JPH0699005A - 有機／水性抽出方法 - Google Patents

有機／水性抽出方法

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JPH0699005A
JPH0699005A JP3262436A JP26243691A JPH0699005A JP H0699005 A JPH0699005 A JP H0699005A JP 3262436 A JP3262436 A JP 3262436A JP 26243691 A JP26243691 A JP 26243691A JP H0699005 A JPH0699005 A JP H0699005A
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organic
aqueous
reverse osmosis
contactor
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Eikeren Paul Van
ヴァン エイケレン ポール
Daniel J Brose
ジェイ ブローズ ダニエル
Roderick J Ray
ジェイ レイ ラダリック
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Bend Research Inc
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Abstract

(57)【要約】 【目的】 水性ベースの抽出剤により、有機溶質を有機
溶媒から選択的に抽出する。 【構成】 種々の膜分離プロセスと有機抽出プロセスと
を組合せ、膜分離プロセスを使用して水性ベースの抽出
剤を連続的に再循環させ、これと同時に水性ベースの抽
出剤から有機溶質を選択的に除去、すなわち濃縮する。 【効果】 抽出に使用する水量を著しく減少しかつ著し
く効果的な分離を行うことができる。

Description

【発明の詳細な説明】
【０００１】
【産業上の利用分野】本発明は、膜分離による捕捉と組
み合わせた有機物質の選択的水性抽出方法、特に水性ベ
ースの抽出剤により有機溶媒または有機溶媒混合物から
有機溶質を抽出するための有機／水性抽出方法(organic
/aqueous extraction process)および精油から精油酸素
付加物を選択的に抽出するための連続式圧力駆動膜分離
方法に関するものである。
【０００２】
【従来の技術】有機相と水性相との間における有機溶質
の相対的な分配に基づいて、有機溶質を有機溶媒から水
によって選択的に抽出することは既知であるが、このよ
うな選択的抽出は実際問題として水中において高い分配
係数を示す有機物質に限定されていた。この主な理由
は、分配係数の小さい有機物質の選択的水性抽出には非
実際的な程度に多量の水が必要であり、従って水を蒸発
させて抽出された有機物質を単離するために多量のエネ
ルギー入力が必要になるからである。
【０００３】欧州特許出願第0329347 号明細書には、１
〜２重量％の水を含有するメタノール／水混合物を使用
して、溶融バターまたは油からコレステロールを抽出す
る方法が開示されている。抽出後に、メタノール／水混
合物を冷却し、次いで蒸留して再使用可能なメタノール
／水抽出剤を得る。前記欧州特許出願は、蒸留による溶
媒回収のほかに、目のあらいRO膜に通すことにより溶媒
を回収する方法を開示している。しかし、溶媒回収工程
と抽出工程とを組合せることについても、このような組
合せから実現されるかもしれない効果についても全く開
示または示唆していない。
【０００４】
【発明が解決しようとする課題】本発明の目的は、有機
物質の水性抽出における固有の制約を克服して、水中に
おける分配係数の小さい有機溶質の選択的抽出を可能に
し、このような分配係数の小さい有機溶質を捕捉すなわ
ち濃縮する手段を提供し、かつ抽出剤の再循環を可能に
することにある。
【０００５】
【課題を解決するための手段】本発明は、水性ベースの
抽出剤を使用して有機溶媒または有機溶媒混合物から、
有機溶質を抽出する方法を改善するものであって、基本
的な改善は、前記水性ベースの抽出剤から前記有機溶質
を選択的に除去する逆浸透、ナノフィルトレーション、
