技术领域
本发明涉及制药领域，具体而言，涉及一种利普司他汀的提纯方 法。
背景技术
利普司他汀(lipstatin)是毒三素链霉菌(Streptomyces toxytricini)的 代谢产物，能选择性抑制胃肠道中胰脂肪酶的活性，减少脂肪的分解 和吸收，其结构式如式I所示。其四氢衍生物奥利司他(orlistat)已被 罗氏公司(Roche lnc.)成功开发为减肥药——赛尼可，是目前唯一作为 非中枢神经系统作用而上市的治疗肥胖症的药物。因而，发酵法生产 利普司他汀备受关注。
通过微生物生物合成的利普司他汀生产工艺流程主要包括以下 步骤：微生物发酵液直接采用超声破碎细胞，用有机溶剂抽提，之后 将抽提液浓缩，从而得到粗晶体，然后经过色谱纯化得到最终产品。
目前微生物生物合成的利普司他汀的分离提取工艺主要采用有 机溶剂提取法，该提取法存在以下缺点：1、在分离提炼过程中大量 使用了丙酮、乙酸乙酯与价格较贵的正己烷等有机溶剂，从而会在生 产过程中在生产过程中产生大量的废水、废气等有毒有害物质，对于 环境有污染，对于操作人员的健康有毒害；2、其工艺路线比较复杂， 提取过程步骤多，时间长易发生降解，操作工艺点的技术要求多；3、 目标产物的损失较大，得率低，因此生产成本高；4、成品纯度较低； 5、成品有有机溶剂残留，影响成品质量。
发明内容
为解决现有技术中存在的上述问题，本发明提供一种高效、环保、 工艺简单、成品纯度高、得率高的提纯化利普司他汀的方法。
具体而言，本发明提供：
(1)一种利普司他汀的提纯方法，该方法包括：将含有利普司他汀 的固态混合物通过超临界CO2流体进行萃取，然后将所得的利普司他 汀萃取液进行提纯，从而得到利普司他汀。
(2)根据(1)所述的提纯方法，其中，所述含有利普司他汀的固 态混合物是通过将生产利普司他汀的毒三素链霉菌(Streptomyces toxytricini)的发酵液进行干燥得到的。
(3)根据(2)所述的提纯方法，其中，所述干燥通过喷雾干燥方 式实现，在对所述发酵液进行所述喷雾干燥时，所用喷雾干燥机的气 体进口温度为40-60℃、气体出口温度为35-50℃，所述喷雾干燥机的 塔内物料温度为40-55℃、塔内压力为250-350kPa，所得到的固态粉 末的粒度为20-80目。
(4)根据(3)所述的提纯方法，其中，所述喷雾干燥机为离心喷 嘴喷雾干燥机，所述气体进口温度为50℃，所述气体出口温度为40 ℃，所述塔内物料温度为45℃，所述塔内压力为300kPa，所得到的 固态粉末的粒度为40目。
(5)根据(2)所述的提纯方法，其中，所述干燥通过冻干方式实 现，在对所述发酵液进行所述冻干时，预冻温度为-38℃，预冻时间 为2-4h；主干燥升温时间为2h，主干燥温度为-8℃；压力为0.1mbar， 以1分钟内压力升不超过0.25mbar判定主干燥完成；二次干燥温度 为30℃-60℃，压力0.03mbar，以1分钟内压力升不超过0.06mbar判 定冻干结束。
(6)根据(1)所述的提纯方法，其中，所述的通过超临界CO2流 体进行萃取的步骤包括：
1)将所述固态混合物制成含水量为5％-30％、粒度为20-80目的 粉末；
2)将所述粉末置于超临界CO2萃取装置中进行萃取，其中萃取温 度为35-60℃、萃取压力为20-40MPa、萃取时间为2-4小时、CO2流量为10-30L/h、夹带剂的流量为2-4L/h、所述夹带剂的体积与所 述粉末的重量之比为3-5∶1，所述体积的单位为L，所述重量的单位为 Kg。
(7)根据(6)所述的提纯方法，其中，所述的通过超临界CO2流体 进行萃取的步骤还包括：
3)将步骤2)所得物在第一分离釜中进行第一次分离，所述第 一次分离的温度为30-50℃、压力为5.5-8MPa；以及
4)在第二分离釜中进行第二次分离，所述第二次分离的温度为 25-40℃、压力为5-7MPa；以及
5)合并从所述第一分离釜与所述第二分离釜分离得到的利普司 他汀萃取液。
(8)根据(6)所述的提纯方法，其中，所述夹带剂为选自乙醇、 甲醇、丙酮、乙酸乙酯、乙酸丁酯中的一种或几种。
(9)根据(8)所述的提纯方法，其中，所述夹带剂为乙醇和/或丙 酮。
(10)根据(1)所述的提纯方法，其中，所述的通过超临界CO2流体进行萃取的步骤包括：
a)将所述固态混合物制成含水量为10％、粒度为40目的粉末；
b)将所述粉末置于超临界CO2萃取装置中进行萃取，其中萃取温 度为45℃、萃取压力为30MPa、萃取时间为3小时、CO2流量为25L/h、 夹带剂的流量为3L/h、所述夹带剂的体积与所述粉末的重量之比为 3∶1，所述体积的单位为L，所述重量的单位为Kg。
(11)根据(10)所述的提纯方法，其中，所述的通过超临界CO2流体进行萃取的步骤还包括：
c)将步骤b)所得物在第一分离釜中进行第一次分离，所述一 次分离的温度为40℃、压力为6MPa；
d)在第二分离釜中进行第二次分离，所述二次分离的温度为35 ℃、压力为5MPa；以及
e)合并从所述第一分离釜与所述第二分离釜分离得到的利普司 他汀萃取液。
(12)根据(1)-(11)中任一项所述的提纯方法，其中，所述的 将所得的利普司他汀萃取液进行提纯的步骤是通过短程蒸馏的方式 进行的。
(13)根据(12)所述的提纯方法，其中，所述短程蒸馏是通过三 级分离方式进行的，所述三级分离方式包括：
i)将所述的利普司他汀萃取液进行第一级分离，得到包含夹带 剂及挥发性物质的第一轻组分、和包含利普司他汀及杂质的第一重组 分；
ii)将步骤i)得到的所述第一重组分进行第二级分离，得到包含 利普司他汀及比利普司他汀分子量小的杂质的第二轻组分、和包含比 利普司他汀分子量大的杂质的第二重组分；以及
iii)将步骤ii)得到的所述第二轻组分进行第三级分离，得到包 含比利普司他汀分子量小的杂质的第三轻组分、和主要为利普司他汀 的第三重组分，从而得到利普司他汀。其中，“主要为利普司他汀的 第三重组分”是指通过步骤iii)得到的第三重组分含有86.0％以上的 利普司他汀。
