10000吨以上，随着蛋氨酸、赖氨酸的大量应用，价格一直较高的 L-色氨酸更希望有廉价高效的生产及提取方法，以便推进L-色氨酸的应用。所以L-色氨 酸的市场缺口很大，前景广阔。当前利用微生物直接发酵法生产的L-色氨酸以其原料成本低，来源广泛，产品纯 度高，反应条件温和等优点逐渐成为L-色氨酸的主要生产方法，和其他生物工程产品一 样，色氨酸工业生产也常常会受到生产成本的制约，而在生产成本的构成中，分离提取等下 游工程的成本占有相当的比例。因此，研究L-色氨酸的提取方法具有重要的理论意义和实 用价值。工业化生产中，研究发酵液中L-色氨酸的提取工艺必须考虑其物料性质和提取 方法路线。L-色氨酸属于热敏性物质，长时间加热或光照易着色，易分解变质，所以提取工 艺研究中在提高收率和产品质量的基础上必须遵守低温快速的原则；其次对L-色氨酸发 酵液中所有妨碍色氨酸结晶的杂质成分分析后，确定合理的由易到难的去除杂质的提取路 线更有利于提高收率，获得优质产品。而现有资料表明目前利用发酵液分离提取色氨酸一 般经过两个步骤，即粗品制备和精品制备。粗品制备过程中一般采用膜过滤或离子交换法，或者二者结合的方法进行。即膜 过滤的清液通过阳离子交换树脂吸附，水洗，氨水洗脱，收集PH3 5的洗脱液真空浓缩，结 晶过滤出粗品。其不足之处是在L-色氨酸粗品提取过程中加入大量的硫酸、氨水等无机试 齐U，得到粗品要经过繁杂的工序对上述药品进行脱除。而大量试剂的加入，使得母液的PH 值波动较大，杂质较多，而无法循环使用，造成极大地浪费。增加成本的同时也给环境带来 不良的影响。精品制备一般采用有机溶媒溶解重结晶法或活性炭脱色后重结晶法，或者二者相 结合的方法。用丙酮、酒精或冰醋酸等有机溶剂对色氨酸粗品进行加热溶解，然后加入活性 炭进行脱色，过滤除炭后结晶分离获得精品。其不足之处在于有机溶剂大都易燃易爆增加 了使用的安全隐患，而且不容易回收，造成环境污染和资源浪费。综上所述，目前国内外色氨酸的提取工艺中大都存在提取工艺路线繁杂，提取时 间长，导致色氨酸易降解、收率低，而且带来对环境的污染、后续有机溶剂的处理问题等。
发明内容
本发明是针对现有发酵法生产L-色氨酸的工业化过程中，产品易变质，提取收率 低以及环境污染严重的问题，而提供一种用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产方法。本发明的技术方案是这样实现的一种用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产 方法，该方法包括以下步骤第一步、对含有L-色氨酸发酵液进行预处理处理方式为分别加入发酵液体积 0. 1.0%的明矾和发酵液体积0. 1.0%的NaHSO3后，搅拌并加热到40 80°C， 制为处理液； 第二步、将处理液泵入陶瓷微滤膜过滤器，得到除去菌体的色氨酸微滤液以及菌 体蛋白；第三步、将色氨酸微滤液泵入超滤膜过滤器，得到色氨酸超滤液和含有色素及蛋 白的浓缩液；第四步、将色氨酸超滤液泵入纳滤膜过滤器，得到色氨酸浓缩液以及含盐的透过液；第五步、将经纳滤的色氨酸浓缩液打入脱色罐，加入含酸量的5% 40%的活性 炭进行脱色，脱色温度控制在50 80°C保温，脱色时间控制在10 60min ；第六步、将压滤除炭后的脱色液泵入单效蒸发器中，控制温度50 80°C，真空度 为-0. 06 -0. IMPa，浓缩至有大量晶体析出时停止；第七步、将浓缩液打入结晶罐，迅速搅拌降温至10 20°C，结晶4 10h，晶体离 心脱水烘干后，得L-色氨酸成品；第八步、将结晶母液泵入纳滤膜过滤器重复步骤四；第九步、将步骤三的浓缩液和步骤二的菌体蛋白混合，进入单效蒸发器结晶器，控 制温度80°C，真空度为-0. 08MPa，浓缩约8h后，进入气流烘干，经粉碎机粉碎后，制成高蛋 白饲料，蛋白含量在90%以上；第十步、将步骤四的含盐的透过液直接打入发酵工段代替部分培养基使用或者浓 缩后作为肥料使用。