本发明涉及用含水原料连续制备乳酸的方法，该含水原料通过 发酵获得，主要含有乳酸盐。术语“主要含有乳酸盐的原料”是指 这样的原料，其基于原料的总量含有每升约250g或更少的乳酸盐离 子，至少90重量％的乳酸盐离子作为游离的乳酸盐离子存在，乳酸 盐离子的余量作为未解离的酸存在。

现有技术已知许多方法。1999年4月22日公开的WO99/19290 描述了从溶解了乳酸和乳酸盐的含水组合物中提纯乳酸的各种方 法，该含水组合物用适合的原料在4.8或更小的pH发酵获得(权利 要求1)。因此，含水组合物的pH适合地是强酸性，从而组合物含 有大量的乳酸和大量的乳酸盐。根据WO99/19290的第4页第21- 28行，这实际上是有益的，因为分离乳酸后，乳酸盐可再循环至发 酵步骤，在此其作为缓冲剂控制发酵期间的pH。另一方面， WO99/19290第14页第21-30行指出，该方法的实现可使用pH为 至少0.86至小于6.0的组合物，这意味着，在25℃，在这些组合物中 乳酸和其盐的摩尔比在1000∶1-0.007∶1之间。优选这些组合物的pH 为1.98-5.00(乳酸和其盐的摩尔比在75∶1-0.070∶1之间)，特别是 pH为3.0-4.5(乳酸和其盐的摩尔比在7.0∶1-0.23∶1之间)。用根 据WO99/19290的方法得到的乳酸特别用于制备聚乳酸。

WO99/19290的第40页第23行至第41页第11行描述了一个优 选的实施方案，其中适合的将培养基发酵形成含有乳酸和乳酸盐的 组合物。在后继的步骤中，用例如过滤、絮凝、离心或这些技术的 结合将固体分离，形成乳酸和乳酸盐的含水混合物。将乳酸和乳酸 盐的含水混合物直接通过萃取装置，尽管可以在通过萃取装置前使 含水混合物进行一步操作。该操作是例如加入诸如硫酸的酸调节 pH，从而将乳酸盐转化为乳酸(WO99/19290的第5页第8-14行)。 但是，该操作有缺点，导致含有例如硫酸钙废品的形成(硫酸钙通 过发酵期间形成的乳酸盐与硫酸的反应形成；在发酵期间，例如在 开工时，加入碳酸钙用于保持培养基在足够高的pH值)。另外， WO99/19290第13页第33-36页明确指出在该参考文献中所述的 方法特别适用于从相对酸性的培养基提纯乳酸，这些方法不需要用 酸处理，优选甚至不进行这种操作。

根据上述WO99/19290优选的实施方案，用萃取的方法将乳酸 和乳酸盐的含水混合物分离成主要含有乳酸的有机相和主要含有乳 酸盐的水相。这种萃取可在15-60℃的温度和1大气压下进行，根 据WO99/19290第28页第29-32行，所用的有机萃取剂含有叔胺、 含氧溶剂和烃，优选60-80重量％叔烷基胺，诸如Henkel Corp.出 售的Alamine 336(有至少18个碳原子的三烷基胺的混合物，三烷 基胺含有癸基和辛基)，5-20重量％的甲基异丁基酮，以及10-30 重量％烃，诸如Isopar KTM。然后主要含有乳酸的有机相进行反萃取， 将乳酸再次转移到极性溶剂相，例如水。该反萃取在例如30℃至160 ℃或更高的温度进行，通常在90-160℃的温度进行(WO99/19290 第30页第26-28行)。根据WO99/19290第26页第22-23行，该 反萃取还可在至少100℃的温度、例如150℃或更高的温度和至少 30psi(g)(约2.1巴)的压力进行。从反萃取可得到含有乳酸的极性 溶剂相，然后用蒸馏的方法浓缩，乳酸或极性溶剂作为蒸汽分离， 这取决于相对挥发性。WO99/19290第20页第15-21行描述了该 蒸馏优选在小于300mmHg(约0.4巴)的压力进行以尽可能地防止 乳酸的二聚和低聚。在萃取中形成的主要含有乳酸盐的水相循环到 (任选提纯后)发酵步骤。为了使该方法可行和有效，根据该方法 提纯的乳酸和乳酸盐含水混合物必须含有大量的乳酸和大量的乳酸 盐。因此需要乳酸和乳酸盐的含水混合物适合地是强酸性，例如4.8 或更小。乳酸的pKa在25℃约为3.86，在50℃约为3.89；还可参见 WO99/19290的附图11。

用于提纯乳酸的上述方法的优选实施方案有许多缺点。为了大 规模提纯或连续提纯，萃取可在二氧化碳压力下进行，如美国专利 5510526的权利要求30中所述，其中二氧化碳的分压至少为50psi(g) (约3.5巴)，相应地需要较昂贵的、能够耐相对高压的设备。另外， 二氧化碳增压的萃取的动力学证明是缓慢的。发现为了有效萃取， 有机相和水相之间的接触不得不保持约100小时以实现在搅拌的体 系中的平衡。

