(57)【特許請求の範囲】
【請求項１】
ブタン、酸素及びアンモニアを原料として下記工程によりＬ−アスパラギン酸を得るＬ−アスパラギン酸の製造方法であって、(4)工程で得られるＬ−アスパラギン酸アンモニウムの実質的全てをＬ−アスパラギン酸モノアンモニウムとする脱アンモニア工程を付加することを特徴とするＬ−アスパラギン酸の製造方法。
(1)工程：ブタンを酸素の存在下、気相酸化して無水マレイン酸を得る工程、
(2)工程：(1)工程で得られた無水マレイン酸を水で吸収し、マレイン酸水溶液を得る工程、
(3)工程：(2)工程で得られたマレイン酸を異性化してフマル酸とする工程、
(4)工程：(3)工程で得たフマル酸と後記(6)工程からのフマル酸アンモニウム及びアンモニアをアスパルターゼ又はこれを産生する微生物の存在下、水性媒体中で酵素反応させ、Ｌ−アスパラギン酸アンモニウムを生成する工程、
(5)工程：(4)工程で得た溶液に(3)工程で得られたフマル酸を添加してＬ−アスパラギン酸結晶を得る工程、
(6)工程：(5)工程で得たＬ−アスパラギン酸結晶を回収し、フマル酸アンモニウムを含む母液を上記(4)工程にリサイクルする工程。
【請求項２】
(3)工程で生成したフマル酸を一旦、固体として反応液から分離した後、(5)工程に供給することを特徴とする請求項１記載の方法。
【請求項３】
(3)工程でフマル酸を分離した後に得られる母液を上記(2)及び／又は(3)工程にリサイクルすることを特徴とする請求項１又は２記載の方法。
【請求項４】
(3)工程で、水溶液の温度が５０〜２００℃で実施することを特徴とする請求項１〜３のいずれか１項記載の方法。
【請求項５】
(5)工程でのフマル酸添加量が、(4)工程で得られる水溶液中に含まれるアスパラギン酸に対して４０モル％以上１００モル％未満であることを特徴とする請求項１〜４のいずれか１項記載の方法。
【請求項６】
上記(6)工程における母液のｐＨが３〜６である請求項１〜５のいずれか１項記載の方法。
【請求項７】
脱アンモニア工程が(4)工程で得られる反応液を蒸留又はストリッピングする工程であることを特徴とする請求項１〜６のいずれか１項記載の方法。
【請求項８】
脱アンモニア工程で回収されたアンモニア水を(6)工程の母液に吸収させて(4)工程にリサイクルすることを特徴とする請求項７のいずれか１項記載の方法。
【発明の詳細な説明】
【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る。更に詳しくは、ブタン、酸素及びアンモニアを原料とし、酵素反応により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。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。
【０００２】
【従来の技術】
従来、Ｌ−アスパラギン酸の製造法としては、フマル酸及びアンモニアを原料とし、これらを用いて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−アスパラギン酸アンモニウムとし、これに無機酸を添加してＬ−アスパラギン酸を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】
上記欠点を改良する方法として、酵素処理後のＬ−アスパラギン酸アンモニウムをフマル酸により酸析する方法が提案されている（特開平８−３３４９２、同８−３３４９３、同６−２３４７１３各号公報）。しかし、上記方法の場合でも、高価な単離精製したフマル酸を使用している。従って、工業規模での実施を考えた場合、経済性の観点から満足できるものではなかった。
【０００４】
【発明が解決しようとする課題】
本発明は、ブタン、酸素及びアンモニアを原料とし、中間原料の精製工程を必要としない工業的有利なＬ−アスパラギン酸の製造プロセスを提供するものである。
【０００５】
【課題を解決するための手段】
本発明者等は上記実情に鑑み鋭意検討した結果、ブタン及び酸素から無水マレイン酸を製造するプロセスとマレイン酸を異性化しフマル酸を製造するプロセスとフマル酸からＬ−アスパラギン酸を製造するプロセスを特定の方法により結合したところ、意外にもフマル酸には多種多様な不純物が含まれているが、酵素反応における収率及び晶析における回収率、また得られるＬ−アスパラギン酸の製品純度にほとんど影響が無く、各プロセス間での精製工程が不要であるという新しい事実を確認し、本発明を完成させるに至った。
