本发明属于生物工程技术领域，具体涉及一种利用微生物转化生产1,3-丙二醇的方法及装置。
背景技术：
1,3-丙二醇是一种重要的化工原料和医药中间体，在聚酯纤维生产以及聚氨基甲酸乙酯和环状化合物的制造中具有广泛的应用。近年来，1,3-丙二醇作为重要的有机合成原料和中间体，因其独特性能以及广泛用途成为研究开发的热点。
1,3-丙二醇的生产方法主要有三种：丙烯醛水合氢化法、环氧乙烷碳基化法和微生物转化法。微生物转化法虽然起步较早，但是直到二十世纪八十年代才逐渐引起人们的重视。尽管目前的主要方法仍然是化学法，但是与化学法相比，微生物转化法具有条件温和、操作简便、选择性好、节省能源、设备投资少和环境良好等特点，是一种生产成本最低、污染最少的方法，符合当今“绿色化工”和“可持续性发展”的要求。
通过微生物生产1,3-丙二醇的生产工艺主要分为两类：以葡萄糖为原料利用基因工程菌转化生产1,3-丙二醇和以甘油为原料利用克雷伯氏杆菌（klebsiebllapneumoniae）、弗氏柠檬酸杆菌（citrobacterfreundii）、成团肠杆菌（enterobacteragglomerans）、丁酸梭状芽孢杆菌（clostridiumbutyricum）和巴氏梭状芽孢杆菌（clostridiumpasteuianu）等细菌转化生产1,3-丙二醇。由于微生物转化的生产模式是利用微生物自身代谢过程进行有用产品的生产，因此在实际过程中发酵副产物种类较多，尤其是存在于主代谢干路上的产物如乳酸、乙酸、琥珀酸等。过多酸性副产物的累积，使发酵体系的渗透压不断增加，从而对发酵菌体造成不利影响，具体表现为发酵强度降低、1,3-丙二醇产物浓度不高等。
cn1696297a公开了一种利用生产生物柴油副产物甘油生产1,3-丙二醇的方法，该方法将生物柴油生产过程中分离出的副产物粗甘油作为发酵法生产1,3-丙二醇的底物，以克雷伯氏杆菌或丁酸梭菌、巴斯德梭菌通过厌氧或有氧发酵进行1,3-丙二醇发酵生产。但是该方法中1,3-丙二醇的产率及生产强度并不高并且副产物多。cn1434122a公开了一种采用两段双底物集成发酵生产1,3-丙二醇的方法，该方法中二级种子培养是以葡萄糖和甘油为混合双底物，将好氧条件下的二级种子培养和厌氧条件下的甘油厌氧转化集成在同一个发酵罐中进行。虽然这种方法能够减少工艺步骤，提高设备的利用率，缩短了工艺周期，但是由于该过程中存在菌体生长和甘油转化两个阶段，易产生大量的副产物，影响最终1,3-丙二醇的产率。cn1434122a公开了一种利用外源添加反丁烯二酸促进微生物合成1,3-丙二醇的方法，该方法在发酵培养基中添加反丁烯二酸作为一种外源电子受体，从而加速菌体对甘油的利用。通过其实施例可以看出，这种方法虽然可以提高菌体对甘油的利用率，提高1,3-丙二醇浓度和生产强度，但是副产物也明显增多。cn1955304a公开了一种微生物利用甘油厌氧发酵生产1,3－丙二醇的方法，该方法通过在发酵培养基中或在菌体生长的指数期添加适量的多元酸，该多元酸可以强化代谢过程中生成丙酮酸后的代谢过程，但是该方法并不能有效降低副产物的生成，因为加入的多元酸并不能对丙酮酸的生成进行调控，而丙酮酸是生成多种副产物的来源，代谢中的丙酮酸会完全分解。cn1446919a公开了一种通过外源添加还原剂促进菌体合成1,3-丙二醇的方法，该方法利用1,3-丙二醇生物合成过程中需要消耗一定量还原当量的特征，在发酵培养基或在厌氧发酵过程中添加适量的还原剂，增强菌体中还原当量的积累，促进底物甘油沿还原途径代谢，提高1,3-丙二醇的合成浓度和转化率。虽然在培养基中添加还原剂，理论上有助于甘油向1,3-丙二醇转化，但是在整个代谢途径中，大量还原当量的介入会促进很多副反应，如丙酮酸向乳酸的转化、磷酸烯醇式丙酮酸向琥珀酸的转化、乙酰coa向乙醇的转化等，因此还原剂的加入会导致大量副产物的生成。
