(57)【特許請求の範囲】
【請求項１】
エリスリトール含有培養液を原料液とし、少なくとも、培養液から菌体を分離する菌体分離工程、当該菌体分離工程から回収された清澄液をクロマト分離するクロマト分離工程、当該クロマト分離工程から回収されたエリスリトール画分を晶析してエリスリトール結晶を析出させる晶析工程を順次に包含するプロセスで分離・精製処理することにより、高純度エリスリトール結晶を製造するに当たり、上記の菌体分離工程において、セラミック膜または有機膜によるクロスフロー濾過法を使用し且つ被処理液の温度を５０〜９０℃に維持し、上記のクロマト分離工程において、アルカリ金属型またはアンモニウム型の強酸性カチオン交換樹脂を充填した分離塔を使用し、そして、次の各操作に従ってクロマト分離を行うことを特徴とする高純度エリスリトール結晶の製造方法。
（１）分離塔塔頂から一定量の清澄液を供給する。
（２）分離塔塔底から水を抜き出して分離塔塔頂に循環することにより樹脂に吸着された各成分を展開させて不純物画分を分離塔塔底側に移行させる。
（３）分離塔塔頂から水を供給することにより分離塔塔底から不純物画分を抜き出す。
（４）分離塔塔底から不純物画分とエリスリトール画分との重なり画分を抜き出して分離塔塔頂に移行させることによりエリスリトール画分を分離塔塔底側に移行させる。
（５）上記の重なり画分が存在しない分離塔の適宜の位置から水を供給することにより分離塔塔底からエリスリトール画分を抜き出して回収する。
【発明の詳細な説明】
【０００１】
【発明の属する技術分野】
本発明は、高純度エリスリトール結晶の製造方法に関する。
【０００２】
【従来の技術】
エリスリトール（正確にはメソ−エリスリトール）は、甘味料として、更には医薬品や工業薬品などの中間体として有用な物質である。エリスリトールは、工業的には、例えばブドウ糖を原料とし、水性培地中の好気的条件下でエリスリトール生産菌を培養して得られる。
【０００３】
上記のエリスリトール含有培養液は、各種の液体状または固体状の不純物を含有している。すなわち、液体状不純物として、グリセリン等の副生物の他、澱粉の酵素糖化法などで得られた精製ブドウ糖を原料とした場合は、原料ブドウ糖中に含まれる二糖以上のオリゴ糖、その反応生成物、ブドウ糖が主な構成成分であるβ−１，４結合を持つ多糖類などを含有し、固体状不純物として、菌体の他に微小懸濁物質を含有している。
【０００４】
高純度エリスリトール結晶は、菌体分離、クロマト分離、晶析の各工程を順次に包含するプロセスで上記の培養液を処理することにより得られる。斯かるプロセスの一例は、エリスリトール含有培養液からのエリスリトールの分離・回収方法として、例えば、特公平７−３４７４８号公報に開示されている。
【０００５】
上記のクロマト分離工程（分離塔）において、分離剤に吸着された各成分の溶出は、次の様に行われる。すなわち、先ず、塩類、着色成分および分子量の大きい多糖類（以下、第１不純物という）が溶出し、次いで、二糖類以上のオリゴ糖およびグリセリン以外の副反応生成物（以下、第２不純物という）が溶出し、その後、エリスリトール及びグリセリンが溶出する（特公平７−３４７４８号公報参照）。従って、先ず、クロマト分離工程において、第１不純物および第２不純物（以下、両者を併せて不純物という）が溶出した後にエリスリトール画分（エリスリトール及びグリセリン）を溶出させて回収し、次いで、回収した画分を晶析処理することにより、高純度エリスリトール結晶が得られる。
【０００６】
ところで、通常、不純物画分とエリスリトール画分との完全な分離は困難であるため、エリスリトール画分の回収は、不純物画分と重なって溶出するエリスリトール画分（以下、重なり画分という）をカットした後に行われる。
【０００７】
しかしながら、上記の重なり画分の量は、回収するエリスリトール画分の純度を高くする程に多くなり、その結果、目的とする高純度エリスリトールの収率が低下する。
【０００８】
【発明が解決しようとする課題】
本発明は、上記実情に鑑みなされたものであり、その目的は、菌体分離、クロマト分離、晶析の各工程を順次に包含するプロセスより成り、そして、クロマト分離工程を改良した工業的に有利な高純度エリスリトール結晶の製造方法を提供することにある。
【０００９】
【課題を解決するための手段】
すなわち、本発明の要旨は、エリスリトール含有培養液を原料液とし、少なくとも、培養液から菌体を分離する菌体分離工程、当該菌体分離工程から回収された清澄液をクロマト分離するクロマト分離工程、当該クロマト分離工程から回収されたエリスリトール画分を晶析してエリスリトール結晶を析出させる晶析工程を順次に包含するプロセスで分離・精製処理することにより、高純度エリスリトール結晶を製造するに当たり、上記の菌体分離工程において、セラミック膜または有機膜によるクロスフロー濾過法を使用し且つ被処理液の温度を５０〜９０℃に維持し、上記のクロマト分離工程において、アルカリ金属型またはアンモニウム型の強酸性カチオン交換樹脂を充填した分離塔を使用し、そして、次の各操作に従ってクロマト分離を行うことを特徴とする高純度エリスリトール結晶の製造方法に存する。
【００１０】
（１）分離塔塔頂から一定量の清澄液を供給する。
（２）分離塔塔底から水を抜き出して分離塔塔頂に循環することにより樹脂に吸着された各成分を展開させて不純物画分を分離塔塔底側に移行させる。
（３）分離塔塔頂から水を供給することにより分離塔塔底から不純物画分を抜き出す。
（４）分離塔塔底から不純物画分とエリスリトール画分との重なり画分を抜き出して分離塔塔頂に移行させることによりエリスリトール画分を分離塔塔底側に移行させる。
（５）上記の重なり画分が存在しない分離塔の適宜の位置から水を供給することにより分離塔塔底からエリスリトール画分を抜き出して回収する。
【００１１】
【発明の実施の形態】