【０００６】
すなわち、本発明の要旨は、ブタン、酸素及びアンモニアを原料として下記工程によりＬ−アスパラギン酸を得るＬ−アスパラギン酸の製造方法であって、(4)工程で得られるＬ−アスパラギン酸アンモニウムの実質的全てをＬ−アスパラギン酸モノアンモニウムとする脱アンモニア工程を付加することを特徴とするＬ−アスパラギン酸の製造方法に存する。
(1)工程：ブタンを酸素の存在下、気相酸化して無水マレイン酸を得る工程、
(2)工程：(1)工程で得られた無水マレイン酸を水で吸収し、マレイン酸水溶液を得る工程、
(3)工程：(2)工程で得られたマレイン酸を異性化してフマル酸とする工程、
(4)工程：(3)工程で得たフマル酸と後記(6)工程からのフマル酸アンモニウム及びアンモニアをアスパルターゼ又はこれを産生する微生物の存在下、水性媒体中で酵素反応させ、Ｌ−アスパラギン酸アンモニウムを生成する工程、
(5)工程：(4)工程で得た溶液に(3)工程で得られたフマル酸を添加してＬ−アスパラギン酸結晶を得る工程、
(6)工程：(5)工程で得たＬ−アスパラギン酸結晶を回収し、フマル酸アンモニウムを含む母液を上記(4)工程にリサイクルする工程。
【０００７】
【発明の実施の形態】
以下、本発明の実施の形態につき詳細に説明する。
（(1)工程）
この工程における無水マレイン酸製造プロセスのための接触気相酸化反応は、この分野で一般的に行なわれている公知の反応条件を採用して実施することができる。原料であるブタンは、ｎ−ブタンのみからなっていても良いが、イソブタン、ブチン類、プロパン類、ペンタン類等を少量含んでいても良い。原料ガスの組成としては、通常、１〜４容量％のブタン、１０〜２０容量％の分子状酸素及び７６〜８９容量％の希釈ガスからなる混合ガスである。反応条件としては、通常、３００〜５００℃の温度で常圧〜３ｋｇ／ｃｍ2の圧力で実施され、また、空間速度は常圧換算で３００〜５０００／Ｈｒである。
【０００８】
本発明で使用される触媒としては、リン−バナジウム系触媒を好適に使用できる。このリン−バナジウム系触媒は、リンとバナジウムとを含み且つこれらの両者の元素比（Ｐ／Ｖ）が例えば、０．８〜１．５、好ましくは１〜１．４であるリン−バナジウム系結晶性複合酸化物を活性成分として含むものが好ましい。上記の結晶性複合酸化物は、公知の製造方法、例えば、五酸化バナジウムをリン酸の存在下でヒドラジン等の還元剤で還元した後水熱処理し、生成した前駆体を焼成処理する方法（特開昭５８−１５３１３号）、五酸化バナジウムを実質的に無水の有機溶媒中で還元処理した後リン酸の存在下に加熱処理し、生成した前駆体を焼成処理する方法（特公昭５７−８７６１号、特公平１−５０４５５号公報）等に従って製造することができる。
【０００９】
また、上記のリン−バナジウム系触媒は、結合成分として、リンとバナジウムとの元素比（Ｐ／Ｖ）が０．８〜１．５、好ましくは１〜１．４の無定形リン−バナジウム複合酸化物を含有していても良い。かかる無定形リン−バナジウム複合酸化物は、公知の方法に従って、五酸化バナジウム、シュウ酸及びリン酸から形成される。また、リン−バナジウム系触媒は、担体としてシリカ等の無機微粒子を含有してもよい。上記の各成分の割合は、活性成分（Ａ）と結合成分（Ｂ）との重量比（Ａ／Ｂ）が通常１／２〜１／０．０３、好ましくは１／１〜１／０．０５の範囲、活性成分（Ａ）と担体（Ｃ）の重量比（Ａ／Ｃ）が通常１／２〜１／０．０１、好ましくは１／１〜１／０．０３の範囲になるように適宜選択される。反応方式としては、固定床方式、流動床方式、循環流動床方式のどの方法でも良いが、反応熱の除去のしやすさから流動床方式及び循環流動床方式の方が好ましい。
【００１０】
（(2)工程）
上記(1)工程でブタン及び酸素を原料とし無水マレイン酸が製造されるが、(2)工程では、生成した無水マレイン酸を水で吸収しマレイン酸水溶液とする。この吸収法としては、上記(1)工程でのガスをそのまま水で吸収するのが一般的であるが、(1)工程でのガスを無水マレイン酸の露点まで冷却し、液状無水マレイン酸を部分捕集した後、残りのガスを水で吸収してもよい。
【００１１】
吸収温度は、通常、４０〜９５℃、好ましくは５０〜９５℃であり、圧力は常圧〜４ｋｇ／ｃｍ2、好ましくは常圧〜３ｋｇ／ｃｍ2である。また、この際のマレイン酸回収濃度としては、特に限定されるものではないが５重量％以上が好ましく、１０重量％以上が更に好ましい。吸収操作は、通常、気液接触塔からなる吸収塔で実施するのが好ましく、この場合、吸収液を冷却後、吸収塔へ循環リサイクルするとマレイン酸の濃度を高くすることが可能である。