上述优选实施方案的另一个缺点是将主要含有乳酸盐的水相循 环到发酵步骤导致乳酸盐和杂质在发酵步骤中的积累。在 WO99/19290中没有描述物质平衡，但是需要将在发酵期间形成的 乳酸和乳酸盐的含水组合物的一部分从发酵中除去(经所谓的沉降 或“清除”)，但是，这在WO99/19290中没有描述。相反，在 WO99/19290中在第5页最后一段描述了这类和循环步骤一起使用 的沉降或“清除”。而且，WO98/15517和WO99/19290来自相同的 申请人并列出了相同的发明人。沉降或“清除”的进行自然降低了 提纯的产率。因此，根据优选的实施方案，生产率很低，优选的实 施方案每单位重量每单位时间的产率相对较低。WO99/19290中缺 少实验数据，这使得本领域技术人员重现其中所述的方法非常困难。

在二氧化碳加压下的萃取还生成了碳酸钙。在实施中还发现， 这些碳酸钙较为不纯，并且缺乏矿物质营养物，因此不能循环到发 酵步骤。因此，根据上述优选的实施方案的该萃取步骤产生了废物， 这个问题正好是WO99/19290试图解决的。在第5页第3-18行描 述了第一步提纯，即，常规的乳酸和乳酸盐含水组合物的提纯，包 括加入硫酸，在该过程中形成硫酸钙(如果在发酵期间已经使用碳 酸钙作为pH调节剂)。认为所述的硫酸钙是废物。但是，发现与除 去硫酸钙和购买硫酸相关的费用明显低于与在萃取步骤期间使用二 氧化碳相关的费用。该方法的另一个缺点是形成了三相、有时甚至 是四相体系(有机相、水相、碳酸钙形式的固体相和二氧化碳形式 的气相)，因此需要复杂的、因而也是昂贵的设备。

另外，发现在用二氧化碳加压下萃取的情况下，主要含有乳酸 盐的水相含有相对大量的乳酸，从而将乳酸从发酵得到的含水组合 物有效提纯需要一个循环所述水相的步骤。因此，WO99/19290的 这个优选实施方案(即，(1)发酵，(2)萃取，(3)反萃取和(4) 浓缩)的产率相对较低并且提供的乳酸纯度也不足。另外，所述的 优选实施方案不是实现起来困难，就是在WO99/19290中没有充分 清楚地描述，特别是从缺乏实验数据的角度而言。该方法的另一个 缺点是该方法包括一个结晶过程(必须沉淀碳酸钙以使平衡有效地 向乳酸方向移动)，这使得该方法出现故障的倾向很高。另外，固体 碳酸钙的出现容易导致乳状液的形成。

1998年4月27日公开的WO98/37050描述了一种生产乳酸及其 制品的方法，用含有碱土金属乳酸盐的介质，其中由前面进行的步 骤得到的碱金属的结合碱与介质反应形成水溶性碱金属乳酸盐和碱 土金属的碱性化合物，分离水溶性碱金属乳酸盐和碱土金属的碱性 化合物，分列水溶性碱金属乳酸盐形成碱金属的结合碱和乳酸产品。 乳酸产品可以是乳酸本身、乳酸衍生物或乳酸和其衍生物的结合。

1998年4月16日公开的WO98/15519描述了一种从含有乳酸、 乳酸盐或其混合物的含水原料中回收提纯的乳酸产品的方法，其中 原料与基本上不混溶的阴离子交换剂接触形成基本上不与水混溶的 相，其含有离子交换剂和乳酸的加合物，在基本上不与水混溶的相 中在乳酸的羧基和羟基、伯氨基或仲氨基之间进行缩合反应形成乳 酸酯或乳酸酰胺，将乳酸酯或乳酸酰胺与离子交换树脂分离。

1998年4月16日公开的WO98/15517描述了一种从含有乳酸和 乳酸盐的含水溶液中回收乳酸和其产物的方法。该方法包括从含水 溶液萃取至少70％的乳酸，即，通过将溶液与碱性萃取剂接触形成 含有乳酸的萃取液和含水乳酸盐溶液，分离含乳酸的萃取液和含水 乳酸盐溶液，用本身已知的方法汽提含乳酸的萃取液。根据优选的 实施方案，可将含水乳酸盐溶液酸化，例如用硫酸酸化，形成乳酸 和硫酸钙(废物)，然后可从水溶液中移去乳酸，例如通过萃取。根 据WO98/15517的萃取步骤类似地必须在二氧化碳加压下进行。根 据实施例8，该压力可以是30大气压(约30巴)。因此，根据 WO98/15517的方法有下述缺点：碳酸钙(在用二氧化碳加压下进 行萃取期间形成)和硫酸钙作为废物生成，高昂的费用和相对较低 的产率和相对较低的生产率。