以下、本発明を詳細に説明する。原料液として使用されるエリスリトール含有培養液は、水性培地中で好気的条件下にエリスリトール生産菌を培養することにより得られる。培養方法は、特に制限されず、従来公知の方法を採用することが出来る。
【００１２】
例えば、培養原料としては、結晶ショ糖や結晶ブドウ糖の他、澱粉の酵素糖化法などで得られた精製ブドウ糖を使用することが出来る。なお、精製ブドウ糖は、通常、ブドウ糖含有率が９３〜９７重量％であり、残余は、二糖類、三糖類およびそれ以上のオリゴ糖である。
【００１３】
一方、エリスリトール生産菌としては、オーレオバシディウム属（特開昭６１−３１０９１号公報）、モニリエラ・トメントサ・バール・ポリニス（特開昭６０−１１０２９５〜８号公報）、トリコスポロノイデス・メガチリエンシス（特開昭６３−１９６２９８号公報、旧名：オーレバシディウム属）、トリコスポロノイデス・オエドセファリス（特開平9−２５２７６５号公報）、キャンジダ・ゼイライデス（ＡＴＣＣ１５５８５）、トルロプシス・ファマタ（ＡＴＣＣ１５８６）等（特開昭４９−１１８８８９号公報）、キャンジダ・リポリティカ（米国特許第３，７５６，９１７号明細書）、トリゴノプシス属、キャンジダ属（特公昭４７−４１５４９号公報）等を使用することが出来る。
【００１４】
また、培地用の無機塩類としては、ＫＨ2ＰＯ4、ＭｇＳＯ4、ＣａＣｌ2、Ｋ2ＳＯ4、ＣａＳＯ4、ＦｅＳＯ4、ＭｎＳＯ4、ＺｎＳＯ4、（ＮＨ4）2ＨＰＯ4等、窒素源としては、（ＮＨ4）2ＳＯ4、ＣＯ（ＮＨ2）2、ＮＨ4Ｃｌ、ＮＨ4ＮＯ3等、栄養源としては、コーン・スティープリカー、大豆粉、各種アミノ酸、ペプトン、チアミン、酵母エキス等が挙げられる。
【００１５】
本発明においては、高純度エリスリトール結晶を製造するため、上記の様な培養液を原料液とし、少なくとも、培養液から菌体を分離する菌体分離工程、当該菌体分離工程から回収された清澄液をクロマト分離するクロマト分離工程、当該クロマト分離工程から回収されたエリスリトール画分を晶析してエリスリトール結晶を析出させる晶析工程を順次に包含するプロセスで分離・精製処理する。
【００１６】
そして、上記のプロセスにおいて、菌体分離工程後の清澄液は、好ましくは軟化工程で処理された後に濃縮工程で処理され、クロマト分離工程に供給される。また、クロマト分離工程から回収されたエリスリトール画分は、好ましくは活性炭処理工程および／または脱塩工程を経由した後に濃縮工程で処理され、晶析工程に供給される。そして、その後、晶析工程で分離されたエリスリトール結晶は、乾燥工程および篩分工程で処理されて高純度製品とされる。
【００１７】
本発明において、上記の菌体分離工程は、本発明者らの知見に従い、セラミック膜または有機膜によるクロスフロー濾過法を使用し且つ被処理液の温度を５０〜９０℃に維持して行なう。その理由は次の通りである。
【００１８】
（１）上記の菌体分離工程によれば、各種の液体状または固体状の不純物を含有しているエリスリトール含有培養液に対し、固体状不純物の除去を効率的かつ高度に行ない得るのみではなく、回収された清澄液をクロマト分離の効率アップのために濃縮せんとした場合にも発泡現象が著しく軽減される。従って、菌体分離工程においてセラミック膜または有機膜によるクロスフロー濾過法を使用することにより、高純度エリスリトール結晶を工業的有利に製造することが出来る。
【００１９】
（２）上記のクロスフロー濾過法によっても完全に不純物を分離することは困難であり、菌体分離後の清澄液には依然として雑菌の栄養源となる各種の不純物が含有されている。そのため、菌体分離工程における被処理液の温度が低い場合は、雑菌が繁殖する。その結果、甘味料や医薬品として使用される高純度エリスリトール結晶においては好ましくないばかりか、例えば、クロマト分離工程における樹脂カラムの閉塞や熱交換器における焦げ付きの原因となる。そこで、本発明においては、雑菌の繁殖防止のため被処理液の温度を５０℃以上に維持して菌体分離を行なう。処理液の温度が９０℃を超える場合は、処理液の着色度が急激に増加すると言う不利益がある。
【００２０】
セラミック膜（多孔膜）の構造は、特に制限されず、例えば、単層構造の他、細粒層と支持層との二層構造であってもよい。細粒層の平均細孔は、通常０．１〜１μｍ、好ましくは０．１〜０．５μｍに設定される。また、セラミック膜の材質としては、シリカ、アルミナ、シリカ−アルミナ、ムライト、ジルコニア、カーボン、コージェライト、炭化ケイ素などが挙げられる。有機膜の構造は、特に制限されないが、その材質としては、後述する温度（５０〜９０℃）において十分な耐熱性を有するものを使用する必要がある。斯かる有機膜としては、例えば、ポリオレフィンやポリエーテルスルフォン等が挙げられる。
【００２１】
クロスフロー濾過法においては、循環タンク、ポンプ、内部に濾過膜を備えた分離エレメント及び濾液受槽から成る設備が使用され、これらにより処理液の循環路が形成される。そして、上記の循環路の途中には熱交換器を設けるのが好ましい。
【００２２】
そして、クロスフロー濾過法は、原理的には、膜フィルター表面に濾過対象液を平行に流しながら濾過を行い、平行流によるせん断力により堆積ケーク層を最小に保持する濾過法である。従って、濾過膜に包囲された流路の一端から供給された濾過対象液（原液）は、流れながら濾過され、濾液は、濾過膜を通過して流路と直交する方向に排出され、濃縮液は、流路の一端から排出される。
【００２３】
クロスフロー濾過は、操作的には回分操作で行われ、本発明においては、（Ａ）菌体濃縮濾過、（Ｂ）加水濾過、（Ｃ）追加濃縮濾過、（Ｄ）水洗、（Ｅ）再生を順次に行なって１操作を終了する。特に、追加濃縮濾過は、本発明においては、好ましい態様として行われる。
【００２４】
