一种从发酵液中提取维生素VB12的分离纯化方法与流程

一种从发酵液中提取维生素vb12的分离纯化方法
技术领域
1.本发明涉及生物发酵技术领域，尤其是一种从发酵液中提取维生素vb12的分离纯化方法。


背景技术：

2.vb12即维生素b12又名钴胺素，是一种重要的动物和人类营养因子，广泛应用于饲料、食品和医药卫生领域，其在很多方面都有显著作用，如促进红细胞的发育和成熟，预防恶性贫血；维护神经系统健康；以辅酶的形式存在，可以增加叶酸的利用率，促进碳水化合物、脂肪和蛋白质的代谢；也可促进蛋白质的合成，对婴幼儿的生长发育有重要作用；还能消除烦躁不安、集中注意力、增强记忆及平衡感，而且vb12参与神经组织中一种脂蛋白的形成，是神经系统功能健全不可缺少的维生素；
3.现有vb12生产工艺的能耗高和药剂消耗大，且产生的污染物量大，对环境影响严重，为此，本发明提出了一种从发酵液中提取维生素vb12的分离纯化方法。


技术实现要素：

4.为解决现有技术中的问题，本发明提出了一种从发酵液中提取维生素vb12的分离纯化方法。
5.为了实现上述目的，本发明采用了如下技术方案：
6.一种从发酵液中提取维生素vb12的分离纯化方法，包括如下步骤：
7.s1、将经过酸化后ph为2
‑
5的第一发酵液导入预处理系统得到一级透析液；
8.s2、将一级透析液导入有机管式膜系统得到第一浓缩液和二级透析液；
9.s3、将二级透析液导入纳滤膜系统，除去二级透析液中的一价盐，得到第二浓缩液和三级透析液；
10.s4、将第二浓缩液导入到离子交换树脂系统得到四级透析液，对四级透析液萃取后结晶得到维生素vb12。
11.进一步地，所述第一浓缩液回流至预处理系统与第二发酵液混合，再依次经过步骤s2、s3和s4。
12.进一步地，对所述第二浓缩液进行蒸发结晶操作得到氯化钠结晶盐。
13.进一步地，所述s4中利用丙酮萃取四级透析液，对萃取出的物质进行结晶操作得到维生素vb12。
14.进一步地，所述预处理系统的功能包括可对在其内的溶液进行混合、离心和压滤，所述预处理系统使用的设备包括碟片式离心机、卧螺离心机、叠螺机和/或板框压滤机。
15.进一步地，所述有机管式膜系统包括有机管式膜，所述有机管式膜的孔径为10nm～100nm，膜系统操作压力为
‑
100～1000kpa，工作温度在0～40℃。
16.进一步地，所述纳滤膜系统和有机管式膜系统采用n 1组模式，使得纳滤膜系统和有机管式膜系统各自的清洁模式和工作模式切换不影响各自的处理效率。
17.进一步地，所述有机管式膜系统的清洗温度在0～65℃，工作ph为2～5，清洗ph在1～13。
18.进一步地，所述纳滤膜系统包括纳滤膜组件，所述纳滤膜组件能够产生道南效应，所述纳滤膜组件对一价离子具有负截留效应，对二价离子的截留率大于95％。
19.一种分离纯化系统，包括预处理系统、有机管式膜系统、纳滤膜系统、离子交换树脂系统和蒸发结晶系统；
20.所述预处理系统与有机管式膜系统相连通，所述有机管式膜系统中的第一过滤产物可导入预处理系统，所述有机管式膜系统与纳滤膜系统相连通，所述纳滤膜系统与离子交换树脂系统相连通，所述纳滤膜系统与蒸发结晶系统相连通，所述纳滤膜系统中的第二过滤产物导入到蒸发结晶系统，所述蒸发结晶系统用于对第二过滤产物蒸发结晶得到结晶盐。
21.本发明的有益效果：
22.1、本发明采用连续化系统设计，采用n 1组设计原理，在线清洗和备用，保证任何时候都能满足处理量要求，膜系统一步浓缩设计，大大降低了循环的能耗，提高能量利用率，保证产品在最短的流程中处理完成；