本发明的技术方案可以是这样实现的步骤一中所述发酵液是指利用葡萄糖、淀 粉水解糖或其他替代物质为原料在L-色氨酸产生菌作用下经过一定的常规工序得到的含 有L-色氨酸的发酵液。本发明的技术方案还可以是这样实现的步骤二微滤膜器采用陶瓷管式膜分离 系统，其材质可以是Al2O3或TiO2或SiO2或&02，其孔径为20nm lOOnm，截留分子尺寸 彡1.0um，pH范围1 14，操作温度为0 80°C，进膜压力与出膜压力差为0. 1 1. OMpa， 滤速控制在2 3m3/h，当清液流量小于2m3/h时，分多次，每次泵入1. 5 3m3的纯化水顶 洗，直至浓液中色氨酸含量低于1. Og/L后停机，得到除去菌体的色氨酸微滤液以及菌体蛋 白。本发明的技术方案还可以是这样实现的步骤三超滤膜器采用聚酰胺管式膜分离 系统，超滤膜孔径为1 20nm，截留分子量为600 lOOOKDa，其操作条件为pH 2 12，操 作温度20 40°C，进膜压力与出膜压力差为0. 5 1. 5Mpa，滤速控制在4 8m3/h，当清液 流量小于2m3/h时，分多次，每次泵入1. 5 3m3的纯化水顶洗，直至浓液中色氨酸含量低于 0. 5g/L后停机，得到色氨酸超滤液和含有色素及蛋白的浓缩液。
本发明的技术方案还可以是这样实现的步骤四纳滤膜器采用聚酰胺管式膜分离 系统，纳滤膜孔径为0. 1 lnm，截留分子量为100 150KDa，其操作条件为pH 2 12，操 作温度20 40°C，进膜压力与出膜压力差为0. 5 1. 5Mpa，滤速控制在2. 0 4. 0m3/h，得 到色氨酸浓缩液以及含盐的透过液。本发明的技术方案还可以是这样实现的步骤五中所用活性炭为木质粉末状活性 炭，加入前必须在温水中完全溶解。本发明的技术方案还可以是这样实现的步骤七中离心脱水时用10°C左右的冷 纯水进行淋洗，淋洗水量约为母液体积的10% 30%。本发明所得色氨酸为白色结晶粉末，无臭，味微苦，其质量指标如表1所示表1采用本工艺生产的色氨酸的质量指标 与现有技术相比本发明的积极效果是1、本发明采用微滤超滤纳滤集成膜分离系统过滤发酵液和活性炭进行脱色，完全 符合由易到难的杂质去除顺序，即根据杂质成分大小顺序先后除菌除蛋白脱盐脱色，不但 充分利用了膜系统的分离特性，不易造成膜污染；而且除杂彻底、过滤时间短、温度低，特别 适合处理热敏性的色氨酸物料，使得色氨酸滤液颜色清亮、透光度高、纯度高易于结晶，大 大提高了色氨酸一次结晶收率。2、本发明简化了传统的色氨酸提取工艺，彻底删减了粗品制备的过程，采用一次 精制法直接从发酵液中提取色氨酸，不但缩短了料液存放处理时间避免色氨酸变质，而且 在L-色氨酸提取过程中不添加任何的酸碱等化学试剂，没有使用离子交换树脂，很大程度 上降低成本，减少污染，缩短了提纯时间。杜绝了粗品制备和精品制备过程中有机溶剂和无 机溶剂的加入，节省了溶剂回收费用，避免由此引起的污水处理问题和污染环境的问题。3、本发明根据循环经济的原则，将结晶母液循环套用，并且将过滤杂质与菌体蛋 白等综合利用实现了产品利润的最大化。
4、本发明工艺路线简单，提取过程清洁无污染，提取收率高，最终在500吨生产线 实现了 L-色氨酸提取总收率为83. 5%，产品符合表1所示质量指标。
具体实施例方式以下结合具体的实施例，对本发明作进一步的详细描述。实施例1 第一步、对含有L-色氨酸发酵液进行预处理处理方式为分别加入发酵液体积
0.1 %的明矾和0. 1 % NaHSO3后，搅拌并加热到60°C，持续30min制为处理液；第二步、将处理液泵入陶瓷微滤膜过滤器，控制温度士45°C，进膜压力与出膜压 力差为0. 2 0. 3MPa,滤速控制在2 3m3/h，当清液流量小于2m3/h时，分多次，每次泵入