菌体濃縮濾過（Ａ）においては、図１に示す菌体分離工程（クロスフロー濾過装置）の循環タンク（１）にエリスリトール含有培養液を一定量供給した後、ポンプ（２）の駆動により、濾過膜（３）と熱交換器（６）とを通して再び循環タンク（１）に戻す培養液の循環を開始し、濾過膜（３）を透過した清澄液（濾液）を濾液受槽（５）に受ける。そして、所定の濃縮率に到達した時点で菌体濃縮濾過を終了する。なお、循環タンク（１）に供給する前のエリスリトール含有培養液は、必要に応じて前記の温度範囲に加熱され、また、循環液は、熱交換器（６）により前記の温度範囲に維持される（以下の加水濾過（Ｂ）及び追加濃縮濾過（Ｃ）においても同じ）。
【００２５】
加水濾過（Ｂ）においては、循環タンク（１）内の濃縮液にその液面レベルを一定に保持しながら連続的に水を供給して上記と同様の循環操作を行ない、濾過膜（３）を通過した清澄液（濾液）を濾液受槽（５）に受ける。なお、供給水は、循環タンク（１）に供給する前に必要に応じて前記の温度範囲に加熱される。
【００２６】
追加濃縮濾過（Ｃ）は、いわゆる搾り出しのために行われ、加水濾過（Ｂ）における循環タンク（１）内への水の供給を停止して更に上記と同様の循環操作を行ない、濾過膜（３）を通過した清澄液（濾液）を濾液受槽（５）に受ける。
【００２７】
水洗（Ｄ）及び再生（Ｅ）は常法に従って行われ、再生剤としては、例えば、０．５重量％のＮａＯＨと０．２重量％のＮａＣｌＯを含有する水溶液を使用することが出来る。操作温度は、通常、約５０〜７０℃とされる。
【００２８】
上記の菌体濃縮濾過（Ａ）、加水濾過（Ｂ）及び追加濃縮濾過（Ｃ）においては、通常、循環流速１〜１０ｍ／ｓ、膜間差圧０．１〜１０Ｋｇ／ｃｍ2の条件下で行われる。そして、菌体濃縮濾過（Ａ）及び加水濾過（Ｂ）における透過流速は、通常１００〜２００Ｌ／ｍ2・Ｈｒとされる。そして、追加濃縮濾過（Ｃ）においては、次第に上記の透過流速は低下していくが、本発明においては、透過流速が約５０Ｌ／ｍ2・Ｈｒに到達した時点で追加濃縮濾過を終了し、水洗（Ｄ）及び再生（Ｅ）に移行するのが好ましい。すなわち、本発明者らの知見によれば、エリスリトール含有培養液の場合、上記の範囲を超えて追加濃縮濾過を行なった場合は、濾過膜（３）における閉塞状態が急激に悪化し、次の菌体分離操作に支障を来すことがある。
【００２９】
本発明においては、上記の菌体分離工程に供するエリスリトール含有培養液のｐＨは３．５〜５．５の範囲に調節するのが好ましい。すなわち、培養工程から得られるエリスリトール含有培養液のｐＨを等電点に近い上記の範囲に調節するならば、培養液中の溶解蛋白質が析出してフロック状になりその分離が一層容易となる。上記のｐＨ調節には、例えば、苛性ソーダー等の適当なアルカリ物質の水溶液が使用される。
【００３０】
上記の軟化工程は、後続のクロマト分離工程における分離性能の維持を目的とした工程である。イオン交換樹脂としては、スルホン酸型強酸性カチオン交換樹脂またはカルボン酸型弱酸性カチオン交換樹脂がＮａ型で使用される。そして充填塔に清澄液を通してその中のＣａイオンやＭｇイオンをＮａイオンと交換させて除去し、Ｃａ型および／またはＭｇ型に変ったカチオン交換樹脂をＮａ型に再生して繰り返し使用する。スルホン酸型樹脂の場合は、ＮａＣｌ水溶液で再生し、カルボン酸型樹脂の場合は、ＨＣｌ又はＨ2ＳＯ4等の強酸でＨ型に変換後、ＮａＯＨ水溶液で再生する。これらの二つの方法の中では、カルボン酸型弱酸性カチオン交換樹脂（Ｎａ型）を使用する方法が好ましい。
【００３１】
本発明においては、上記の軟化工程は、本発明者らの知見に従い、５０〜９０℃の温度に清澄液を保持して行なうのが好ましい。その理由は次の通りである。
【００３２】
菌体分離後の清澄液には依然として雑菌の栄養源となる各種の不純物が含有されているために雑菌が繁殖する。従って、プロセスの初期の段階において、雑菌の繁殖を十分に抑制するならば、エリスリトール結晶への混入防止とは別途に、例えば、クロマト分離工程における樹脂カラムの閉塞や熱交換器における焦げ付きを防止して高純度エリスリトール結晶を工業的有利に製造することが出来る。
【００３３】
軟化工程で処理される清澄液の５０〜９０℃の温度保持は、上記の充填塔に加熱手段を配置し、更には、必要に応じ、軟化工程に供給される清澄液を予め加熱することにより行われる。清澄液の温度が５０℃未満の場合は、清澄液中への雑菌の混入や混入した雑菌の繁殖防止が十分ではなく、一方、清澄液の温度が９０℃を超える場合は、処理液の着色や樹脂の劣化が促進され、何れの場合も好ましくない。
【００３４】
上記のクロマト分離前の濃縮工程は、クロマト分離工程における効率アップを目的とした工程である。溶解固形分濃度として、通常３０〜７０重量％、好ましくは３５〜４５重量％になるまで濃縮する。
【００３５】
ところで、一般に、有機物質含有水溶液の濃縮装置としては、例えば、容器の外壁から水蒸気にて加熱を行なうジャケット式蒸発缶、加熱管内の液流速を高めるための循環ポンプを備えた強制循環型蒸発缶、直立長管型に属する上昇膜型蒸発缶や流下膜型蒸発缶などが知られている。
【００３６】
上記の濃縮工程における濃縮装置としては、上記加熱式である限り、その構造は制限されないが、本発明者らの知見に従い、強制循環型蒸発缶または膜型蒸発缶が好ましく採用される。特に好ましい濃縮装置は膜型蒸発缶であり、その中では流下膜型蒸発缶が一般的に好ましい。その理由は次の通りである。
【００３７】
菌体分離工程から得られる清澄液には、前述した各種の液体状不純物が含まれており、特に、グルコースとアミノ酸とのメイラード反応で着色成分が生成する。斯かる着色成分の生成は加熱時間によって促進される。また、可溶性蛋白質の影響により、濃縮時に発泡現象が現れて清澄液の安定した濃縮は必ずしも容易ではない。斯かる場合、ジャケット式蒸発缶では、特に濃縮時の発泡現象を抑制するための伝熱条件の達成は一般に困難である。これに対し、強制循環型蒸発缶や膜型蒸発缶によれば、広い範囲の伝熱条件において、濃縮時の発泡現象を抑制することが出来る。
【００３８】