【００１２】
このようにして回収できるマレイン酸水溶液中には前記(1)工程で生成したアクリル酸、酢酸等の副生物が微量含まれることとなる。この吸収に使用される水は、特に限定されるものではないが、後記のフマル酸異性化後に得られる母液をリサイクル使用すると系内での水の有効利用ができ工業的に望ましい。
【００１３】
（(3)工程）
上記(2)工程で回収したマレイン酸を異性化しフマル酸とする。異性化の方法としては、熱異性化法、適当な触媒を使用添加する化学異性化法の２つがあるが、副生物の生成量を考慮すると化学異性化法の方が好ましい。化学異性化に使用される触媒としては、公知のものが利用できる。例えば、チオ尿素類（特開昭４８−３０６１７号公報）、臭素供給化合物（例えば臭化アンモニウム）と酸化剤（例えば過硫酸アンモニウム）（特公昭４１−４２５号公報）、臭素酸塩類又は臭素酸塩類と過棚酸塩（ＵＳ２９１４５５号公報）等が使用できる。この際の触媒の量としては、通常、水溶液中に存在するマレイン酸に対して０．００１重量％〜１０重量％、好ましくは０．０１重量％〜５重量％である。この量より少ないと収率が低くマレイン酸が水溶液中に多く残るため好ましくなく、この量より多いと生成するフマル酸中に取り込まれる量が多くなり好ましくない。
【００１４】
触媒の添加方法としては、粉体或いは液体をそのまま反応系中に添加しても良いが、触媒が溶解する適当な溶媒に溶解させて添加する方が操作上好ましい。反応温度は５０〜２００℃、好ましくは７０〜１８０℃である。反応温度が低いとマレイン酸が多く残り経済上好ましくなく、温度が高いと副生物が生成し好ましくない。
【００１５】
反応時のマレイン酸水溶液の濃度は、通常、５〜６０重量％、好ましくは２０〜５０重量％である。上記濃度より低いと経済性に乏しく実用的でなく、上記濃度より高いと反応進行とともに大量のフマル酸が固化し、系の攪拌ができない状況になり好ましくない。また、(3)工程の処理時間は通常、０．５〜５時間程度である。
【００１６】
この工程ではフマル酸の溶解度が小さいために、フマル酸結晶が析出する反応晶析の形となる。反応晶析は、通常、攪拌槽タイプの晶析槽を用いて実施される。触媒の添加位置は晶析槽又は(2)工程から(3)工程に通じる移送配管中のいずれでもよい。また、反応晶析は、前記の(2)工程で得られるマレイン酸の水溶液と、触媒を連続的に供給する一方で、生成スラリーを連続的に抜き出す連続式が好ましいが、一部、間歇的操作で行なってもよい。
【００１７】
（(3)工程からのフマル酸結晶回収）
必要により、(3)工程で得られるスラリーを固液分離する工程を有するが、この際の温度は、例えば、０〜８０℃、好ましくは、１０〜５０℃である。この温度があまり低温ではスラリーの粘性が高く取扱いが困難になり、あまり高温では、フマル酸の溶解度が高くなり、回収率が低下してしまう。更に必要に応じてリンス操作を行なってもよい。用いるリンス水の量は、通常、湿ケーキに対して５重量倍以下、好ましくは、３重量倍以下である。リンス量が少なすぎるとリンス効果が充分でなく、多すぎるとフマル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るものではない。
【００１８】
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なうことができる。かかる工程で得られるフマル酸結晶には、通常３〜２０％の水分、さらにマレイン酸、リンゴ酸、酢酸、アクリル酸、異性化触媒などが含有される。
【００１９】
（固液分離後の母液リサイクル）
(3)工程で得られるスラリーを固液分離で得られる母液中には、マレイン酸及び溶解度分のフマル酸も含まれている。従って、この母液を上記(2)工程及び／又は(3)工程にリサイクルするのが好ましい。母液のリサイクルに当たっては、必要に応じて濃縮工程により水を除去し、(2)工程及び／又は(3)工程に供給することができる。
【００２０】
（固液分離後の母液の溶液の系外への除去）
フマル酸結晶回収後の母液をリサイクルするに当たっては、不純物や反応副生成物の蓄積を考慮して、必要に応じてブリードを行なうことが望ましい。ブリード量は、通常、母液の容量ベースで１〜８０重量％、好ましくは５〜２０重量％である。ブリード率が低いとその効果が小さく意味がなく、高ければ廃水処理にコストがかかるため、経済的に不利なプロセスを与える。ブリードする方法は、このブリード率を満足する範囲において連続的であっても、また、間歇的であっても良い。