技术实现要素：
针对现有技术的不足，本发明提供一种利用微生物转化生产1,3-丙二醇的方法及装置。本发明的连续发酵体系通过降低发酵体系中副产物的抑制作用，延长了发酵稳定期，从而维持了较高的1,3-丙二醇生产强度。
本发明利用微生物转化生产1,3-丙二醇的方法，包括以下内容：
（1）采用微氧培养，按照梯度扩大培养方式，获得发酵菌种子液，并接种至发酵罐中进行发酵；
（2）采用厌氧发酵，在线监测发酵罐中甘油的消耗和电导率的变化，维持发酵体系中甘油浓度在15～25g/l；当电导率大于14ms/cm时，从发酵罐排出10%～20%的发酵液至压力驱动式微滤系统中，控制表压为0.7～3.0kpa；微滤清液进入电渗析系统中进行脱盐处理，当电渗析清液的电导率为2～9ms/cm时回流至发酵罐中，电渗析浓液收集排放；
（3）微滤操作结束时，以发酵液体积1%～3%的发酵培养基对微滤膜进行反冲洗，并直接注入发酵罐中；
（4）当发酵液中1,3-丙二醇浓度大于90g/l时，从发酵罐排出60%～80%的发酵液至压力驱动式微滤系统中，微滤清液进入电渗析系统中进行脱盐处理；当电导率降至0.1ms/cm时，将电渗析清液作为预处理产品回收，电渗析浓液收集排放；在发酵罐中补加原发酵液体积50%～80%的发酵培养基，进行下一周期的发酵过程，从而实现连续发酵。
本发明方法中，步骤（1）所述生产1,3-丙二醇的发酵菌为克雷伯氏杆菌（klebsiebllapneumoniae）、弗氏柠檬酸杆菌（citrobacterfreundii）等厌氧或兼性厌氧菌。所述的微氧培养模式，是在培养过程中保持微氧条件，氮气通气量为0～0.1vvm，并以搅拌或震荡的方式增强传质效果，搅拌速度为50～300rpm。
本发明方法中，发酵菌种的培养采用梯度扩大培养方式，优选采用两级扩大培养，具体过程是将保藏的发酵菌液按照0.2%～1.0%的体积比，接入种子培养基进行菌种活化，培养18～24h后按照5%～12%的体积比，接入种子培养基进行菌种扩大培养，培养温度为30～40℃，ph为6～8，最终获得细胞干重达到2.0-4.0g/l的发酵菌种子液。种子培养基组成为：甘油20～40g/l，nh4cl4～6g/l，kcl0.4～0.6g/l，nah2po4·h2o0.8～1.1g/l，na2so40.1～0.3g/l，mgcl2·6h2o0.1～0.2g/l，柠檬酸0.2～0.4g/l，酵母膏0.5～1g/l，vc0.05～0.15g/l。
本发明方法中，步骤（2）所述的厌氧发酵是在发酵过程中保持厌氧条件，氮气通入量为0.1～0.3vvm，搅拌速度为200～500rpm。发酵初期发酵菌种子液的添加体积为发酵培养基体积的5%～15%，发酵过程中，温度为30～40℃，ph为6～8。发酵阶段以流加的方式进行甘油的补充，使发酵体系中甘油浓度维持在15～25g/l水平。
本发明方法中，步骤（2）发酵阶段对体系内的电导率进行调节控制，具体过程为：当电导率大于14ms/cm时，从发酵罐排出10%～20%的发酵液至压力驱动式微滤系统中，控制表压为0.7～3.0kpa；当微滤膜压力大于1.0kpa时，以无菌氮气进行反向吹扫，直至反应结束。
本发明方法中，步骤（3）微滤单元操作结束后，采用发酵培养基对微滤膜进行反冲洗，反冲洗使用的培养基体积为发酵液体积的1%～3%。