1998年6月16日授权的美国专利5766439描述了生产诸如乳酸 的有机酸的方法，发酵产生具有3-8个碳原子的有机一元酸、二元 酸或三元酸的含水混合物。混合物与碱土金属碱混合，碱的用量使 得混合物的pH足够高，形成酸和碱土金属的盐。酸和碱土金属的 盐然后与铵离子反应形成酸的铵盐。然后通过所谓的盐分解电渗析 法将铵盐转化为游离酸。

1996年1月18日公开的WO96/01247描述了一种从胺碱化的、 与水不混溶的、含有萃取增效剂的萃取液溶液回收羧酸的方法。不 纯的羧酸含水溶液与萃取剂溶液接触，然后借助羧酸盐的水溶液将 萃取增效剂从得到的含羧酸的萃取液萃取出来，形成含有萃取增效 剂的水相和含有羧酸的萃取液(有机相)。从含有萃取增效剂的水相， 通过蒸馏除去萃取增效剂。通过用水进行反萃取从含酸的萃取液回 收羧酸。在WO96/01247中没有述及乳酸。

WO98/55442描述了一种方法，其中由发酵或其它来源得到的乳 酸在水中的溶液进行至少三个处理步骤。第一步包括从乳酸的含水 溶液除去形成离子的物质，这些物质能催化乳酸的低聚，该溶液含 有少于80％、优选至少50％、特别是少于30％的乳酸。优选用阴 离子交换剂除去形成阳离子的物质，然后用阳离子交换剂除去形成 阴离子的物质。第二步包括通过减压蒸发将溶液浓缩至50-90％，优 选70-90％，压力为50-500毫巴，优选50-250毫巴，温度尽可能 地保持低。优选蒸发借助降膜蒸发器进行。第三步包括蒸馏，蒸馏 压力在0.001-100毫巴、优选0.1-20毫巴、特别是l-10毫巴，蒸发 装置器壁温度为80-160℃，优选110-160℃。蒸馏优选借助机械 搅拌的薄膜蒸发器或短程蒸发器，提供了纯乳酸。任选在第二和第 三步骤之间进行后浓缩步骤。该后浓缩步骤类似地优选借助机械搅 拌的薄膜蒸发器或短程蒸发器，压力为10-500毫巴，优选50-250 毫巴，温度为50-150℃，优选80-120℃。认为在所述的后浓缩期 间，第一浓缩步骤(步骤2)得到的溶液的浓度可提高至100％乳酸。 该方法的缺点是在第一浓缩步骤(步骤2)期间，在浓缩的含乳酸 的溶液和主要含水的部分之间的分离很差，从而主要含水的部分含 有相当量的乳酸和杂质，诸如乳酸的低聚物，这对于该方法的效率 有害。另外，所述的含水部分必须在排放或再循环前进行提纯。

例如在WO95/32301、WO93/06226(乳酸)、WO93/00440(乳 酸)、US3944606(柠檬酸)、US4275234(柠檬酸、乳酸、草酸和磷 酸)、US5132456(乳酸、富马酸、琥珀酸、马来酸、己二酸、衣康 酸、苯甲酸和水杨酸)、US5510526(乳酸)、US5766439(乳酸)、 EP-A-159585(乳酸)、EP-A-432610(柠檬酸)和EP-A-613878(柠 檬酸)中描述了制备和提纯有机酸的其它方法，诸如用发酵制备乳 酸或柠檬酸。在发酵生产乳酸中，可达到至多约30重量％浓度的乳 酸钙(相应于约21重量％的乳酸)。

WO95/32301描述了一种连续制备有机酸或其盐的方法，其中在 一个生物反应器中发酵生产含水酸溶液，将该溶液通过阴离子交换 剂。用碱金属氢氧化物处理交换柱从中释放出酸。

WO93/06226描述了一种生产乳酸的发酵，其中得到的发酵产物 主要含有未解离的乳酸。通过将发酵产物与含有吡啶基的固体聚合 物，酸被聚合物吸收，将乳酸回收。

WO93/00440描述了一种从发酵产物制备乳酸酯和乳酸的方法， 其包括强酸、醇和主要含有乳酸盐的浓缩发酵产物同时反应，除去 水和醇的共沸混合物。用过滤和蒸馏的方法提纯酯。

US5132456描述了一种方法，从pH接近酸的pKa的含水组合物 中回收诸如乳酸的羧酸，其包括用阴离子交换剂提纯酸。

US5510526描述了一种通过萃取从含乳酸盐的原料制备乳酸的 方法，其包括在至少为50psi(g)(约3.5巴)的二氧化碳分压下将原 料和不与水混溶的有至少18个碳原子的胺接触，从而将酸吸收到有 机胺相。通过反萃取将酸再次释放。

