CN1263865C - 聚乳酸的生产方法及所用设备 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种聚乳酸的生产方法，包括下列步骤：由淀粉农产品经过发酵获得乳酸，通过超滤、纳米过滤和/或电渗析将乳酸超提纯，将乳酸浓缩并生产预聚物，环化解聚形成二交酯，将二交酯提纯，将二交酯开环聚合，和对聚交酯去单体化。

Description

聚乳酸的生产方法及所用设备
本发明涉及一种由发酵产生的乳酸生产聚乳酸的方法，其中使用含淀粉的农产品，优选谷物，作为原料。本发明还涉及一种实施该方法的设备。
聚乳酸(聚交酯)的生产已被多次描述。乳酸菌就其生长而言，除了需要维生素之外，还主要需要含氮原料，例如氨基酸和肽。酵母浸膏和蛋白胨已证实作为这些物质源是有价值的。以J.C.De Man等(J.Appl.Bacteriol.23(1960)，130-135)为基础提出的MRS营养液配方在此期间一直在全世界的实验室中用于培养乳酸菌。然而，为了确保细胞浓度＞10g/l，酵母浸膏和蛋白胨在所述培养基中的比例必需显著增加(Amrane，A.等：World J.Microbiol.& Biotechnol.14(1998)，x-y)。因此这两种原料成为工业应用中的成本因素。因此，在具有细胞保留性的连续生产设备中，仅酵母浸膏的成本就占操作成本的高达38％(Tejayadi，S.和Cheryan，M.：Appl.Microbiol.Biotechnol.43(1995)，242-248)。降低成本的一个可能性在于：在两阶段方法中，首先使用富含生长促进剂的营养液，然后使用生长促进剂少的营养液(Olmos-Dichara，A.等：Biotechnol.Lett.19(1997)，709-714)。然而，这样最好的一种选择是用较廉价的生长促进剂源代替昂贵的酵母浸膏和蛋白胨制品。在该文献中，为此尤其提到了乳清浓缩蛋白(Bury，D.等：Int.Dairy J.8(1998)，149-151)和得自啤酒酿造业的酵母的自溶物(Selmer-Oisen，E.等：Milchwissenschaft[乳科学]53(1998)，367-370)。Shamala，T.R.等(Enzyme Microb.Technol.9(1987)，726-729)在不连续发酵的低产率范围内使用麦麸水解物获得了令人满意的结果。另一方面使用未水解的中性麦麸浸出物获得相当差的结果。还研究了小麦面粉水解物作为生长促进剂源的适用性(Hofvendahl，K.等：EnzymeMicrobial Technol.20(1997)，301-307)。然而，由此出现，为了获得高产率必需提供酵母浸膏。
在一种生产方法(PCT WO 98/28433)中，将乳清蛋白加入发酵罐中并借助蛋白酶在其中水解。另一方法(PCT WO 98/212611)使用玉米源水和谷物谷蛋白滤液作为生长促进剂源，但是其中必需加入过氧化氢以将其中存在的SO2部分中和。
在另一研究(Payot，T.等：Enzyme Microb.Technol.24(1999)，191-199)中，来自细菌凝结剂的生物量的细菌浸出物用于部分代替酵母浸膏。为此目的，在实现批量发酵之后，通过离心、洗涤和在球磨机中破坏将形成的细菌细胞分离出来，然后在90℃下加入6N硫酸将所得均化物水解2小时，接着用6N氨水溶液中和并通过离心除去固体部分。将溶液通过喷雾干燥加工成浓缩物。
该方法本身带来的缺陷是，除了发酵之外，需要一个另外的步骤以生产细菌浸出物，并且就所述方法中，较大量的硫酸根和铵离子经过所述浸出物进入发酵培养基，其在加工形成高纯度乳酸期间，必需通过昂贵的手段再次除去。
US 5247059描述了一种纯交酯和交酯聚合物的生产方法。根据上述美国专利，起点是乳酸，它是从发酵回收的，并且使用蒸发器将该乳酸超浓缩至85％浓乳酸。然后形成预聚物，并将获得的分子量为100-5000的聚乳酸供应到交酯反应器中，由此获得交酯粗产物。将该交酯提纯(＞99％)，然后进行开环聚合。
该方法的缺陷在于起点是仅15％浓度的乳酸，并且使用该方法可以获得的分子量仍然不够。