限外濾過、膜蒸留、パーベイパレーション、膜接触装置
および支持された液体膜からなる群から選択した少なく
とも１種の膜分離プロセスを経て、前記水性ベースの抽
出剤を連続的に再循環させることにある。ここに「水性
ベースの抽出剤」とは水、水および水混和性液体である
複合体生成剤(complexing agent)、あるいは１種または
２種以上の複合体生成物を含有する水を包含する液体抽
出剤を意味するものとする。
【０００６】本発明においては、水溶性または水混和性
の複合体生成剤を含有していることのある水により、有
機溶媒から有機溶質を選択的に抽出する有機／水性抽出
方法を有意に改善することができ、この際に抽出は有機
相と水性相との間における有機溶質の相対的な分配に基
づいて行われる。基本的な改善は、前記水性ベースの抽
出剤から前記有機溶質を選択的に除去する逆浸透、ナノ
フィルトレーション、限外濾過、膜蒸留、パーベイパレ
ーション、膜接触装置および支持された液体膜からなる
群から選択した少なくとも１種の膜分離プロセスを経
て、前記水性ベースの抽出剤を連続的に再循環させるこ
とにある。追加の効果は、前記膜分離プロセスからの有
機溶質濃度の大きい生成物を前記有機／水性抽出プロセ
スからの有機溶質濃度の大きい抽出水と部分的に一緒に
して前記膜分離プロセスへの供給液を形成することによ
り、実現することができる。このような改善は、比較的
少量の水を使用することにより関係する有機溶質を選択
的に抽出することを可能にし、さらに水中における分配
係数の小さい有機溶質のこのような抽出を可能にし、関
係する有機溶媒の回収および再使用を可能にする。
【０００７】本発明は、有機／水性抽出系がすべてのタ
イプの液／液抽出装置を含めて、膜ベースのものである
にせよそうでないにせよ、相が互いに重力によって接触
しているにせよ遠心力によって接触しているにせよ、水
性相に存在するのが水溶性複合体生成剤であるにせよ水
混和性複合体生成剤であるにせよ、実際に任意の有機／
水性抽出系を使用することができる。本発明において使
用することができ、ここに参考として記載するタイプの
液／液抽出装置は「ハンドブック・オブ・セパレーショ
ン・テクニークス・フォー・ケミカル・エンジニヤース
(Handbook ofSeparation Techniques for Chemical Eng
ineers) 」の第１・10章（シュバイツァー編、1979) に
うまく要約されている。本発明に使用することができる
膜ベースの有機／水性抽出装置の例としては限外濾過
（「UF」) 、ナノフィルトレーション、支持された液体
膜（「SLM 」) 、および膜接触装置（「MC」) がある。
【０００８】次に、本発明方法を図面を参照して例につ
いて説明する。図１〜20はそれぞれ本発明方法を実施す
るのに使用する装置の具体例を示す。ただし、ポンプお
よび弁のような補助装置はいずれの例にも示さなかっ
た。図１は、有機溶質Ａを水と有機溶媒との間に相対的
に分配させることに基づいて、水を使用して有機溶媒か
ら有機溶質Ａを抽出するために、液／液抽出装置を逆浸
透膜と組合せた仮想の簡単な場合を示す。図示するよう
に、Ａを含有していない水とＡ濃度が相対的に小さい水
（「Ａ濃度の小さいH2O 」) とからなる供給液の流れ
は、図１の左から液／液抽出装置に流入し、図示するよ
うにＡ濃度が相対的に大きい（「Ａ濃度大」の）有機溶
媒流は液／液抽出装置の頂部に流入する。溶質Ａは水に
よって部分的に抽出され、図示するように、液／液抽出
装置を離れて図１の右にＡ濃度の大きいH2O として送ら
れ、逆浸透膜分離装置（「RO」）への供給液「RO供給
液」）の一部となる。
【０００９】溶質Ａが水によって抽出された後にＡ濃度
が相対的に低い有機溶媒が残り、これは図１に示すよう
にＡ濃度の小さい有機溶媒として液／液抽出装置の底を
離れ、破線で示すように再循環させて有機供給液に戻す
ことができる。水はRO膜を透過して、後に溶質Ａ濃度が
相対的に大きいRO残留液が残り、これは所要に応じて一
部分を液／液抽出装置からのＡ濃度の大きい水と一緒に
してRO供給液をバランスさせる。Ａ濃度の小さいRO透過
液は溶質Ａ濃度が相対的に小さい水からなり、これを液
／液抽出装置に再循環して再び抽出水として作用させ
る。このような分離方式の正味の結果は溶質Ａの濃縮で