US5766439描述了一种用发酵制备诸如乳酸的有机酸的方法， 其包括形成酸的盐的含水溶液。盐转化为铵盐，继而由其得到酸。

EP A 159585描述了一种制备乳酸的方法，其中发酵和酸化后， 不经过除去固体的过滤步骤，直接在一个特定的萃取柱中萃取乳酸， 优选使用醇。

但是，现有技术中描述的制备和提纯乳酸的方法不能令人满意， 因为以相对较低的产率得到乳酸。另外，对于某些应用，诸如在药 物和化妆品组合物中的应用，工业应用，诸如在用于电子元件(例 如晶片)的涂料组合物中的应用，以及环保应用(例如可生物降解 的聚乳酸的制备)，得到的乳酸的纯度不足。

因此，本发明的目的是提供一种方法，借助该方法可有效地、 非常清洁地制备乳酸。本发明因此涉及制备乳酸的连续方法，其中 该方法包括下述步骤：

(a)将通过发酵得到的、主要含有乳酸盐的含水原料[1]用含 有无机酸的物流[2]酸化至pH 1-4，优选1.5-3，特别是1.7-2.3， 形成主要含有乳酸和盐的含水物流[3]；

(b)通过过滤(或倾析)从主要含有乳酸和盐的含水物流[3] 除去盐，形成主要含有乳酸的第一含水物流[4]；

(c)将主要含有乳酸的第一含水物流[4]通过含有活性碳的柱 形成主要含有乳酸的第二含水物流[5]；

(d)将主要含有乳酸的第二含水物流[5]进行第一萃取步骤， 其中将主要含有乳酸的第二含水物流[5]与含有萃取剂的基本上不 溶于水的物流[6]接触，形成主要含有乳酸和萃取剂的有机相[7] 和主要含有杂质的第一水相[8]；

(e)将主要含有乳酸和萃取剂的有机相[7]进行第二萃取步骤， 其中将主要含有乳酸和萃取剂的有机相[7]与含水物流[9]接触， 形成主要含有乳酸的水相[10]和主要含有萃取剂的有机相[11]， 其中主要含有萃取剂的有机相[11]再循环到步骤(d)；和

(f)通过蒸发水将主要含有乳酸的水相[10]浓缩形成乳酸在 水中的浓缩溶液[12]。

正如所述的，术语“主要含有乳酸盐的原料”指所述原料基于 原料的总量含有约每升250g或更少的乳酸盐离子，至少90重量％ 的乳酸盐离子作为游离乳酸盐离子存在，乳酸盐离子的余量作为未 解离的酸存在。但是，对于那些本领域的技术人员而言，显然使用 本发明的方法可提纯其它含乳酸和/或乳酸盐的水溶液。因此，主 要含有乳酸的溶液可仅通过步骤(c)-(f)进行提纯。

附图1描述了根据本发明的方法。附图2和3描述了根据本发 明的优选实施方案。

根据附图1，用含有无机酸的物流[2]酸化主要含有乳酸盐的 含水原料[1]，形成主要含有乳酸和盐的物流[3]。然后，除去盐， 形成主要含有乳酸和盐的第一含水物流[4]。该含水物流[4]的提 纯是通过将其经过含有活性炭的柱形成主要含有乳酸的第二物流 [5]。物流[5]进行第一次萃取，物流[6]含有萃取剂。这样， 乳酸从水相萃取到有机相(物流[7])，水相主要含有杂质和少量乳 酸(物流[8])。物流[7]进行第二次萃取，形成主要含有乳酸的 水相(物流[10])和主要含有萃取剂的有机相(物流[11])。最后， 通过蒸发水浓缩物流[10]，在该过程中形成浓缩的乳酸在水中的溶 液[12]。

