JP3704769B2

JP3704769B2 - Method for producing L-aspartic acid

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Publication number: JP3704769B2
Application number: JP32707195A
Authority: JP
Inventors: 義昭森; 尚樹加藤; 尚之渡辺; 静司藤井
Original assignee: Mitsubishi Chemical Corp
Current assignee: Mitsubishi Chemical Corp
Priority date: 1995-12-15
Filing date: 1995-12-15
Publication date: 2005-10-12
Anticipated expiration: 2015-12-15
Also published as: JPH09163993A

Description

【０００１】
【発明の属する技術分野】
本発明はＬ−アスパラギン酸の製造方法に関するものであり、詳しくは、マレイン酸及び／又は無水マレイン酸を原料とし、酵素作用によりＬ−アスパラギン酸を製造するための工業的有利なプロセスに関するものである。
【０００２】
【従来の技術】
Ｌ−アスパラギン酸は医薬、食品添加物として需要が増加している。また新たな用途開発も検討されているが、現在のところ、経済的に優れた工業的プロセスは確立されていない。従って、安価な製造コストで大量生産が可能となれば、Ｌ−アスパラギン酸の需要は急増するものと予想される。
従来、Ｌ−アスパラギン酸の製造法としては、フマル酸を原料とし、アンモニアの存在下、アスパルターゼ又はこれを産生する微生物の作用によりＬ−アスパラギン酸を酵素法により得るという方法が知られている。
しかしながら、従来法は、酵素処理後のＬ−アスパラギン酸アンモニウムを硫酸又は塩酸により酸析するため、経済的価値の低い無機酸アンモニウム塩を大量に副生し、結果的にＬ−アスパラギン酸の製造コストを高めることとなる。
【０００３】
一方、酵素処理後のＬ−アスパラギン酸アンモニウムをマレイン酸又は無水マレイン酸により酸析し、Ｌ−アスパラギン酸結晶を回収した後のマレイン酸アンモニウムを含む母液を原料として利用する方法が提案されている（ＥＰ１２７，９４０）。この方法によれば、原料として大量に入手が容易で、しかも、安価な無水マレイン酸を用いるので、安定した連続操作により所望のＬ−アスパラギン酸を得ることができれば工業的に非常に望ましい方法となり得る。
しかし、上記特許方法の場合、Ｌ−アスパラギン酸アンモニウムの晶析に当り、大量のマレイン酸を添加しないとＬ−アスパラギン酸結晶の回収率を高めることができない。従って、晶析工程で添加するマレイン酸の量は、晶析すべきＬ−アスパラギン酸の量を超える条件となる。そのため、晶析後のマレイン酸アンモニウムを含む母液を反応系にリサイクル使用すると、次第に、系内のＬ−アスパラギン酸濃度が上昇することとなり、安定した連続操作を継続的に行なうことができない。要するに、上記特許方法では、工業的な連続操作は不可能である。
【０００４】
【発明が解決しようとする課題】
本発明の課題は、Ｌ−アスパラギン酸アンモニウム水溶液から、Ｌ−アスパラギン酸を効率よく沈殿回収すると共に、酸析後に得られるマレイン酸アンモニウムおよび蒸留により得られるアンモニアを系内で循環使用してもバランスのとれた安定した連続操作が可能なＬ−アスパラギン酸製造プロセスを提供することにある。
【０００５】
【課題を解決するための手段】
本発明者らは、上記課題を解決するために鋭意検討を重ねた結果、酵素処理により得られたＬ−アスパラギン酸アンモニウムを脱アンモニア処理することで実質的全てをモノアンモニウム塩とした後、これをマレイン酸を用いて酸析すること及び脱アンモニア処理から排出されるアンモニアを酸析剤の一部を用いて中和すること等により、工業的有利なバランスのとれたプロセスが得られることを見い出した。
【０００６】
すなわち、本発明の要旨は、マレイン酸アンモニウム水溶液を原料とし、異性化反応及びアンモニアの存在下でのアスパルターゼ又はアスパルターゼを産出する微生物による酵素処理によりＬ−アスパラギン酸アンモニウム水溶液を得、次いで、得られた水溶液を酸析し、アスパラギン酸結晶を析出させ、これを分離回収するＬ−アスパラギン酸の製法において、
（１）酵素処理後のＬ−アスパラギン酸アンモニウム水溶液を蒸留することにより、脱アンモニアし、Ｌ−アスパラギン酸アンモニウムの実質的全てをモノアンモニウム塩とすること、
（２）前記酸析の酸析剤として、マレイン酸及び／又は無水マレイン酸を使用すること、
（３）酸析後のマレイン酸モノアンモニウムを含有する母液を前記原料として使用すること、
（４）前記蒸留工程で塔頂より留出するアンモニア含有ガスを、前記酸析剤の一部を用いて調製した水溶液で吸収し、これを前記酸析後の母液とともに反応原料として使用すること、
を特徴とするＬ−アスパラギン酸の製法に存する。
【発明の実施の形態】
以下、本発明の各工程につき詳細に説明する。
【０００７】
（反応工程）
本発明では、マレイン酸モノアンモニウムを含む水溶液からＬ−アスパラギン酸アンモニウムを製造する。この反応はマレイン酸アンモニウムをフマル酸アンモニウムに異性化した後、これを酵素処理してアスパラギン酸アンモニウムを生成させる２段反応法、又は、マレイン酸アンモニウムの異性化とアスパラギン酸アンモニウムの生成とを同時に行なう１段反応法のいずれでもよい。
マレイン酸アンモニウムをフマル酸アンモニウムに異性化する反応及びフマル酸アンモニウムをアスパラギン酸アンモニウムに変換する反応は公知であり、本発明はこれらの反応自体は公知法に準じて実施することができる。また、異性化反応は化学反応でもよいが、マレイン酸等が熱劣化を受けやすく、不純物の蓄積が起こりやすいこと等の観点から、よりマイルドな反応条件を設定しうる酵素処理による異性化反応が望ましい。
【０００８】
異性化反応を酵素処理により行うには、マレイン酸イソメラーゼあるいは、マレイン酸イソメラーゼを産生する微生物を用いる。マレイン酸イソメラーゼ活性を有する微生物としては、マレイン酸を異性化してフマル酸を生成しうる能力を有する微生物であれば特に制限がなく、例えば、アルカリゲネス属、シュードモナス属、キサントモナス属、バチルス属等の微生物が挙げられる。具体的には、アルカリゲネス・フェカリス（Ａｌｃａｌｉｇｅｎｅｓｆａｅｃａｌｉｓ）ＩＦＯ１２６６９、同ＩＦＯ１３１１１、同ＩＡＭ１４７３、アルカリゲネス・ユウトロフス（Ａｌｃａｌｉｇｅｎｅｓｅｕｔｒｏｐｈｕｓ）、シュードモナス・フルオレッセンス（Ｐｓｅｕｄｏｍｏｎａｓｆｌｕｏｒｅｓｃｅｎｓ）ＡＴＣＣ２３７２８、キサントモナス・マルトモナス（Ｘａｎｔｈｏｍｏｎａｓｍａｒｕｔｏｍｏｎａｓｕ）ＡＴＣＣ１３２７０等を例示することが出来る。