あり、これをRO残留液から排出液の流れとして取り出さ
れるＡ濃度の大きい生成物H2O として図示する。このよ
うな濃縮された流れは、例えば、図２に示すように完全
に再循環させて、さらに濃縮することができ、図２には
捕捉用貯槽(trapping reservoir)を使用して濃縮された
溶質Ａの溶液を捕捉する例を示す。
【００１０】後述の実施例に示すように、本発明によっ
て達成される改善は、このような改善を使用せずに他の
方法によって行う場合より著しく効果的な分離を可能に
する。このような効果は(1) 一層大きい絶対的な分離；
(2) 所定の膜表面積当りの多量の抽出；あるいは(3) 小
さい膜表面積による同じ程度の抽出といういくつかの点
に反映される。
【００１１】図３は、逆浸透膜分離装置の代わりにパー
ベイバレーション膜分離装置（「Pvap」) を使用した点
を除き、図１に示す例と本質的に同一の本発明の面(asp
ect)を示す。この例では、溶質ＡがPvap膜を透過して、
後に溶質Ａ濃度が相対的に小さい残留液が残り、この残
留液を再循環させて液／液抽出装置に戻して再び抽出水
として作用させる。Pvap透過液はＡ濃度の大きい水であ
り、これが生成物の流れである。
【００１２】図４は、本発明によって達成される効果を
実現するために膜分離プロセスを組合せた本発明の他の
例を示す。この例では、Ａ濃度の大きいRO残留液が下流
のPvap膜分離への供給液を形成し、Pvap透過液はRO残留
液の流れよりＡ濃度が大きい。RO透過液およびPvap残留
液は共に液／液抽出装置に再循環されて戻り、再度抽出
水として作用する。
【００１３】図５は、パーベイパレーション膜分離装置
の代わりに膜接触装置（「MC」) を使用した点を除き、
図４と本質的に同一である本発明の面を示す。この場合
には、Ａ濃度の大きいRO残留液がMC供給液を形成する。
溶質ＡはMC膜を透過し、溶質Ａ濃度の比較的小さいMC残
留液の流れが残留し、MC残留液の流れはＡ濃度の小さい
RO透過液と共に液／液抽出装置に再循環されて戻って抽
出水として作用する。溶質Ａを含有していない純粋な有
機溶媒はMC溶媒の流れを形成し、ＡがMC膜を透過するの
で溶質Ａの濃度が大きくなる。Ａ濃度の大きい有機MC抽
出物は生成物の流れである。
【００１４】図６は、限外濾過（「UF」) 膜を使用して
基礎をなす有機／水性抽出を行い、有機溶媒濃度の大き
い（「Ａ濃度の小さい」）UF残留液を流出させて溶媒回
収を行うこともできるようにする。溶質Ａおよび水はUF
膜を透過して溶質濃度の相対的に大きい透過液を形成
し、この透過液はRO供給液を形成する。濃縮されたＡ濃
度の大きいRO残留液は抜き取るか、あるいは再循環させ
てRO供給液に戻すことができ、RO供給液中に捕捉するこ
とができる。Ａ濃度の小さいRO透過液は再循環させてUF
供給液に戻す。
【００１５】図７は本発明の他の例を示し、この例では
２個の膜接触装置を使用して有機／水性抽出を行う。Ａ
濃度の大きい水は左手の「ローディング(loading) 」膜
接触装置への供給物質を形成する。有機溶媒流は左手の
「ローディング」MCと右手の「ストリッピング」MCとの
間で再循環させる。MC供給液からの溶質Ａはローディン
グMCを透過してＡ濃度の大きいローディングされた(loa
ded)有機溶媒ストリップを形成し、次いでこれはストリ
ッピングMCへの供給液を形成する。RO透過液であるＡ濃
度の小さい水はストリッピングMCへの水性ストリップを
形成する。ローディングされた有機溶媒ストリップから
の溶質ＡはトリッピングMCを透過してローディングされ
た水性ストリップを形成し、次いでこれがRO供給液を形
成する。Ａ濃度の大きいRO残留液は抜き取ることができ
るか、あるいは再循環されて戻り、ローディングされた
水性ストリップと一緒になってRO供給液を形成すること
ができ、これにより溶質Ａを有効に捕捉することができ
る。
【００１６】図８は、図７に示す例の変形例を示し、こ
の例では２個のMCの代わりに１個のMCを使用する。この
場合には、Ａ濃度の大きい有機溶媒がMC供給液を形成
し、Ａ濃度の小さいRO透過液がローディングされていな
い水性ストリップを形成する。溶質ＡはMC膜を透過して
ローディングされた水性ストリップを形成し、次いでこ
れはRO供給液になる。Ａ濃度の大きいRO残留液は抜き取