(14)根据(13)所述的提纯方法，其中，在所述第一级分离中， 进料速度为50-70mL/h，进料温度为30-50℃，蒸发温度为40-65℃， 刮膜转速为100-150r/min，真空度为0.8-1mbar。
(15)根据(14)所述的提纯方法，其中，所述进料速度为65mL/h， 所述进料温度为35℃，所述蒸发温度为50℃，所述刮膜转速为130 r/min，所述真空度为0.8mbar。
(16)根据(13)所述的提纯方法，其中，在所述第二级分离中， 进料速度为50-70mL/h，进料温度为30-50℃，蒸发温度为130-160℃， 刮膜转速为320-350r/min，真空度为0.8-1mbar。
(17)根据(16)所述的提纯方法，其中，所述进料速度为60mL/h， 所述进料温度为35℃，所述蒸发温度为150℃，所述刮膜转速为350 r/min，所述真空度为0.8mbar。
(18)根据(13)所述的提纯方法，其中，在所述第三级分离中， 进料速度为50-70mL/h，进料温度为30-50℃，蒸发温度为90-110℃， 刮膜转速为190-230r/min，真空度为0.8-1mbar。
(19)根据(18)所述的提纯方法，其中，所述进料速度为60mL/h， 所述进料温度为35℃，所述蒸发温度为100℃，所述刮膜转速为210 r/min，所述真空度为0.8mbar。
本发明的方法具有以下有益效果：
1)含有利普司他汀的固态混合物可以通过将生产利普司他汀的 毒三素链霉菌的发酵液进行喷雾干燥或冻干得到，其耐运输、易保藏；
2)超临界CO2提取可以在30℃至60℃的条件下进行，能把高沸 点、低挥发性、易热解的物质在远低于其沸点温度下萃取出来，并防 止了提取过程中对人体有害的物质的存在和对环境的污染，并且操作 简单；且在生产中CO2可以重复循环使用，从而有效地降低了成本；
3)使用超临界CO2流体进行萃取，比常规浸提萃取溶媒的消耗 量少、次数少、时间短，一次完成萃取率高并降低了浸提过程中利普 司他汀降解产物的产生；
4)通过用短程蒸馏分离实现浓缩、分离，纯度高；
5)该生产过程中减少了大量的废水、废气等有毒有害物质，较 为环保；
6)整个提纯方法成本低、简单、易操作；以及
7)提纯得到的利普司他汀经HPLC检测得到的纯度高，达到94％ 以上。
具体实施方式
以下通过具体实施方式的描述对本发明作进一步说明，但这并非 是对本发明的限制，本领域技术人员根据本发明的基本思想，可以做 出各种修改或改进，但是只要不脱离本发明的基本思想，均在本发明 的范围之内。
本发明涉及将由发酵液或其它方式得到的含有利普司他汀的固 态混合物，通过超临界CO2提取得到纯度较高的利普司他汀；再通过 用短程蒸馏浓缩、分离纯化得到高纯度利普司他汀的方法。
(一)关于由发酵液或其它方式得到的含有利普司他汀的固态混合 物
本发明涉及由发酵液或其它方式得到的含有利普司他汀的固态 混合物提纯利普司他汀的方法，由于该提纯方法(超临界CO2流体萃 取)效率很高，即使该固态混合物中利普司他汀的含量很低，也能实 现高效萃取，因此对该固态混合物中利普司他汀的含量没有特别进行 限制。
本文所述的发酵液是指生产利普司他汀的毒三素链霉菌的发酵 液，其可通过(例如)下述科技文献中所述的方法进行发酵得到：胡 为民等人的“毒三素链霉菌生产利普司他汀的发酵与提纯工艺”《中 国医药工业杂志》，2007，38(10)，第705-708页。毒三素链霉菌可以 是任何能主要生产利普司他汀的毒三素链霉菌，包括通过诱变得到的 高产菌种。
由发酵液得到固态粉末的过程可采用如下方法：直接喷雾干燥或 是冻干。由此得到的固态发酵干燥菌粉耐运输、易保藏。
本发明人通过发酵液直接喷雾干燥，得到固态粉末，并发现其粉末 如同面粉一样，无明显的颗粒，特别是意想不到该固态粉末对超临界 CO2流体萃取非常实用。所述直接喷雾干燥过程中的步骤是按照下列 方式进行的：
对发酵液直接进行喷雾干燥时，可将喷雾干燥机的气体进口温度 控制在40-60℃，气体出口温度控制在35-50℃，塔内物料温度保持在 40-55℃，塔内压力保持在250-350kPa，得粒度20-80目的固体发酵 干燥菌粉。
更优选地，所述直接喷雾干燥过程是按照下列方式进行的：
1)喷雾干燥机为离心喷嘴喷雾干燥机；固体发酵干燥菌粉的粒 度为40目；
2)将喷雾干燥机的气体进口温度控制在50℃，气体出口温度控 制在40℃，塔内物料温度保持在45℃，塔内压力保持在300kPa，得 粒度40目的固体发酵干燥菌粉。
此外本发明人开发了另外一种得到用于超临界CO2流体萃取的 固态粉末方法；利普司他汀发酵液冻干粉，它具有水分低、流动性好、 粉体细的优点，并且不产生新的任何杂质。该发酵液冻干粉用超临界 CO2流体萃取也是理想的原料。
制备利普司他汀发酵液冻干粉的步骤如下：
本发明冻干步骤可采用的装置为LG-0.2系列小型冻干试验机(得 自沈阳航天新阳速冻设备制造有限公司)，但不限于此设备。利普司他 汀发酵液的共熔点温度约为-20℃，产品的预冻温度为-38℃；预冻时 间为3-4h，主干燥升温时间为4h，主干燥温度为-8℃。压力为0.1mbar， 以1min内压力升不超过0.25mbar判定主干燥完成；二次干燥温度为 30℃-60℃，压力0.03mbar以1分钟内压力升不超过0.06mbar判定冻 干结束，得淡黄色冻干粉末。
(二)关于超临界CO2提取中各工艺参数的选择
超临界流体萃取是国际上最先进的物理萃取技术。其原理是：在 较低温度下，不断增加气体的压力时，气体会转化成液体，当温度增 高时，液体的体积增大，对于某一特定的物质而言存在一个临界温度 (Tc)和临界压力(Pc)，高于临界温度和临界压力后，物质不会成 为液体或气体，这一点就是临界点。在临界点以上的范围内，物质状 态处于气体和液体之间，这个范围之内的流体成为超临界流体(SF)。 超临界流体具有类似气体的较强穿透力和类似于液体的较大密度和 溶解度，具有良好的溶剂特性，可作为溶剂进行萃取、分离单体。超 临界流体萃取将传统的蒸馏和有机溶剂萃取结合一体，利用超临界 CO2优良的溶剂力，将基质与萃取物有效分离、提取和纯化。其使用 超临界CO2对物料进行萃取。CO2是安全、无毒、廉价的液体，超临 界CO2具有类似气体的扩散系数、液体的溶解力，表面张力为零，能 迅速渗透进固体物质之中，提取其精华，具有高效、不易氧化、纯天 然、无化学污染等特点。而不同的物质由于在CO2中的溶解度不同或 同一物质在不同的压力和温度下溶解状况不同，使这种提取分离过程 具有较高的选择性。