【０００９】
一方、アスパルターゼあるいはアスパルターゼを産生する微生物で酵素処理することは、広く知られているが、種々の処理方法のうち特に限定されるものではない。アスパルターゼ活性を有する微生物としては、フマル酸とアンモニアからＬ−アスパラギン酸を生成しうる能力を有する微生物であれば特に制限がなく、例えば、ブレビバクテリウム属、エシェリヒア属、シュードモナス属、バチルス属等の微生物が挙げられる。具体的には、ブレビバクテリウム・フラバム（Ｂｒｅｖｉｂａｃｔｅｒｉｕｍｆｌａｖｕｍ）ＭＪ−２３３（ＦＥＲＭＢＰ−１４９７））、同ＭＪ−２３３−ＡＢ−４１（ＦＥＲＭＢＰ−１４９８）、ブレビバクテリウム・アンモニアゲネスＡＴＣＣ６８７２、エシェリヒア・コリ（Ｅｓｃｈｅｒｉｃｈｉａｃｏｌｉ）ＡＴＣＣ１１３０３、同ＡＴＣＣ２７３２５等を例示することが出来る。
【００１０】
原料水溶液濃度は、通常、後述する晶析工程から回収されるマレイン酸モノアンモニウム水溶液の濃度により決定される。すなわち、マレイン酸アンモニウムがフマル酸アンモニウムとなり、次いで、アスパラギン酸アンモニウムと変化するが、その水溶液濃度はほぼ一定である。前記原料水溶液の濃度は、通常、マレイン酸アンモニウムとして、４５〜７００ｇ／ｌ、好ましくは９０〜４５０ｇ／ｌである。
第２反応は、アンモニアの存在下で実施される。この際の反応系内のｐＨは通常、７．５〜１０であり、アンモニアの使用量は原料マレイン酸モノアンモニウムに対して、１．１〜１．６モル倍である。
【００１１】
第１反応及び第２反応の温度は、１０〜１００℃、好ましくは２０〜８０℃であり、酵素反応が効率的に行なわれる温度を選定する。
酵素反応の反応方式は、通常、固体化した微生物を懸濁した反応器中に原料水溶液を供給する一方、反応液を連続的に抜き出す方法、又は、固定化した微生物の固定床に原料水溶液を連続的に通液する方法が挙げられる。
なお、第１反応と第２反応とを酵素反応により同時に行なう場合には、各々の性質を持つ菌を併用し、両反応に適した条件を選定して行なうことができる。また、両方の性質を有するものであれば併用の必要は必ずしもない。
【００１２】
（蒸留工程）
本発明においては、上記処理で得られたＬ−アスパラギン酸アンモニウムを晶析する前に、脱アンモニア処理し、実質的全てをモノアンモニウム塩とする。
蒸留操作は、常圧下でも減圧下でもよく、３０〜１００℃の範囲で、好ましくは、４０〜８０℃で行う。低温下でアンモニア除去操作を行うには、減圧度を高めなくてはならず操作上の制約が大きくなる。一方、高温下では、溶質の熱劣化を招くので好ましくない。本発明で構成される全工程のうち、最も高温で処理することを余儀なくされる本工程の温度条件、特に上限温度について、この観点から上記の様に規定されるべきである。
【００１３】
アンモニア蒸留操作で塔頂から蒸気として分離されるのは、アンモニアおよび水のみであり、冷却管等を用いてこの蒸気を液として回収すれば、アンモニア水が得られる。この得られるアンモニア水の濃度は、アンモニア除去操作の温度、圧力および蒸気回収温度等に影響されるが、通常、１〜５０重量％である。本発明では、ここで排出されるアンモニアを後述する酸析剤の一部を用い吸収することを要件とする。
アンモニア蒸留塔の形式は、通常の棚段塔又は充填塔でよい。
【００１４】
酵素処理により得られたＬ−アスパラギン酸アンモニウム水溶液を、上記の方法で蒸留することにより、蒸留釜にはＬ−アスパラギン酸に対するアンモニアのモル比が約１．０の残液を得ることができる。
この実験事実により、酵素処理により得られたＬ−アスパラギン酸アンモニウム水溶液中のモノアンモニウム塩を形成するアンモニア以外のアンモニアは、アンモニア除去操作により容易に除去分離しうることが判明し、次工程の晶析操作において極めて有利な条件を与え得る。
上記操作後の水溶液は、晶析工程に送り、Ｌ−アスパラギン酸結晶を回収するが、晶析工程に供給する水溶液中のＬ−アスパラギン酸アンモニウムの濃度は、通常、５０〜８００ｇ／ｌの範囲であり、好ましくは、１００〜５００ｇ／ｌである。濃度が低すぎると、後工程の沈殿回収においてＬ−アスパラギン酸の回収率が低くなってしまい、高すぎると、回収スラリーの濃度が上がり、操作に支障をきたす。
また、未反応のフマル酸アンモニウムおよびマレイン酸アンモニウムは、できるだけ少ない方が望ましく、通常、２ｇ／ｌ以下、好ましくは、１ｇ／１以下に制御される。
【００１５】
（酸析工程）
上記のアンモニア蒸留工程で得られた液に無水マレイン酸及び／又はマレイン酸を添加して、Ｌ−アスパラギン酸を晶析させる。添加するマレイン酸、無水マレイン酸は、粉末でも、溶融液でも、水溶液でも、またスラリーであってもよい。この二種類の酸を任意の比で混合することも何ら制限をうけるものでない。
【００１６】
（マレイン酸＋無水マレイン酸）／Ｌ−アスパラギン酸モノアンモニウムのモル比としては、０．３〜１．２の範囲であり、好ましくは、０．５〜１．０がよい。このモル比が小さすぎると、晶析回収でのＬ−アスパラギン酸の回収率が充分でなく、また大きすぎると、添加したマレイン酸及び／又は無水マレイン酸の合計のモル数が、晶析回収されるＬ−アスパラギン酸のモル数を上回り、晶析回収で得られる母液を異性化してリサイクルする場合に、このモル数の差に相当するＬ−アスパラギン酸が濃縮され、リサイクル工程を含むプロセスを構成する際に問題となる。
本発明では酸析に先だってアンモニア蒸留によりジアンモニウム塩をモノアンモニウム塩としているので、マレイン酸及び／又は無水マレイン酸の使用量を多くしなくてもＬ−アスパラギン酸結晶を効果的に回収することができる。もし、本工程及び後述するアンモニア吸収工程で用いるマレイン酸及び／又は無水マレイン酸の合計モル数が、晶析回収されるＬ−アスパラギン酸のモル数を上回る場合には、リサイクル工程を含むプロセスのバランスをとることが極めて困難となる。
このように本発明は、Ｌ−アスパラギン酸アンモニウム水溶液から、Ｌ−アスパラギン酸を効率よく晶析回収し、またマレイン酸を用いて晶析回収する際の母液をリサイクルするプロセスに関し、プロセス上、バランスのとれた工業的に有利な方法と言える。
【００１７】
マレイン酸及び／又は無水マレイン酸の添加は、特に限定するものではないが、１０〜９０℃の温度範囲、好ましくは、２０〜８０℃で行う。低温下で酸の添加を行うと、小粒径のＬ−アスパラギン酸の結晶しか得られないため、固液分離工程、特にリンス効率が悪化する。すなわち、固液分離で得られる湿ケーキの母液保持量（含水液量）が多く、さらに充分なリンス効果が得られないため、結晶純度が低下するか、リンス量を増やしてＬ−アスパラギン酸の回収率を低下させるかの状況になる。一方、高温下では、マレイン酸の熱劣化があることから好ましくない。
【００１８】