1.5 3m3的纯化水顶洗，直至浓液中色氨酸含量低于1. Og/L后停机，得到除去菌体的色氨酸微滤液以及菌体蛋白，除菌率达到99. 74%，L-色氨酸收率为99. 3% ；第三步、将色氨酸微滤液泵入超滤膜过滤器，控制温度士35°C，进膜压力与出膜 压力差1. 0士0. IMPa，滤速控制在4 8m3/h，当清液流量小于2m3/h时，分多次，每次泵入 1. 5 3m3的纯化水顶洗，直至浓液中色氨酸含量低于0. 5g/L后停机，得到色氨酸超滤液和 含有色素及蛋白的浓缩液，色素去除率达到96. 31 %，蛋白去除率达到59. 67%, L-色氨酸 收率为96. 1% ；第四步、将色氨酸超滤液泵入纳滤膜过滤器，控制温度士 40°C，进膜压力与出膜压 力差1. 0士0. IMPa，滤速控制在2. 0 4. 0m3/h，得到色氨酸浓缩液以及含盐的透过液，离子 去除率达到78. 31%，L-色氨酸收率为95.4% ；第五步、将经纳滤的色氨酸浓缩液泵入脱色罐，加入色氨酸含量的30%的303#活 性炭进行脱色，脱色温度控制在60°C，保温60min ；第六步、将压滤除炭后的脱色液泵入单效蒸发器中，控制温度60°C，真空度 为-0. IMPa，浓缩至有大量晶体析出时停止；第七步、将浓缩液打入结晶罐，迅速搅拌降温至10 20°C，结晶4h，晶体离心脱 水，并用母液体积的30%的10°C左右的冷纯水进行淋洗，烘干后，得L-色氨酸成品，一次结 晶收率为53. 2%，经检测产品质量符合表1指标；第八步、将结晶母液泵入纳滤膜过滤器重复步骤四；第九步、将步骤三的浓缩液和步骤二的菌体蛋白混合，进入单效蒸发器结晶器，控 制温度80°C，真空度为-0. 08MPa，浓缩约8h后，进入气流烘干，经粉碎机粉碎后，制成色氨 酸提取的副产品一高蛋白饲料，蛋白含量在90 %以上；第十步、将步骤四的含盐的透过液直接打入发酵工段代替部分培养基使用或者浓 缩后作为肥料使用。实施例2 第一步、对含有L-色氨酸发酵液进行预处理处理方式为分别加入发酵液体积
0.1 %的明矾和0. 1 % NaHSO3后，搅拌并加热到60°C，持续30min制为处理液；第二步、将处理液泵入陶瓷微滤膜过滤器，控制温度士45°C，进膜压力与出膜压 力差为0. 2 0. 3MPa,滤速控制在2 3m3/h，当清液流量小于2m3/h时，分多次，每次泵入
1.5 3m3的纯化水顶洗，直至浓液中色氨酸含量低于1. Og/L后停机，得到除去菌体的色氨酸微滤液以及菌体蛋白，除菌率达到99. 74%, L-色氨酸收率为99. 3% ； 第三步、将色氨酸微滤液泵入超滤膜过滤器，控制温度士35°C，进膜压力与出膜 压力差1. 0士0. IMPa，滤速控制在4 8m3/h，当清液流量小于2m3/h时，分多次，每次泵入 1. 5 3m3的纯化水顶洗，直至浓液中色氨酸含量低于0. 5g/L后停机，得到色氨酸超滤液和 含有色素及蛋白的浓缩液，色素去除率达到96. 31 %，蛋白去除率达到59. 67%, L-色氨酸 收率为96. 1% ；第四步、将色氨酸超滤液泵入纳滤膜过滤器，控制温度士 40°C，进膜压力与出膜压 力差1. 0士0. IMPa，滤速控制在2. 0 4. 0m3/h，得到色氨酸浓缩液以及含盐的透过液，离子 去除率达到78. 31%，L-色氨酸收率为95.4% ；第五步、将经纳滤的色氨酸浓缩液泵入脱色罐，加入色氨酸含量的20%的303#活 性炭进行脱色，脱色温度控制在60°C，保温60min ；第六步、将压滤除炭后的脱色液泵入单效蒸发器中，控制温度55 °C，真空度 为-0. IMPa，浓缩至有大量晶体析出时停止；第七步、将浓缩液打入结晶罐，迅速搅拌降温至10 20°C，结晶4h，晶体离心脱 水，并用母液体积的20%的10°C左右的冷纯水进行淋洗，烘干后，得L-色氨酸成品，一次结 晶收率为55. 7%，经检测产品质量符合表1指标；第八步、将结晶母液泵入纳滤膜过滤器重复步骤四；第九步、将步骤三的浓缩液和步骤二的菌体蛋白混合，进入单效蒸发器结晶器，控 制温度80°C，真空度为-0. 08MPa，浓缩约8h后，进入气流烘干，经粉碎机粉碎后，制成色氨 酸提取的副产品一高蛋白饲料，蛋白含量在90 %以上；第十步、将步骤四的含盐的透过液直接打入发酵工段代替部分培养基使用或者浓 缩后作为肥料使用。实施例3 第一步、对含有L-色氨酸发酵液进行预处理处理方式为分别加入发酵液体积