利普司他汀为孢内产物，其发酵液是一种浓稠、菌浓高的油水性液 体，并且无明显固型物，发酵液不便于固液分离；利普司他汀是一种 多烯烃及酯结构的物质，它易受多种因素影响而被破坏并发生降解， 产生杂质。例如，萃取温度对于提取利普司他汀有重要的影响。当萃 取温度过低时，萃取不完全，会对原料造成浪费；随着萃取温度的升 高，萃取效率随之提高，但温度过高会使利普司他汀发生降解增加产 品中的杂质。因此，要实现超临界CO2流体萃取，又要使萃取效率高， 选择合适的超临界流体萃取条件尤为重要。
适合的超临界萃取装置可为超临界萃取装置HA221-50-60(得自江 苏南通华安超临界萃取有限公司)，但不限于此设备。
在本发明所述的超临界CO2萃取方法中，分离步骤、夹带剂的种 类、萃取温度、萃取压力、萃取时间、CO2流量、夹带剂的体积与粉 末的重量之比都对回收率有重要影响。本发明人做了大量创造性的研 究工作以对上述参数进行选择。
1.分离步骤条件的选择
在超临界CO2萃取后的分离步骤可采用二次分离的工艺，其中分 离步骤的条件对回收率有重要影响。下面对二次分离的工艺中的条件 进行考察，考察过程如下：
以直接喷雾干燥得到的利普司他汀菌丝粉为原料，按照表1中所 述的条件进行萃取和分离。
其中回收率定义为：回收率(％)＝萃取得到的目标产物质量(g) /每次试验中投发酵干燥粉末中含的目标产物质量(g)×100％。
提取结束后，按照下列方法测定利普司他汀的含量并计算回收率 (percentage recovery)：采用HPLC法，HPLC法的条件为：高效液 相色谱仪(购自岛津株式会社的LC-10AD)；色谱柱XDB-C18(250 mm×4.6mm，5μm)；流动相：90％乙腈；流速：1.0ml/min；柱温： 30℃；检测波长：195nm；进样体积10μl。纯度定义为：采用HPLC 测定，以归一化法计算所得到目标产物占百分比。结果参见表1。
表1分离步骤条件的影响
由表1可见，在回收率为94％时，二次分离的最优选条件为：第 一次分离的温度为40℃、第一次分离的压力为7MPa；第二次分离的 温度为35℃、第二次分离的压力为6MPa。但是在实际生产中，随着 温度和压力的增高，能耗也进一步增加，因此为了降低成本，综合考 虑在实际生产中最优选的二次分离的条件为：第一次分离的温度为35 ℃、第一次分离的压力为6MPa；第二次分离的温度为30℃、第二次 分离的压力为5MPa，此时回收率为93％。
2.夹带剂的种类
萃取时夹带剂的种类对于提取利普司他汀有重要的影响。当夹带 剂对其溶解度小时，萃取不完全；当夹带剂对其溶解度大但沸点高时， 增加生产工艺对其进行消除的困难，并且其在成品中残留量影响产品 的质量，同时这对环境安全也有影响。另外，毒性大的夹带剂也不可 使用。因此，需要对夹带剂的种类进行考察。按照与上述“1.分离 步骤条件的选择”相同的方式进行萃取和分离，不同之处在于萃取中 的条件如表2所述，并且在第一次分离的温度35℃、压力6MPa、第 二次分离的温度30℃、压力5MPa的条件下进行分离。结果参见表2。
表2夹带剂种类的影响
夹带剂种类 甲醇 乙醇 丙酮 乙酸乙酯 乙酸丁酯 萃取温度(℃) 45 45 45 45 45 萃取压力(MPa) 30 30 30 30 30 萃取时间(h) 3 3 3 3 3 CO2流量(L/h) 20 20 20 20 20 夹带剂流量(L/h) 3 3 3 3 3 细粉含水量(质量％) 20 20 20 20 20 夹带剂∶细粉(L/kg) 3∶1 3∶1 3∶1 3∶1 3∶1 细粉的粒度(目) 40 40 40 40 40 回收率(质量％) 92 93 90 95 97
由表2可见，使用甲醇和乙醇作为夹带剂时的回收率十分接近， 固使用乙醇代替甲醇作为夹带剂会在环境安全性方面带来较显著的 优点。
另外，与甲醇相比，使用丙酮、乙酸乙酯、和乙酸丁酯作为夹带 剂时回收率较高，考虑到它们的环境安全性都高于甲醇，因此也是更 优选的夹带剂。
3、萃取温度
萃取温度对于提取利普司他汀有重要的影响。当萃取温度过低 时，萃取不完全，会对原料造成浪费；随着萃取温度的升高，萃取效 率随之提高，但温度过高会使利普司他汀发生降解增加产品中的杂 质。因此，需要对萃取温度进行选择。按照与上述“1.分离步骤条 件的选择”相同的方式进行萃取和分离，不同之处在于萃取中的条件 如表3所述，并且在第一次分离温度35℃、压力6MPa、第二次分离 温度30℃、压力5MPa的条件下进行分离。结果参见表3。
表3萃取温度的影响
夹带剂种类 乙醇 乙醇 乙醇 乙醇 萃取温度(℃) 35 45 55 60 萃取压力(MPa) 30 30 30 30 萃取时间(h) 3 3 3 3 CO2流量(L/h) 20 20 20 20 夹带剂流量(L/h) 3 3 3 3 细粉含水量(质量％) 20 20 20 20 夹带剂∶细粉(L/kg) 3∶1 3∶1 3∶1 3∶1 细粉的粒度(目) 40 40 40 40 回收率(质量％) 82 92 90 88
由表3可见，在温度为45℃时，回收率最高。考虑到生产成本， 该温度是最优选的。
4、萃取压力
萃取压力的大小对于提取利普司他汀有重要的影响。当萃取压力 小时，萃取不完全，会对原料造成浪费；当萃取压力大时会影响设备 长期运行稳定性。因此，需要对夹带剂的萃取压力大小进行考察。按 照与上述“1.分离步骤条件的选择”相同的方式进行萃取和分离， 不同之处在于萃取中的条件如表4所述，并且在第一次分离温度35 ℃、压力6MPa、第二次分离温度30℃、压力5MPa的条件下进行分 离。结果参见表4。