因此，本发明的目的是提出一种新方法和一种相应设备，用该设备可以连续地以高产率生产分子量高的聚交酯。
这一目的是通过专利权利要求1的特征并通过专利权利要求20的特征的设备实现的。
因此，根据本发明，可生物降解的聚交酯是通过聚合乳酸的环状二聚物回收的。所述乳酸起源自发酵过程，其原料是含淀粉的农产品，尤其是谷物。
因此本方法由具有水解、发酵和通过膜技术提纯乳酸的生物工程部分和相当于聚合过程的部分组成。
原料是谷物面粉，尤其是黑麦粉，或者更精确地是其中包含的淀粉。水解过的淀粉经过酶促降解形成葡萄糖并经过发酵形成含水乳酸。接着乳酸必需经过提纯和浓缩，之后可以将其聚缩形成第一预聚物。该预聚物在适当条件下解聚形成聚合的真实原料，乳酸的环状二聚物(二交酯)。
现在可以在催化剂(例如辛酸锡)的影响下并借助于起开始中心作用的羟基将所述二交酯聚合形成聚交酯。然而，聚合物的质量很大程度上取决于所用二交酯的纯度，这是为什么在开环聚合之前必需对二交酯精馏提纯的原因。
熔融聚交酯接下来的去单体化应防止在最终产品中过早降解。
本发明的主要单元是通过连续高效发酵得到高纯度乳酸。下面更详细地描述该方法的这一部分。
在该过程的开始时将谷物面粉，优选黑麦粉，与去离子水混合。这可以在简单的搅拌容器中进行。重要的是小心搅拌并避免高水温，这是由于否则产生的蒸汽可能与面粉胶凝或者形成块。根据当前实践，在连续高效发酵时必需大量加入外来生长促进剂源，优选蛋白胨和酵母浸膏。为此担负的成本使得这种方法的经济可行性成为问题。此外，随着这些源的加入，带入干扰外来物质，例如外来离子(特别是氯离子)，这使得形成的乳酸钠或乳酸通过膜分离的提纯非常困难，另外因不适当的提纯使得接下来聚合过程中的聚交酯的产率降低至不经济可行。与当前实践相反，根据本发明的方法，在步骤a)中没有使用外来生长促进剂源，例如酵母浸膏或蛋白胨，而是所述生长促进剂是从原料本身，即谷物中获得。因此根据本发明这些生长促进剂(肽、氨基酸、维生素、盐)得自原料，它们是除了可用的碳源之外在发酵期间乳酸菌所需的。
已出人意料地发现，当省去通过蛋白酶的附加水解***时，得自面粉或碎谷物的碱性蛋白质浸出物已经是蛋白胨或酵母浸膏有价值的取代物。通过在该方法中形成的过量生物量特异性地水解，这种效果可以进一步增加，结果再次或另外释放某些主要生长促进剂。在高效发酵中以这种方式可以完全省去蛋白胨和酵母浸膏。
如果使用谷物作为原料，蛋白质萃取可以与淀粉水解过程相连。可能使用一部分面粉或碎谷物用于获得该浸出物并加入由此在水解的液化相中保留的淀粉部分。另一部分是通常在淀粉水解时产生并从水解物中分离出来的残余固体的碱性浸出物。
存在于发酵***中的一部分生物量必需尽可能完全地裂解，并且要不发生对于保持发酵过程所需的活性细胞级分的破坏。由此将来自发酵罐的一部分生物量引入循环，在那里裂解并将获得的裂解物再次返回到发酵罐中。此外，可以将过量的生物量分离出来并在发酵***外面裂解，并将由此获得的浸出物返回到发酵***中。
接着将以这种方式得到的乳酸经过超提纯(如已经在开始时阐述过)，然后浓缩并进行聚合。
本发明还涉及一种实施该方法的相应的设备。
下面使用附图和实施例更详细地描述本发明。
图1显示了由谷物面粉/碎谷物生产蛋白质浸出物的示意图。
图2显示了由淀粉水解的残余物生产蛋白质浸出物的示意图。
图3显示了具有细菌浸出物生产的连续发酵的方法示意图。
图4a和b显示了生产聚交酯的整套设备的方法流程图。
图5显示了与在MRS培养基中的生长(1)和没有蛋白胨的MRS培养基中的生长(3)相比，鼠李糖乳杆菌(Lactobacillusrhamnosus)4759在加入有碱性黑麦蛋白质浸出物的无蛋白胨型MRS培养基中的生长(2)。
图6显示了与在MRS培养基中的生长(1)和没有酵母浸膏的MRS培养基中的生长(4)相比，鼠李糖乳杆菌4758在加入有不同浓度的细菌浸出物(由干生物量含量为15.7g/l(3)或78.4g/l(2)的细胞悬液生产)的无酵母浸膏型MRS培养基中的生长。
图7显示了在加入有得自黑麦粉的蛋白质浸出物和得自分离生物量的细菌浸出物时黑麦粉水解物上类干酪乳杆菌(LactobacillusParacasei)160111的批量发酵的底物和产物浓度。