上記の流下膜型蒸発缶は、その機能的構造上、蒸発缶と流下膜形成部とに区分でき、そして、流下膜形成部としては、（１）プレート方式と（２）シェル＆チユーブ形式とがあるが、その何れであってもよい。濃縮工程の操作圧力は７０〜３００ｔｏｒｒ、液温度は４５〜８０℃の範囲が好ましい。操作圧力が上記の範囲より小さい場合は、発泡が激化して飛沫同伴による損失、ひいては安定運転が不能になる傾向にあり、また、液温度が低下するため雑菌汚染も懸念される。操作圧力が上記範囲より大きい場合は、液温度が上昇して液の着色が促進される傾向にある。
【００３９】
上記のクロマト分離前の濃縮工程は、クロマト分離工程における効率アップを目的とした工程である。溶解固形分濃度として、通常３０〜７０重量％、好ましくは３５〜４５重量％になるまで濃縮する。
【００４０】
ところで、一般に、有機物質含有水溶液の濃縮装置としては、例えば、容器の外壁から水蒸気にて加熱を行なうジャケット式蒸発缶、加熱管内の液流速を高めるための循環ポンプを備えた強制循環型蒸発缶、直立長管型に属する上昇膜型蒸発缶や流下膜型蒸発缶などが知られている。
【００４１】
上記の濃縮工程における濃縮装置としては、上記加熱式である限り、その構造は制限されないが、本発明者らの知見に従い、強制循環型蒸発缶または膜型蒸発缶が好ましく採用される。特に好ましい濃縮装置は膜型蒸発缶であり、その中では流下膜型蒸発缶が一般的に好ましい。その理由は次の通りである。
【００４２】
菌体分離工程から得られる清澄液には、前述した各種の液体状不純物が含まれており、特に、グルコースとアミノ酸とのメイラード反応で着色成分が生成する。斯かる着色成分の生成は加熱時間によって促進される。また、可溶性蛋白質の影響により、濃縮時に発泡現象が現れて清澄液の安定した濃縮は必ずしも容易ではない。斯かる場合、ジャケット式蒸発缶では、特に濃縮時の発泡現象を抑制するための伝熱条件の達成は一般に困難である。これに対し、強制循環型蒸発缶や膜型蒸発缶によれば、広い範囲の伝熱条件において、濃縮時の発泡現象を抑制することが出来る。
【００４３】
上記の流下膜型蒸発缶は、その機能的構造上、蒸発缶と流下膜形成部とに区分でき、そして、流下膜形成部としては、（１）プレート方式と（２）シェル＆チユーブ形式とがあるが、その何れであってもよい。濃縮工程の操作圧力は７０〜３００ｔｏｒｒ、液温度は４５〜８０℃の範囲が好ましい。操作圧力が上記の範囲より小さい場合は、発泡が激化して飛沫同伴による損失、ひいては安定運転が不能になる傾向にあり、また、液温度が低下するため雑菌汚染も懸念される。操作圧力が上記範囲より大きい場合は、液温度が上昇して液の着色が促進される傾向にある。
【００４４】
本発明においては、上記のクロマト分離工程において、アルカリ金属型またはアンモニウム型の強酸性カチオン交換樹脂を充填した分離塔を使用する。斯かる分離塔は、カラムに樹脂の水スラリーを充填して構成される。樹脂の充填量（分離塔長さ）は、処理液に対して必要な分離性能が得られる様に適宜決定される。分離塔は、後述の図３に示す様に分割構造として構成するのが操作性の観点から好ましいが、必ずしも分割構造である必要はない。
【００４５】
そして、本発明において、図２に例示する次の各操作に従ってクロマト分離を行うことを特徴とする。図２は、各操作を説明するための本発明における好適なクロマト分離工程の概念的な説明図である。なお、図２は、前回の最終操作（後述の第５操作）の続きとして表現されている。また、図２中の各操作に示された状態は、当該操作終了直後の状態を表している。
【００４６】
（１）分離塔塔頂から一定量の清澄液（Ｆ）を供給する（図２中の第１操作）。この供給操作により、前回の最終操作（図２中の第５操作）において、第４塔に残存するエリスリトール（Ｐ）が押出される。
【００４７】
（２）分離塔塔底から水を抜き出して分離塔塔頂に循環することにより樹脂に吸着された各成分を展開させて不純物画分を分離塔塔底側に移行させる（図２中の第２操作）。この操作は、分離塔をクローズド系とし、分離塔内の水を溶離剤としてポンプで循環することにより行う。すなわち、分離塔塔底側の水を分離塔塔頂側に順次に移行させる。この供給操作により、樹脂に吸着された各成分は展開されて不純物画分が分離塔塔底側に移行する。
【００４８】
図２は、エリスリトール画分（ａ）が第２塔から第３塔の間に移行し、第１不純物画分（ｃ）が第４塔に移行し、そして、第２不純物画分（ｂ）がエリスリトール画分（ａ）と第１不純物画分（ｃ）との間に移行した状態を表している。なお、この状態に到達した以降は分離塔塔底から抜き出した水は不純物を含むため、分離塔塔頂に供給する溶離剤として使用することが出来ない。
【００４９】
（３）分離塔塔頂から水（Ｗ）を供給することにより分離塔塔底から不純物画分（Ｒ）を抜き出す（図２中の第３操作）。抜き出された不純物画分は適宜処理される。図２は、分離塔塔底から不純物画分が抜き出された状態を表す。すなわち、本発明で言う上記の不純物画分とは、エリスリトール画分と実質的に重なっていない不純物画分を意味し、エリスリトール画分と重なった不純物画分（図２中の符号（Ｌ）の範囲）を含まない。（Ｌ）の範囲の画分は、次の第４操作において処理される。
【００５０】
（４）分離塔塔底から不純物画分とエリスリトール画分との重なり画分（図２中の（Ｌ）の範囲の画分）を抜き出して分離塔塔頂に移行させることによりエリスリトール画分を分離塔塔底側に移行させる。この操作は、分離塔をクローズド系とし、分離塔塔底から抜き出した（Ｌ）の範囲の画分をポンプで循環することにより行う。
【００５１】
（５）上記の重なり画分が存在しない分離塔の適宜の位置から水（Ｗ）を供給することにより分離塔塔底からエリスリトール画分を抜き出して回収する。図２は、第２塔塔頂から水が供給されて分離塔塔底からエリスリトール画分（ａ）の大部分が抜き出された状態を表す。そして、第４塔に残存するエリスリトールは、次のクロマト分離の第１操作において、分離塔塔頂から清澄液（Ｆ）を供給することにより押出される。また、上記の第４操作において、分離塔塔頂に移行（循環）された画分中のエリスリトールは、清澄液（Ｆ）のエリスリトールと一緒に不純物成分から分離されて回収される。