0.1 %的明矾和0. 1 % NaHSO3后，搅拌并加热到60°C，持续30min制为处理液；第二步、将处理液泵入陶瓷微滤膜过滤器，控制温度士45°C，进膜压力与出膜压 力差为0. 2 0. 3MPa,滤速控制在2 3m3/h，当清液流量小于2m3/h时，分多次，每次泵入
1.5 3m3的纯化水顶洗，直至浓液中色氨酸含量低于1. Og/L后停机，得到除去菌体的色氨 酸微滤液以及菌体蛋白，除菌率达到99. 74%，L-色氨酸收率为99. 3% ；第三步、将色氨酸微滤液泵入超滤膜过滤器，控制温度士35°C，进膜压力与出膜 压力差1. 0士0. IMPa，滤速控制在4 8m3/h，当清液流量小于2m3/h时，分多次，每次泵入 1. 5 3m3的纯化水顶洗，直至浓液中色氨酸含量低于0. 5g/L后停机，得到色氨酸超滤液和 含有色素及蛋白的浓缩液，色素去除率达到96. 31 %，蛋白去除率达到59. 67%, L-色氨酸 收率为96. 1% ；第四步、将色氨酸超滤液泵入纳滤膜过滤器，控制温度士 40°C，进膜压力与出膜压 力差1. 0士0. IMPa，滤速控制在2. 0 4. 0m3/h，得到色氨酸浓缩液以及含盐的透过液，离子 去除率达到78. 31%，L-色氨酸收率为95.4% ；第五步、将经纳滤的色氨酸浓缩液泵入脱色罐，加入色氨酸含量的10%的303#活 性炭进行脱色，脱色温度控制在50 70°C，保温60min ；
第六步、将压滤除炭后的脱色液泵入单效蒸发器中，控制温度60°C，真空度 为-0. IMPa，浓缩至有大量晶体析出时停止；第七步、将浓缩液打入结晶罐，迅速搅拌降温至10 20°C，结晶4h，晶体离心脱 水，并用母液体积的30%的10°C左右的冷纯水进行淋洗，烘干后，得L-色氨酸成品，一次结 晶收率为59. 3%，经检测产品质量符合表1指标；第八步、将结晶母液泵入纳滤膜过滤器重复步骤四；
第九步、将步骤三的浓缩液和步骤二的菌体蛋白混合，进入单效蒸发器结晶器，控 制温度80°C，真空度为-0. 08MPa，浓缩约8h后，进入气流烘干，经粉碎机粉碎后，制成色氨 酸提取的副产品一高蛋白饲料，蛋白含量在90 %以上；第十步、将步骤四的含盐的透过液直接打入发酵工段代替部分培养基使用或者浓 缩后作为肥料使用。
权利要求
一种用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产方法，该方法包括以下步骤第一步、对含有L-色氨酸发酵液进行预处理处理方式为分别加入发酵液体积0.1％～1.0％的明矾和发酵液体积0.1％～1.0％的NaHSO3后，搅拌并加热到40～80℃，制为处理液；第二步、将处理液泵入陶瓷微滤膜过滤器，得到除去菌体的色氨酸微滤液以及菌体蛋白；第三步、将色氨酸微滤液泵入超滤膜过滤器，得到色氨酸超滤液和含有色素及蛋白的浓缩液；第四步、将色氨酸超滤液泵入纳滤膜过滤器，得到色氨酸浓缩液以及含盐的透过液；第五步、将经纳滤的色氨酸浓缩液打入脱色罐，加入含酸量的5％～40％的活性炭进行脱色，脱色温度控制在50～80℃保温，脱色时间控制在10～60min；第六步、将压滤除炭后的脱色液泵入单效蒸发器中，控制温度50～80℃，真空度为-0.06～-0.1MPa，浓缩至有大量晶体析出时停止；第七步、将浓缩液打入结晶罐，迅速搅拌降温至10～20℃，结晶4～10h，晶体离心脱水烘干后，得L-色氨酸成品；第八步、将结晶母液泵入纳滤膜过滤器重复步骤四；第九步、将步骤三的浓缩液和步骤二的菌体蛋白混合，进入单效蒸发器结晶器，控制温度80℃，真空度为-0.08MPa，浓缩约8h后，进入气流烘干，经粉碎机粉碎后，制成高蛋白饲料，蛋白含量在90％以上；第十步、将步骤四的含盐的透过液直接打入发酵工段代替部分培养基使用或者浓缩后作为肥料使用。