ることができるか、あるいはローディングされた水性ス
トリップと一緒になってＡ濃度の大きいRO供給液を形成
することができ、これにより溶質Ａを有効に捕捉するこ
とができる。
【００１７】図9aは本発明の他の面を示し、この例では
抽出を支持された液体膜（「SLM 」) によって行う。こ
の場合には、有機溶媒／水性抽出はSLM で行われ、SLM
では膜の細孔には有機溶媒が満たされる。Ａ濃度の大き
い水はSLM 供給液を形成し、RO透過液であるＡ濃度の小
さい水はローディングされていない水性ストリップを形
成する。溶質ＡはSLM 膜を透過し、ローディングされた
水性ストリップを形成する。Ａ濃度の大きいRO残留液は
抜き取ることができるか、あるいは再循環されて戻り、
ローディングされたストリップと一緒になってＡ含有量
の大きいRO供給液を形成することができ、これにより溶
質Ａを有効に捕捉することができる。
【００１８】図9bは、RO膜の代わりに膜接触装置(MC)が
使用され、加熱冷却手段が水性再循環流に組み込まれて
いる点を除き、図８に示す例に類似した本発明の面を示
す。この場合には、Ａ濃度の大きい有機溶媒がMC供給液
を形成し、第２MCからのＡ濃度の小さい水性残留液が第
１MCへの水性ストリップを形成する。溶質Ａは、第２MC
とは異なる温度（この例では第２MCより低い温度) で操
作されている第１MC膜を透過してローディングされた水
性ストリップを形成し、次いでこれは第２MCへの供給液
になる。ローディングされた水性ストリップは第２MCに
供給する前に加熱される。第２MCでは、溶質Ａが膜を透
過し、有機溶媒ストリップ溶液中に分配されてローディ
ングされた有機ストリップ流を形成する。第２MCからの
Ａ濃度の小さい水性残留液は冷却され、第１MCに再循環
される。第２MCからのＡ濃度の大きい有機ストリップは
生成物の流れである。
【００１９】
【実施例】次に本発明を図面を参照して実施例について
説明する。図10〜20は実施例に示す本発明方法を実施す
るのに使用する装置を示す。本発明方法に有用な特定の
膜の選定はここに例示したものに限定されるものではな
く、膜を適用する特定の分離に適合する限り特定の構成
プロセス(componentprocesses) において有用であるこ
とが知られている膜を使用することができる。
【００２０】表１は本発明方法に使用するのに適当な膜
の例を列挙したものである。表２は分離が達成されてい
る後述の実施例に示されているハイブリッド分離プロセ
スの一覧表である。供給液、濃縮された液および他の流
れにおける溶質濃度および溶媒濃度の分析は、ガスクロ
マトグラフィーまたは高圧液体クロマトグラフィーによ
って行った。圧力が特定されている実施例のすべてにお
いて、単位はゲージ圧である。
【００２１】
【表１】膜のタイプ 商品名（供給者） 備 考 ＲＯ ＳＷ−30 らせん状に巻いたポリアミド （フィルムテク社、米国 薄いフィルム複合体 ミネソタ州ミネアポリス） ＲＯ ＡＦＣ99 管状ポリアミド （パターソン・キャンディ 薄いフィルム複合体 社、英国ハンプシャー・ホ 直径約1.2cm ワイトチャーチ） Ｐｖａｐ セルガード(Celgard) ×20 微孔質ポリプロピレン ＭＣ /2400 （ヘキスト・セラニ 中空繊維内径約400 ミクロン／ ＳＬＭ ーズ社、米国ノースカロラ 平扁シート厚さ25ミクロン、両 イナ州シャルロット） 者共細孔直径0.02ミクロン ＭＣ ＣＦ１５−11 親水性再生セルロースの中空繊 （トラベノール・ラボラト 維モジュール リーズ社、米国イリノイ 州ディアフィールド） ＭＣ エンカ(Enka)Ｂ１ 親水性再生セルロースの中空繊 （エンカ・アーゲー、西独 維 国ヴッペルタール） Ｐｖａｐ ペバックス(Pebax)3533 ポリエーテル・ポリアミドブロ （アトケム・エスエー、米 ック共重合体フィルム厚さ約25 国ペンシルベニア州バーヅ ミクロン ボロ） ＵＦ ＡＣＮ620 管状ポリアクリロニトリル直径 （パターソン・キャンディ 約1.2cm 、カットオフ分子量 社） 25,000
【００２２】