本发明方法中，步骤（4）发酵罐中补加发酵体积50%～80%的发酵培养基，进行下一周期的发酵过程，从而实现连续发酵。所述的发酵培养基组成为：甘油30～50g/l，nh4cl5～7g/l，kcl0.5～0.7g/l，nah2po4·h2o1～1.2g/l，na2so40.2～0.4g/l，mgcl2·6h2o0.2～0.4g/l，柠檬酸0.2～0.4g/l，酵母膏1～1.5g/l，vc0.1～0.2g/l，消泡剂0.05～0.1ml/l。
本发明用于上述微生物转化生产1,3-丙二醇的装置，包括发酵罐、微滤系统、电渗析系统和培养基储罐，将发酵菌种子液接种至发酵罐中进行发酵，当发酵罐中电导率大于14ms/cm时，从发酵罐排出10%～20%的发酵液至压力驱动式微滤系统中；微滤清液进入电渗析系统中进行脱盐处理，当电渗析清液的电导率为2～9ms/cm时回流至发酵罐中，电渗析浓液收集排放；微滤操作结束时，以培养基储罐中的发酵培养基对微滤膜进行反冲洗，并直接注入发酵罐中；当发酵液中1,3-丙二醇浓度大于90g/l时，从发酵罐排出60%～80%的发酵液至压力驱动式微滤系统中，微滤清液进入电渗析系统中进行脱盐处理；当电导率降至0.1ms/cm时，将电渗析清液作为预处理产品回收，电渗析浓液收集排放；在发酵罐中补加原发酵液体积50%～80%的发酵培养基，进行下一周期的发酵过程，从而实现连续发酵。
本发明以微滤膜过滤结合电渗析的方式，对发酵体系渗透压进行调节，以保持发酵体系内适宜的渗透压；发酵周期内，1,3-丙二醇以电渗析清液的形式进行回流，从而维持发酵罐渗透压和液位稳定。与现有技术相比，本发明方法具有如下优点：
（1）厌氧发酵体系氧分压很低，而外源杂菌多为好氧菌，生长会被抑制，因此结合厌氧发酵体系染菌风险低的特征，以微滤膜过滤结合电渗析清液循环的形式替代了细胞包埋等传统细胞固定方式，构建了新的连续发酵体系，通过降低发酵体系中副产有机酸、短链有机醇对菌体的抑制作用，从而维持了较高的1,3-丙二醇生产强度。
（2）以电渗析方式，对发酵体系中副反应形成的阴、阳离子进行了有效脱除，利用电渗析清液循环的方式，使体系内渗透压始终维持在一个适宜水平，从而利于发酵稳定期的延长，有效的提升了发酵水平。
（3）电渗析清液循环，一方面可以使清液中甘油循环回用，有利于提高甘油的转化率；另一方面可以提高发酵体系中1,3-丙二醇的产出浓度，避免常规连续发酵产物浓度低，分离损失大的问题。
（4）结合微滤工艺的特征，以微滤反冲液的形式补加发酵培养基，在适应微滤工艺操作的基础上，对发酵体系内生长限制成分进行了有效补充，从而有利于保持较高的生长强度。
附图说明
图1是本发明微生物转化连续生产1,3-丙二醇的流程示意图；
其中，1-发酵液进入微滤系统；2-微滤清液进入电渗析系统；3-电渗析清液回流至发酵罐；4-电渗析浓液收集；5-发酵培养基对微滤膜反冲洗；6-滤膜反冲洗液直排至发酵罐；7-具有较高1,3-丙二醇浓度的电渗析清液直接作为预处理产品收集。
具体实施方式
下面结合实施例进一步说明本发明的效果，但不构成对本发明的限制。
本发明方法中，所用的菌种为克雷伯氏杆菌（klebsiebllapneumoniae），来自中国石化抚顺石油化工研究院专利菌种，菌种保藏于中国微生物菌种保藏管理委员会普通微生物中心（cgmcc），保藏号：cgmccno.0798。
本发明实施例中所涉及的实验设备规格及工艺参数如下：发酵罐净体积300l，两级种子罐分别为3l、30l；微滤膜采用孔径为0.5μm高分子中空纤维膜，操作压力0.7～3kpa；电渗析物料流速100～500ml/min，操作电流1～3a。