根据附图2，对物流[7]进行用水洗涤的步骤，在此期间仍然 存留的水溶性杂质从含乳酸的有机相中除去，在下文将对此进行更 详细的描述。在该洗涤步骤中，不可避免的是同时将少量乳酸从有 机相(物流[7])洗出，从而优选将物流[13]再循环到工艺中， 优选回到步骤(c)的上游或步骤(d)的上游，特别是步骤(c)的 上游。另外，第二次萃取后形成的主要含有萃取剂的有机相(物流 [11])优选用碱金属无机碱的水溶液洗涤，优选氢氧化钠，以除去 仍然存在的任何酸和其它来自物流[11]的杂质。这样提纯的物流 [11]再次用于第一次萃取，即，作为原料用于[6]。在物流[11] 提纯期间，释放出的含水物流[14]作为废物流排放。另外，浓缩 的乳酸溶液[12]优选进行真空蒸馏形成基本纯净的乳酸(物流 [15])，蒸馏的残留物，在可能的进一步处理后，诸如在解聚步骤 后，再循环到工艺中，优选到步骤(c)的上游。但是，优选物流[12] 在真空蒸馏前进一步提纯，优选将其连续通过含有活性碳的柱和离 子交换剂，最后进行真空蒸馏。根据本发明，特别优选将物流[12] 通过(a)含有活性炭的柱和(b)离子交换剂，然后进一步将含乳 酸的溶液浓缩，使用一个或多个降膜蒸发器、润滑膜蒸发器和/或 薄膜蒸发器，其与一个或多个蒸馏柱联合或不与之联合，然后进行 真空蒸馏形成高纯度的乳酸。在该实施方案中，基于物流[12]的 总量，物流[12]含有不大于50重量％乳酸，因为发现离子交换剂 在更高的乳酸浓度下很难操作。因此，在进行真空蒸馏前，将离开 离子交换剂的含乳酸的溶液进一步浓缩，特别是通过使用一个或多 个降膜蒸发器、润滑膜蒸发器和/或薄膜蒸发器。下文将对所有这 些特定的附加提纯步骤及其优点进行更详细的描述。

附图3描述了另一个优选的实施方案，其中对物流[5]进行蒸 发步骤。该蒸发步骤在1大气压至0.1巴压力、特别是0.8-0.2巴和 25-140℃、更优选40-100℃、特别是50-90℃的温度进行。该蒸发 步骤得到浓缩的物流[17]，基于物流[17]的总量，其含有30-50 重量％的乳酸。然后将物流[17]送入第一萃取步骤，形成含有至 少99.5重量％水的物流[8]，可将其排放而无需进一步提纯或处理。 物流[4]可代替物流[5]进行该蒸发步骤。

本发明的优点是可以高纯度和每单位时间每单位重量加入原料 的高产率得到乳酸。另外，发现根据本发明的连续工艺生产乳酸的 效率是如WO99/19290中所述用发酵获得的原料在4.8或更小的pH 实现的效率的至少2倍，甚至是其4倍。另外，根据本发明的连续 工艺得到的乳酸色度(在回流下加热2小时后)不大于50APHA， 优选不大于25APHA，特别是不大于10APHA(这些值适用于含92 重量％纯乳酸的乳酸)。根据本发明的方法还可以比现有技术已知方 法更低的费用操作，特别是因为在步骤(a)中形成的盐的排放费用 和在步骤(a)中使用的无机酸的购买费用显著低于对在加压下操作 的萃取设备——例如进行根据US5510526的方法所需的萃取设备— —的投资。本发明的另一个优点是第一萃取步骤(d)可在大气压力 下进行。在萃取情况下在大气压力下操作的另一个优点是相应时间 短(体系迅速达到平衡)，这意味着生产易于监控并且不易发生故障。 此外，将生产按比例放大到大规模的工业生产更容易。最后，萃取 比现有技术已知的相应萃取更简单，因为仅涉及到液/液体系。

优选发酵在5.2-7.0pH进行，通过加入无机碱保持pH在5.2-7.0 范围内。并且，在步骤(a)的上游，优选将主要含有乳酸盐的含水 混合物过滤除去生物质，换句话说，在步骤(a)的上游过滤主要含 有乳酸盐的含水原料[1]。对本领域的技术人员而言，显然还可用 其它已知的方法分离生物质，例如通过倾析。

步骤(a)中形成的盐由无机酸的阴离子和无机碱的阳离子构成， 如下述酸化步骤的例子所示：

在第一萃取步骤期间形成的含水物流[8](正向萃取)基于混 合物的总量优选含有至少90重量％水，特别是至少95重量％的水。 另外，物流[8]优选含有不超过5重量％的乳酸。为了有效萃取， 因此将物流[8]再循环到工艺中步骤(c)的上游或步骤(d)的上 游，特别是步骤(c)的上游。在两种情况下，经常需要在所述物流 [8]再循环到工艺中之前引入“清除”步骤以防止杂质的累积。此 外，将主要含有杂质的第一水相[8]在所述物流进行进一步处理前 作为废物流或作为再循环物流通过蒸发水而浓缩。

根据本发明的另一个优选的实施方案，物流[8]的浓缩可省略。 在这种情况下，浓缩步骤在步骤(c)的上游或步骤(d)的上游进 行，将物流[4]或物流[5]浓缩，从而得到浓缩的含乳酸的物流， 基于物流的总量其含有30-50重量％乳酸。该浓缩的含乳酸的含水 物流然后进行第一萃取步骤，得到主要只含有水的物流[8](至少 99.5重量％的水)，从而该物流可直接排放，即，无需进一步提纯。