图1以示意图显示了由谷物面粉和碎谷物生产蛋白质浸出物。然后将一部分面粉或碎谷物直接供应到碱萃取以得到浸出物，接着将获得的蛋白质浸出物转移到发酵罐中发酵。对此优选将1/10至1/2，优选1/4的谷物面粉供应到碱萃取并将其余的用于淀粉水解。
另一种选择是通常在淀粉水解期间产生的、从水解物中分离的残余固体的碱萃取(图2)。
图3显示了具有细菌浸出物生产的连续发酵的方法示意图。在一个由发酵罐F和存在于外部回路中的超滤模件U的发酵***中，保留生物量并且在该***中逐渐富集。由于为了有效地生产乳酸，必需保持活性生物量的最佳浓度，因此除了滤液出口B1之外，经常强制性地还提供第二出口B2。后者用于从发酵罐中除去过量的细胞群。根据本发明，利用这第二原料流获得细胞浸出物，这是由于它经过热水解阶段T，其中细胞受热分解破坏。接着在冷却之后将裂解物返回到发酵罐。此外，在热处理之前可以向该物流中加入裂解酶或者借助辐射，尤其是微波辐射进行裂解。
当通过相应的控制***(例如适当的浊度传感器)确保在单位时间内精确地仅裂解与在相同时间段内生长的生物量时，本发明的方法同时还赋予了一种在反应器中将活性生物量的浓度保持在最佳水平的新的可能性。在这种情况下，裂解物流在返回到发酵罐之前例如通过过滤除去残留在发酵中的固体部分。
图4图示了生产的工艺流程。
在开始时，在混合设备1中将谷物面粉，优选黑麦粉混合。因此，根据本发明，将一部分，优选约1/4的由此形成的混悬液供应到连续蛋白质萃取11中，约3/4直接流入水解设备2。这可以非连续或连续进行。在非连续的情况下，可以通过上游和下游缓冲容器将其准连续地操作。
水解是两阶段酶促过程。在第一阶段，加入胞内酶α-淀粉酶于80℃下将淀粉液化2小时。接着借助胞外酶葡糖淀粉酶于55℃下将水解过的淀粉裂开。第二步骤持续约4小时并在单独反应阶段中进行。因此含淀粉的黑麦粉中达到了总糖化度。可以使用简单、可加热的搅拌容器作为所用设备。
在压滤机中将水解物与固体分离并将水解物供应到发酵。分出的生物量是残余物并且可用作饲料或者可以用于生产生物沼气。
在萃取器11中进行蛋白质萃取时，加入氢氧化钠溶液将面粉-水混悬液于pH值为10下保持8小时。这样蛋白质部分溶解并且可以在接下来的超滤30中以渗透物脱脂并加入到发酵罐中。使用乳酸将滤饼中和并水解。压力和温度与环境条件一致。由于混合物必需搅拌，因此容器应为一搅拌容器。
其它所需的生长促进剂，例如尤其是氨基酸和维生素，可以由发酵3中产生的超滤过的生物量通过诱导裂解获得。这是使用超滤设备12进行的。诱导裂解可以不同方式进行，本文是由在加热容器中于95℃下加热20分钟组成的。超滤将生物量与细胞浸出物分离，该细胞浸出物流回到发酵3中。产生的这种生物量又可以作为饲料使用。
在营养浸出物和蛋白质浸出物以及水解物通过发酵罐3之前，必需使用灭菌器13于120℃(最小温度110℃)下将它们短时灭菌(20分钟)。为了避免在这些温度下在氮化物(蛋白质)和葡萄糖之间发生的所谓的美拉德反应，该反应尤其是造成不希望的变色，水解物和生长促进剂浸出物不能一起灭菌。容器13必需设置用于灭菌的停留时间和温度。
发酵是葡萄糖生物转化为乳酸的加工阶段。这是在乳酸菌细胞中按照许多代谢干预反应(糖酵解)的复杂路径进行的，每一步骤通过一定酶催化。它是一厌氧过程，其中为了获得其增殖所需的能量，所述细菌形成乳酸。除了乳酸之外，该微生物反应还提供细胞群和很少量的其它产物。
细菌细胞的活性取决于一系列加工参数，(温度、pH值、同渗重量摩尔浓度、底物浓度、生长促进剂等)。就所选类干酪乳杆菌菌株而言，最佳温度是33℃并且pH值是6.0。必需加入氢氧化钠溶液调节其pH值。在这些条件下产生的乳酸变为乳酸钠形式。停留时间典型地是1.5-4小时(流速：0.25-0.67)。注意在发酵罐3中，在其内部具有尽可能光滑的表面，没有角、边和凹槽，这样发酵罐的必需的定期杀菌就可以保持简单且有效(水蒸汽清洗)。需要一搅拌机械。
发酵罐内容物经过连续超滤，其中乳酸钠以渗透物产生。含细胞的残留物流回到发酵罐3中。为了防止细胞群浓缩，使第二产物流离开发酵罐3。存在其中的乳酸钠在另一超滤阶段31中回收，含细胞的残余物不流入发酵罐，而是流入上面已经叙及的营养浸出物中。