表4萃取压力的影响
夹带剂种类 乙醇 乙醇 乙醇 萃取温度(℃) 45 45 45 萃取压力(MPa) 20 30 40 萃取时间(h) 3 3 3 CO2流量(L/h) 20 20 20 夹带剂流量(L/h) 3 3 3 细粉含水量(质量％) 20 20 20 夹带剂∶细粉(L/kg) 3∶1 3∶1 3∶1 细粉的粒度(目) 40 40 40 回收率(质量％) 87 92 90
由表4可见，在压力为30MPa时，回收率最高。考虑到生产成 本，该压力是最优选的。
5、萃取时间
萃取时间对于提取利普司他汀有重要的影响。萃取时间越长，萃 取效率越高、越完全；但时间过长又增加运行成本与能源浪费。因此， 需要对萃取的时间进行考察。按照与上述“1.分离步骤条件的选择” 相同的方式进行萃取和分离，不同之处在于萃取中的条件如表5所述， 并且在第一次分离温度35℃、压力6MPa、第二次分离温度30℃、 压力5MPa的条件下进行分离。结果参见表5。
表5萃取时间的影响
夹带剂种类 乙醇 乙醇 乙醇 萃取温度(℃) 45 45 45 萃取压力(MPa) 30 30 30 萃取时间(h) 1 2 3 CO2流量(L/h) 20 20 20 夹带剂流量(L/h) 3 3 3 细粉含水量(质量％) 20 20 20 夹带剂∶细粉(L/kg) 3∶1 3∶1 3∶1 细粉的粒度(目) 40 40 40 回收率(质量％) 80 86 92
由表5可见，在萃取时间为3h时，回收率最高。考虑到生产成本， 该压力是最优选的。
6、CO2流量
萃取时CO2流量的流量(L/h)对于提取利普司他汀有重要的影响。 当萃取流量小时，萃取不完全，会对原料造成浪费；当萃取流量大时 会对夹带剂萃取效率造成影响。因此，需要对夹带剂的萃取流量大小 进行考察。按照与上述“1.分离步骤条件的选择”相同的方式进行萃 取和分离，不同之处在于萃取中的条件如表6所述，并且在第一次分 离温度35℃、压力6MPa、第二次分离温度30℃、压力5MPa的条件 下进行分离。结果参见表6。
表6CO2流量的影响
夹带剂种类 乙醇 乙醇 乙醇 萃取温度(℃) 45 45 45 萃取压力(MPa) 30 30 30 萃取时间(h) 3 3 3 CO2流量(L/h) 10 20 30 夹带剂流量(L/h) 3 3 3 细粉含水量(质量％) 20 20 20 夹带剂∶细粉(L/kg) 3∶1 3∶1 3∶1 细粉的粒度(目) 40 40 40 回收率(质量％) 88 92 94
由表6可见，在回收率为94％时，CO2流量为60L/h。但是在实 际生产中，随着CO2流量的增高能耗也进一步增加，因此为了降低成 本，综合考虑在实际生产中最优选CO2流量为20L/h，此时回收率为 92％。
7、夹带剂的流量
萃取时夹带剂的流量(L/h)对于提取利普司他汀有重要的影响。 当萃取流量小时萃取不完全，会对原料造成浪费；当萃取流量大时也 会对夹带剂萃取效率造成影响。因此，需要对夹带剂的萃取流量大小 进行考察。按照与上述“1.分离步骤条件的选择”相同的方式进行萃 取和分离，不同之处在于萃取中的条件如表7所述，并且在第一次分 离温度35℃、压力6MPa、第二次分离温度30℃、压力5MPa的条件 下进行分离。结果参见表7。
表7夹带剂的流量的影响
夹带剂种类 乙醇 乙醇 乙醇 乙醇 萃取温度(℃) 45 45 45 45 萃取压力(MPa) 30 30 30 30 萃取时间(h) 3 3 3 3 CO2流量(L/h) 20 20 20 20 夹带剂流量(L/h) 1 2 3 4 细粉含水量(质量％) 20 20 20 20 夹带剂∶细粉(L/kg) 3∶1 3∶1 3∶1 3∶1 细粉的粒度(目) 40 40 40 40 回收率(质量％) 81 88 92 90
由表7可见，在夹带剂流量为3L/h时，回收率最高。考虑到生 产成本，该夹带剂流量是最优选的。
8、含水量
萃取菌丝含水量对于提取利普司他汀有重要的影响。萃取过程 中，随着菌丝粒的含水量增高，萃取效率降低；而菌丝粒的含水量过 低又会增加干燥能耗。因此需要对萃取菌丝含水量进行考察。按照与 上述“1.分离步骤条件的选择”相同的方式进行萃取和分离，不同 之处在于萃取中的条件如表8所述，并且在第一次分离温度35℃、压 力6MPa、第二次分离温度30℃、压力5MPa的条件下进行分离。结 果参见表8。
表8含水量的影响
夹带剂种类 乙醇 乙醇 乙醇 乙醇 萃取温度(℃) 45 45 45 45 萃取压力(MPa) 30 30 30 30 萃取时间(h) 3 3 3 3 CO2流量(L/h) 20 20 20 20 夹带剂流量(L/h) 3 3 3 3 细粉含水量(质量％) 5 10 20 30 夹带剂∶细粉(L/kg) 3∶1 3∶1 3∶1 3∶1 细粉的粒度(目) 40 40 40 40 回收率(质量％) 95 93 92 86
由表8可见，在含水量为5％时，回收率最高。但是在实际生产 中，随着含水量的增高能耗也进一步增加，因此为了降低成本，综合 考虑在实际生产中最优选的含水量为20％，此时回收率为92％。
9、夹带剂的体积与菌丝干燥细粉的重量之比
萃取时萃取夹带剂与细粉的比例对于提取利普司他汀有重要的 影响。如夹带剂的体积∶细粉的重量的比值过小，萃取不完全，会对 原料造成浪费；如夹带剂的体积∶细粉的重量的比值过大，会对夹带 剂造成浪费，也会增加夹带剂回收成本。因此，需要对夹带剂的比例 进行考察。按照与上述“1.分离步骤条件的选择”相同的方式进行 萃取和分离，不同之处在于萃取中的条件如表9所述，并且在第一次 分离温度35℃、压力6MPa、第二次分离温度30℃、压力5MPa的 条件下进行分离。结果参见表9。
表9夹带剂的体积与菌丝干燥细粉的重量之比的影响