【００５２】
上記のクロマト分離操作における本発明の第１の特徴は、分離塔塔底からエリスリトール画分（ａ）と実質的に重なっていない不純物画分を抜き出した後、エリスリトール画分と重なった不純物画分（当該画分は、通常、エリスリトールの純度を高めるために引き続き抜き出されて適宜処理される）を分離塔塔頂に移行（循環）させることにより、エリスリトールの純度を低下させることなくその回収率を高めた点にある。
【００５３】
また、本発明の第２の特徴は、分離塔内に系外から供給される水の量を可能な限り低減し、後述の濃縮工程の負荷を低減した点にある。そのため、本発明においては、（１）分離塔内の水を溶離剤として使用し（第２操作）、（２）上記の様にエリスリトール画分と重なった不純物画分を分離塔塔頂に移行（循環）させることにより、エリスリトール画分を分離塔塔底側に移行させ（第４操作）、（３）第５操作において分離塔内に供給する水の量を軽減させてエリスリトール画分の一部を分離塔内に残存させ、当該エリスリトール画分を次のクロマト分離において供給される清澄液によって抜き出す（第１操作）。
【００５４】
クロマト分離工程の後に行われる上記の活性炭処理工程および／または脱塩工程は、着色成分、臭気成分、塩類などの除去を目的とした工程である。これらの工程の順序は任意に選択することが出来る。使用する活性炭は粉末または粒状の何れでもよい。脱塩工程は、カチオン交換樹脂塔、アニオン交換樹脂塔、カチオン交換樹脂とアニオン交換樹脂との両樹脂の混床塔より成る。
【００５５】
上記の晶析工程の直前の濃縮工程は、晶析工程を効率的に行なうことを目的とした工程である。溶解固形分濃度として、通常３０〜７０重量％、好ましくは４０〜６０重量％になるまで濃縮する。そして、斯かる濃縮工程においては、クロマト分離前の濃縮工程の場合と同様の理由により、同様の濃縮装置および操作条件を採用するのが好ましい。
【００５６】
上記の晶析工程は、特に制限されないが、本発明者らの知見に従い、次の様に行なうのが好ましい。すなわち、晶析開始時の晶析原液中のエリスリトール濃度を３０〜６０重量％に調節し、２０℃／Ｈｒ以下の冷却速度を採用し、冷却晶析途中でエリスリトールの種結晶を添加し、２０℃以下の温度まで冷却した後、析出した結晶を分離する。斯かる晶析方法によれば、従来法に比して一層純度が高められ且つ結晶形状が改善された高純度エリスリトール結晶が得られる。
【００５７】
そして、上記の晶析工程においては、７０℃から６０℃迄の冷却過程経過後は、更に冷却速度を遅くし、具体的には１０℃／Ｈｒ以下とし、２０℃以下、好ましくは１５℃以下の温度まで冷却する。また、晶析槽内の温度がエリスリトールの飽和溶解度に相当する温度よりも低い温度で且つその温度差が１５℃以内の段階において当該晶析槽にエリスリトールの種結晶を添加するのが好ましい。種結晶の添加時期は、晶析槽内の温度がエリスリトールの飽和溶解度に相当する温度よりも１〜５℃低い温度の段階が特に好ましい。また、種結晶の添加量は、特に制限されないが、晶析槽内で析出するエリスリトールに対し、好ましくは０．１重量％以下、更に好ましくは０．００１〜０．０５重量％の範囲である。
【００５８】
結晶分離工程は、特に制限されないが、本発明者らの知見に従い、濾過面の周方向にスラリーを分散させて当該濾過面に衝突させる構造の遠心分離装置を使用するのが好ましい。その理由は次の通りである。
【００５９】
最も代表的なバスケット式遠心分離装置を使用した場合、工業的に採用される運転条件下では、単管ノズルから供給されたエリスリトール結晶含有スラリーが濾過面の全体に行き渡る前に固液分離される。その結果、エリスリトール結晶が装置内に直ちに偏在して遠心分離装置の運転に支障が生じることがある。斯かる問題は、前記の構造の遠心分離装置の使用により回避される。前記の構造の遠心分離装置は、例えば、住友重機械工業（株）の商品「コンタベックス」や「プッシャー」として容易に入手することが出来る。
【００６０】
ところで、結晶分離工程では結晶の含水率の低減化のために出来るだけ高い遠心力による運転が通常行われる。ところが、本発明者らの知見によれば、エリスリトール結晶の硬度が比較的に高いため、過度な遠心力を採用した場合は、遠心分離装置の内壁面への衝突により、エリスリトール結晶の破砕が生じる。そこで、本発明において、５０〜５００Ｇの遠心力条件下に結晶分離を行った後、エリスリトール結晶に対して０．１〜１重量倍で且つ５〜２０℃の洗浄水による振り掛け洗浄を行なうのが好ましい。
【００６１】
遠心力条件が５０Ｇ未満の場合は、得られるエリスリトール結晶の含水率が余りにも高すぎて後工程の乾燥負荷が大きくなる。そればかりか、母液が十分に振り切れずに製品に付着して品質低下を招く。一方、遠心力条件が５００Ｇを超える場合は、遠心分離装置の内壁面への衝突により、エリスリトール結晶の破砕が生じる。遠心条件の好ましい範囲は１００〜３００Ｇである。
【００６２】
振り掛け洗浄における洗浄水の使用量および温度は、上記の様な比較的に小さな遠心条件下において、エリスリトール結晶の溶解損失を防止し且つ十分な洗浄効果を得るとの観点から決定された条件である。すなわち、洗浄水の使用量が０．１重量倍未満の場合は、洗浄効果が不足して高純度のエリスリトール結晶が得られない。一方、洗浄水の使用量が１重量倍を超える場合または洗浄水の温度が２０℃を超える場合は、エリスリトール結晶の溶解損失が大きく経済的ではない。洗浄水の好ましい使用量は、エリスリトール結晶に対して０．２〜０．５重量倍であり、洗浄水の好ましい温度は１０〜２０℃である。
【００６３】