在本发明的方法(标记b)中重要的是乳酸的高度纯化。由于超滤过的发酵罐出口，除了含有乳酸钠形式的乳酸之外，还含有尤其敏感地干扰后者聚合并因此可能甚至使整个过程停顿的其它组分，因此需要这样的纯化。可提及的不希望的内容物主要是无机和有机酸(乙酸、丙酸、硫酸、盐酸)及其盐、单糖、二糖和低聚糖和染料。
首先应借助纳米级过滤15将氯离子与乳酸钠分离。氯离子主要是与用于水解的酶加入到该过程的。它们不仅特别干扰聚合反应，而且严重侵蚀容器材料。通过所用膜可以将高达98％的氯离子留住。
此外，其它离子，例如硫酸根离子和磷酸根离子，渗透通过膜，乳酸钠留在滞留物中。
正如双极性那样，单极性电渗析16是一非连续过程。然而为了便于连续生产乳酸，两个渗析装置交替操作。
使用单极性电渗析有两个理由：
1.将非离子组分与离子组分分离和
2.将乳酸钠浓缩。
与乳酸钠分离的非离子组分，尤其包括氮化物和磷化物。这些物料存在于所产生的大量废水中并且阻止这样大量的水完全返回到水解和发酵中。温度和压力为环境条件。
为了最终从乳酸钠获得乳酸，使用具有双极性膜的电渗析17。该装置具有三个回路：
Figure C0180988200111
盐回路，乳酸钠进入其中，
Figure C0180988200112
碱液回路，钠离子分散其中并且与氢氧根离子结合形成氢氧化钠溶液
和酸回路，在其中乳酸根离子与质子结合形成乳酸。
为了在经济范围内保持电渗析17的物流需要，如此操作使得不是所有的乳酸钠转变成乳酸。这些残留量必需从该过程中排出。产生的氢氧化钠溶液回流到发酵中，以便调节其中的pH值。
循环溶液的温度应恒定地保持在33℃。因此必需将中间物贮藏容器冷却。
来自双极性电渗析17的乳酸必需进一步浓缩(标记c)。根据本发明，用蒸发器18、19将乳酸分两阶段蒸发。因此含水乳酸首先在超压下沸腾，结果大部分水已经蒸发。然后可以将谊水蒸汽用作加热介质以便在较低压力下进一步将水从剩余乳酸中排出。然后将剩余的液体在连着3板的精馏塔的Roberts蒸发器20中浓缩(超浓缩)至乳酸浓度为90％，优选95％。
现在在具有外部循环蒸发器并在加入有催化剂的两个反应器21、21a中将所述浓缩乳酸聚缩形成预聚物。在两个不同压力下进行预冷凝。在第一个反应器21中，主要为环境压力或者甚至轻微超压，以便防止乳酸蒸发。如果较大部分乳酸缩聚形成高沸点低聚物，那么该反应可以在第二个反应器21a中于真空(50mbar)下继续。施加的真空便于反应中产生的水分从熔融物中蒸发并因此防止了因到达化学平衡而使反应停顿。在每种情况下在第一和第二反应器中的停留时间是3-4小时，温度是180℃-190℃。预聚物的分子量是3400g/mol(2500-4000g/mol)。
优选在降膜(Fallfilm)蒸发器7中进行解聚(标记d))形成聚交酯的真正单体，二交酯。预聚物分布在几个受热垂直管中并在其中向下滴到薄膜上。将温度升高至约210℃并保持预冷凝的负压(50mbar)。高温加速了二交酯的形成，真空和薄的降膜(＜1mm)确保了所得二交酯快速蒸发。降膜蒸发器7的操作与循环蒸发器的相同，以便确保受热表面完全湿润。
将降膜蒸发器7的蒸汽状的产物流立即部分冷凝。因此对部分冷凝的温度和压力进行选择，以便蒸汽中存在的水和尽可能大部分的乳酸保持为蒸汽状。二交酯几乎完全冷凝。冷凝物中仅含有少量的乳酸和低聚物，例如乳酰基乳酸，乳酸的直链二聚物。由此产生典型地为57meq的重要的羟基浓度。
在开环聚合中，可以获得的聚交酯的分子量，以及因此聚交酯的重要机械性能，取决于二交酯纯度。由于残留的乳酸和乳酰基乳酸，因此二交酯中存在羟基。它们是聚合开始的中心。二交酯中的羟基浓度越高，产生的聚合物分子越多并且可以达到的分子量越低。所需的羟基浓度是20meq，这样使得理论分子量是50000g/mol。使用该塔可以获得的最大二交酯纯度是10meq。
在环化解聚之后二交酯中的羟基浓度仍然太大。在具有侧面出料口的精馏塔8中将冷凝的二交酯提纯至所需的羟基浓度。同时，可以利用该塔控制分子量。
将不纯的二交酯从塔的上部分加入并在下部分以蒸汽状侧面出料使之提纯。在二交酯蒸汽进入开环聚合反应器之前将其冷凝。塔顶产物(148℃，30mbar)是残余乳酸，较高沸点的乳酸低聚物和可能存在的其它不纯物通过底部除去(172℃，60mbar)。从热力学角度(避免提高相对挥发度的太高温度)，柱在真空(30-60mbar)下操作。