【００２１】
ここで回収されたフマル酸は後記(4)工程と後記(5)工程に供給するが、これらの工程への供給方式は、前記(3)工程で得られるフマル酸をスラリー状態のままで、又は、固液分離して得られるフマル酸結晶を供給してもよい。この際、供給するフマル酸中には多種多様な副生物が含まれるが、この副生物の総量を(4)及び(5)工程に添加されるフマル酸の総量に対して０．００１〜１０重量％、好ましくは０．００１〜５重量％、更に好ましくは０．００１〜２重量％に保つことが望ましい。
【００２２】
（(4)工程）
本工程では、上記(3)工程で得たフマル酸及び後記(5)工程からのフマル酸アンモニウムを原料とし、アンモニアの存在下、酵素反応によりＬ−アスパラギン酸アンモニウムを生成させる。なお、この工程ではフマル酸は、アンモニアの存在下であるため、フマル酸アンモニウムとして存在する。
【００２３】
本発明で使用される、フマル酸アンモニウムをＬ−アスパラギン酸アンモニウムに変換する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は公知のものが使用される。アスパルターゼを産生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、シェードモナス属、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（Ｂｒｅｖｉｂａｃｔｅｒｉｕｍ  ｆｌａｖｕｍ）ＭＪ−２３３（ＦＥＲＭＢＰ−１４９７）、同ＭＪ−２３３−ＡＢ−４１（ＦＥＲＭ  ＢＰ−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（Ｅｓｃｈｅｒｉｃｈｉａ  ｃｏｌｉ）ＡＴＣＣ１１３０３、同ＡＴＣＣ２７３２５等を例示することが出来る。
【００２４】
(4)工程の反応における原料水溶液濃度は、通常、後述する(6)工程から回収されるフマル酸アンモニウム水溶液の濃度により変化し、通常、フマル酸アンモニウムとして、４５〜７００ｇ／ｌ、好ましくは９０〜４５０ｇ／ｌである。(4)工程の反応は、一部アンモニア以外のアルカリ剤によるｐＨ調整下で実施することもできる。この際の前記反応系内のｐＨは、通常、７．５〜１０が好ましい。
【００２５】
アルカリ剤としては、水酸化ナトリウム、水酸化カリウムなど限定されるものではないが、Ｌ−アスパラギン酸を生成させる反応の原料であるアンモニアを使用することが、本発明においては好ましい。アンモニアを単独で原料とする場合のアンモニアの使用量はフマル酸アンモニウムに対して１．０５〜２．０、好ましくは１．１〜１．６モル倍である。また、上記アルカリ剤をアンモニアと併用する場合には、前記反応の系内のｐＨ範囲になる量にアンモニア及びアルカリ剤の量が調節される。
【００２６】
前記反応の温度は、酵素反応が効率的に行なわれる温度が選定され、通常１０〜８０℃、好ましくは１５〜６０℃である。(4)工程の酵素反応の反応方式としては、通常、菌体を固定化した充填層に原料水溶液を通液する方法、又は、菌体自体又は固定化した菌体を懸濁した反応器中に原料水溶液を供給する一方、反応液を抜き出し、これを分離膜や遠心分離機を用いて菌体を分離し反応器に戻す方法等が挙げられる。
【００２７】
また、この(4)工程で得られる反応液には未反応のフマル酸アンモニウムを含む場合もあるが、この場合この含有量は２ｇ／ｌ以下、好ましくは１ｇ／ｌ以下に制御することが望ましい。
（Ｌ−アスパラギン酸のモノアンモニウム塩化）
(4)工程から得られる反応液に対し、該反応液中に存在する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ための処理を施す。すなわち、全体のＬ−アスパラギン酸アンモニウム塩に対して、９０モル％以上、好ましくは９２モル％以上、更に好ましくは９５モル％以上をＬ−アスパラギン酸モノアンモニウムとするのが好ましい。要するに、反応液中には過剰の遊離アンモニアを始め、Ｌ−アスパラギン酸ジアンモニウム塩が存在するが、これをモノアンモニウム塩に変化させることにより後記(5)工程において添加するフマル酸の量を削減することができ、晶析以降の工程を縮小することができるため、更に効率的なバランスのとれた工業的プロセスが実現可能になる。
【００２８】