【表２】 分離 実施例No. プロセス 溶 質 供給液組成物 １ ＵＦ オレンジ油酸素付加物 11g/L の酸素付加物を含有する ＲＯ カリフォルニアオレンジ油 ２ ＭＣ 上同 100g/Lの酸素付加物を含有する ＲＯ カリフォルニアオレンジ油 ３ ＭＣ (S)-ノルボルネノール 33.1g のノルボルネノールを含 ＲＯ 有する(R,S)-ノルボルネノール -2の酵素アシル化生成物 ４ ＭＣ (S)-フェネチルアル 17g のフェネチルアルコールを ＲＯ コール 含有するプロピオン酸による(R ,S)-1-フェネチルアルコールの 酵素アシル化生成物 ５ ＭＣ ジペプチド 1.45g のジペプチドを含有する ＭＣ 酵素合成反応生成物 ＲＯ ６ ＭＣ クエン酸 200gのクエン酸を含有する発酵 ＭＣ ビール ＲＯ ７ ＳＬＭ ジペプチド 1.45g/L のジペプチドを含有す ＲＯ する酵素合成反応生成物 ８ ＭＣ オレンジ油酸素付加物 15g/L の酸素付加物を含有する Ｐｖａｐ カリフォルニアオレンジ油 ９ ＭＣ パラキシレン 有機溶媒中のパラキシレン Ｐｖａｐ １０ ＵＦ オレンジ油酸素付加物 12g/L の酸素付加物を含有する ＲＯ カリフォルニアオレンジ油 １１ ＭＣ 上同 上同 ＭＣ
【００２３】実施例１ 有機溶媒であるカリフォルニアオレンジ油から溶質であ
るオレンジ油酸素付加物を抽出するための本発明に係る
連続式ハイブリッドUF/RO 分離装置を図10に示す。UF膜
はパターソン・キャンディ社から入手した管状膜ACN620
（商品名）モジュールで、表面積0.33m2(9.7ft2)、管側
供給(tube-side feed)、水流出量(flux)0.73kg/m2 ・分
(26gfd) であった。ROモジュールはパターソン・キャン
ディ社から入手した表面積0.9m2(9.7ft2) の管状膜AFC9
9 モジュールであり、経膜圧力(transmembrane pressur
e)(TMP)3446kPa(500psi)の場合の流出量は0.28kg/m2 ・
分(9.9gfd)であった。供給液であるカリフォルニアオレ
ンジ油は11g/L の酸素付加物を含有しており、これを再
循環水および補給水と共に約５ml／分(0.08gph) の流量
でUF膜に供給した。
【００２４】先ず、限外濾過膜のみ（図示せず）を使用
してTMP586kPa(85psi)において抽出を25時間行い、生成
物の流れ中に0.03g/L の定常的に安定な濃度の酸素付加
物を得た。次いで、図10に示すようにRO膜と組合せて抽
出を行い、この際溶質濃度の小さいRO透過液をUF供給液
に再循環させ、溶質濃度の大きいRO残留液をUF分離から
の溶質濃度の大きい抽出水と一緒にすることにより、酸
素付加物濃度0.28g/Lの流れを得た。溶媒濃度の大きいU
F残留液を排出することにより５％オレンジ油／水乳懸
液を回収した。
【００２５】実施例２ 10倍カリフォルニアオレンジ油（10倍カリフォルニアオ
レンジ油は酸素付加物濃度を原料オレンジ油の10倍にし
たもので、100g/Lの酸素付加物を含有する) からオレン
ジ油酸素付加物を抽出するための回分式ハイブリッドMC
/RO 分離装置を図11に示す。MCはトラベノール・ラボラ
トリーズ社から入手した中空繊維CF15-11 （商品名) 透
析モジュールで、表面積1.1m2(11.8ft2)管腔側供給(lum
en-sidefeed) であり酸素付加物の濃度勾配によって駆
動され、酸素付加物透過度2.2 ×10-3mg/cm2・時間・g/
L であった。ROモジュールはフィルムテク社から入手し
たらせん状に巻いたSW-30 モジュールで、表面積0.56cm
2(６ft2)、TMP5514kPa(800psi)によって駆動した場合の
平均水流出量0.68kg/m2 ・分(24gfd) であった。供給液
は10重量％の酸素付加物を含有しており、これを約0.4L
／分(6.3gph)の流量でMCに供給した。RO透過液はMCのス
トリップ側すなわち水性側に再循環されてMC抽出水にな
り、次いでこのMC抽出水は図示した捕捉用貯槽内で溶質
濃度の大きいRO残留液と一緒になってROモジュールへの
供給液を形成し、このRO供給液を7.6L／分(120gph)の流
量で供給した。
【００２６】100 分経過する間における貯槽内の酸素付
加物量は次の通りであった。
【表３】 時間（分） 酸素付加物（ｇ） 0 0 10 0.36 20 0.66 30 1.19 50 1.65 75 2.27 100 2.39 MCにおける表面積、透過度および貯槽容積を同じくし、