上記の乾燥工程は、晶析工程から回収されたエリスリトール結晶中の水分の除去を目的とした工程であり、通常、流動床式乾燥器が好適に使用される。上記の篩分工程は、大粒径品の除去を目的とした工程であり、通常、１０００又は１１９０ｍｍメッシュの振動篩装置が好適に使用される。
【００６４】
【実施例】
以下、本発明を実施例により更に詳細に説明するが、本発明は、その要旨を超えない限り、以下の実施例に限定されるものではない。
【００６５】
実施例１
無水結晶ブドウ糖３００ｇ／Ｌ（ブドウ糖として）及び酵母エキス１０ｇ／Ｌ含む培地に、モニリエラ・トメントサ・バール・ポリニスを加え、３５℃で４８時間振とう培養して種培地（Ａ）を得た。次いで、無水結晶ブドウ糖３００ｇ／Ｌ（ブドウ糖として）及びコーン・ステイープ・リカー３７ｇ／Ｌを含む培地６００Ｌに上記の種培地（Ａ）１．２Ｌを加え、通気量３００Ｌ／ｍｉｎ、撹拌速度３００ｒｐｍ、温度３５℃、圧力１．０ｋｇ／ｃｍ2Ｇで４８時間培養して種培地（Ｂ）を得た。次いで、無水結晶ブドウ糖４００ｇ／Ｌ（ブドウ糖として）及びコーン・ステイープ・リカー１５ｇ／Ｌを含む培地３０ｍ3に上記の種培地（Ｂ）６００Ｌを加え、通気量１５ｍ3／ｍｉｎ、撹拌速度１００ｒｐｍ、温度３５℃、圧力１．０ｋｇ／ｃｍ2Ｇで９０時間培養し、ブドウ糖が完全になくなった時点を確認して培養を停止した。そして、直ちに加熱殺菌した後、セラミック膜を利用したクロスフロー濾過法により、次の条件下で菌体を分離した。
【００６６】
すなわち、先ず、菌体濃縮濾過として、図１に示す菌体分離工程（クロスフロー濾過装置）の循環タンク（１）に約７０℃に加温されたエリスリトール含有培養液を６ｍ3供給した後、ポンプ（２）の駆動により、濾過膜（３）と熱交換器（６）とを通して再び循環タンク（１）に戻す培養液の循環を開始し、濾過膜（３）を透過した清澄液（濾液）を濾液受槽（５）に受けた。この際、循環液温度は約７０℃、循環流速は５ｍ／ｓ、膜間差圧は１Ｋｇ／ｃｍ2に調節した。その結果、平均透過流速は１３０Ｌ／ｍ2・Ｈｒであった。
【００６７】
次いで、加水濾過として、濾液受槽（５）内の清澄液が２４ｍ3となった時点において、循環タンク（１）内の濃縮液６ｍ3にその液面レベルを一定に保持しながら連続的に水を供給しながら、上記と同様の循環操作を行ない、清澄液（濾液）を濾液受槽（５）に受けた。なお、供給水は、循環タンク（１）に供給する前に必要約７０℃に加熱した。供給水は、全量で１８ｍ3であり、加水濾過により、濾液受槽（５）に受けた清澄液（濾液）は、全量で１８ｍ3であった。
【００６８】
次いで、追加濃縮濾過として、上記の水の供給を停止した後も更に上記と同様の循環操作を行ない、清澄液（濾液）を濾液受槽（５）に受けた。そして、透過流速が約５０Ｌ／ｍ2・Ｈｒに低下した時点で追加濃縮濾過を終了し、次の菌体分離のため、クロスフロー濾過装置の水洗・再生を行なった。追加濃縮濾過により、濾液受槽（５）に受けた清澄液（濾液）は、全量で２ｍ3であった。
【００６９】
上記の各操作で得た清澄液は、全量で４４ｍ3であり、エリスリトール１２１ｇ／Ｌ及びグリセリン０．３ｇ／Ｌを含有していた。
【００７０】
次いで、カルボン酸型弱カチオン交換樹脂（三菱化学株式会社商品名ダイヤイオンＷＫ−２０）のＮａ型を充填した塔に上記の清澄液を４４ｍ3通し、Ｃａ及びＭｇ等の硬度成分をＮａイオンと交換した。この際、清澄液の温度は、７０℃に保持した。
【００７１】
次いで、溶解固形分濃度が４０重量％になるまで濃縮した（一次濃縮）。濃縮装置としては、流下膜形成部にシェル＆チューブを備えた４重効用缶を使用した。そして、操作圧力は７４〜２２０ｔｏｒｒ、液温度は４６〜７０℃の範囲とした。この際、減圧濃縮時における液の発泡は全く認められず、濃縮操作は、安定に行なうことが出来た。
【００７２】
次いで、図３に示すクロマト分離工程、すなわち、ジビニルベンゼン架橋ポリスチレンスルホン酸のＮａ型樹脂（三菱化学株式会社商品名ダイヤイオンＵＢＫ−５５０）を２２ｍ3充填した４塔直列方式分離塔（各塔サイズ：直径２０００ｍｍ×高さ１７５０ｍｍ）により、次の要領でクロマト分離を行った。
【００７３】
先ず、塔頂から、上記の濃縮液（温度７０℃）を供給した。分離塔の温度は７０℃に保持し、濃縮液の供給速度は１１．９ｍ3／ｈｒとした。そして、溶出不純物画分と重なって流出するエリスリトール画分（重なり画分）をリサイクルするため次の５段階に分けて通液した。
【００７４】
＜第１操作＞
バルブ（８１）及び（８４）を開とし、ポンプ（９１）により、第１塔塔頂からタンク（７５）内の上記の濃縮液１．５ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底からエリスリトール主成分の製品画分（１）１．５ｍ3を回収した。なお、この画分は、前回の第５操作に引き続き、上記の様に塔底側に塔内液を移動させることにより樹脂から溶出した画分である。なお、上記の各バルブは、当該操作の後に閉とされる（以下の各操作においても同じ）。
【００７５】
＜第２操作＞
バルブ（８７）及び（８２）を開とし、ポンプ（９２）により、第４塔（７４）塔底から水を抜き出して第１塔（７１）塔頂に循環した（６．４ｍ3）。
【００７６】
＜第３操作＞
バルブ（８２）及び（８６）を開とし、ポンプ（９２）により、第１塔（７１）塔頂からタンク（７６）内の水５．０ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底から廃液画分５．０ｍ3を抜き出した。この画分は、各種の塩類、着色成分および不純物を含有する画分である。
【００７７】
＜第４操作＞
第４塔（７４）塔底からエリスリトール画分と重なった不純物画（重なり画分）を抜き出し第１塔（７１）塔頂に循環させた（１．０ｍ3）。
【００７８】
＜第５操作＞
バルブ（８３）及び（８５）を開とし、ポンプ（９２）により、第２塔（７２）塔頂からタンク（７６）内の水３．５ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底からエリスリトール主成分の製品画分（２）３．５ｍ3を回収した。回収した製品画分（１）と（２）の合計量は５．０ｍ3である。