このＬ−アスパラギン酸のモノアンモニウム塩化の処理は、通常、反応液を蒸留又はストリッピングする脱アンモニア工程を付加することにより実施される。その操作条件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℃で行なう。低温下でアンモニア除去操作を行なうには、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。
【００２９】
一方、高温下では、液組成の熱劣化を招くので好ましくない。アンモニア蒸留塔の形式は通常の棚段塔又は充填塔が使用できる。(4)工程の酵素反応により得られたＬ−アスパラギン酸アンモニウム水溶液を、上記の方法でアンモニア除去操作することにより、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、すなわち、Ｌ−アスパラギン酸モノアンモニウム塩を含む残液を得ることができる。
【００３０】
アンモニア除去操作で蒸気として分離されるのは、アンモニア及び水のみであり、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、圧力及び蒸気回収温度等に影響される。上記操作後の釜残水溶液は(5)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濃度は、通常、５０〜８００ｇ／ｌ、好ましくは１００〜５００ｇ／ｌである。この濃度があまり低いと結晶回収率が低くなり、逆にあまり高いと回収スラリーの濃度が高くなりすぎ操作上好ましくない。
【００３１】
なお、脱アンモニア工程を実施する場合、除去したアンモニア水は以下の方法に従って回収再利用することができる。上記アンモニア除去で蒸気として分離し、冷却管等で回収されたアンモニア水は、上記(4)或いは(6)工程からの母液に加えて、再利用することができる。この場合の供給温度は、通常、反応温度を考慮して５〜８０℃、好ましくは１０〜５０℃である。あまり高温だと、アンモニアの蒸気圧が高くなり好ましくない。
【００３２】
また、脱アンモニア工程で得られるアンモニアを(6)工程の固液分離液の母液及び／又は(3)工程で得られるフマル酸に吸収させても良い。この際の操作温度は脱アンモニア工程に於ける塔頂温度を考慮し通常、０〜８０℃、好ましくは１０〜８０℃である。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度以下の低温下では液が凝縮する可能性があり望ましくない。この操作圧力は、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ため、減圧で行なうことが望ましい。アンモニアの吸収装置としては例えば、充填塔、ぬれ壁塔、スプレー塔などが挙げられる。
【００３３】
また、操作方式としては回分法、連続法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、必要に応じてアンモニアを追加添加し、ｐＨを調整した後、(4)工程にリサイクルすることもできる。また、Ｌ−アスパラギン酸のモノアンモニウム塩化をする方法として、後記(5)工程で得られたＬ−アスパラギン酸結晶の一部を反応液中に混合し、Ｌ−アスパラギン酸ジアンモニウムをモノアンモニウム塩としてもよい。
【００３４】
例えば、(6)工程で得られるＬ−アスパラギン酸製品の内、１〜８０重量％、好ましくは１０〜７０重量％を(4)工程で得られる反応液と混合し、反応液のｐＨを５．５〜７．５好ましくは６．０〜７．０に調整することが実現できる。上述のＬ−アスパラギン酸のモノアンモニウム塩化は脱アンモニア工程とＬ−アスパラギン酸結晶の混合処理とを２つ組み合わせることも可能である。この場合、どちらの工程を先に行なってもよいが、脱アンモニア工程を先に行なうのが好ましい。
【００３５】
（(5)工程）
上記のＬ−アスパラギン酸アンモニウム水溶液を含む溶液は、次いで、(3)工程で得られたフマル酸を添加することによりＬ−アスパラギン酸結晶を晶析する。晶析工程に供給される溶液中のＬ−アスパラギン酸アンモニウムの濃度は、通常、８０〜８００ｇ／ｌ、好ましくは１００〜５００ｇ／ｌである。(5)工程で添加されるフマル酸の量は、フマル酸／Ｌ−アスパラギン酸アンモニウムのモル比が０．１〜０．８５、好ましくは０．１〜０．８、更に好ましくは０．２〜０．８、特に好ましくは０．４〜０．８である。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、リサイクル系内のアスパラギン酸濃度が高くなり、また大きすぎると、添加したフマル酸のモル数が、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、リサイクル系のプロセスを安定して維持することができなくなる。本発明の晶析では、フマル酸の酸性度の強さから比較的少量のフマル酸添加で良好な晶析をすることができる。