23.2、利用有机管式膜的错流过滤原理，降低大分子蛋白质的对膜的污染，保证高的产水效率，对大分子蛋白质的去除，可以保证纳滤膜系统的稳定运行，降低纳滤膜的清洗频率，保证纳滤膜的使用时间和使用寿命，使用纳滤膜系统的成本比树脂系统低很多，所需要的药剂消耗量不到10％，系统占地小；
24.3、经过有机管式膜去除蛋白质和纳滤膜浓缩后，离子交换树脂系统所处理的量大大减少，树脂再生周期延长，系统占地小，药剂消耗少，连续化处理能力强；
25.4、三级透析液中的一价盐可以通过浓缩和蒸发结晶得到高品质的氯化钠结晶盐，降低了生产废水的盐含量和水量，浓缩产水和蒸发冷凝水可以回用生产，氯化钠结晶盐可以资源化利用，大大减轻了企业的环保压力和水资源消耗。
附图说明
26.图1为本发明的分离纯化流程图。
具体实施方式
27.下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。
28.参照图1，一种从发酵液中提取维生素vb12的分离纯化方法，包括如下步骤：
29.s1、用盐酸对第一发酵液进行酸化，酸化后的第一发酵液的ph为2
‑
5，将酸化后的第一发酵液导入预处理系统，利用离心或压滤等预处理工艺去除第一发酵液中的大颗粒的悬浮物，得到一级透析液；
30.所述预处理系统的功能包括可对在其内的溶液进行混合、离心和压滤，所述预处理系统使用的设备包括碟片式离心机、卧螺离心机、叠螺机和/或板框压滤机；
31.s2、将一级透析液导入有机管式膜系统，利用有机管式膜系统进一步去除蛋白质等杂质，得到第一浓缩液和二级透析液；
32.所述第一浓缩液回流至预处理系统与第二发酵液混合，再依次经过步骤s2、s3和s4；
33.有机管式膜系统为一次连续浓缩设计，第一浓缩液不回流至原水罐，直接与第二发酵液混合再经预处理装置，连续浓缩的回收率达到95％以上，浓缩倍数达到20倍以上，一次浓缩回流至预处理段可以避免设备运行升温导致有效的物质被分解或破坏，现有技术中的设计是回流至原水罐，这样的设计容易导致温度升高使有效的物质被破坏或分解；
34.第一发酵液和第二发酵液指的是将要被纯化提取vb12的vb12发酵液，两者指的是同种发酵液，将同种发酵液分成多批进行分别处理；
35.所述有机管式膜系统包括有机管式膜，所述有机管式膜的孔径为10nm～100nm，膜系统操作压力为
‑
100～1000kpa，工作温度在0～40℃，有机管式膜系统具有清洗功能，清洗温度在0～65℃，工作ph为2～5，清洗ph在1～13；
36.所述有机管式膜是一种非对称膜结构的无纺布支撑膜组件，膜材质包括但不限于：如pvdf、pes、pp、pek、pvc或ps；
37.利用有机管式膜的错流过滤原理，降低大分子蛋白质的对膜的污染，保证高的产水效率，对大分子蛋白质的去除，可以保证纳滤膜系统的稳定运行，降低纳滤膜的清洗频率，保证纳滤膜的使用时间和使用寿命，使用纳滤膜系统的成本比树脂系统低很多，所需要的药剂消耗量不到10％，系统占地小；
38.s3、将二级透析液导入纳滤膜系统，除去二级透析液中的一价盐，得到第二浓缩液和三级透析液，所述第二浓缩液含有vb12，浓缩后的vb12含量超过1mg/l，氯化钠含量小于10000mg/l；
39.所述三级透析液中含有一价盐含量高于10000mg/l；
40.所述纳滤膜系统包括纳滤膜组件，所述纳滤膜组件能够产生道南效应，所述纳滤膜组件对一价离子具有负截留效应，对二价离子的截留率大于95％，纳滤膜组件需要具备耐强酸的能力，在ph值2～3的条件下长期稳定运行；
41.所述纳滤膜系统所用的设备包括电渗析设备和反渗透膜设备；