夹带剂种类 乙醇 乙醇 乙醇 萃取温度(℃) 45 45 45 萃取压力(MPa) 30 30 30 萃取时间(h) 3 3 3 CO2流量(L/h) 20 20 20 夹带剂流量(L/h) 3 3 3 细粉含水量(质量％) 20 20 20 夹带剂∶细粉(L/kg) 1∶1 2∶1 3∶1 细粉的粒度(目) 40 40 40 回收率(质量％) 76 89 92
由表9可见，在夹带剂的体积对与细粉的重量之比(L/kg)为3∶1 时，回收率最高。
10、菌丝粒度
萃取菌丝粒度对于提取利普司他汀有重要的影响。萃取过程中， 随着粒径的变小，萃取效率提高；但粒径过小又要影响超临界CO2流体通过。因此，需要对萃取的时间进行考察。按照与上述“1.分 离步骤条件的选择”相同的方式进行萃取和分离，不同之处在于萃取 中的条件如表10所述，并且在第一次分离温度35℃、压力6MPa、 第二次分离温度30℃、压力5MPa的条件下进行分离。结果参见表 10。
表10菌丝粒度的影响
夹带剂种类 乙醇 乙醇 乙醇 乙醇 萃取温度(℃) 45 45 45 45 萃取压力(MPa) 30 30 30 30 萃取时间(h) 3 3 3 3 CO2流量(L/h) 20 20 20 20 夹带剂流量(L/h) 3 3 3 3 细粉含水量(质量％) 20 20 20 20 夹带剂∶细粉(L/kg) 3∶1 3∶1 3∶1 3∶1 细粉的粒度(目) 20 30 40 50 回收率(质量％) 79 88 92 94
由表10可见，在细粉的粒度为50时，回收率最高。但是在实际 生产中，随着细粉的粒度的增高能耗也进一步增加，因此为了降低成 本，综合考虑在实际生产中最优选的细粉的粒度为40目，此时回收 率为92％。
11、混合夹带剂的萃取筛选试验
萃取夹带剂也可使用混合夹带剂对其提取，这对于提取利普司他 汀有重要的影响。因此，需要对萃取混合夹带剂进行考察。按照与上 述“1.分离步骤条件的选择”相同的方式进行萃取和分离，不同之 处在于萃取中的条件如表11所述，并且在第一次分离温度35℃、压 力6MPa、第二次分离温度30℃、压力5MPa的条件下进行分离。结 果参见表11。
表11混合夹带剂的萃取筛选试验结果
夹带剂(乙醇∶丙酮) 1∶1 1∶2 1∶3 萃取温度(℃) 45 45 45 萃取压力(MPa) 30 30 30 萃取时间(h) 3 3 3 CO2流量(L/h) 20 20 20 夹带剂流量(L/h) 3 3 3 细粉含水量(质量％) 20 20 20 夹带剂∶细粉(L/kg) 3∶1 3∶1 3∶1 细粉的粒度(目) 40 40 40 回收率(质量％) 91 95 97
综上所述，干燥后获得的固态粉末使用超临界CO2提取分离利普 司他汀混合物，它是利用利普司他汀与夹带剂与CO2来改善提取分 离。该方法夹带剂可为选自乙醇、甲醇、丙酮、乙酸乙酯、乙酸丁酯 中的一种或多种，优选为乙醇，更优选为乙醇和/或丙酮。在夹带剂 为多种成分时，各成分之间的比例并不特别限定，其可以是任何的比 例。
所述超临界CO2萃取与分离的步骤优选是按照下列方式进行的：
1)将利普司他汀的菌丝通过干燥至含水量为5％至30％，制得粒 度为20目至80目的粉末；
2)将所述粉末置于超临界CO2萃取装置中进行萃取，其中萃取温 度为35-60℃、萃取压力为20-40MPa、萃取时间为2-4小时、CO2流量为10-30L/h、夹带剂的流量为2-4L/h、所述夹带剂的体积与所 述粉末的重量之比为3-5∶1，所述体积的单位为L，所述重量的单位为 Kg。
以下3)至5)步骤为收集萃取液中目标产物的过程。
3)将所得萃取液在第一分离釜中进行第一次分离，第一次分离 是在温度为30℃至50℃、压力为5.5MPa至8MPa的条件下进行的。
4)在第二分离釜中进行第二次分离，第二次分离在温度为25℃ 至40℃、压力为5MPa至7MPa的条件进行第二次分离。
5)合并第一分离釜和第二分离釜中分离得到的利普司他汀萃取 液。
更优选地，所述萃取与分离是按照下列方式进行的：
1)将利普司他汀的菌丝干燥至含水量为10％，然后粉碎成粒度 为40目的粉末；
2)将所述粉末置于超临界CO2萃取装置中，在萃取时间为3小 时、CO2流量为25L/h、夹带剂的流量为3L/h、夹带剂的体积与粉末 的重量之比为3∶1、萃取温度为45℃、萃取压力为30MPa的条件下 进行萃取；
以下3)至5)步骤为收集萃取液中目标产物的过程。
3)进行第一次分离，第一次分离在温度为40℃、压力为6MPa 的条件下进行；
4)进行第二次分离中，第二次分离在温度为35℃、压力为5MPa 的条件下进行。
在本文中，夹带剂的体积与粉末的重量之比是对于体积以升为单 位、重量以千克为单位的情况而言的。显然，体积和重量的单位可以 同比例地变大或缩小。例如，夹带剂的体积与粉末的重量之比也可以 是对于体积以毫升为单位、重量以克为单位的情况而言的。
超临界CO2流体萃取与传统的有机溶媒提取法相比，具有以下特 点：
1)超临界CO2流体萃取使用溶媒少(溶媒∶被提取物为3∶1)， 传统的有机溶媒与被提取物的比例为10∶1；
2)次数少，超临界CO2流体萃取为1次完成，传统的有机溶媒 提取为3次完成；
3)时间短，超临界CO2流体萃取为2-4h完成，传统的有机溶媒 提取为8-16h完成。
(三)关于用短程蒸馏浓缩、分离纯化得到高纯度利普司他汀
由于利普司他汀是一种多烯烃及酯结构的物质，它易受多种因素 影响而被破坏并发生降解，产生杂质。由于超临界CO2流体萃取得到 的利普司他汀溶液，其中含有部分夹带剂、相关物质(即，与利普司 他汀结构相近的物质)及其它杂质，利用普通的减压浓缩过程会使其 发生氧化降解增加杂质，不利于分离纯化，针对其不足，本发明人采 用了短程蒸馏多次分离，来实现浓缩、分离提纯得到高纯度利普司他 汀。
由超临界CO2流体萃取得到的利普司他汀溶液为混合溶液，其中 含有一部分夹带剂、利普司他汀相关物质及其它杂质；通过短程蒸馏 分离结束后，按照下列方法测定利普司他汀的含量并计算回收率 (percentage recovery)：采用HPLC法，HPLC法的条件为：高效液 相色谱仪(购自岛津株式会社的LC-10AD)；色谱柱XDB-C18(250 mm ×4.6mm，5μm)；流动相为90％乙腈(30∶70)；流速1.0ml/min； 柱温30℃；检测波长195nm；进样体积10μl。