【００３６】
また、フマル酸は(5)工程及び(4)工程に分割して供給される。この場合、(5)工程での添加量は全添加量の４０％以上、好ましくは５０％〜９０％が望ましい。この(5)工程での添加量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不充分で晶析効率が悪いばかりか、Ｌ−アスパラギン酸が濃縮され、リサイクル系のプロセスを安定して維持することができなくなる。また、この晶析においては、母液のｐＨは、通常、３〜６となる。
【００３７】
晶析温度は、通常、０〜９０℃、好ましくは、２０〜８０℃である。あまり低温の場合、得られる結晶が細かくなりすぎ、固液分離操作が面倒となる上、フマル酸アンモニウムが析出するため得られるＬ−アスパラギン酸の純度が低くなる。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、あまり高温では、Ｌ−アスパラギン酸の回収率が低いばかりか、フマル酸の熱劣化が生ずる恐れがあり、好ましくない。
【００３８】
また、晶析工程の処理時間は通常、０．５〜５時間程度である。晶析は、通常、攪拌槽タイプの晶析槽を用いて実施される。フマル酸の添加位置は晶析槽又は(4)工程から(5)工程に通じる移送配管中のいずれでもよい。また、晶析は、前記のＬ−アスパラギン酸アンモニウムを含む溶液及びフマル酸を連続的に供給する一方で、生成スラリーを連続的に抜き出す連続式が好ましいが、一部、間歇的操作で行なってもよい。
【００３９】
（(6)工程）
上記の晶析によりＬ−アスパラギン酸結晶が析出するが、ここで得られたスラリーは固液分離し、必要に応じて、回収結晶を水で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。得られた結晶は、常法により乾燥し純度９９％以上の製品として回収することができる。一方、固液分離で得られる母液中には、添加したフマル酸がフマル酸アンモニウムとなって溶解しており、更に溶解度分のＬ−アスパラギン酸アンモニウムも溶解している。従って、この母液は上記(4)工程にリサイクルし、酵素反応に付してＬ−アスパラギン酸アンモニウムを製造するための原料の一部として用いる。
【００４０】
スラリーの固液分離は、特に限定するものではないが、０〜８０℃の温度範囲、好ましくは、１０〜５０℃で行なう。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。必要に応じて行なうリンス操作に用いる水の量は、特に限定するものではないが、湿ケーキに対して５重量倍以下、好ましくは、３重量倍以下で行なう。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るものではない。
【００４１】
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なうことができる。なお、固液分離で得られる母液のｐＨは３〜６程度の酸性水溶液である。母液のリサイクルに当たっては、必要に応じて濃縮工程により水を除去し、及び／又はアンモニアを加えて、ｐＨを工程(4)の至適ｐＨすなわち、好ましくはｐＨ７．５〜１０に合わせることができ、全体バランスとして反応に不足しているフマル酸を添加して供給することができる。不足分のフマル酸の添加は(4)工程で行なうが、この添加操作は母液のリサイクル途中で行なってもよい。
【００４２】
本発明のＬ−アスパラギン酸の製造方法では、リサイクルの工程を含むことにより不純物や反応副生成物の蓄積が起こるため、長期間の連続運転に当たっては、必要に応じて、系内溶液の一部を系外にブリードすることが望ましい。ブリードする位置としては、特に限定するものではないが、(5)工程への供給液又はそれ以降の工程が適しており、特に、ブリード液からＬ−アスパラギン酸を結晶として回収することが容易である(5)工程への供給液をブリードするのが好ましい。
【００４３】