42.通过纳滤膜的道南效应去除一价盐，三级透析液先浓缩后经过蒸发结晶可得到氯化钠结晶盐；
43.三级透析液中的一价盐可以通过浓缩和蒸发结晶得到高品质的氯化钠结晶盐，降低了生产废水的盐含量和水量，浓缩产水和蒸发冷凝水可以回用生产，氯化钠结晶盐可以资源化利用，大大减轻了企业的环保压力和水资源消耗；
44.s4、将第二浓缩液导入到离子交换树脂系统得到四级透析液，对四级透析液萃取后结晶得到维生素vb12，利用丙酮萃取四级透析液，对萃取出的物质进行结晶操作得到维生素vb12；
45.离子交换系统包括但不限于阀阵式离子交换树脂系统、转盘式离子交换树脂系统；
46.经过有机管式膜去除蛋白质和纳滤膜浓缩后，离子交换树脂系统所处理的量大大减少，树脂再生周期延长，系统占地小，药剂消耗少，连续化处理能力强；
47.对所述第二浓缩液进行蒸发结晶操作得到氯化钠结晶盐，蒸发结晶所用的设备包括但不限于降膜式蒸发、机械增压式蒸发或多效蒸发，结晶盐的品质符合《煤化工副产氯化
钠》t/cct002
‑
2019中的工业干盐一级品和《工业盐氯化钠》gb/t5462
‑
2015中的精制工业盐工业干盐一级品；
48.所述纳滤膜系统和有机管式膜系统采用n 1组模式，使得纳滤膜系统和有机管式膜系统各自的清洁模式和工作模式切换不影响各自的处理效率，在线清洗模式，可实现24h*365天工作，所述n 1组模式设计包括，例如，n 1设计为原来需要100支膜组成的系统，分成5组，那么增加1组备用系统即6组(5 1)，这样膜的数量即为120支，比单独备用一套系统(100支膜)节约80支膜。
49.通过采用n 1组设计原理，在线清洗和备用，保证任何时候都能满足处理量要求，膜系统一步浓缩设计，大大降低了循环的能耗，提高能量利用率，保证产品在最短的流程中处理完成；
50.实施例1：
51.以处理量40m3/h，效价100mg/l的发酵液为例
52.取原水用盐酸酸化后去预处理工艺，去除大颗粒的悬浮物，发酵液中一价盐含量大于10000mg/l，ph＝2。
53.设计有机管式膜通量80lmh，本案例所需有机管式膜面积为500m2，需要8寸6mm规格膜组件，单支膜面积34m
2,
，需要15支膜组件，每组5支膜组件串联，设计n 1组，即需要4组20支膜组件，设计产水量为40m3/h。选用pek膜材质，操作压力在0
‑
0.4mpa，产水ss小于1，sdi
15
小于3，透光度650nm大于90％。
54.设计纳滤膜通量为15lmh，设计膜面积2667m2，需要8040膜组件，单支膜面积27m2，需要100支膜组件，每组32支膜组件，设计n 1组，即需要128支膜组件，设计浓缩10倍，产水36m3/h，浓缩液4m3/h，效价在1000mg/l，纳滤膜浓缩液一价盐含量小于10000mg/l，二级透析液一价盐含量大于11000mg/l，操作压力2
‑
2.4mpa。
55.设计离子交换树脂系统处理量4m3/h，利用阀阵式树脂系统，实现工作和清洗自由切换，保证产水效率不变，实现连续化生产。
56.在本发明的描述中，需要理解的是术语“第一”、“第二”、“第三”、“一级”、“二级”、“三级”、“四级”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。
57.以上所述，仅为本发明较佳的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，根据本发明的技术方案及其发明构思加以等同替换或改变，都应涵盖在本发明的保护范围之内。