RO透過水を図11に示すような水性ストリップとして使用
しなかった場合に得られる酸素付加物量の計算値は次の
通りであった：
【表４】 時間（分） 酸素付加物（ｇ） 0 0 10 0.29 20 0.47 40 0.65 60 0.71 100 0.74 上述の表から明らかなように、本発明方法におけるよう
にRO透過水を水性ストリップとして使用した場合には、
酸素付加物量が３倍増大した。
【００２７】実施例３ 図12に示すように、プロピオン酸による(R,S) ‐ノルボ
ルネノール‐２の酵素アシル化生成物を含有する供給液
から(S) ノルボルネノール‐２を分離するために大きさ
の異なる膜を使用して、実施例２の変形例を繰り返し
た。実施例２とは異なる他の点は、水性ストリップの一
部分を再循環させて戻し、RO透過液と一緒にして水性ス
トリップ側におけるMC通過流量を増大した点である。ロ
ーディングされた水性ストリップからの排出液の流れ
を、RO透過液と同じ流量で、捕捉用貯槽に戻した。MC供
給液は、図12に示すようにヘプタン中に(S) ‐ノルボル
ネノール‐２（ノルボネノール）、(R) ‐ノルボネニル
‐２ブチレート（ノルボルネニルブチレート）および酪
酸を含有していた。膜接触装置として、トラベノール・
ラボラトリース社から入手したノルボネノール透過度0.
75mg/cm2・時間・g/L の1.1m2(11.8ft2)CF15-11 （商品
名）透析モジュールを２個並列に操作して使用した。
【００２８】この膜接触装置において、膜はエステル
（ノルボルネニルブチレート）を残留させたが、ノルボ
ネノールおよび酪酸を透過することができた。フィルム
テク社から入手したROモジュールであるらせん状に巻い
たSW-30 モジュールは0.46m2（５ft2)の表面積を有し、
供給液流量0.75L/分(120gph)においてTMP5514kPa(800ps
i)によって駆動した場合に平均流量は0.40kg/m2 ・分(1
4.1gfd) であった。ヘプタン中に33.1g/L のノルボルネ
ノールを含有するMC供給液をMCの管腔側に0.22L/分(3.5
gph)の流量で流した。平均流量0.185L／分(2.9gph)のRO
透過液を、全水性ストリップ流量が0.72L/分(11.4gph)
である場合に、0.54L/分(8.1gph)の流量で流れる再循環
ループに供給した。ローディングされた水性ストリップ
からの排出液の流れは捕捉用貯槽に戻した。この貯槽内
で、捕捉されたノルボルネノール量が定常的に増加し
た。
【００２９】30分経過する間に捕捉用貯槽内に捕集され
たノルボルネノール量、ならびに供給液中のノルボルネ
ノール量の減少、供給液からのノルボルネノール回収
率、および供給液の純度（〔エステル／エステル＋アル
コール〕×100 ％と定義した)を下表に示した。
【表５】 ノルボネノールの抽出 時間（分 ） 供給液（ｇ） 生成物（ｇ） 供給液純度（％） 回収率（％） 0 33.1 0.0 58 0 2 29.3 3.7 61 11 4 12.6 20.5 78 62 6 12.6 20.5 78 62 8 9.7 23.4 82 71 10 5.7 27.3 89 82 15 2.6 30.4 95 92 20 1.5 31.3 97 95 30 0.0 33.1 100 100
【００３０】MC表面積、透過度、貯槽容積、および供給
液濃度を同じくし、ROを使用してなかった場合に、供給
液から抽出されたノルボルネノール量および対応する供
給液純度を計算した結果を下表に示した：
【表６】 ノルボルネノールの抽出 時間（分） 供給液（ｇ） 生成物（ｇ） 供給液純度（％） 回収率（％） 0 33.1 0.0 58 0 2 23.7 9.4 66 28 4 15.9 17.2 74 52 6 12.3 20.8 79 63 8 10.2 23.0 82 69 10 8.3 24.8 84 75 15 6.8 26.3 87 79 20 6.3 26.8 88 81 30 6.1 27.0 88 82 上述の表から明らかなように、本発明に従ってRO透過液
を水性ストリップとして使用した場合には本質的に純粋
な供給液が生成したが、ROを使用しなかった場合には得
られた供給液純度は88％にすぎなかった。普通鏡像異性