Ｌ−アスパラギン酸の回収率を上げるため、必要に応じてマレイン酸及び／又は無水マレイン酸の添加により得られたスラリーをさらに冷却する。温度は、特に限定するものではないが、０〜８０℃の範囲、好ましくは、１０〜５０℃まで冷却する。低温下ではスラリーの粘性が高く取扱いが困難になり、高温下ではＬ−アスパラギン酸の回収率が低下してしまう。
マレイン酸及び／又は無水マレイン酸の添加、それに引き続き行われる冷却の一連の操作は、特に限定されるものではないが、得られるスラリーを充分に撹拌し得る反応槽を使用することが好ましい。また、回分式、連続式のいずれで行っても何ら問題はないが、工業的には、連続法が好ましい。
【００１９】
（固液分離工程）
次に、得られたスラリーから固液分離、必要に応じてリンスすることによりＬ−アスパラギン酸結晶を回収する。
固液分離で得られる母液の主成分は、マレイン酸モノアンモニウムであり、溶解度分のＬ−アスパラギン酸モノアンモニウムも含まれている。本発明では、この母液を反応工程に供給する。すなわち、上記酸析工程で酸析剤としてマレイン酸及び／又は無水マレイン酸を用い、これが変化したマレイン酸モノアンモニウムを反応原料として用いることが重要である。
【００２０】
スラリーの固液分離は、特に限定されるものではないが、０〜８０℃の温度範囲、好ましくは、１０〜５０℃で行う。低温下ではスラリーの粘性が高く取扱いが困難になり、高温下では、Ｌ−アスパラギン酸の溶解度が高くなり、回収率が低下してしまう。
得られた湿ケーキは、要求されるＬ−アスパラギン酸の品質、湿ケーキに含まれる不純物量により、必要に応じてリンス操作を行う。リンス操作は、特に限定されるものではないが、湿ケーキに水をかけた後に固液分離を行ってもよいし、湿ケーキを水中で懸濁洗浄後固液分離してもよい。リンス操作に用いる水の量は、特に限定されるものではないが、湿ケーキに対して５重量倍以下、好ましくは、３重量倍以下で行う。リンス量が少なすぎるとリンス効果が充分でなく、多すぎるとＬ−アスパラギン酸の回収率が低下する。リンス水の温度についても特に限定されない。リンス後は乾燥して目的とするＬ−アスパラギン酸の結晶を得ることができる。
分離操作は、限定されるものではないが、ヌッチェ、遠心分離等の常法により行う。また、回分式、連続式のいずれで行っても何ら問題はないが、工業的には連続法が好ましい。
【００２１】
（吸収工程）
蒸留工程で塔頂から蒸気として得られたアンモニアは、酸析剤であるマレイン酸及び又は無水マレイン酸の一部を用い調製したマレイン酸水溶液で吸収する。アンモニアの吸収はアンモニアとマレイン酸の酸塩基反応によるものであり、容易に行われる。
吸収に用いるマレイン酸水溶液を調製するために使用するマレイン酸及び又は無水マレイン酸量は、通常、酸析に用いるマレイン酸及び又は無水マレイン酸に対し、１０〜５０モル％である。また、マレイン酸水溶液濃度は、通常、１０〜８０重量％である。用いる酸析剤量が少なすぎるとアンモニアとマレイン酸のモル比が２を越え、ｐＨが高くなり、アンモニアの吸収効率が低下する。逆に酸析剤量が多すぎると晶析工程に供給されるマレイン酸量が少なくなり、Ｌ−アスパラギン酸の晶析収率が低下する。
【００２２】
アンモニアガス濃度は、主に蒸留操作条件によるが通常１〜５０％程度である。アンモニア濃度が低すぎると蒸留塔底液のＬ−アスパラギン酸濃度が高くなりすぎスラリー粘性が高くなり、引き続き行われる晶析工程で支障を来す。逆に高濃度のアンモニアガスを得るには、高い蒸留塔を要し、効率が悪い。
操作温度は、特に限定されないが、アンモニア蒸留における塔頂温度を考慮して０〜８０℃、好ましくは１０〜５０℃がよい。高温下では、アンモニアの蒸気圧が高くなり好ましくなく、また０℃以下の低温下では液が凝固する可能性があり望ましくない。また操作圧力は、常圧でも減圧でも良いが、吸収塔塔底での母液の熱劣化を防ぐため低温とする為、減圧で行う方が望ましい。
【００２３】
アンモニア吸収が容易に行われるため、吸収装置として特に制限はなく、一般的な吸収装置、すなわち充填塔、ぬれ壁塔、スプレー塔などが挙げられる。また、実験室レベルの小スケールで行う場合は、ただ単にアンモニアガスをマレイン酸水溶液中にバブリングするような簡単な操作でも充分にアンモニアは吸収できる。また操作としては回分操作、連続操作いずれでも良いが、工業的には連続法が望ましい。
アンモニアを吸収した液は、晶析母液とともに、必要に応じてアンモニアを添加し、ｐＨを調整した後、反応工程にリサイクルする。
【００２４】
このｐＨ調整に用いるアンモニアの量は、異性化反応、アスパルターゼによる酵素処理方法、および晶析工程で添加したマレイン酸と無水マレイン酸の合計量によるが、反応工程への合計添加量の、固液分離で得た母液中に含まれるマレイン酸に対するモル比で、０．８〜３．０の範囲、好ましくは、１．０〜２．５である。このモル比が小さすぎると、酵素処理する反応液のｐＨが十分に高くなく、マレイン酸アンモニウム及びフマル酸アンモニウムの変換が充分に行われないばかりか、１．０より小さいと化学量論的にもマレイン酸アンモニウムあるいはフマル酸アンモニウムが残存してリサイクルの効率が悪化する。一方、モル比が大きすぎると、反応液のｐＨが高くなりすぎてマレイン酸アンモニウム及びフマル酸アンモニウムの変換が充分に行われず、好ましくない。
反応器中でのアンモニアおよび晶析母液の混合時には中和熱を発生するので必要に応じて除熱する。温度は、特に限定されないが、それぞれの反応温度を考慮して５〜８０℃、好ましくは、１０〜５０℃がよい。高温下では、アンモニアの蒸気圧が高くなり好ましくない。また、反応温度より低温で供給しても何ら問題ない。
【００２５】
本発明においては、酸析工程で用いたマレイン酸及び／又は無水マレイン酸から変化したマレイン酸モノアンモニウムを原料として、反応工程、蒸留工程、酸析工程及び固液分離工程と順次処理することにより、リサイクル系で連続的製造プロセスを組むことが可能である。しかし、この場合、系内の不純物成分の蓄積を防止するため、例えば、蒸留後のＬ−アスパラギン酸アンモニウム水溶液の一部（１〜２０重量％）をブリ−ドすることが好ましい。ブリ−ド液からＬ−アスパラギン酸を結晶として回収する方法としては、通常、硫酸又は塩酸等の無機酸を添加して行なうのが好ましい。無機酸の添加量はアスパラギン酸アンモニウムに対して当量以上である。
また、必要により、酸析母液中のマレイン酸モノアンモニウム濃度を調節するため、母液を濃縮してもよい。
【００２６】
【実施例】
以下に実施例を挙げて、本発明を具体的に説明する。
尚、Ｌ−アスパラギン酸（以下ＡＳＰと略記することがある）、マレイン酸（以下ＭＡと略記することがある）およびフマル酸（以下ＦＡと略記することがある）の分析は高速液体クロマトグラフィーにより、ＡＳＰ結晶中のアンモニア（以下ＮＨ₃と略記することがある）含量の分析はイオンクマトグラフィーにより定量した。
〔実施例１〕リサイクル操作
リサイクル０
（Ａ１）反応工程