优选将主要含有乳酸和萃取剂的有机相[7]在步骤(e)的上 游用水进行洗涤，形成主要含有杂质的第二水相[30]。物流[13] 仍然含有乳酸，该物流优选再循环到根据本发明的工艺中，优选回 到步骤(c)的上游或步骤(d)的上游，特别是步骤(c)的上游。

将主要含有萃取剂的有机相[11]再循环，可能是部分地但优 选全部再循环到第一萃取步骤。这样，萃取剂得当地在生产中再循 环。优选该物流[11]用无机碱的含水溶液进行洗涤，优选使用诸 如氢氧化钠的碱金属氢氧化物的水溶液，形成水相[14]。该物流[14] 作为废物流排放。

根据本发明的步骤(a)优选在1大气压下在20-100℃、更优选 在40-90℃、特别是50-80℃的温度进行。在步骤(a)中使用的无机 酸优选含有与发酵中所用无机碱的阳离子形成基本上不溶于水的盐 的阴离子。这意味着上述反应方程中Mn+Xn是几乎不溶于或基本不 溶于水的盐。

用于发酵中的无机碱优选是碱土金属碳酸盐、碱土金属碳酸氢 盐、碱土金属氢氧化物或碱土金属氧化物，碱土金属与步骤(a)中 所用酸的阴离子形成基本上不溶于水的盐，优选是钙或镁。无机碱 特别是碳酸钙或氢氧化钙。

根据本发明，步骤(a)中所用的无机酸优选硫酸，发酵中所用 的碱特别是钙碱。在这种情况下，酸化形成了硫酸钙。

根据本发明的步骤(b)优选在1大气压下和环境温度进行。任 选在步骤(b)后将盐干燥，特别是，如果步骤(a)未在升高的压 力下进行。可通过过滤或倾析或其它相当的技术从主要含有乳酸和 盐的含水物流[3]除去盐。

如果需要在步骤(b)制备干燥的晶体，优选在5-10巴的压力、 特别是6-8巴和100℃的温度、特别是100-120℃的温度进行步骤 (a)。如果盐是硫酸钙这样是有利的，干燥的硫酸钙晶体可直接用 于许多其它用途，例如用于制造石膏板和瓷器。

根据本发明的步骤(c)优选在1大气压下在50-70℃、特别是 55-65℃的温度进行。在含有活性碳的柱中优选每升乳酸使用0.1-5g 活性碳。

根据本发明的步骤(d)优选在1大气压下和0-60℃、特别是10-50 ℃的温度进行。如果萃取剂不含有醇和/或酮，步骤(d)优选在1 大气压下和60-100℃的温度进行。主要含有乳酸的第二含水物流[5] 和含有萃取剂的基本上不溶于水的物流[6]的体积比优选在20∶1 和1∶20之间，更优选在3∶1和1∶7之间，特别是在2∶1和1∶ 5之间。

根据本发明的方法在步骤(d)中使用的萃取剂优选含有(1) 胺和(2)烃。优选萃取剂还含有(3)醇和/或酮。注意，进行根 据本发明方法步骤(d)的条件可以变化。如果萃取剂不含醇和/或 酮，步骤(d)与偶选在1大气压下和60-100℃的温度进行。在另一 情况下，步骤(d)优选在1大气压下和0-60℃、特别是10-50℃的 温度进行。胺优选是由至少18个碳原子、优选含有24-42个碳原 子的叔胺。如果萃取剂含有醇，这是优选的，所含的醇是C8-C12醇， 醇任选是直链或支链的，优选是支链的醇。烃优选是饱和烷烃构成 的石油馏分，优选闪点在至少40℃，优选至少70℃，特别是闪点至 少为90℃。更高的闪点是有利的，这样不需要对步骤(e)中所用 装置有苛刻的安全要求。烃的沸程优选150-275℃，特别是170-260 ℃。烃特别是Isopar KTM或Isopar MTM。优选萃取剂含有40-75重 量％的(1)、5-60重量％的(2)和0-25重量％的(3)，特别是 45-60重量％的(1)、40-55重量％的(2)和0-10重量％的(3)。

主要含有乳酸和萃取剂的有机相[7]和含水物流[9]-步骤(e) 的体积比优选在20∶1和1∶20之间，更优选在3∶1和1∶7之间， 特别是在2∶1和1∶5之间，尤其是在1∶2和1∶4之间。

根据本发明方法的步骤(e)优选在1-10巴、特别是2-9巴 的压力和100-180℃、特别是120-160℃的温度进行。

根据本发明方法的步骤(f)优选在一个或多个降膜蒸发器和/ 或薄膜蒸发器和/或润滑膜蒸发器中进行，步骤(f)优选在1大气 压至0.1巴、特别是0.8-0.2巴的压力和25-140℃、优选40-100℃、 特别是60-85℃的温度进行。在生产中，物流[10]优选在0.5-1 巴、特别是0.7-0.9巴的压力和50-100℃、特别是70-90℃的温度 条件下。