体の一方のみが望ましいので、鏡像異性体のラセミ混合
物より価値の大きい１種の鏡像異性体を製造する上で供
給液の純度が極めて重要である。この場合には、アルコ
ールによって汚染されていないエステル流を使用するの
が望ましく、アルコールは、存在する場合には、鏡像異
性体純度の低下を招く。
【００３１】実施例４ 図13に示すように(R,S) ‐フェネチルアルコールの酵素
アシル化生成物について分離を行った点を除き、本質的
に実施例３を繰り返した。（（R,S)‐フェネチルアルコ
ールの実際の酵素アシル化生成物は(R) ‐１‐フェネチ
ルプロピオネートおよび(S) ‐フェネチルアルコールお
よびプロピオン酸である；しかし、ここでの抽出は実施
可能性を示すためのものであるので、フェネチルプロピ
オネートとフェネチルアルコールとのラセミ混合物をMC
供給液中に使用した。) MC供給液は35.7g/L のフェネチ
ルプロピオネート、24.3g/L のフェネチルアルコールお
よび14.3g/L のプロピオン酸をヘプタン中に含有してい
た。膜接触装置としては、トラベノール・ラボラトリー
ス社から入手した２個のCF15-11 透析モジュールを並列
に操作して使用した。その全膜表面積は2.2m2(23.7ft2)
であり、フェネチルアルコール透過度は0.30mg/cm2・時
間・g/L であった。膜接触装置において、膜はエステル
（フェネチルプロピオネート）を残留させたが、アルコ
ールおよび酸を透過することができた。
【００３２】ROモジュールとして使用したフィルムテク
社から入手した表面積2.1m2(23ft2)のらせん状に巻いた
SW-30 （商品名）モジュールは、供給液流量7.5L／分(1
20gph)において、経膜圧力(TMP)5514kPa(800psi)によっ
て駆動した場合に、平均流出量は0.28kg/m2 ・分(10gp
h) であった。MC有機供給液は管腔側を1.1L／分(16.8gp
h) の流量で流れた。RO透過液は平均流量が0.6L／分(9.
5gph)であった。RO透過液の流量が大きいので、この透
過液の流れにおける変動を許容するために、緩衝タンク
として作用するストリップ貯槽を使用して水性ストリッ
プの均一な流れが確実に生成するようにした。RO透過液
をストリップ貯槽内に流入させ、ここでローディングさ
れた水性ストリップと一緒にした。ストリップ貯槽から
流出する一方の流れは水性ストリップ流を形成し、スト
リップ貯槽から流出する他方の流れはオーバーフローで
あり、再循環されて捕捉用貯槽に戻った。ストリップ貯
槽からのオーバーフローはRO残留液と一緒になってRO供
給液を形成した。捕捉用貯槽内のフェネチルアルコール
の濃度は抽出中に定常的に増大した。
【００３３】45分間にわたってRO捕捉用貯槽内に捕集さ
れたフェネチルアルコール量、ならびにMC供給液中のフ
ェネチルアルコール量の減少、MC供給液からのフェネチ
ルアルコールの回収率、および実施例３におけると同様
に定義した供給液の純度を下表に示した：
【表７】 フェネチルアルコールの回収 時間（分 ） 供給液（ｇ） 生成物（ｇ） 供給液純度（％） 回収率（％） 0 17.0 0.0 60 0 2 12.6 2.7 66 16 4 9.4 5.9 73 35 6 6.0 9.0 81 53 8 4.7 10.5 84 62 10 2.8 12.7 90 75 15 1.2 14.6 95 86 30 0.1 16.7 99.7 98 45 0.1 16.9 99.7 99
【００３４】MCの面積、MC供給液の濃度および貯槽容積
を同一にし、水性ストリップとしてRO透過液を使用しな
かった場合に、抽出されたフェネチルアルコール量を計
算し、下表に示す結果を得た：
【表８】 フェネチルアルコールの回収 時間（分 ） 供給液（ｇ） 生成物（ｇ） 供給液純度（％） 回収率（％） 0 17.0 0.0 60 0 2 12.7 4.3 66 25 4 8.8 8.2 74 48 6 6.9 10.1 78 59 8 5.7 11.3 81 66 10 4.6 12.4 84 73 15 3.5 13.5 88 79 30 3.0 14.0 89 82 45 3.0 14.0 89 82 上述のデータから明らかなように、本発明に従って水性
ストリップとしてRO透過液を使用した場合には本質的に