通常の培養方法により得たアスパルターゼ活性を有するブレビバクテリウム・フラバムＭＪ−２３３−ＡＢ−４１（ＦＥＲＭＢＰ−１４９８）、および通常の培養方法により得たマレイン酸イソメラーゼ活性を有するアルカリゲネス・フェカリエスＩＦＯ−１２６６９を含むそれぞれの液の限外ろ過膜（旭化成社製−ＡＣＶ−３０５０）による濃縮菌体液６０ｇ（湿菌体約５０重量％）づつを、反応液（マレイン酸１５０ｇおよび、２５％アンモニア水２２０ｍｌに水を加えて全量を１０００ｍｌとした水溶液、ｐＨ９）に添加して、３０℃で２４時間反応させた。
反応終了後、限外ろ過膜により菌体を除去し、得られたろ液を分析したところＡＳＰが１７０ｇ／ｌ（理論収量の９９％以上）、ＦＡ１ｇ／ｌ、アンモニア２８ｇ／ｌ（ＮＨ₃／ＡＳＰモル比１．３、ｐＨ９、すなわち、アスパラギン酸ジアンモニウム塩が全アンモニウム塩に対し０．３モル倍）であった。
【００２７】
（Ｂ１）アンモニア蒸留工程
（Ａ１）で得られた酵素反応液１Ｌを、２Ｌの三つ口フラスコに仕込み、ラボ用エバポレーターを用いて、８０℃、３００〜４００ｍｍＨｇの条件下、アンモニアを留出させた。
留出したアンモニア蒸気は、４０重量％マレイン酸水溶液５６ｇ（酸析剤として用いる全マレイン酸溶液の２５％）を予め仕込んだ５００ｍｌ耐圧瓶に、そのまま連続的に室温下でバブリングし、アンモニアを吸収させた。途中圧力を大気圧に戻し、温度を室温近くまで冷やした後、釜残液のｐＨを測定し、ｐＨ６〜７になるまでアンモニアを留出させた。蒸留後の釜残液組成は、ＡＳＰ２３８ｇ／ｌ、ＦＡ１ｇ／ｌ、ＮＨ₃３１ｇ／ｌ（ＮＨ₃／ＡＳＰモル比は１．０、すなわち、全てがモノアンモニウム塩）、７２３ｍｌの容量であった。また、アンモニアを吸収した液の組成は、ＭＡ６９ｇ／ｌ、ＮＨ₃１９ｇ／ｌ、容量は３２５ｍｌであった。
【００２８】
（Ｃ１）ＡＳＰ晶析工程
（Ｂ１）で得られたＬ−アスパラギン酸モノアンモニウム水溶液７３９ｍｌを１０００ｍｌジャケット付きセパラブルフラスコ内でジャケットに温水を流すことで６０℃に保温し、撹拌しながら４０重量％ＭＡ１６９ｇ（ＭＡ／ＡＳＰモル比は０．４５）を添加した。ＭＡの添加後、撹拌を続けながら３０分間６０℃で保温した後、１時間かけ、１０℃まで冷却し、さらに３０分間保温した。
【００２９】
（Ｄ１）固液分離工程
（Ｃ１）で得られたスラリーは、ヌッチェで固液分離し、さらに蒸留水３１０ｇでリンスし、減圧下、約６０℃で乾燥したところ、１０３ｇの白色固体を得た。得られた固体は、９９．３重量％ＡＳＰでマレイン酸アンモニウム０．６重量％、フマル酸アンモニウム０．１重量％を含んでいた。ＡＳＰの回収率は、６０％であった。
（Ｅ１）晶析母液濃縮工程
一方、固液分離で得られたマレイン酸モノアンモニウムを含む母液は、ＡＳＰ６４ｇ／ｌ、ＦＡ１ｇ／ｌ、ＭＡ６４ｇ／ｌ、ＮＨ₃２１ｇ／ｌの組成であり、ｐＨは約５．０、容量１０６０ｍｌであった。母液はロータリーエバポレーターにより、８０℃、減圧（３００〜４００ｍｍＨｇ）下、水を飛ばし倍の濃度に濃縮した。（操作（Ａ２）へ）
【００３０】
リサイクル１（アンモニアのみリサイクル）
（Ａ２）
（Ｂ１）得られたアンモニア吸収液、（Ｅ１）で得られた晶析母液濃縮液、２５％アンモニア水５６ｇおよび蒸留水を添加し全量で１ｌとした反応液（ｐＨ９）を用い、（Ａ１）と同様の方法で酵素処理を行い、ＡＳＰ１７０ｇ／ｌ（理論収量の９９％以上）、ＦＡ１ｇ／ｌ、ＮＨ₃２９ｇ／ｌ（ＮＨ₃／ＡＳＰモル比１．３、ｐＨ９、すなわち、ＡＳＰジアンモニウム塩が全アンモニウム塩に対し、０．３モル倍）の液１ｌを得た。
【００３１】
（Ｂ２）
（Ａ２）で得られた反応液１ｌを、２ｌ三ツ口フラスコに仕込み、温度８０℃に保つため圧力を３００〜４００ｍｍＨｇの範囲で制御し、アンモニアを留出させた。留出したアンモニア蒸気は、４０重量％ＭＡ水溶液５６ｇ（酸析剤として用いる全マレイン酸水溶液の２５％）を予め仕込んだ５００ｍｌ耐圧瓶に、そのまま連続的に室温下でバブリングし、アンモニアを吸収させた。途中圧力を大気圧に戻し、温度を室温近くまで冷やした後、釜残液のｐＨを測定し、ｐＨ６〜７になるまでアンモニアを留出させた。蒸留後の釜残液組成は、ＡＳＰ２３８ｇ／ｌ、ＮＨ₃３１ｇ／１（ＮＨ₃／ＡＳＰモル比は１．０、すなわち、全てがモノアンモニウム塩）、容量は、７２３ｍｌであった。またアンモニアを吸収した液の組成は、ＭＡ６９ｇ／ｌ、ＦＡ１ｇ／１、ＮＨ₃１９ｇ／ｌ、容量は３２５ｍｌであった。（操作（Ａ３）へ）
【００３２】
（Ｃ２・Ｄ２）
（Ｂ２）で得られたＬ−アスパラギン酸アンモニウム水溶液７２３ｍｌは、（Ｃ１）と同様の操作によりＡＳＰを晶析した。さらに得られたスラリーは、（Ｄ１）と同様の方法により固液分離、乾燥処理を行い、１０３ｇの白色固体を得た。得られた固体は９９．３重量％ＡＳＰでマレイン酸アンモニウム０．６重量％、フマル酸アンモニウム０．１重量％を含んでいた。ＡＳＰの回収率は、６０％であった。
【００３３】
（Ｅ２）
一方、固液分離工程で得られたマレイン酸モノアンモニウムを含む晶析母液は、ＡＳＰ６４ｇ／ｌ、ＦＡ１ｇ／ｌ、ＭＡ６６ｇ／ｌ、ＮＨ₃２１ｇ／ｌの組成であり、ｐＨは５．０、容量１０５０ｍｌであった。その後、（Ｅ１）と同様の操作により倍の濃度に濃縮した。
【００３４】
上記（Ａ２）〜（Ｅ２）と同様の操作を順次条件を変えずに更に３回繰り返しＬ−アスパラギン酸の製造を行ない、各繰り返し反応における反応率（原料マレイン酸アンモニウムに対するＬ−アスパラギン酸アンモニウムの生成率）、Ｌ−アスパラギン酸の晶析回収率及び回収結晶の純度を求めたところ、表−１に示す結果を得た。
【００３５】
【表１】

【００３６】
【発明の効果】
本発明によれば、Ｌ−アスパラギン酸の酸析剤として用いるマレイン酸の一部を用いて、酵素反応後の脱アンモニア工程から排出されるアンモニアを効率よく中和することができ、しかも、この中和液を反応原料として利用することができる。従って、アンモニア中和のために別の中和剤を用いる必要がなく、また、アンモニアも系外に排出されることなく、系内で循環利用されるので工業プロセス上、極めて好ましい。
また、本発明のプロセスで連続運転を実施しても、酵素反応の活性に悪影響を及ぼすことがないばかりか、高純度のＬ−アスパラギン酸結晶を得ることができる。
【図面の簡単な説明】
【図１】本発明のプロセスを示すフローシートである。[0001]
BACKGROUND OF THE INVENTION
The present invention relates to a process for producing L-aspartic acid, and more particularly to an industrially advantageous process for producing L-aspartic acid by enzymatic action using maleic acid and / or maleic anhydride as a raw material. is there.