本发明生物量利用可见光谱仪检测600nm处吸光度，再根据标准方程（cdw=0.4182×od600-0.117）将吸光度值转化成细胞干重（cdw）。
种子培养基组成为：甘油20g/l，nh4cl4.28g/l，kcl0.6g/l，nah2po4·h2o1.1g/l，na2so40.23g/l，mgcl2·6h2o0.2g/l，柠檬酸0.34g/l，酵母膏1g/l，vc0.1g/l。
发酵培养基组成为：甘油40g/l，nh4cl5.35g/l，kcl0.75g/l，nah2po4·h2o1.38g/l，na2so40.28g/l，mgcl2·6h2o0.26g/l，柠檬酸0.4g/l，酵母膏1.2g/l，vc0.1g/l。，泡敌0.1ml/l。
实施例1
（1）取液体保藏的克雷伯氏杆菌（klebsiebllapneumoniae）菌种保藏液5ml加入含有2.5l种子培养基的3l一级种子罐中，进行菌种活化培养。培养24h后细胞干重达到2.5g/l，转入含有22.5l培养基的二级种子罐中，进行菌种扩大培养。培养18h后细胞干重达到2.6g/l，结束培养，将得到种子液接种至发酵罐中。培养条件：氮气通气量为0.1vvm，搅拌转数300rpm，培养温度为37℃，以5m的naoh调节ph为7。
（2）将步骤（1）得到的种子液通过管道，由无菌氮气压入含有225l发酵培养基的发酵罐中。发酵过程中通入氮气以保持厌氧环境，氮气通入量为0.2vvm，搅拌速度为400rpm，温度为37℃，以5mnaoh调节ph为7。
发酵过程中，在线监测发酵罐中甘油的消耗和电导率的变化，具体为：
a）通过液相分析系统，测量发酵体系中甘油的消耗情况、产物1,3-丙二醇以及副产物乙醇等的积累情况。通过流加甘油的方式，维持发酵体系内甘油浓度在15～25g/l；
b）通过电导率在线监测系统，测量发酵体系中电导率的变化。当电导率大于14ms/cm时，开启罐底阀，将40l发酵液经管道流入微滤系统的储液罐中，并在操作压力0.7kpa条件下进行微滤处理，微滤清液进入电渗析系统的料液储罐中。当微滤膜压力大于1.0kpa时，以无菌氮气进行反向吹扫，直至反应结束；
c）微滤清液进入电渗析设备中进行脱盐处理，料液流速300ml/min、浓液流速350ml/min、极液流速100ml/min，操作电流1a。电导率降至9ms/cm时，将电渗析清液由管线回流至发酵罐中，电渗析浓液收集排放。
（3）当微滤操作结束时，以3l发酵培养基对微滤膜进行反冲洗，并将反冲洗液直接注入发酵罐中。
（4）当发酵罐中1,3-丙二醇浓度大于90g/l时，从发酵罐中排除70%的发酵液进入压力驱动式微滤系统中，并按照步骤（2）中b）、c）的工艺条件进行发酵液处理，当电导率降至0.1ms/cm时，将电渗析清液作为预处理产品回收，电渗析浓液收集排放。同时，在发酵罐中补加200l的发酵培养基，进行下一周期的发酵过程。
经过10个周期的发酵，共收集电渗析清液2050l，1,3-丙二醇浓度92g/l，共耗时348h，核算单批次发酵周期为34.8h，平均生产强度为2.64g/(l·h)。
实施例2
（1）取液体保藏的克雷伯氏杆菌（klebsiebllapneumoniae）菌种保藏液25ml加入含有2.5l种子培养基的3l一级种子罐中，进行菌种活化培养。培养18h后细胞干重达到2.0g/l，转入含有22.5l培养基的二级种子罐中，进行菌种扩大培养。培养18h后细胞干重达到2.5g/l，结束培养，将得到种子液接种至发酵罐中。培养条件：氮气通气量为0.1vvm，搅拌转数200rpm，培养温度为37℃，以5m的naoh调节ph为6.5。