根据本发明优选浓缩的乳酸在水中的溶液[12]在真空下蒸馏 形成乳酸[15]和蒸馏残留物[16]，物流[12]含有至少95重量 ％、优选99-99.9重量％的乳酸，物流[15]含有至少99.5重量％ 的乳酸。为实现本发明的目的，真空认为是在0.1-20毫巴、特别是 2-10毫巴的压力。真空蒸馏期间的温度优选100-200℃，优选110 -140℃。

根据本发明的另一个优选的实施方案，浓缩的乳酸溶液[12] 优选进行第一和第二蒸馏步骤。第一蒸馏步骤优选在80-150℃、 特别是100-140℃的温度和50-250毫巴、特别是60-150毫巴的 压力进行。第一蒸馏步骤优选这样进行，即，借助膜蒸发器将溶液 转化成蒸汽相，使蒸汽通过第一蒸馏塔。在该工艺中，由于回流， 发生分离形成两个馏分，顶馏分含有水和最多1重量％乳酸，优选 最多0.1重量％乳酸，底馏分含有95-100重量％乳酸，优选99-100 重量％乳酸。膜蒸发优选借助润滑膜蒸发、薄膜蒸发和/或降膜蒸 发进行，蒸馏柱的理论塔板数为1-10。第一蒸馏步骤得到的产物 基于产物的总重量含有至少95重量％乳酸。

然后，将第一蒸馏步骤得到的产品在第二蒸馏步骤进行真空蒸 馏，优选在0.1-20毫巴、特别是2-10毫巴的压力和100-200℃、特 别是110-140℃的温度进行。在第二蒸馏步骤，第一蒸馏步骤的产 品转移到蒸汽相，优选借助膜蒸发器，然后蒸汽通过第二蒸馏柱。 在此，在回流下再次分成两个馏分，顶馏分含有至少99.5重量％乳 酸，残留物含有除去乳酸的糖。在第二蒸馏步骤，膜蒸发优选借助 润滑膜蒸发、薄膜蒸发和/或降膜蒸发进行，蒸馏柱优选具有1-10 的理论塔板数。

根据本发明特别优选对第一蒸馏步骤的产物进行一个调理步骤 (也称为“预闪蒸”)，其中压力优选等于第二蒸馏步骤的压力。但 是，压力可以提高100％，即，最高40毫巴。该优选的实施方案的 优点是在产物进入第二蒸馏步骤前除去更少量的水。通常，分离的 水相含有10-20重量％乳酸。

如果基于物流[12]的总量，含有不大于50重量％乳酸的物流 [12]已经通过了一个含有活性碳的柱并随后通过离子交换剂，在 所述物流[12]进行调节步骤前，所述物流[12]用一个或多个润 滑膜蒸发器、薄膜蒸发器和/或降膜蒸发器浓缩，任选结合一个或 多个理论塔板数1-10的蒸馏塔。在该浓缩期间，得到的物流基于 物流的总量含有至少98重量％乳酸。所述浓缩在0.5-0.8巴的压力 和65-150℃的温度进行。

蒸馏残留物[16]再循环到工艺中，优选到步骤(c)的上游或 步骤(d)的上游，或到第一蒸馏步骤，特别是到步骤(c)的上游。 如果蒸馏残留物[16]再循环到工艺中步骤(c)的上游或步骤(d) 的上游，需要一个贮槽。

蒸馏残留物[16]优选在所述残留物再循环到工艺中之前进行 一个解聚步骤，特别是因为残留物含有乳酸的低聚物。

解聚优选通过将30-70重量％、优选40-60重量％的优选含 有80-100重量％水的含水物流与70-30重量％、优选60-40重 量％的第二蒸馏步骤的残留物的混合物在1大气压和60-100℃的 温度加热1-10小时。该含水物流优选来自第一蒸馏和/或“预闪 蒸”。

本发明还涉及依照根据本发明的连续工艺得到的乳酸在水中的 浓缩溶液[12]。本发明进一步涉及依照根据本发明连续工艺得到的 乳酸，特别优选是色度(在回流下加热2小时)优选不大于25APHA 单位、特别是不大于10APHA单位的乳酸。如果连续工艺还包括浓 缩的乳酸溶液[12]的第一和第二蒸馏步骤，其中所述的溶液已经 经过了含有活性碳的柱和随后的离子交换剂，本发明进一步涉及色 度不大于60APHA单位、优选不大于40APHA单位、特别是不大于 5APHA单位(在回流下加热2小时)的乳酸。

实施例 1、不纯的乳酸溶液的制备

7升含水原料，其通过在pH 6.4下进行的发酵获得，含有13重 量％乳酸钙，将其在约45分钟期间用硫酸在约72-75℃的温度酸 化至pH 2.0。然后将得到的混合物用布氏漏斗过滤(S&S 595漏斗) 用于分离掉硫酸钙。硫酸钙的性质如表1所示。