[0002]
[Prior art]
Demand for L-aspartic acid is increasing as a pharmaceutical and food additive. New application development is also being studied, but at present, an economically excellent industrial process has not been established. Therefore, if mass production is possible at a low production cost, the demand for L-aspartic acid is expected to increase rapidly.
Conventionally, as a method for producing L-aspartic acid, a method is known in which L-aspartic acid is obtained by an enzymatic method using fumaric acid as a raw material and by the action of aspartase or a microorganism producing the same in the presence of ammonia. .
However, according to the conventional method, since ammonium L-aspartate after enzymatic treatment is acidified with sulfuric acid or hydrochloric acid, a large amount of inorganic acid ammonium salt with low economic value is produced as a by-product, resulting in the production of L-aspartic acid. Cost will be increased.
[0003]
On the other hand, a method has been proposed in which ammonium L-aspartate after enzyme treatment is acidified with maleic acid or maleic anhydride, and a mother liquor containing ammonium maleate after recovering L-aspartic acid crystals is used as a raw material. (EP127, 940). According to this method, since it is easy to obtain a large amount as a raw material and inexpensive maleic anhydride is used, it is an industrially very desirable method if the desired L-aspartic acid can be obtained by a stable continuous operation. obtain.
However, in the case of the above-mentioned patent method, the recovery rate of L-aspartic acid crystals cannot be increased unless a large amount of maleic acid is added in crystallization of ammonium L-aspartate. Therefore, the amount of maleic acid added in the crystallization step is a condition that exceeds the amount of L-aspartic acid to be crystallized. Therefore, if the mother liquor containing ammonium maleate after crystallization is recycled in the reaction system, the L-aspartic acid concentration in the system will gradually increase, and stable continuous operation cannot be performed continuously. In short, the above-mentioned patent method does not allow industrial continuous operation.
[0004]
[Problems to be solved by the invention]
The problem of the present invention is that L-aspartic acid is efficiently precipitated and recovered from an aqueous solution of ammonium L-aspartate, and the ammonium maleate obtained after aciding out and the ammonia obtained by distillation are balanced in the system. It is an object of the present invention to provide a process for producing L-aspartic acid capable of performing stable and stable operation.
[0005]
[Means for Solving the Problems]
As a result of intensive studies to solve the above-mentioned problems, the present inventors have converted ammonium ammonium L-aspartate obtained by the enzyme treatment into a monoammonium salt by substantially deammoniaating it. It is possible to obtain an industrially well-balanced process by acidifying acid with maleic acid and neutralizing ammonia discharged from the deammonification treatment with a part of the acid precipitation agent. I found it.
[0006]
That is, the gist of the present invention is to obtain an ammonium L-aspartate aqueous solution by using an aqueous solution of ammonium maleate as a raw material, an isomerization reaction and an enzyme treatment with aspartase in the presence of ammonia or a microorganism producing aspartase, In the method for producing L-aspartic acid, acid precipitation of the obtained aqueous solution, precipitation of aspartic acid crystals, and separation and recovery of this,
(1) Deammonising by distilling the aqueous ammonium L-aspartate solution after the enzyme treatment to make substantially all of the ammonium L-aspartate a monoammonium salt;
(2) using maleic acid and / or maleic anhydride as the acidifying agent for the acidifying,
(3) using a mother liquor containing monoammonium maleate after acid precipitation as the raw material;
(4) The ammonia-containing gas distilled from the top of the column in the distillation step is absorbed by an aqueous solution prepared using a part of the acid precipitation agent and used as a reaction raw material together with the mother liquor after the acid precipitation. ,
In the production method of L-aspartic acid.
DETAILED DESCRIPTION OF THE INVENTION
Hereinafter, each process of the present invention will be described in detail.
[0007]
(Reaction process)
In the present invention, ammonium L-aspartate is produced from an aqueous solution containing monoammonium maleate. In this reaction, ammonium maleate is isomerized to ammonium fumarate and then enzymatically treated to produce ammonium aspartate, or ammonium maleate isomerization and ammonium aspartate are produced simultaneously. Any one-stage reaction method to be performed may be used.
The reaction for isomerizing ammonium maleate to ammonium fumarate and the reaction for converting ammonium fumarate to ammonium aspartate are known, and the present invention can be carried out according to known methods. In addition, the isomerization reaction may be a chemical reaction, but from the viewpoint that maleic acid and the like are susceptible to thermal degradation and the accumulation of impurities is likely to occur, an isomerization reaction by enzyme treatment that can set milder reaction conditions is performed. desirable.
[0008]
In order to carry out the isomerization reaction by enzymatic treatment, maleate isomerase or a microorganism producing maleate isomerase is used. The microorganism having maleate isomerase activity is not particularly limited as long as it has the ability to isomerize maleic acid to produce fumaric acid. For example, microorganisms such as Alkaligenes, Pseudomonas, Xanthomonas and Bacillus Is mentioned. Specifically, Alcaligenes faecalis IFO 12669, IFO 13111, IAM 1473, Alcaligenes eutrohus, Pseudomonas fluorescens AT2 I can do it.
[0009]
On the other hand, enzyme treatment with aspartase or a microorganism that produces aspartase is widely known, but is not particularly limited among various treatment methods. The microorganism having aspartase activity is not particularly limited as long as it is a microorganism capable of producing L-aspartic acid from fumaric acid and ammonia. For example, Brevibacterium, Escherichia, Pseudomonas, Bacillus, etc. Of the microorganisms. Specifically, Brevibacterium flavum MJ-233 (FERM BP-1497), MJ-233-AB-41 (FERM BP-1498), Brevibacterium ammoniagenes ATCC6872, Escherichia Examples thereof include Escherichia coli ATCC 11303, ATCC 27325, and the like.