在加入有催化剂的两个反应器的搅拌容器级联9中进行开环聚合(标记f))。对此保持催化剂的浓度相对低(5*10-5mol催化剂/mol二交酯，浓度范围：2*10-4-2*10-5mol/mol)，以便获得高的分子量并抑制副反应。反应器在环境压力下。
开环聚合是一放热反应。为了避免温度超过240℃(热降解，副反应)，必需将反应所产生的热量中的一部分除去。通过在第一个反应器中加入过冷却的二交酯进行：因此将二交酯过冷却至将第一个反应器中的温度调整至200℃。在停留时间为2.5小时下约70％的二交酯聚合。
第二个反应器经绝热操作并且停留时间经过选择(2小时)以便二交酯转化率最终为90％。对此熔融物的温度上升至215℃。
现在聚交酯具有约50000g/mol的所需分子量。然而，约9％的单体仍然存在于熔融物中。然而，在更长时间内稳定的聚交酯应含有不超过1％的二交酯。因此应进行去单体化。由于开环聚合是一平衡反应的事实，这又是很困难的。在约200℃的温度下，二交酯的平衡浓度是约5％。去单体化因此必需或者非常快地进行以使二交酯的再形成最小化，但是在高粘度下这是非常难以进行的。第二个可以用于本文的是通过加入稳定剂封闭催化剂(例如α-环庚三烯酚酮，参见专利说明书DE19537364C1)并且几乎使反应停顿，因此避免破坏二交酯的再形成。
在本方法中，在两个单独设备10中在加入稳定剂之后进行去单体化(标记g)。在第一个设备中，熔融物降至10mbar的压力，其中大部分单体蒸发。因此二交酯含量可以降至约2％。然而，对此温度也降至195℃，这样导致粘度增至约700Pa*s。为了最终也从高粘度的熔融物中蒸发掉最后2％二交酯，将第二个设备中的压力，所谓的整理机，降至2.5mbar。
在熔融物进一步去单体化之前，为了防止在整理机的出口的粘度太高，将温度升高。整理机由圆柱形反应器套管组成，该套管填充有其体积的20-30％的聚合物熔融物。相连有直立的环状盘的篮状支柱围绕圆柱形轴旋转。盘的部分表面浸泡在熔融物中。通过旋转，高粘性熔融物经盘拖拉并以薄膜形式暴露于真空中。例如US 5779986中描述了适宜的整理机的原理。
代替这种“卧式”整理机，所谓的薄层蒸发器也是适宜的。本文中，待去单体化的熔融物向下流到直立且外部受热的管的内壁上。一从动轴在管轴中旋转，该从动轴载有擦拭元件，在向下流动期间将熔融物刷到受热表面上形成薄膜。薄层的形成及其不断地更新便于单体蒸发。
使用举例指出的设备获得不断更新的非常大的表面，这对于去单体化至0.5％单体含量是必须的。由此熔融物的温度降至190℃并且粘度升至约1440Pa*s。
实施例1
在一10L搅拌发酵罐中将1kg黑麦粉在5L水中搅拌，同时将其pH值调整至10.0(加入3N NaOH溶液)。在20℃下搅拌2小时之后，通过过滤将含淀粉的固体部分分离。将含水上清液作为碱性蛋白质浸出物加入到发酵培养基中。
该蛋白质浸出物的效力可以通过鼠李糖乳杆菌4759菌株在设备***Bioscreen的微量滴定板(Messrs.Labsystems，Finland)中的生长行为进行描述。为此将0.24ml的葡萄糖-MRS培养基(不含蛋白胨)用0.1ml的生产的蛋白质浸出物处理并接种0.01ml培养18小时的前述菌株并在标准条件(T＝33℃，pH＝6.0)下培养。使用完全MRS培养基和没有蛋白胨的MRS培养基作为对照批次。图5显示了鼠李糖乳杆菌4759在所述这3种培养基上的生长曲线。生长曲线(1)和(2)仅略微不同，因此在这种情况下，可以认为这种蛋白质浸出物可以完全替代蛋白胨。
实施例2
将鼠李糖乳杆菌细胞群从发酵的发酵罐液体中通过离心分离并再次悬浮于水中，以便生产干生物量含量为15.7g/l和78.4g/l的细胞悬液。在60℃下将其加热20分钟以将细胞裂解。冷却到约30℃并将细胞壁残余物分离之后，将澄清溶液作为细菌浸出物加入到发酵培养基中。