ブリード量は、通常、溶液の容量ベースで２〜３０％、好ましくは５〜２０％である。ブリード率が低いとその効果が小さく、高すぎるとブリード液の処理が大変であり、経済的に不利となる。ブリードする方法は、このブリード率を満足する範囲において連続的であっても、また、間歇的であってもよい。
【００４４】
（ブリード液からのＬ−アスパラギン酸回収）
ブリード液中にも溶解度分のＬ−アスパラギン酸アンモニウムが含有されるので、通常、これを晶析してＬ−アスパラギン酸結晶を回収するのが好ましい。その方法としては、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。すなわち、Ｌ−アスパラギン酸の等電点２．８になるようにブリード液に無機酸を加えるのが回収率を向上させるために望ましい。
【００４５】
上記回収の際の晶析手法及び条件は上述のメインラインの晶析と同様に実施でき、例えば晶析温度は１０〜１００℃、好ましくは、２０〜８０℃である。ブリード液を晶析して得たスラリーもメインラインと同様に固液分離し、次いで、得られた結晶を水でリンスした後、乾燥し製品とすることができる。従って、固液分離後の結晶はリンス後、メインラインの結晶と混合し一緒に乾燥処理してもよい。
【００４６】
上述のブリード液の処理により、ブリード液中に含有されるＬ−アスパラギン酸アンモニウムは損失することなく回収でき、しかも、系内に蓄積する不純物はブリードによりパージされるので好ましい結果を与える。本発明は工程(1)〜(6)のメインライン及び反応液中のＬ−アスパラギン酸アンモニウムのモノアンモニウム塩化、更に、ブリード液処理工程の各工程を連結することにより、バランスのとれた安定して連続運転可能な工業的に有利なプロセスを提供することができ、高純度のＬ−アスパラギン酸の製造を可能とするものである。本発明では上記(1)〜(6)などの各工程を順次実施するが、これら各工程は回分法でも、連続法でもよい。もちろん、全工程を連続法で実施する場合には、バランスのとれた安定したプロセスとなる。
【００４７】
【実施例】
本発明を実施例により更に具体的に説明するが、本発明はその要旨を超えない限り、実施例の記述に限定されるものではない。尚、Ｌ−アスパラギン酸（以下、ＡＳＰと略記する）、フマル酸（以下、ＦＡと略記する）、マレイン酸（以下、ＭＡと略記する）、リンゴ酸（以下、ＭＬと略記する）、酢酸（以下、ＣＡと略記する）及びアクリル酸（以下、ＡＡと略記する）の分析は高速液体クロマトグラフィーにより、アンモニア（以下、ＮＨ3と略記する）含量の分析はイオンクロマトグラフィーにより、無水マレイン酸（以下、ＭＡＨと略記する）はガスクロマトグラフィーにより定量した。
【００４８】
実施例１
（(1)工程：接触気相酸化反応）
公知の方法により調整される触媒１０ｋｇを内径８２ｍｍφ、高さ５ｍの流動床反応容器に入れ、圧力１．５ｋｇ／ｃｍ2、反応温度４４０℃、空間速度９００／Ｈｒ、ブタン濃度２．０％で反応させたところ、ブタン転化率８８．２％で、ＭＡＨが収率５５．０％で得られた。
【００４９】
（(2)工程：水吸収）
上記(1)工程で生成したＭＡＨを温度８５℃の水でＭＡとして吸収された。吸収液は、その抜出し量の約４倍量を循環リサイクルした。このときに得られる水溶液の組成は、ＭＡ５４．０重量％、ＦＡ０．８０重量％、ＭＬ０．７０重量％、ＣＡ０．３８重量％、ＡＡ０．２４重量％であった。
【００５０】
（(3)工程：異性化反応）
上記(2)工程で得られる吸収液７２２．０ｇに水３８３．５ｇを添加して４０重量％ＭＡ水溶液とした。この水溶液を８０℃に昇温して、１０％臭化アンモニウム水溶液１２．２７ｇと１０％過硫酸アンモニウム水溶液７２．２ｇを１時間かけて添加した。滴下終了後、スラリー状態になった反応液の温度を２５℃に降温して生成したＦＡをヌッツェで回収した。このときの回収したＦＡは８００．３ｇであり、仕込みのＭＡからの収率は９９．２％であった。この回収したＦＡの純度は９９．７％（ＭＡ０．０５重量％、ＭＬ０．１０重量％、ＣＡ０．０５重量％、ＡＡ０．０３重量％、反応触媒０．０８重量％）であり、含水率は１０重量％であった。
【００５１】
（(4)工程：酵素反応）
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（ＦＥＲＭ  ＢＰ−１４９８）の限外濾過膜（旭化成社製−ＡＣＶ−３０５０）による濃縮菌体６００ｇ（湿菌体約５０重量％）、原料液（前記(3)工程で得られたＦＡ６００ｇ及び、２５％ＮＨ3水８８５ｍｌに水を加えて全量を３リットルとした水溶液、ｐＨ９）に添加して、４５℃で２４時間反応させた。反応終了後、限外濾過膜により菌体を除去し、得られた濾液を分析したところ、ＡＳＰが２３０ｇ／ｌ（理論収量の９９％以上）、ＦＡが１．０ｇ／ｌ、ＮＨ3が３６．８ｇ／ｌ、ＮＨ3／ＡＳＰモル比は１．２６（すなわち、ＡＳＰアンモニウムに対するＡＳＰジアンモニウムの割合は２６％）、ｐＨは９であった。