短程蒸馏装置可为短程蒸馏仪MD-S80(得自广州汉维冷气机电设 备有限公司)，但不限于此设备。
1.第一级分离按照下列方式进行：
利用夹带剂(如乙醇)及挥发性杂质与利普司他汀的沸点不同达 到浓缩与初步分离的目的；进行了下面三种试验方案，来选择条件。
1)进料速度50mL/h，进料温度30℃，蒸发温度40℃，刮膜转 速100r/min，真空度1mbar的条件下，得到轻组分夹带剂(乙醇)及 挥发性物质，和重组分利普司他汀及相关物质；通过对该生产过程达 到浓缩与初步分离。纯度86.87％，总馏出率为65.32％。
2)进料速度70mL/h，进料温度50℃，蒸发温度65℃，刮膜转 速150r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组分夹带剂(乙醇) 及挥发性物质，和重组分利普司他汀及相关物质；通过对该生产过程 达到浓缩与初步分离。纯度84.79％，总馏出率为61.72％。
3)进料速度65mL/h，进料温度35℃，蒸发温度50℃，刮膜转 速130r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组分夹带剂(乙醇) 及挥发性物质，和重组分利普司他汀及相关物质；通过对该生产过程 达到浓缩与初步分离。纯度87.86％，总馏出率为67.24％。
试验方案3的条件对物料分离纯化较理想。
2.第二级分离按照下列方式进行：
利用利普司他汀与相关物质沸点及分子量大小不同达到分离纯 化的目的；进行了下面三种试验方案，来选择条件。
1)进料速度50mL/h，进料温度30℃，蒸发温度130℃，刮膜转 速350r/min，真空度1mbar的条件下，得到轻组分利普司他汀及比利 普司他汀分子量小的相关物质，和重组分比利普司他汀分子量大的相 关物质；通过对该生产过程达到初步分离纯化。纯度89.13％，总馏 出率为58.21％。
2)进料速度70mL/h，进料温度50℃，蒸发温度130℃，刮膜转 速320r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组分利普司他汀及比 利普司他汀分子量小的相关物质，和重组分比利普司他汀分子量大的 相关物质；通过对该生产过程达到初步分离纯化。纯度87.21％，总 馏出率为57.36％。
3)进料速度60mL/h，进料温度35℃，蒸发温度150℃，刮膜转 速350r/min，真空度0.8-1mbar的条件下，得到轻组分利普司他汀及 比利普司他汀分子量小的相关物质，和重组分比利普司他汀分子量大 的相关物质；通过对该生产过程达到初步分离纯化。纯度90.13％， 总馏出率为59.12％。
试验方案3的条件对物料分离纯化较理想。
3.第三级分离按照下列方式进行：
利用利普司他汀与相关物质沸点及分子量大小不同达到分离纯 化的目的；进行了下面三种试验方案，来选择条件。
1)进料速度50mL/h，进料温度30℃，蒸发温度90℃，刮膜转 速190r/min，真空度1mbar的条件下，得到轻组分比利普司他汀分子 量小的相关物质，和重组分利普司他汀；通过对该生产过程达到分离 纯化。纯度92.31％，总馏出率为50.27％。
2)进料速度70mL/h，进料温度50℃，蒸发温度110℃，刮膜转 速230r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组分比利普司他汀分 子量小的相关物质，和重组分利普司他汀；通过对该生产过程达到分 离纯化。纯度88.85％，总馏出率为49.12％。
3)进料速度60mL/h，进料温度35℃，蒸发温度100℃，刮膜转 速210r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组分比利普司他汀分 子量小的相关物质，和重组分利普司他汀；通过对该生产过程达到分 离纯化。纯度94.47％，总馏出率为53.12％。
试验方案3的条件对物料分离纯化较理想。
综上所述，短程蒸馏中第一级分离优选按照下列方式进行：
利用夹带剂(如乙醇)及挥发性物质与利普司他汀的沸点不同达 到浓缩与初步分离的目的；进料速度50-70mL/h，进料温度30-50℃， 蒸发温度40-65℃，刮膜转速100-150r/min，真空度0.8-1mbar的条 件下，得到轻组分夹带剂(如乙醇)及挥发性物质，和重组分利普司 他汀及相关物质；通过对该生产过程达到浓缩与初步分离。
更优选地，所述第一级分离是按照下列方式进行的：
进料速度65mL/h，进料温度35℃，蒸发温度50℃，刮膜转速130 r/min，真空0.8mbar。
短程蒸馏中第二级分离中步骤优选按照下列方式进行：
利用利普司他汀与相关物质沸点及分子量大小不同达到分离纯 化的目的；进料速度50-70mL/h，进料温度30-50℃，蒸发温度130-160 ℃，刮膜转速320-350r/min，真空度0.8-1mbar的条件下，得到轻组 利普司他汀及比利普司他汀分子量小的相关物质，和重组分比利普司 他汀分子量大的相关物质；通过对该生产过程达到初步分离纯化。
更优选地，所述第二级分离是按照下列方式进行的：
进料速度60mL/h，进料温度35℃，蒸发温度150℃，刮膜转速 350r/min，真空度0.8mbar。
短程蒸馏中第三级分离中步骤优选按照下列方式进行：
利用利普司他汀与相关物质沸点及分子量大小不同达到分离纯 化的目的；进料速度50-70mL/h，进料温度30-50℃，蒸发温度90-110 ℃，刮膜转速190-230r/min，真空度0.8-1mbar的条件下，得到轻组 分比利普司他汀分子量小的相关物质，和重组分利普司他汀；通过对 该生产过程达到分离纯化。
更优选地，所述三级分离是按照下列方式进行的：