[0010]
The concentration of the raw material aqueous solution is usually determined by the concentration of the monoammonium maleate aqueous solution recovered from the crystallization process described later. That is, ammonium maleate becomes ammonium fumarate and then changes to ammonium aspartate, but the aqueous solution concentration is almost constant. The concentration of the raw material aqueous solution is usually 45 to 700 g / l, preferably 90 to 450 g / l as ammonium maleate.
The second reaction is carried out in the presence of ammonia. In this case, the pH in the reaction system is usually 7.5 to 10, and the amount of ammonia used is 1.1 to 1.6 mol times relative to the raw material monoammonium maleate.
[0011]
The temperature of the first reaction and the second reaction is 10 to 100 ° C., preferably 20 to 80 ° C., and the temperature at which the enzyme reaction is efficiently performed is selected.
The reaction method of the enzyme reaction is usually a method in which the raw material aqueous solution is supplied into a reactor in which solidified microorganisms are suspended, while the reaction solution is continuously withdrawn, or the raw aqueous solution is applied to a fixed bed of immobilized microorganisms. The method of passing continuously is mentioned.
In addition, when performing 1st reaction and 2nd reaction simultaneously by an enzyme reaction, the microbe which has each property can be used together, and the conditions suitable for both reaction can be selected and performed. Moreover, the combination is not necessarily required as long as it has both properties.
[0012]
(Distillation process)
In the present invention, before crystallization of the ammonium L-aspartate obtained by the above-described treatment, deammonia treatment is performed to make substantially all the monoammonium salt.
The distillation operation may be performed under normal pressure or reduced pressure, and is performed in the range of 30 to 100 ° C, preferably 40 to 80 ° C. In order to perform the ammonia removal operation at a low temperature, the degree of decompression must be increased, and operational restrictions are increased. On the other hand, a high temperature is not preferable because it causes thermal degradation of the solute. Of all the steps constituted by the present invention, the temperature conditions of this step that are inevitably processed at the highest temperature, particularly the upper limit temperature, should be defined as described above from this viewpoint.
[0013]
Only ammonia and water are separated as vapor from the top of the tower by the ammonia distillation operation. Ammonia water can be obtained by recovering this vapor as a liquid using a cooling pipe or the like. The concentration of the aqueous ammonia obtained is usually 1 to 50% by weight, although it is affected by the temperature, pressure and steam recovery temperature of the ammonia removal operation. In the present invention, the ammonia discharged here is required to be absorbed using a part of the acid precipitation agent described later.
The form of the ammonia distillation column may be a normal plate column or packed column.
[0014]
By distilling the ammonium L-aspartate aqueous solution obtained by the enzyme treatment by the above method, a residual liquid having a molar ratio of ammonia to L-aspartic acid of about 1.0 can be obtained in the distillation kettle.
From this experimental fact, it was found that ammonia other than the ammonia forming the monoammonium salt in the ammonium L-aspartate aqueous solution obtained by the enzyme treatment can be easily removed and separated by the ammonia removal operation. Very advantageous conditions can be given in the analysis operation.
The aqueous solution after the above operation is sent to the crystallization step to recover L-aspartic acid crystals. The concentration of ammonium L-aspartate in the aqueous solution supplied to the crystallization step is usually in the range of 50 to 800 g / l. Preferably, it is 100-500 g / l. If the concentration is too low, the recovery rate of L-aspartic acid will be low in the subsequent precipitation recovery, and if it is too high, the concentration of the recovered slurry will increase, which will hinder the operation.
The unreacted ammonium fumarate and ammonium maleate are desirably as small as possible and are usually controlled to 2 g / l or less, preferably 1 g / 1 or less.
[0015]
(Acid precipitation process)
Maleic anhydride and / or maleic acid is added to the liquid obtained in the ammonia distillation step to crystallize L-aspartic acid. The maleic acid and maleic anhydride to be added may be a powder, a melt, an aqueous solution, or a slurry. Mixing these two types of acids in an arbitrary ratio is not limited.
[0016]
The molar ratio of (maleic acid + maleic anhydride) / L-aspartate monoammonium is in the range of 0.3 to 1.2, preferably 0.5 to 1.0. If this molar ratio is too small, the recovery rate of L-aspartic acid in the crystallization recovery is not sufficient, and if it is too large, the total number of moles of added maleic acid and / or maleic anhydride is reduced. When the mother liquor obtained by crystallization recovery is recycled after exceeding the number of moles of L-aspartic acid produced, L-aspartic acid corresponding to the difference in the number of moles is concentrated and a process including a recycling step is performed. It becomes a problem when configuring.
In the present invention, since the diammonium salt is converted to a monoammonium salt by ammonia distillation prior to acid precipitation, L-aspartic acid crystals can be effectively recovered without increasing the amount of maleic acid and / or maleic anhydride used. Can do. If the total number of maleic acid and / or maleic anhydride used in this step and the ammonia absorption step described below exceeds the number of moles of L-aspartic acid recovered by crystallization, the process including the recycling step It becomes extremely difficult to balance.
As described above, the present invention relates to a process for efficiently crystallizing and recovering L-aspartic acid from an aqueous solution of ammonium L-aspartate, and recycling the mother liquor when crystallizing and recovering using maleic acid. It can be said that this is an industrially advantageous method.
[0017]
The addition of maleic acid and / or maleic anhydride is not particularly limited, but is performed at a temperature range of 10 to 90 ° C, preferably 20 to 80 ° C. When the acid is added at a low temperature, only crystals of L-aspartic acid having a small particle diameter can be obtained, so that the solid-liquid separation process, particularly the rinsing efficiency is deteriorated. That is, since the amount of mother liquor retained in the wet cake obtained by solid-liquid separation (water content) is large and a sufficient rinsing effect cannot be obtained, the crystal purity decreases or the amount of rinsing increases to increase the amount of L-aspartic acid. It becomes the situation of reducing the recovery rate. On the other hand, high temperatures are not preferable because of the thermal degradation of maleic acid.
[0018]
In order to increase the recovery rate of L-aspartic acid, the slurry obtained by adding maleic acid and / or maleic anhydride is further cooled as necessary. The temperature is not particularly limited, but is cooled to a range of 0 to 80 ° C, preferably 10 to 50 ° C. At low temperatures, the viscosity of the slurry is high and handling becomes difficult, and at high temperatures, the recovery rate of L-aspartic acid decreases.
A series of operations of addition of maleic acid and / or maleic anhydride and subsequent cooling is not particularly limited, but it is preferable to use a reaction vessel capable of sufficiently stirring the resulting slurry. Moreover, there is no problem even if it is carried out by either a batch system or a continuous system, but a continuous process is preferred industrially.
[0019]
(Solid-liquid separation process)
Next, L-aspartic acid crystals are recovered from the obtained slurry by solid-liquid separation and rinsing as necessary.
The main component of the mother liquor obtained by solid-liquid separation is monoammonium maleate, which also contains monoammonium L-aspartate for the solubility. In the present invention, this mother liquor is supplied to the reaction step. That is, it is important to use maleic acid and / or maleic anhydride as an acid precipitation agent in the acid precipitation step, and to use monoammonium maleate, which has been changed, as a reaction raw material.