该细菌浸出物的效力可以通过鼠李糖乳杆菌4759菌株在设备***Bioscreen的微量滴定板(Messrs.Labsystems，Finland)中的生长行为进行描述。对每0.24ml的不含酵母浸膏的MRS培养基，在每一情况下加入0.1ml的两种细菌浸出物之一和0.01ml培养18小时的前述菌株并在T＝33℃和pH＝6.0下培养。使用完全MRS培养基和没有酵母浸膏的MRS培养基作为对照批次。图6显示了鼠李糖乳杆菌4759在所述这4种培养基上的生长曲线。生长曲线(1)和(2)仅略微不同，因此在这种情况下，可以认为这种细菌浸出物可以完全替代酵母浸膏。
实施例3
在一50L搅拌发酵罐中将29L酶促获得的黑麦淀粉水解物(葡萄糖含量：120g/l)内部杀菌。然后在无菌条件下加入10L按照实施例1生产的蛋白质浸出物、6L按照实施例2生产的细菌细胞浸出物和1L含有96g磷酸氢二钾、4.8g硫酸镁和2.4g硫酸锰的水溶液。使用2L预培养的类干酪乳杆菌160111菌株作为接种物。在接下来的发酵过程中温度恒定地保持在33℃并且其pH值在6.0。将30％浓度的氢氧化钠溶液用作pH调节的校正剂。
在48小时之后，所用葡萄糖完全耗尽并转化为乳酸(图7)。
实施例4
将尤其含有50g/l葡萄糖、10g/l酵母浸膏和10g/l蛋白胨的盐营养培养基以恒定速度计量加入到在外部回路中连接有一超滤模件的5L发酵罐中。同时相同量的液体作为无细胞乳酸钠溶液经超滤单元的出口离开发酵***。在表1中使用类干酪乳杆菌160111菌株以不同的流过速度测定的乳酸产率与在其它条件相同的情况下使用由最多10％得自实施例1的蛋白质浸出物组成并含有50g/l葡萄糖和10g/l酵母浸膏的营养液的产率进行比较。
实施例5
将尤其含有40g/l葡萄糖、10g/l酵母浸膏和10g/l蛋白胨的盐营养培养基以6l/h的速度计量加入到在外部回路中连接有一超滤模件的50L发酵罐中。发酵培养基在发酵罐和超滤模件之间不断地循环，同时相同量的液体以无细胞乳酸钠溶液离开发酵***。使用菌株类干酪乳杆菌160111以D＝0.12h-1的流过速度获得的乳酸产率是4.0g/lh。
实施例6
将由20％如实施例1的黑麦蛋白浸出物组成并含有40g/l葡萄糖的黑麦水解物-盐营养培养基以6l/h的速度计量加入到在外部回路中连接有一超滤模件的50L发酵罐中。发酵培养基在发酵罐和超滤模件之间不断地循环，同时相同量的液体以无细胞乳酸钠溶液离开发酵***。与实施例4比较，改变发酵机理，以便在该过程中以超过20g/l的所需浓度生长的生物量在第二回路中于80℃下加热5分钟，然后作为裂解物再次回到反应器***中。在这种情况下，在发酵罐中生物量生长是2g/lh，这样在每一情况下每小时从发酵罐体系中取出4.5L，它含有约100g生物量，并以所述方式将其裂解。使用菌株类干酪乳杆菌160111以D＝0.12h-1的流过速度获得的乳酸产率是3.95g/lh。
实施例7
将含有20％黑麦蛋白浸出物并含有50g/l葡萄糖的黑麦水解物-营养培养基以12.5l/h的速度计量加入到在外部回路中连接有一超滤模件的50L发酵罐中。在这种情况中，使用黑麦蛋白浸出物，其中活性成分含量是实施例1生产的浸出物的两倍。在这种情况中，不是使用面粉，而是使用得自淀粉水解物的无淀粉残余物作为原料，其中萃取时固体-水之比是实施例1中的两倍。发酵培养基在发酵罐和超滤模件之间不断地循环，同时相应于计量加入量的液体体积以无细胞乳酸钠溶液离开发酵***。因此反应器***中的生物量浓度恒定地保持在约30g/l，部分发酵液体物流，通过流动注射浑浊测定加以控制，恒定地通过热裂解段(T＝100℃)，并在细胞残余物分离之后借助连接到该方法中的过滤设备再次返回到发酵罐中。
使用菌株类干酪乳杆菌160111以D＝0.25h-1的流过速度获得的乳酸产率是13.5g/lh。
实施例8
现在必需将实施例7的无细胞乳酸钠溶液提纯出外来物质并转化为乳酸。因此要注意原料以确保外来物质的加入最小化。因此，使用氧化镁代替硫酸镁并使用乳酸代替硫酸可以将发酵培养基中的硫酸根离子浓度从286g/l降低至86g/l。该方法中的氯离子主要是由于酶Termamyl 120L带入的。借助离子交换剂可以将本文中的氯离子含量从最初的675g/l降低至212g/l。
在超滤之后的纳米级过滤中将大多数剩余的氯离子与乳酸钠溶液分离。纳米级过滤以三阶段透滤法操作的。氯离子扩散通过膜，乳酸根离子留在残余物中。以这种方式将培养滤液中0.892g/l的氯离子浓度降低至第三纳米过滤阶段的浓缩物的0.003g/l。