2.根据权利要求1所述的用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产方法，其特征在 于步骤一中所述发酵液是指利用葡萄糖、淀粉水解糖或其他替代物质为原料在L-色氨酸 产生菌作用下经过一定的常规工序得到的含有L-色氨酸的发酵液。
3.根据权利要求1所述的用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产方法，其特征在 于步骤二微滤膜器采用陶瓷管式膜分离系统，其材质可以是A1203或Ti02或Si02或&02， 其孔径为20nm lOOnm，截留分子尺寸彡1.0um，pH范围1 14，操作温度为0 80°C，进 膜压力与出膜压力差为0. 1 1. OMpa,滤速控制在2 3m3/h，当清液流量小于2m3/h时，分 多次，每次泵入1. 5 3m3的纯化水顶洗，直至浓液中色氨酸含量低于1. Og/L后停机，得到 除去菌体的色氨酸微滤液以及菌体蛋白。
4.根据权利要求1所述的用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产方法，其特征在 于步骤三超滤膜器采用聚酰胺管式膜分离系统，超滤膜孔径为1 20nm，截留分子量为 600 lOOOKDa，其操作条件为pH 2 12，操作温度20 40°C，进膜压力与出膜压力差为 0. 5 1. 5Mpa,滤速控制在4 8m3/h，当清液流量小于2m3/h时，分多次，每次泵入1. 5 3m3的纯化水顶洗，直至浓液中色氨酸含量低于0. 5g/L后停机，得到色氨酸超滤液和含有色 素及蛋白的浓缩液。
5.根据权利要求1所述的用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产方法，其特征在 于步骤四纳滤膜器采用聚酰胺管式膜分离系统，纳滤膜孔径为0. 1 lnm，截留分子量为 100 150KDa，其操作条件为pH 2 12，操作温度20 40°C，进膜压力与出膜压力差为`0. 5 1. 5Mpa，滤速控制在2. 0 4. 0m3/h，得到色氨酸浓缩液以及含盐的透过液。
6.根据权利要求1所述的用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产方法，其特征在 于步骤五中所用活性炭为木质粉末状活性炭，加入前必须在温水中完全溶解。
7.根据权利要求1所述的用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产方法，其特征在 于步骤七中离心脱水时用10°c左右的冷纯水进行淋洗，淋洗水量约为母液体积的10% 30%。
全文摘要
本发明公开了一种用一步精制法提取发酵液中色氨酸的生产方法，包括将发酵液进行预处理，采用陶瓷微滤膜过滤除菌体蛋白，然后经超滤膜脱色以及纳滤膜脱盐浓缩；纳滤膜浓缩液直接进行活性炭脱色，脱色液低温等电结晶，离心分离时用冰水淋洗获得合格精品；结晶母液回至纳滤膜继续套用；超滤浓液以及菌体蛋白混合烘干粉碎制成高附加值蛋白饲料；纳滤浓盐水可以作为培养基继续回用或者作为基础肥料出售。本发明杜绝了粗品制备和精品制备过程中有机溶剂和无机溶剂的加入，节省了溶剂回收费用，避免由此引起的污水处理问题和污染环境的问题；母液利用率高，产品质量好，在500吨生产线实现了L-色氨酸提取总收率为83.5％，更有利于工业化生产。
文档编号A23K1/06GK101863822SQ201010201889
公开日2010年10月20日 申请日期2010年6月17日 优先权日2010年6月17日
发明者孟宗盘, 赵春光, 邓立君 申请人:河南巨龙淀粉实业有限公司