               表1   杂质     含量     (ppm)   氯化物     ＜40   硅     ＜200   钾     28   钠     45   砷     ＜3   镉     0.5   铬     ＜3   铜     ＜3   铁     ＜50   镁     ＜20   镍     ＜2   铅     ＜3   锌     ＜10   磷     62   水     0.09 2、用活性炭处理

用去离子水清洗活性碳。使用两个含有活性碳的75ml柱。柱内 温度保持在60℃。然后以5柱床体积/小时的速度将4升不纯的乳 酸溶液通过柱，第一批5个柱床体积的产物另外保存；剩余的用于 萃取试验。 3、萃取 · 制备萃取剂

两种萃取剂用于试验：(a)含有48∶30∶22(基于萃取剂总量， 以重量％表示)的Alamine 336TM、1-辛醇和Isopar KTM的萃取剂和 (b)含有48∶7∶45(基于萃取剂总量，以重量％表示)的Alamine 336TM、1-辛醇和Isopar KTM的萃取剂。Alamine 336TM预先用4重量 ％氢氧化钠水溶液以1∶1的体积比洗涤，然后用去离子水洗涤直至 水相的pH小于9.0。然后Alamine 336TM与其它成分混合。 · 第一萃取步骤

用两种萃取剂(a)和(b)进行各一式五份的试验。有机相与水相的 比例为1∶1，两相用搅拌器以300-450rpm的速度混合120秒。混 合在装配了Cole-Palmer P-06367-10型静止双叶搅拌器的混合设备中 进行。向600ml容器(直径8cm)中加入150ml萃取剂。然后加入 第二步得到的未提纯的乳酸溶液150ml，混合物搅拌120秒。然后 将混合物在室温分离成两相，测定需要的时间。 · 第二萃取步骤

该试验在高压釜中在120℃进行，将350ml去离子水和500ml 前面步骤得到的乳酸和萃取剂的混合物引入高压釜。混合物在50rpm 和120℃搅拌，需要约1小时将温度从室温升高到120℃。当温度为 120℃时，搅拌速度从50rpm提高到300rpm。约10分钟后，停止搅 拌，用约10分钟进行相分离。然后从两相中取样，将高压釜内容物 冷却到室温。 · 分析

分析所有样品的乳酸含量、其它有机酸、总氮、氨基酸、乳酸 辛酯、阳离子、阴离子、硫酸盐、磷酸盐、呋喃、聚呋喃、色度(加 热前)、色度(加热后)、残留糖和多糖。数据如下表所示。物流如 下：(A)物流[1]，(B)物流[4]，(C)物流[5]，(D)物流[10]， (E)物流[8]，(F)物流[7]和(G)物流[11]。用含有重量比 为48∶30∶22的Alamine 336TM、1-辛醇和Isopar KTM的萃取剂进行 (D1)-(G1)试验，用含有重量比为48∶7∶45的Alamine 336TM、 1-辛醇和Isopar KTM的萃取剂进行(D2)-(G2)试验。

                                                                表2 成分   (A)  (B)  (C)   (D1)  (E1)  (F1)  (G1)  (D2)  (E2)  (F2) (G2) 乳酸(wt％)   17.8  17.3  17.5   5.8  12.0  8.8  3.3  7.4  11.5   9.1  2.9 有机酸(wt％)   ＜0.3  ＜0.3  ＜0.3   ＜0.1  ＜0.1  ＞0.3  ＜0.1  ＜0.2  ＜0.1   0.4  ＜0.3 Ntot(ppm)   255  395  260   30  300  -  -  ＜20  240   -  - 氨基酸 (mM)   12.7  13.0  12.8   0.4  15.1  -  -  0.4  15.0   -  - 乳酸辛酯(ppm)   -  -  -   3.3  ＜1  1500  550  3.5  ＜1   600  330 阳离子(ppm)   17117  14491  14335   ＜64  16876  -  -  ＜95  16974   -  - 阴离子(ppm)   -  ＞50000  ＞50000   ＜515  ＞25000  -  -  ＜515  ＞25000   -  - 硫酸盐(ppm)   -  ＞50000  ＞50000   500  25000  -  -  1000  25000   -  - 磷酸盐(ppm)   -  ＜5  ＜5   ＜5  ＜5  -  -  ＜5  ＜5   -  - 色度 (加热前；APHA)   1500  3130  320   63  380  -  -  100  380   -  - 色度 (加热后；APHA)   1650  4190  790   67  590  -  -  175  555   -  - 残留糖 (mg/l)   394  388  363   ＜2.9  474  -  -  ＜5.0  466   -  - 多糖 (mg/l)   710  813  870   13.6  654  -  -  20  754   -  -