（2）将步骤（1）得到的种子液通过管道，由无菌氮气压入含有225l发酵培养基的发酵罐中。发酵过程中通入氮气以保持厌氧环境，氮气通入量为0.1vvm，搅拌速度为300rpm，温度为37℃，以5mnaoh调节ph为6.5。发酵过程中，在线监测发酵罐中甘油的消耗和电导率的变化，具体为：
a）通过液相分析系统，测量发酵体系中甘油的消耗情况、产物1,3-丙二醇以及副产物乙醇等的积累情况。通过流加甘油的方式，维持发酵体系内甘油浓度在15～25g/l；
b）通过电导率在线监测系统，测量发酵体系中电导率的变化。当电导率大于14ms/cm时，开启罐底阀，将50l发酵液经管道流入微滤系统的储液罐中，并在操作压力0.7kpa条件下进行微滤处理，微滤清液进入电渗析系统的料液储罐中。当微滤膜压力大于1.0kpa时，以无菌氮气进行反向吹扫，直至反应结束；
c）微滤清液进入电渗析设备中进行脱盐处理，料液流速300ml/min、浓液流速350ml/min、极液流速100ml/min，操作电流1a。电导率降至7ms/cm时，将电渗析清液由管线回流至发酵罐中，电渗析浓液收集排放。
（3）当微滤操作结束时，以5l发酵培养基对微滤膜进行反冲洗，并将反冲洗液直接注入发酵罐中。
（4）当发酵罐中1,3-丙二醇浓度大于90g/l时，从发酵罐中排除60%的发酵液进入压力驱动式微滤系统中，并按照步骤（2）中b）、c）的工艺条件进行发酵液处理，当电导率降至0.1ms/cm时，将电渗析清液作为预处理产品回收，电渗析浓液收集排放。同时，在发酵罐中补加190l的发酵培养基，进行下一周期的发酵过程。
经过10个周期的发酵，共收集电渗析清液1950l，1,3-丙二醇浓度90.5g/l，共耗时336h，核算单批次发酵周期为33.6h，平均生产强度为2.69g/(l·h)。
实施例3
（1）取液体保藏的克雷伯氏杆菌（klebsiebllapneumoniae）菌种保藏液15ml加入含有2.5l种子培养基的3l一级种子罐中，进行菌种活化培养。培养24h后细胞干重达到3.2g/l，转入含有22.5l培养基的二级种子罐中，进行菌种扩大培养。培养18h后细胞干重达到3.0g/l，结束培养，将得到种子液接种至发酵罐中。培养条件：氮气通气量为0.1vvm，搅拌转数200rpm，培养温度为37℃，以5m的naoh调节ph为6.8。
（2）将步骤（1）得到的种子液通过管道，由无菌氮气压入含有225l发酵培养基的发酵罐中。发酵过程中通入氮气以保持厌氧环境，氮气通入量为0.2vvm，搅拌速度为400rpm，温度为37℃，以5mnaoh调节ph为6.8。
发酵过程中，在线监测发酵罐中甘油的消耗和电导率的变化，具体为：
a）通过液相分析系统，测量发酵体系中甘油的消耗情况、产物1,3-丙二醇以及副产物乙醇等的积累情况。通过流加甘油的方式，维持发酵体系内甘油浓度在15～25g/l；
b）通过电导率在线监测系统，测量发酵体系中电导率的变化。当电导率大于14ms/cm时，开启罐底阀，将40l发酵液经管道流入微滤系统的储液罐中，并在操作压力0.7kpa条件下进行微滤处理，微滤清液进入电渗析系统的料液储罐中。当微滤膜压力大于1.0kpa时，以无菌氮气进行反向吹扫，直至反应结束；
c）微滤清液进入电渗析设备中进行脱盐处理，料液流速300ml/min、浓液流速350ml/min、极液流速100ml/min，操作电流1a。电导率降至9ms/cm时，将电渗析清液由管线回流至发酵罐中，电渗析浓液收集排放。
（3）当微滤操作结束时，以7.5l发酵培养基对微滤膜进行反冲洗，并将反冲洗液直接注入发酵罐中。