接下来的单极性电渗析用于将乳酸钠溶液浓缩并将非离子组分分离出。具体地说，大多数残余糖(还原和非还原单、二和低聚糖)留在稀液中。总磷浓度可以从原料中的0.58g/l降低至浓缩物中的0.12g/l。就氮而言，从1.04g/l降低至0.131g/l。
如果残余糖未与乳酸完全分离，在聚合期间产率将大大降低：剩余糖使得环化解聚期间预聚物严重碳化。根据其杂质，高达50％的所用预聚物可能碳化并因此变得不能使用。
最后，双极性电渗析将乳酸钠转化为乳酸和氢氧化钠水溶液。将后者返回并用于调节发酵中的pH。生产的乳酸具有约150g/l的浓度。氯离子的浓度低于30mg/l，硫酸根离子的浓度低于10mg/l。总氮浓度和磷浓度在每种情况下低于100mg/l。乳酸由95％L(+)-乳酸和5％D(-)-乳酸组成。
实施例9
将得自实施例8的含水乳酸分两阶段蒸发，接着精馏浓缩。在第一阶段蒸发中，乳酸的重量份从0.15增加至0.4。第二阶段之后，它是78％。在3板精馏塔中乳酸含量最终增加至95％。
浓乳酸借助SnCl2作为催化剂分两阶段缩聚形成平均分子量为3400g/mol的预聚物。在第一反应器中使用环境压力和180℃的温度。第二反应器中的压力是50mbar并且温度为190℃。
在保持真空并将温度增加至225℃的同时，然后在降膜蒸发器中将预聚物解聚形成二交酯，乳酸的环状二聚物。蒸汽状产物流含有98％二交酯、1％乳酸和乳酰基乳酸和1％水。残余水和一部分乳酸通过部分冷凝与二交酯分离。冷凝物具有0.04mol/kg的OH基浓度。在接下来的精馏中，还将残余的乳酰基乳酸和乳酸与二交酯分离，以便获得0.02mol/kg的所需纯度。该纯度对聚合物的分子量为50000g/mol是必需的。在接下两个反应器中进行开环聚合。加入5mol辛酸锡/100000mol二交酯并在195℃的温度下，二交酯在第一个反应器中聚合形成平均分子量为35000g/mol的聚交酯，其中70％的二交酯反应了。在第二个反应器中，将温度升高至215℃并且分子量升高至50000g/mol。二交酯的转化升高至90％。这两个反应器都在环境压力下。
在这种状态下，聚交酯仍然含有10％二交酯。为了获得稳定的聚交酯，二交酯部分必需降低至低于1％。这同样分两个阶段进行。在第一阶段中，聚交酯在真空(10mbar)下进入下流管。大多数二交酯因此蒸发，并且形成的熔融物仍然具有2％单体。在盘式反应器中去单体化至低于1％二交酯，该反应器处于2.5mbar的压力下。蒸发残余单体所需的大表面是通过旋转盘产生的，其被熔融物旋转并因此将二交酯从熔融物内部转移到表面。
因此生产的聚交酯的分子量为50000g/mol，单体含量低于1％并且熔点为约170℃。略带黄色的聚交酯由95％L-二交酯和5％D-二交酯组成。
表1：在连续发酵条件下类干酪乳杆菌在葡萄糖-MRS培养基和蛋白胨已用碱性黑麦蛋白质浸出物替换的MRS培养基上获得的乳酸形成产率之间的比较
               流过速度(h-1
  0.1   0.25   0.5
  具有酵母浸膏和蛋白胨的培养基具有蛋白质浸出物和酵母浸膏的培养基   3.4g/lh3.4g/lh   13.2g/lh13.0g/lh   17.0g/lh16.2g/lh

Claims (32)

1、聚乳酸的生产方法，该方法具有以下步骤：
a)由含淀粉的农产品发酵获得乳酸，
b)通过超滤、纳米级过滤和/或电渗析将乳酸超提纯，
c)浓缩乳酸并生产预聚物，
d)环化解聚形成二交酯，
e)二交酯的提纯，
f)二交酯的开环聚合，
g)聚交酯的去单体化；
其中在去单体化之前加入封闭催化剂的稳定剂。
2、按照权利要求1的方法，其特征在于，在步骤a)中，一部分最初以营养液供应且被细菌利用的外来生长促进剂组分可以通过形成的过量生物量的裂解为激活的细胞再次利用直接用于发酵循环，所述裂解是通过辐射热或酶实现的。
3、按照权利要求2的方法，其特征在于，含淀粉的农产品，经过粉碎，并且第一部分产物经过淀粉水解并将获得的葡萄糖溶液与细菌于厌氧条件下在发酵罐中反应，其中第二部分产物经过碱萃取，并将获得的蛋白质浸出物作为生长促进剂源供应到发酵罐并将未溶解的含淀粉残余物供应到淀粉水解中。