进料速度60mL/h，进料温度35℃，蒸发温度100℃，刮膜转速 210r/min，真空度0.8mbar。
以下通过具体例子进一步解释或说明本发明内容，但这些例子不 应被理解为对本发明保护范围的限制。
实施例1
对发酵液直接进行喷雾干燥时采用离心喷嘴喷雾干燥机，将喷雾 干燥机的气体进口温度控制在40℃，气体出口温度控制在35℃，塔 内物料温度保持在40℃，塔内压力保持在250kPa，得粒度为50目的 固体发酵干燥菌粉。
将上述细粉投入超临界CO2萃取釜中，调节萃取温度、压力、时 间、控制CO2流量进行萃取，其中：萃取釜温度35℃，压力40.0MPa， 时间4h，CO2流量为30L/h。萃取釜中加入夹带剂乙醇(夹带剂的体 积与细粉的重量之比为5∶1(L∶Kg))，其流量设定为4L/h。然后将 第一分离釜分离温度设置为30℃、分离压力设置为8MPa以进行第 一次分离。之后，将第二分离釜分离温度设置为30℃、分离压力设置 为7MPa以进行第二次分离。从第一、二分离釜中合并收集利普司他 汀，此时回收率为89.8％。
将利普斯他汀混合溶液进行短程蒸馏：
第一级分离
进料速度50mL/h，进料温度30℃，蒸发温度40℃，刮膜转速100 r/min，真空度1mbar的条件下，得到轻组分夹带剂(乙醇)及挥发性 物质，和重组分利普司他汀及相关物质；通过对该生产过程达到浓缩 与初步分离。纯度86.87％，总馏出率为65.32％。
第二级分离
进料速度50mL/h，进料温度30℃，蒸发温度130℃，刮膜转速 350r/min，真空度1mbar的条件下，得到轻组利普司他汀及比利普司 他汀分子量小的相关物质，和重组分比利普司他汀分子量大的相关物 质；通过对该生产过程达到初步分离纯化。纯度89.13％，总馏出率 为58.21％。
第三级分离
进料速度50mL/h，进料温度30℃，蒸发温度90℃，刮膜转速190r /min，真空度1mbar的条件下，得到轻组分比利普司他汀分子量小 的相关物质，和重组分利普司他汀；通过对该生产过程达到分离纯化。 纯度92.31％，总馏出率为50.27％。
实施例2
对发酵液直接进行喷雾干燥采用离心喷嘴喷雾干燥机，将喷雾干 燥机的气体进口温度控制在60℃，气体出口温度控制在50℃，塔内 物料温度保持在55℃，塔内压力保持在350kPa，得粒度80目的固体 发酵干燥菌粉。
将上述细粉投入超临界CO2萃取釜中，调节萃取温度、压力、时 间、控制CO2流量进行萃取，其中：萃取釜温度60℃，压力20.0MPa， 时间2h，CO2流量为10L/h。萃取釜中加入夹带剂乙醇(夹带剂的体 积与细粉的重量之比为3∶1(L∶Kg))，其流量设定为2L/h。然后将 第一分离釜分离温度设置为50℃、分离压力设置为5.5MPa以进行第 一次分离。之后，将第二分离釜分离温度设置为40℃、分离压力设置 为5MPa以进行第二次分离。从第一、二分离釜中合并收集利普司他 汀，此时回收率为91.7％。
将利普斯他汀混合溶液进行短程蒸馏：
第一级分离
进料速度65mL/h，进料温度35℃，蒸发温度50℃，刮膜转速130 r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组分夹带剂(乙醇)及挥发 性物质，和重组分利普司他汀及相关物质；通过对该生产过程达到浓 缩与初步分离。纯度87.86％，总馏出率为67.24％。
第二级分离
进料速度60mL/h，进料温度35℃，蒸发温度150℃，刮膜转速 350r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组利普司他汀及比利普 司他汀分子量小的相关物质，和重组分比利普司他汀分子量大的相关 物质；通过对该生产过程达到初步分离纯化。纯度90.13％，总馏出 率为59.12％。
第三级分离
进料速度60mL/h，进料温度35℃，蒸发温度100℃，刮膜转速 210r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组分比利普司他汀分子 量小的相关物质，和重组分利普司他汀；通过对该生产过程达到分离 纯化。纯度94.47％，总馏出率为53.12％。
实施例3
对发酵液直接进行喷雾干燥采用离心喷嘴喷雾干燥机，将喷雾干 燥机的气体进口温度控制在50℃，气体出口温度控制在40℃，塔内 物料温度保持在45℃，塔内压力保持在300kPa，得粒度40目的固体 发酵干燥菌粉。
将上述细粉投入超临界CO2萃取釜中，调节萃取温度、压力、时 间、控制CO2流量进行萃取，其中：萃取釜温度40℃，压力30.0MPa， 时间3h，CO2流量为30L/h。萃取釜中加入夹带剂乙醇(夹带剂的体 积与细粉的重量之比为3∶1(L∶Kg))，其流量设定为2L/h。然后将 第一分离釜分离温度设置为40℃、分离压力设置为7MPa以进行第 一次分离。之后，将第二分离釜分离温度设置为35℃、分离压力设置 为6MPa以进行第二次分离。从第一、二分离釜中合并收集利普司他 汀，此时回收率为93.2％。
将利普斯他汀混合溶液进行短程蒸馏：
第一级分离
进料速度70mL/h，进料温度50℃，蒸发温度65℃，刮膜转速150 r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组分夹带剂(乙醇)及挥发 性物质，和重组分利普司他汀及相关物质；通过对该生产过程达到浓 缩与初步分离。纯度84.79％，总馏出率为61.72％。
第二级分离
进料速度70mL/h，进料温度50℃，蒸发温度130℃，刮膜转速 320r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组利普司他汀及比利普 司他汀分子量小的相关物质，和重组分比利普司他汀分子量大的相关 物质；通过对该生产过程达到初步分离纯化。纯度87.21％，总馏出 率为57.36％。
第三级分离