【００７９】
以上の一連の操作を１サイクルとし、第５操作の後は再び第１操作に戻るサイクルを７回繰り返し、エリスリトール主成分の画分３５．０ｍ3を得た。その液組成は、エリスリトール濃度９７．２ｇ／Ｌ、グリセリン濃度０．２ｇ／Ｌ、不明物濃度１．１ｇ／Ｌであった。
【００８０】
次いで、常法に従い、Ｈ型強酸性カチオン交換樹脂（三菱化学式会社商品名ダイヤイオンＳＫ１Ｂ）を充填した塔、ＯＨ型の弱塩基性アニオン交換樹脂（三菱化学株式会社商品名ダイヤイオンＷＡ３０）を充填した塔、および、前記のＨ型強酸性カチオン交換樹脂とＯＨ型強塩基性アニオン交換樹脂（三菱化学株式会社商品名ダイヤイオンＰＡ４０８）を充填した混床塔で上記のクロマト工程流出液を順次に処理した。なお、上記の後段流出液には、Ｈ型強酸性カチオン交換樹脂塔に供給するに先立ち、後述の結晶分離工程（遠心分離装置）から発生する洗浄水を含む晶析母液８ｍ3を予め混合した。これは、上記の様に晶析母液を循環することにより、その中に含まれるエリスリトールを回収するためである。次いで、得られた処理液に粉末活性炭３．４Ｋｇを加えて３０分間撹拌した後、活性炭を濾過して濾液を得た。
【００８１】
次いで、減圧下７０℃で溶解固形分濃度が５３重量％（エリスリトール濃度：４８．０重量％）になるまで上記の濾液を濃縮した（二次濃縮）。濃縮装置としては、流下膜形成部にシェル＆チューブを備えた４重効用缶を使用した。そして、操作圧力は７４〜２２０ｔｏｒｒ、液温度は４６〜７０℃の範囲とした。この際、減圧濃縮時における液の発泡は全く認められず、濃縮操作は、安定に行なうことが出来た。
【００８２】
次いで、上記の７０℃の濃縮液を７．５℃／Ｈｒの速度で１５℃まで徐冷し、その冷却途中の４２℃（飽和温度との温度差：−３℃）の段階で３８０ｇ（析出結晶に対する割合：０．０１重量％）の種晶を添加して結晶を成長させてエリスリトール結晶含有スラリーを得た。
【００８３】
次いで、遠心分離装置として住友重機械工業（株）の商品「コンタベックス」を使用し、１６７Ｇの遠心条件を採用し且つ湿潤エリスリトール結晶に対して０．２重量倍の１５℃の洗浄水を使用し、結晶の分離と洗浄を行なった。すなわち、濾過面の周方向にエリスリトール結晶含有スラリーを分散させて当該濾過面に衝突させながら結晶を濾別しつつ振り掛け洗浄を行なった。そして、エリスリトール結晶３．５Ｔｏｎを得た。エリスリトール結晶の純度は９９．９％、含水率は２．４７重量％であった。洗浄水を含む晶析母液は、エリスリトールの回収のため一旦タンクに回収した。
【００８４】
その後、上記のエリスリトール結晶を乾燥した。平均粒径を測定した結果、７５０μｍであり、遠心分離前の平均粒径（７５０μｍ）との比較から結晶破砕はないことが判った。結晶形状は単結晶が主体であった。
【００８５】
以上の操作において、クロマト分離工程から回収されたエリスリトール画分について、エリスリトールの回収率、不純物除去率、脱色率、脱塩率を求め、その結果を表１に示す。なお、エリスリトールの回収率および不純物除去率は、高速液体クロマトグラフィーによる成分分析の結果に基づいて算出し、脱色率および脱塩率は、それぞれ、吸光度（Ａ420）及び電気伝導度の測定結果に基づいて算出した。
【００８６】
実施例２
実施例１において、次の様に培養を行った以外は、実施例１と同様にして高純度エリスリトールを製造した。すなわち、エリスリトール生産菌として、トリコスポロノイデス・メガチリエンシス  ＳＮ−Ｇ４２株を使用し、実施例１と同様の方法で種培地（Ｂ）を得た後、精製ブドウ糖４００ｇ／Ｌ（ブドウ糖として）及びコーン・ステイープ・リカー８ｇ／Ｌを含む培地３００ｍ3に上記の種培地（Ｂ）６００Ｌを加え、通気量１５ｍ3／ｍｉｎ、撹拌速度１２０ｒｐｍ、温度３５℃、圧力１．０ｋｇ／ｃｍ2Ｇで９０時間培養した。そして、クロマト分離工程で得られた流出液（エリスリトール主成分の画分）の量は３５．０ｍ3であり、その液組成は、エリスリトール濃度９７．２ｇ／Ｌ、グリセリン濃度０．２ｇ／Ｌ、不明物濃度１．１ｇ／Ｌであった。
【００８７】
実施例１と同様に各工程を経ることにより、純度９９．９％のエリスリトール結晶が３．５Ｔｏｎ得られた。実施例１と同様に、クロマト分離工程から回収されたエリスリトール画分について、エリスリトールの回収率、不純物除去率、脱色率、脱塩率を求め、その結果を表１に示す。
【００８８】
比較例１
実施例１のクロマト分離工程を次の様に変更した以外は、実施例１と同様にエリスリトールを製造した。すなわち、エリスリトール画分と重なった不純物画（重なり画分）を第１塔塔頂に循環せず、廃棄画分に含めるため、次の第１〜第４までの操作を１サイクルとしてクロマト分離を行った。結果を表１に示す。
【００８９】
＜第１操作＞（実施例１の第１操作と同じ操作）
バルブ（８１）及び（８４）を開とし、ポンプ（９１）により、第１塔（７１）塔頂から タンク（７５）内の濃縮液１．５ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底からエリスリトール主成分の製品画分（１）１．５ｍ3を回収した。なお、この画分は、前回の第４操作に引き続き、上記の様に塔底側に塔内液を移動させることにより樹脂から溶出した画分である。
【００９０】
＜第２操作＞（実施例１の第２操作と同じ）
バルブ（８２）及び（８７）を開とし、ポンプ（９２）により、第４塔（７４）塔底から水を抜き出して第１塔（７１）塔頂に循環した（６．４ｍ3）。
【００９１】
＜第３操作＞（水の供給量を除き実施例１の第３操作と同じ）
バルブ（８２）及び（８６）を開とし、ポンプ（９２）により、第１塔（７１）塔頂からタンク（７６）内の水６．０ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底から廃液画分６．０ｍ3を抜き出した。この画分は、各種の塩類、着色成分および不純物を含有する画分である。