（4）当发酵罐中1,3-丙二醇浓度大于90g/l时，从发酵罐中排除80%的发酵液进入压力驱动式微滤系统中，并按照步骤（2）中b）、c）的工艺条件进行发酵液处理，当电导率降至0.1ms/cm时，将电渗析清液作为预处理产品回收，电渗析浓液收集排放。同时，在发酵罐中补加200l的发酵培养基，进行下一周期的发酵过程。
经过10个周期的发酵，共收集电渗析清液2150l，1,3-丙二醇浓度91.5g/l，共耗时353h，核算单批次发酵周期为35.3h，平均生产强度为2.59g/(l·h)。
比较例1
按照cn1955304的方案，采用批次发酵模式，发酵规模与实施例1相同。经两级种子培养、48h发酵周期，共收集电渗析清液270l，1,3-丙二醇浓度85g/l，共耗时96h，平均生产强度为0.885g/(l·h)。
由比较例1和实施例1可知，本发明方案，一方面能够实现1,3-丙二醇的连续发酵，在缩短单批次发酵周期的同时，能够将发酵生产强度维持在较高水平；另一方面，在连续发酵过程中逐步完成了发酵液中成盐离子的脱除，优化发酵体系渗透压的同时，阶段性实现了发酵液的预处理，发酵结束后所得的电渗析清液能够直接进行产品的提取，简化了分离工序。
比较例2
处理工艺及操作条件同实施例1，不同之处在于：只采用电渗析系统。
按照实施例1的步骤（1）进行种子培养，并按照步骤（2）进行发酵控制，通过电导率在线监测系统，测量发酵体系中电导率的变化。当电导率大于14ms/cm时，开启罐底阀，将40l发酵液不经微滤系统，直接进入电渗析设备中进行脱盐处理，料液流速300ml/min、浓液流速350ml/min、极液流速100ml/min，操作电流1a。电导率降至9ms/cm时，将电渗析清液由管线回流至发酵罐中，电渗析浓液收集排放。
当发酵罐中1,3-丙二醇浓度大于90g/l时，从发酵罐中排除80%的发酵液进入压力驱动式微滤系统中，并按照步骤（2）中b）、c）的工艺条件进行发酵液处理，当电导率降至0.1ms/cm时，将电渗析清液作为预处理产品回收，电渗析浓液收集排放。同时，在发酵罐中补加200l的发酵培养基，进行下一周期的发酵过程。
按照该工艺，由于发酵液中包括菌体在内的固形物较多，电渗析过滤系统工作压力较高，5次循环后电渗析系统出现故障。
比较例3
处理工艺及操作条件同实施例1，不同之处在于：只采用微滤系统。
按照实施例1的步骤（1）进行种子培养，并按照步骤（2）进行发酵控制，当发酵罐中1,3-丙二醇浓度大于85g/l时，从发酵罐中排除80%的发酵液进入压力驱动式微滤系统中，并在操作压力0.7kpa条件下进行微滤处理，微滤清液进入电渗析系统的料液储罐中。当微滤膜压力大于1.0kpa时，以无菌氮气进行反向吹扫，直至微滤处理结束。同时，在发酵罐中补加200l的发酵培养基，进行下一周期的发酵过程。
经过10个周期的发酵，共收集发酵液2050l，1,3-丙二醇浓度85g/l，共耗时522h，核算单批次发酵周期为52.2h，平均生产强度为1.63g/(l·h)。
与实施例1相比，由于没有采用电渗析脱盐的方式对发酵液进行处理，发酵体系中离子强度偏高，不利于菌体进行1,3-丙二醇转化，从而使生产强度偏低。
比较例4
处理工艺及操作条件同实施例1，不同之处在于：不对电导率进行在线监测。按照实施例1的过程进行种子培养、发酵调控，以及发酵液经微滤、电渗析脱盐后的循环。不同之处在于不设置电导率14ms/cm的发酵液脱盐处理启动点，即从发酵初期就开始进行发酵液的脱盐处理。按照这种方案，由于发酵培养基中有益的无机盐尚未被微生物利用，就在电渗析过程脱除，从而造成了发酵过程中菌体生长缓慢，发酵周期延长，发酵水平很低。