进料速度70mL/h，进料温度50℃，蒸发温度110℃，刮膜转速 230r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组分比利普司他汀分子 量小的相关物质，和重组分利普司他汀；通过对该生产过程达到分离 纯化。纯度88.85％，总馏出率为49.12％。
实施例4
选取含水量为10％，粒度为40目的含有利普司他汀的固态粉末 投入超临界CO2萃取釜中，调节萃取温度、压力、时间、控制CO2流量进行萃取，其中：萃取釜温度45℃，压力30.0MPa，时间3h， CO2流量为20L/h。萃取釜中加入夹带剂乙醇-丙酮(1∶1)(夹带剂 的体积与细粉的重量之比为3∶1(L∶Kg))，其流量设定为3L/h。然 后将第一分离釜分离温度设置为35℃、分离压力设置为6MPa以进行 第一次分离。之后，将第二分离釜分离温度设置为30℃、分离压力设 置为5MPa以进行第二次分离。从第一、二分离釜中合并收集利普司 他汀，此时回收率为91.5％。
实施例5
对利普司他汀发酵液直接进行喷雾干燥，采用离心喷嘴喷雾干燥 机，将喷雾干燥机的气体进口温度控制在50℃，气体出口温度控制在 40℃，塔内物料温度保持在45℃，塔内压力保持在330kPa，得粒度 40目的固体发酵干燥菌粉。
将上述细粉投入超临界CO2萃取釜中，调节萃取温度、压力、时 间、控制CO2流量进行萃取，其中：萃取釜温度45℃，压力30.0MPa， 时间3h，CO2流量为25L/h。萃取釜中加入夹带剂乙醇(夹带剂的体 积与细粉的重量之比为3∶1(L∶Kg))，其流量设定为3L/h。然后将 第一分离釜分离温度设置为40℃、分离压力设置为6MPa以进行第 一次分离。之后，将第二分离釜分离温度设置为35℃、分离压力设置 为5MPa以进行第二次分离。从第一、二分离釜中合并收集利普司他 汀，此时回收率为95.3％。
将利普斯他汀混合溶液进行短程蒸馏，按照实施例2中所述方式 进行短程蒸馏。其中，第一级分离得到的产物纯度88.37％，总馏出 率为66.91％。第二级分离得到的产物纯度92.46％，总馏出率为63.28 ％。第三级分离得到的产物纯度95.12％，总馏出率为53.24％。
实施例6
对发酵液进行冻干采用的预冻温度为-38℃，预冻时间为3h；主 干燥升温时间为4h，主干燥温度为-8℃；压力为0.1mbar，以1min 内压力升不超过0.25mbar判定主干燥完成；二次干燥温度为60℃， 压力0.03mbar，以1min内压力升不超过0.06mbar判定冻干结束。
将上述细粉投入超临界CO2萃取釜中，夹带剂为甲醇，调节萃取 温度、压力、时间、控制CO2流量，按照实施例2的方式进行超临界 CO2萃取。此时回收率为94.97％。
将超临界CO2萃取得到的利普斯他汀混合溶液进行短程蒸馏。按 照实施例3中所述方式进行短程蒸馏。其中，第一级分离得到的产物 纯度83.87％，总馏出率为62.34％。第二级分离得到的产物纯度 87.25％，总馏出率为58.41％。第三级分离得到的产物纯度89.98％， 总馏出率为50.57％。
实施例7
对发酵液进行冻干采用的预冻温度为-38℃，预冻时间为4h；主 干燥升温时间为4h，主干燥温度为-8℃；压力为0.1mbar，以1min 内压力升不超过0.25mbar判定主干燥完成；二次干燥温度为30℃， 压力0.03mbar，以1min内压力升不超过0.06mbar判定冻干结束。
将上述细粉投入超临界CO2萃取釜中，调节萃取温度、压力、时 间、控制CO2流量进行萃取，其中：萃取釜温度40℃，压力30.0MPa， 时间3h，CO2流量为30L/h。萃取釜中加入夹带剂乙酸乙酯(夹带剂 的体积与细粉的重量之比为3∶1(L∶Kg))，其流量设定为2L/h。然 后将第一分离釜分离温度设置为35℃、分离压力设置为7MPa以进 行第一次分离。之后，将第二分离釜分离温度设置为25℃、分离压力 设置为6MPa以进行第二次分离。从第一、二分离釜中合并收集利普 司他汀，此时回收率为89.86％。
将超临界CO2萃取得到的利普斯他汀混合溶液进行短程蒸馏。按 照实施例3中所述方式进行短程蒸馏。其中，第一级分离得到的产物 纯度85.67％，总馏出率为60.31％。第二级分离得到的产物纯度 86.92％，总馏出率为57.68％。第三级分离得到的产物纯度89.41％， 总馏出率为51.18％。
实施例8
对发酵液进行冻干采用的预冻温度为-38℃，预冻时间为3.5h； 主干燥升温时间为4h，主干燥温度为-8℃；压力为0.1mbar，以1min 内压力升不超过0.25mbar判定主干燥完成；二次干燥温度为30℃， 压力0.03mbar，以1min内压力升不超过0.06mbar判定冻干结束。
将上述细粉投入超临界CO2萃取釜中，夹带剂为乙酸丁酯，调节 萃取温度、压力、时间、控制CO2流量，按照实施例2的方式进行超 临界CO2萃取。此时回收率为95.64％。
将利普斯他汀混合溶液进行短程蒸馏：
第一级分离
进料速度70mL/h，进料温度50℃，蒸发温度65℃，刮膜转速150 r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组分夹带剂(乙醇)及挥发 性物质，和重组分利普司他汀及相关物质；通过对该生产过程达到浓 缩与初步分离。纯度84.79％，总馏出率为61.72％。
第二级分离
进料速度70mL/h，进料温度50℃，蒸发温度160℃，刮膜转速 320r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组利普司他汀及比利普 司他汀分子量小的相关物质，和重组分比利普司他汀分子量大的相关 物质；通过对该生产过程达到初步分离纯化。纯度85.19％，总馏出 率为56.13％。
第三级分离
进料速度70mL/h，进料温度50℃，蒸发温度110℃，刮膜转速 230r/min，真空度0.8mbar的条件下，得到轻组分比利普司他汀分子 量小的相关物质，和重组分利普司他汀；通过对该生产过程达到分离 纯化。纯度87.29％，总馏出率为48.83％。