【００９２】
＜第４操作＞（実施例１の第５操作に相当）
バルブ（８３）及び（８５）を開とし、ポンプ（９２）により、第２塔（７２）塔頂からタンク（７６）内の水３．５ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底からエリスリトール主成分の製品画分（２）３．５ｍ3を回収した。回収した製品画分（１）と（２）の合計量は５．０ｍ3である。
【００９３】
比較例２
実施例１のクロマト分離工程を次の様に変更した以外は、実施例１と同様にエリスリトールを製造した。すなわち、エリスリトール画分と重なった不純物画（重なり画分）を第１塔塔頂に循環せず、製品画分に含めるため、次の第１〜第４までの操作を１サイクルとしてクロマト分離を行った。結果を表１に示す。
【００９４】
＜第１操作＞（実施例１の第１操作と同じ操作）
バルブ（８４）及び（８２）を開とし、ポンプ（９１）により、第１塔（７１）塔頂からタンク（７５）内の濃縮液１．５ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底からエリスリトール主成分の製品画分（１）１．５ｍ3を回収した。なお、この画分は、前回の第４操作に引き続き、上記の様に塔底側に塔内液を移動させることにより樹脂から溶出した画分である。
【００９５】
＜第２操作＞（実施例１の第２操作と同じ）
バルブ（８２）及び（８７）を開とし、ポンプ（９２）により、第４塔（７４）塔底から水を抜き出して第１塔（７１）塔頂に循環した（６．４ｍ3）。
【００９６】
＜第３操作＞（実施例１の第３操作と同じ）
バルブ（８２）及び（８６）を開とし、ポンプ（９２）により、第２塔（７２）塔頂からタンク（７６）内の水５．０ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底から廃液画分５．０ｍ3を抜き出した。この画分は、各種の塩類、着色成分および不純物を含有する画分である。
【００９７】
＜第４操作＞（水の供給量を除き実施例１の第５操作に相当）
バルブ（８３）及び（８５）を開とし、ポンプ（９２）により、第２塔（７２）塔頂からタンク（７６）内の水４．５ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底からエリスリトール主成分の製品画分（２）４．５ｍ3を回収した。回収した製品画分（１）と（２）の合計量は６．０ｍ3である。
【００９８】
比較例３
実施例１のクロマト分離工程を次の様に変更した以外は、実施例１と同様にエリスリトールを製造した。すなわち、エリスリトール画分と重なった不純物画（重なり画分）を第１塔塔頂に循環せず、製品画分と廃棄画分に２等分して含めるため、次の第１〜第４までの操作を１サイクルとしてクロマト分離を行った。結果を表１に示す。
【００９９】
＜第１操作＞（実施例１の第１操作と同じ操作）
バルブ（８４）及び（８２）を開とし、ポンプ（９１）により、第１塔（７１）塔頂からタンク（７５）内の濃縮液１．５ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底からエリスリトール主成分の製品画分（１）１．５ｍ3を回収した。なお、この画分は、前回の第４操作に引き続き、上記の様に塔底側に塔内液を移動させることにより樹脂から溶出した画分である。
【０１００】
＜第２操作＞（実施例１の第２操作と同じ）
バルブ（８２）及び（８７）を開とし、ポンプ（９２）により、第４塔（７４）塔底から水を抜き出して第１塔（７１）塔頂に循環した（６．４ｍ3）。
【０１０１】
＜第３操作＞（水の供給量を除き実施例１の第３操作と同じ）
バルブ（８２）及び（８６）を開とし、ポンプ（９２）により、第１塔（７１）塔頂からタンク（７６）内の水５．５ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底から廃液画分５．５ｍ3を抜き出した。この画分は、各種の塩類、着色成分および不純物を含有する画分である。
【０１０２】
＜第４操作＞（水の供給量を除き実施例１の第５操作に相当）
バルブ（８３）及び（８５）を開とし、ポンプ（９２）により、第２塔（７２）塔頂からタンク（７６）内の水４．０ｍ3を供給し、第４塔（７４）塔底からエリスリトール主成分の製品画分（２）４．０ｍ3を回収した。回収した製品画分（１）と（２）の合計量は５．５ｍ3である。
【０１０３】
【表１】
0004103172.tif 000002
【０１０４】
【発明の効果】
本発明によれば、菌体分離、クロマト分離、晶析の各工程を順次に包含するプロセスより成り、そして、クロマト分離工程を改良した工業的に有利な高純度エリスリトール結晶の製造方法が提供される。すなわち、本発明によれば、エリスリトールの純度および回収率が高く、しかも、クロマト分離工程後の濃縮工程の負荷を低減することが出来る。
【図面の簡単な説明】
【図１】本発明における好適な菌体分離工程の概念的な説明図
【図２】本発明における好適なクロマト分離工程の成分の移動を示す概念的な説明図
【図３】本発明における好適なクロマト分離工程の設備を示す概念的な説明図
【符号の説明】
１：循環タンク
２：ポンプ
３：濾過膜
４：分離エレメント
５：濾液受槽
６：熱交換器
７１：第１塔
７２：第２塔
７３：第３塔
７４：第４塔
７５：タンク（水）
７６：タンク（原料）
８１〜８７：バルブ
９１、９２：ポンプ
【図１】
0004103172.tif 000003
【図２】
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【図３】
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