[0020]
The solid-liquid separation of the slurry is not particularly limited, but is performed at a temperature range of 0 to 80 ° C, preferably 10 to 50 ° C. At low temperatures, the slurry is highly viscous and difficult to handle. At high temperatures, the solubility of L-aspartic acid increases and the recovery rate decreases.
The obtained wet cake is subjected to a rinsing operation according to the required quality of L-aspartic acid and the amount of impurities contained in the wet cake. Although the rinsing operation is not particularly limited, solid-liquid separation may be performed after water is applied to the wet cake, or solid-liquid separation may be performed after the wet cake is suspended and washed in water. The amount of water used for the rinsing operation is not particularly limited, but is 5 times or less, preferably 3 times or less the wet cake. When the amount of rinsing is too small, the rinsing effect is not sufficient, and when too much, the recovery rate of L-aspartic acid is lowered. The temperature of the rinse water is not particularly limited. After rinsing, the desired crystals of L-aspartic acid can be obtained by drying.
The separation operation is not limited, but is performed by a conventional method such as Nutsche and centrifugation. Further, there is no problem even if it is carried out either batchwise or continuously, but industrially preferred is a continuous method.
[0021]
(Absorption process)
Ammonia obtained as a vapor from the top of the column in the distillation step is absorbed by an aqueous maleic acid solution prepared using a part of maleic acid and / or maleic anhydride as an acid precipitation agent. Absorption of ammonia is due to an acid-base reaction between ammonia and maleic acid and is easily performed.
The amount of maleic acid and / or maleic anhydride used for preparing an aqueous maleic acid solution used for absorption is usually 10 to 50 mol% with respect to maleic acid and / or maleic anhydride used for acid precipitation. Moreover, the maleic acid aqueous solution density | concentration is 10 to 80 weight% normally. If the amount of acidifying agent used is too small, the molar ratio of ammonia and maleic acid exceeds 2, the pH increases, and the ammonia absorption efficiency decreases. On the other hand, when the amount of acidifying agent is too large, the amount of maleic acid supplied to the crystallization step decreases, and the crystallization yield of L-aspartic acid decreases.
[0022]
The ammonia gas concentration is usually about 1 to 50% although it mainly depends on the distillation operation conditions. If the ammonia concentration is too low, the L-aspartic acid concentration in the bottom liquid of the distillation column becomes too high and the slurry viscosity becomes high, which hinders the subsequent crystallization process. On the other hand, in order to obtain a high concentration of ammonia gas, a high distillation column is required and the efficiency is poor.
The operating temperature is not particularly limited, but 0 to 80 ° C., preferably 10 to 50 ° C., in consideration of the tower top temperature in ammonia distillation. Under high temperature, the vapor pressure of ammonia becomes high, which is not preferable, and under low temperature of 0 ° C. or less, the liquid may solidify, which is not desirable. The operating pressure may be normal pressure or reduced pressure, but it is preferable to reduce the operating pressure in order to prevent the mother liquor from deteriorating at the bottom of the absorption tower.
[0023]
Since ammonia absorption is easily performed, the absorption device is not particularly limited, and examples include general absorption devices, that is, a packed tower, a wet wall tower, a spray tower, and the like. Moreover, when it is carried out on a small scale at the laboratory level, ammonia can be sufficiently absorbed by a simple operation such as simply bubbling ammonia gas into an aqueous maleic acid solution. The operation may be either a batch operation or a continuous operation, but industrially a continuous method is desirable.
The ammonia-absorbed solution is recycled to the reaction step after adjusting the pH by adding ammonia as necessary together with the crystallization mother liquor.
[0024]
The amount of ammonia used for pH adjustment depends on the total amount of maleic acid and maleic anhydride added in the isomerization reaction, the enzyme treatment method with aspartase, and the crystallization step. The molar ratio with respect to maleic acid contained in the mother liquor obtained by liquid separation is in the range of 0.8 to 3.0, preferably 1.0 to 2.5. If this molar ratio is too small, the pH of the reaction solution to be treated with the enzyme is not sufficiently high, and conversion of ammonium maleate and ammonium fumarate is not sufficiently performed. However, ammonium maleate or ammonium fumarate remains and the recycling efficiency deteriorates. On the other hand, if the molar ratio is too large, the pH of the reaction solution becomes too high, and conversion of ammonium maleate and ammonium fumarate is not sufficiently performed, which is not preferable.
When mixing ammonia and crystallization mother liquor in the reactor, heat of neutralization is generated, so heat is removed as necessary. The temperature is not particularly limited, but it is 5 to 80 ° C., preferably 10 to 50 ° C. in consideration of each reaction temperature. Under high temperature, the vapor pressure of ammonia becomes high, which is not preferable. Moreover, there is no problem even if it is supplied at a temperature lower than the reaction temperature.
[0025]
In the present invention, by using, as a raw material, monoammonium maleate changed from maleic acid and / or maleic anhydride used in the acid precipitation step, a reaction step, a distillation step, an acid precipitation step and a solid-liquid separation step are sequentially performed. It is possible to set up a continuous manufacturing process in a recycling system. However, in this case, in order to prevent the accumulation of impurity components in the system, for example, it is preferable to partially blend (1 to 20% by weight) of the aqueous ammonium L-aspartate solution after distillation. As a method for recovering L-aspartic acid as a crystal from the blade solution, it is usually preferable to add an inorganic acid such as sulfuric acid or hydrochloric acid. The amount of inorganic acid added is equal to or greater than the equivalent amount of ammonium aspartate.
If necessary, the mother liquor may be concentrated in order to adjust the concentration of monoammonium maleate in the acid precipitation mother liquor.
[0026]
【Example】
The present invention will be specifically described below with reference to examples.
The analysis of L-aspartic acid (hereinafter sometimes abbreviated as ASP), maleic acid (hereinafter sometimes abbreviated as MA) and fumaric acid (hereinafter abbreviated as FA) was carried out by high performance liquid chromatography. , Ammonia in ASP crystals (hereinafter NH _Three Content analysis was quantified by ion chromatography.
[Example 1] Recycling operation
Recycle 0
(A1) Reaction process
Brevibacterium flavum MJ-233-AB-41 (FERM BP-1498) having aspartase activity obtained by a normal culture method, and Alkaligenes fecalis IFO- having maleate isomerase activity obtained by a normal culture method Each of the liquids containing 12669 was concentrated by an ultrafiltration membrane (Asahi Kasei Co., Ltd.-ACV-3050) 60 g (wet cell weight about 50% by weight) of the reaction solution (maleic acid 150 g and 25% aqueous ammonia 220 ml). Was added to an aqueous solution with a total volume of 1000 ml, pH 9), and reacted at 30 ° C. for 24 hours.
After completion of the reaction, the cells were removed with an ultrafiltration membrane, and the obtained filtrate was analyzed. As a result, ASP was 170 g / l (99% or more of the theoretical yield), FA 1 g / l, ammonia 28 g / l (NH _Three / ASP molar ratio 1.3, pH 9, ie, aspartic acid diammonium salt was 0.3 mol times the total ammonium salt).
[0027]
(B1) Ammonia distillation process
1 L of the enzyme reaction solution obtained in (A1) was charged into a 2 L three-necked flask, and ammonia was distilled off under conditions of 80 ° C. and 300 to 400 mmHg using a laboratory evaporator.