4.按照权利要求3的方法，其特征在于，所述农产品为谷物。
5、按照权利要求2-4中任何一项的方法，其特征在于，农产品经过淀粉水解并将淀粉水解期间产生的残余固体另外经过碱萃取，将所得蛋白质浸出物作为生长促进剂源供应到发酵罐中。
6、按照权利要求2-4中任何一项的方法，其特征在于，将发酵期间获得的过量生物量输送到一单独的循环中，在其中裂解，然后返回到发酵罐中。
7、按照权利要求2-4之一的方法，其特征在于，通过在单位时间内裂解与生物量生长相等的生物量通过调节过程将发酵罐中的生物量的浓度保持在所需水平。
8、按照权利要求2-4中任何一个的方法，其特征在于，将以两阶段酶促过程的形式进行的淀粉水解与蛋白质浸出物的回收联合起来。
9、按照权利要求8的方法，其特征在于，在第一阶段使用α-淀粉酶将淀粉液化并在第二阶段使用葡糖淀粉酶将其糖化。
10、按照权利要求4的方法，其特征在于，使用黑麦、小麦、大麦和/或小麦粉和玉米、大米和/或木薯作为农产品。
11、按照权利要求2-4中任何一项的方法，其特征在于，将乳杆菌属、乳球菌属、链球菌属、肠球菌属或片球菌属菌株的单一或混合培养物用于发酵。
12、按照权利要求2-4中任何一项的方法，其特征在于，将水解物和/或蛋白质浸出物或营养浸出物灭菌。
13、按照权利要求1的方法，其特征在于，将水解物和营养物或蛋白质浸出物分别灭菌。
14、按照权利要求1的方法，其特征在于，发酵是连续进行的，并且乳酸的分离和提纯是使用膜分离方法进行的。
15、按照权利要求1的方法，其特征在于，如此进行浓缩步骤c)使乳酸的浓度至少为90％。
16、按照权利要求15的方法，其特征在于，通过两阶段蒸发和超浓缩进行浓缩，其中第二阶段冷凝的热量用于第一阶段的蒸发。
17、按照权利要求1的方法，其特征在于，在降膜蒸发器中进行环化解聚步骤d)。
18、按照权利要求1的方法，其特征在于，在步骤e)中，进行提纯直到羟基浓度＜25meq。
19、按照权利要求17的方法，其特征在于，在精馏塔中进行交酯提纯。
20、按照权利要求1-4、10、13-19中任何一项的方法，其特征在于，二交酯的开环聚合步骤f)在2×10-4-2×10-5mol/mol的催化剂浓度下进行。
21、实施权利要求1-20中任何一项的方法的设备，在每种情况下包括至少一个混合设备(1)、水解设备(2)、发酵罐(3)、超提纯设备(4)、浓缩器(5)、缩聚设备(6)、解聚设备(7)、二交酯的超提纯设备(8)、聚合用反应器(9)和去单体化设备(10)，其中所述发酵罐(3)具有位于其外部循环中的超滤模件(14)。
22、按照权利要求21的设备，其特征在于，水解设备(2)与至少一个蛋白质萃取器(11)相连。
23、按照权利要求21的设备，其特征在于，水解设备(2)具有位于外部循环中的超滤模件(12)。
24、按照权利要求21-23中任何一项的设备，其特征在于，在至少一个发酵罐(3)的上游连接有至少一台灭菌设备(13)。
25、按照权利要求21的设备，其特征在于，依次串接纳米过滤设备(15)、单极性电渗析设备(16)和双极性电渗析设备(17)作为超提纯设备(4)。
26、按照权利要求21的设备，其特征在于，浓缩设备(5)设计成具有3个阶段并由依次排列的蒸发器(18)和(19)和下游超浓缩器(20)组成。
27、按照权利要求21的设备，其特征在于，预浓缩(5)在具有外部循环蒸发器的两个反应器(21)和(21a)中进行。
28、按照权利要求21的设备，其特征在于，解聚设备(7)是一降膜蒸发器。
29、按照权利要求21的设备，其特征在于，用于二交酯提纯的超提纯设备(8)是至少一个精馏塔。
30、按照权利要求21的设备，其特征在于，用于开环聚合的反应器(9)是具有至少两个反应器的搅拌容器级联。
31、按照权利要求21的设备，其特征在于，去单体化设备(10)由真空反应器和环状盘反应器组成。
32、按照权利要求21-23、25-31中任何一项的设备，其特征在于，去单体化设备具有一薄层蒸发器。
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