【００５２】
（アンモニア除去工程）
(4)工程で得られた酵素反応液３リットルを、１０リットルのナス型フラスコに仕込み、ラボ用エバポレーターを用いて、８０℃、３５０ｍｍＨｇの条件下、アンモニアを蒸留分離した。１５分後、常圧に戻して、アンモニア除去操作を終了した。得られた蒸留釜の残液は、ＡＳＰが２７５ｇ／ｌ、ＮＨ3が３５．４ｇ／ｌの組成で、２４７０ｍｌの容量であった。この残液に蒸留水を加えて、ＡＳＰが２３０ｇ／ｌ、ＮＨ3が２９．２ｇ／ｌの組成（ＮＨ3／ＡＳＰモル比は１．０、すなわち、全てがＡＳＰモノアンモニウム塩）で８５００ｍｌの釜残液をメイクアップした。これを晶析原料として用いた。
【００５３】
（(5)工程：晶析）
予めジャケットに温水を流すことで６０℃に保温しておいた１０リットルジャケット付きセパラブルフラスコ内に、アンモニア除去工程で得られた酵素反応液（ＡＳＰアンモニウム水溶液）を３リットル、４０重量％ＦＡスラリー（前記(3)工程で得られるＦＡに水を加えてスラリーにしたもの）を７５０ｇ（ＦＡ３００ｇ、Ｈ2Ｏ４５０ｇ）添加した。添加するフマル酸は酵素反応液中のＬ−アスパラギン酸アンモニウムに対し、フマル酸／Ｌ−アスパラギン酸のモル比０．５になるよう添加した。晶析させた液は、２５℃に降温し、ＡＳＰスラリーを回収した。
【００５４】
（(6)工程：固液分離）
得られたＡＳＰスラリーをヌッチェで固液分離し、さらに蒸留水１６２０ｇでリンスし、減圧下、約６０℃で乾燥したところ、５５０ｇの白色固体を得た。得られた固体は、ＡＳＰが９９．３重量％で、ＦＡアンモニウム０．７重量％を含んでいた。ＡＳＰの回収率は、８０．０％であった。一方、固液分離で得られた母液は、ＡＳＰが２９．５ｇ／ｌ、ＦＡが７６ｇ／ｌ、ＮＨ3が２３．５ｇ／ｌの組成であり、ｐＨは約４．５、容量約４．７リットルであった。なお、ここで得られたＦＡアンモニウムはそのＮＨ3バランスからモノアンモニウム塩とジアンモニウム塩の混合物であった。
【００５５】
（母液のリサイクル）
上記固液分離により得られた母液の全量４．７リットルを、１０リットルのナス型フラスコに仕込み、ラボ用エバポレーターを用いて、８０℃、減圧（３００〜４００ｍｍＨｇ）下、水を留去し濃縮した。ここで得られる蒸気は５０重量％エチレングリコールの冷却水が０℃で循環する冷却管を取り付け、回収した。また、得られた濃縮液は次の酵素反応原料としてリサイクル使用するため、反応必要分に対し不足しているフマル酸を添加するが、初期原料中のフマル酸モル数に対し、濃縮液中の未回収Ｌ−アスパラギン酸とフマル酸の合計モル数が等しくなるよう、不足分フマル酸を添加する。ここでは得られた濃縮液に不足分のＦＡ（前記(3)工程で得られるＦＡに水を加えて４０重量％スラリーにしたもの）を４５０ｇ（ＦＡ１８０ｇ、Ｈ2Ｏ２７０ｇ）、２５％ＮＨ3水を３８０ｍｌ、及び蒸留水を添加して、ｐＨ９．０、容量約３リットルの液をメイクアップした。このメイクアップ液の組成は、ＡＳＰが４４．５ｇ／ｌ、ＦＡが２００ｇ／ｌ、ＮＨ3が６５．７ｇ／ｌであった。上記と同様の操作を条件を変えずに３回繰り返した。結果を第１表に示す。
【００５６】
【表１】
0003859272.tif 000002
【００５７】
(3)工程で得られるＦＡには少量不純物が含まれているが、表に示されるとおり、ＡＳＰ収率、晶析回収率、得られるＡＳＰ製品純度には変化がなかった。つまり本プロセスは、リサイクル運転を行なっても、全体プロセスとして効率よく、安定して連続操作が行なえ、且つ高純度なＬ−アスパラギン酸を得られるプロセスとなった。
【００５８】
【発明の効果】
本発明によりブタン、酸素、及びアンモニアを原料とし、中間原料の精製工程を必要としない工業的に有利なＬ−アスパラギン酸製造プロセスを得ることができる。
【図面の簡単な説明】
【図１】  本発明の実施の態様の一例を示すブロックフロー図である。
【符号の説明】
(1)：(1)工程
(2)：(2)工程
(3)：(3)工程
(4)：(4)工程
(5)：(5)工程
(6)：(6)工程
【図１】
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