Distilled ammonia vapor was bubbled continuously at room temperature as it was in a 500 ml pressure bottle pre-charged with 56 g of 40% by weight aqueous maleic acid solution (25% of the total maleic acid solution used as the acid precipitation agent) to absorb ammonia. I let you. The pressure was returned to atmospheric pressure and the temperature was cooled to near room temperature, and then the pH of the residue in the kettle was measured, and ammonia was distilled off until the pH reached 6-7. The composition of the residue in the kettle after distillation is ASP 238 g / l, FA 1 g / l, NH _Three 31 g / l (NH _Three / ASP molar ratio was 1.0, i.e., all monoammonium salt), with a volume of 723 ml. The composition of the liquid that absorbed ammonia was MA 69 g / l, NH _Three 19 g / l, volume was 325 ml.
[0028]
(C1) ASP crystallization process
739 ml of the L-aspartate monoammonium aqueous solution obtained in (B1) was kept at 60 ° C. by flowing warm water through the jacket in a separable flask with a 1000 ml jacket, and 169 g of 40 wt% MA (MA / ASP molar ratio) with stirring. 0.45) was added. After the addition of MA, the mixture was kept at 60 ° C. for 30 minutes while continuing stirring, then cooled to 10 ° C. over 1 hour, and further kept for 30 minutes.
[0029]
(D1) Solid-liquid separation process
The slurry obtained in (C1) was solid-liquid separated with Nutsche, further rinsed with 310 g of distilled water, and dried at about 60 ° C. under reduced pressure to obtain 103 g of a white solid. The resulting solid was 99.3% by weight ASP and contained 0.6% by weight ammonium maleate and 0.1% by weight ammonium fumarate. The ASP recovery rate was 60%.
(E1) Crystallization mother liquor concentration step
On the other hand, the mother liquor containing monoammonium maleate obtained by solid-liquid separation is ASP 64 g / l, FA 1 g / l, MA 64 g / l, NH _Three The composition was 21 g / l, the pH was about 5.0, and the volume was 1060 ml. The mother liquor was concentrated by a rotary evaporator at 80 ° C. under reduced pressure (300 to 400 mmHg) by blowing off water to double the concentration. (To operation (A2))
[0030]
Recycle 1 (only ammonia is recycled)
(A2)
(B1) Using the obtained ammonia absorption liquid, the crystallization mother liquor concentrate obtained in (E1), 56% 25% aqueous ammonia and distilled water to make a total volume of 1 l (pH 9), (A1) Enzyme treatment in the same manner as in ASP 170 g / l (99% or more of the theoretical yield), FA 1 g / l, NH _Three 29 g / l (NH _Three / ASP molar ratio 1.3, pH 9, that is, 1 liter of an ASP diammonium salt was 0.3 mol times the total ammonium salt).
[0031]
(B2)
1 l of the reaction solution obtained in (A2) was charged into a 2 l three-necked flask, and the pressure was controlled in the range of 300 to 400 mmHg to keep the temperature at 80 ° C., and ammonia was distilled off. Distilled ammonia vapor was bubbled continuously at room temperature as it was in a 500 ml pressure bottle previously charged with 56 g of a 40 wt% MA aqueous solution (25% of the total maleic acid aqueous solution used as an acid precipitation agent) to absorb the ammonia. It was. The pressure was returned to atmospheric pressure and the temperature was cooled to near room temperature, and then the pH of the residue in the kettle was measured, and ammonia was distilled off until the pH reached 6-7. The composition of the kettle residue after distillation is ASP 238 g / l, NH _Three 31g / 1 (NH _Three / ASP molar ratio was 1.0, ie, all monoammonium salt), and the volume was 723 ml. The composition of the liquid that absorbed ammonia was MA 69 g / l, FA 1 g / 1, NH _Three 19 g / l, volume was 325 ml. (To operation (A3))
[0032]
(C2 / D2)
723 ml of the aqueous L-aspartate solution obtained in (B2) crystallized ASP by the same operation as in (C1). Furthermore, the obtained slurry was subjected to solid-liquid separation and drying treatment in the same manner as (D1) to obtain 103 g of a white solid. The resulting solid was 99.3% by weight ASP and contained 0.6% by weight ammonium maleate and 0.1% by weight ammonium fumarate. The ASP recovery rate was 60%.
[0033]
(E2)
On the other hand, the crystallization mother liquor containing monoammonium maleate obtained in the solid-liquid separation step is ASP 64 g / l, FA 1 g / l, MA 66 g / l, NH _Three The composition was 21 g / l, the pH was 5.0, and the volume was 1050 ml. Then, it concentrated to double concentration by operation similar to (E1).
[0034]
The same operations as in the above (A2) to (E2) were repeated three more times without changing the conditions one after another to produce L-aspartic acid, and the reaction rate in each repeated reaction (the ratio of ammonium L-aspartate to the raw material ammonium maleate was Production rate), the crystallization recovery rate of L-aspartic acid, and the purity of the recovered crystals, the results shown in Table 1 were obtained.
[0035]
[Table 1]

[0036]
【The invention's effect】
According to the present invention, by using a part of maleic acid used as an acid precipitation agent for L-aspartic acid, it is possible to efficiently neutralize ammonia discharged from the deammonification step after the enzymatic reaction. A neutralized liquid can be used as a reaction raw material. Therefore, it is not necessary to use another neutralizing agent for neutralizing ammonia, and ammonia is not exhausted out of the system and is recycled in the system, which is extremely preferable in terms of industrial processes.
Moreover, even if continuous operation is carried out in the process of the present invention, not only does the activity of the enzyme reaction not be adversely affected, but also high purity L-aspartic acid crystals can be obtained.
[Brief description of the drawings]
FIG. 1 is a flow sheet showing the process of the present invention.

Claims

Using ammonium maleate aqueous solution as a raw material, isomerization and aspartase in the presence of ammonia or enzymatic treatment with microorganisms producing aspartase yielded an aqueous solution of ammonium L-aspartate, and then the obtained aqueous solution was subjected to acid precipitation. In the process for producing L-aspartic acid, in which aspartic acid crystals are precipitated and separated and recovered,
(1) Deammonising by distilling the aqueous ammonium L-aspartate solution after the enzyme treatment to make substantially all of the ammonium L-aspartate a monoammonium salt;
(2) using maleic acid and / or maleic anhydride as the acidifying agent for the acidifying,
(3) using a mother liquor containing monoammonium maleate after acid precipitation as the raw material;
(4) The ammonia-containing gas distilled from the top of the column in the distillation step is absorbed by an aqueous solution prepared using a part of the acid precipitation agent and used as a reaction raw material together with the mother liquor after the acid precipitation. ,
A process for producing L-aspartic acid characterized by

The process according to claim 1, wherein the isomerization reaction and the enzyme reaction are carried out simultaneously.

The process according to claim 1, wherein a part of the reaction solution containing monoammonium L-aspartate after deammonification obtained in the step (1) is purged.

(4) The process according to claim 1, wherein the amount of the acidifying agent used in the step is 10 to 50 mol% with respect to the amount used for aciding.

(4) The process according to claim 1, wherein the concentration of the acidifying agent aqueous solution used in the step is 10 to 80% by weight.

(4) The method according to claim 1, wherein the absorption temperature in the step is 0 to 80 ° C.

2. The process according to claim 1, wherein each step is sequentially performed.