純粋な供給液および生成物が生成したが、RO膜分離を使
用しなかった場合には得られる供給液の純度は89％にす
ぎず、フェネチルアルコールの82％のみが供給液から除
去されたにすぎない。供給液はフェネチルプロピオネー
トとフェネチルアルコールとのラセミ混合物を含有して
いたが、達成された分離は、鏡像異性体として純粋なフ
ェネチルプロピオネートおよびフェネチルアルコールを
これらの純粋な混合物から生成することができることを
示した。
【００３５】実施例５ Ｎ‐アシル‐β‐アルキルエステル‐Ｌ‐アスパラギン
酸(ASP) およびＬ‐フェニルアラニン‐アルキルエステ
ル(PHE) を含有する水性酵素合成反応溶液からジペチド
反応生成物であるＮ‐アシル‐β‐アルキルエステル‐
Ｌ‐アスパラギン酸‐Ｌ‐フェニルアラニン‐アルキル
エステル(ASP-PHE) を回収するための本発明に係るバッ
チ式ハイブリッド分離装置を図14に示す。この装置で
は、２個の膜接触装置は、抽出装置として作用するほか
に、有機溶媒の再循環を可能にした。これらの膜接触装
置はエンカ社から入手したセルロース中空繊維Ｂ１（商
品名）を具えていた。第１膜接触装置（「MC１」）は表
面積が232cm2(0.25ft2) であり、ローディングモジュー
ルとして作用したが、第２膜接触装置（「MC２」）は表
面積が465cm2(0.50ft2) であり、ストリッピングモジュ
ールとして作用した。
【００３６】MC１の水性側に、1.45g/L のジペチド(ASP
-PHE) を他の供給成分と一緒に含有する水性供給液を10
1kPa(14.7psi) において0.3L／分(4.8gph)の流量で供給
した。1.45g/L の供給液濃度では水中における分配係数
が小さいために、MC１においてジペプチドはMC１の右手
側として示した有機相中に分配されるのに好都合であっ
た。この有機相は75容量％のＮ，Ｎ‐ジエチルドデカン
アミドおよび25容量％のドデカンを含有しており、これ
を約10ml／分(0.16gph) の流量でMC１の管腔側とMC２の
管腔側との間で連続的に再循環させた。MC２では、再循
環有機相から水性相中へのジペプチドの分配がある程度
起こった。MC２の水性側のための抽出水はRO分離装置か
らの透過液を含有し、この透過液を25l/分(0.4gph)の流
量で再循環ループ中に供給した。この再循環ループは0.
35L/分(5.6gph)の流量で流れ、MC２の水性側に流入する
全流量は0.38L/分(6gph)であった。
【００３７】図14に示すように、RO分離装置を経由して
RO透過液／MC抽出水を連続的に再循環させた。ROモジュ
ールは実施例２と同じタイプのもので、表面積は0.93m2
(10ft2) で、1206kPa(175psi) のTMP によって駆動させ
た場合の平均流出量は0.027kg/cm2 ・分(0.95gfd) であ
った。ROモジュールへの供給液の流量は少なくとも４L/
分(63gph) であった。64.5時間経過する間に、RO再循環
抽出水を使用するこのハイブリッド装置は、貯槽内に5.
43g/L のジペプチド濃度を生成した。MC１およびMC２を
透過するジペプチドの透過度は0.13mg/cm2・時間・g/L
であった。透過度、貯槽容積および供給液濃度を同じに
し、RO再循環抽出水を使用しなかった場合には、同じ期
間における生成物貯槽内のジプペチド濃度の計算値は1.
4g/L、すなわちハイブリッド装置を使用した場合に得ら
れた値の1/4 未満であった。
【００３８】実施例６ 醗酵ビールからクエン酸を分離するための実施例５に類
似したバッチ式ハイブリッドMC/MC/RO分離装置を図15に
示す。この特定例では、小規模（供給液容積100ml)実験
から得た透過度を使用して、200g/Lのクエン酸を含有す
る1Lの醗酵ビールを処理するMC/MC/RO分離装置を設計し
た。この場合に、トラベノール・ラボラトリース社から
入手した１個のCF15-11 （商品名）透析モジュールは膜
表面積1.1m2(11.8ft2)のローディング膜接触装置を具
え、２個のCF15-11(商品名) 透析モジュールは合計表面
積2.2m2(23.6ft2)のストリッピング膜接触装置を具えて
いた。ROモジュールはフィルムテク社から入手した膜表
面積2.1m2(23ft2)のらせん状に巻いたSW-30(商品名) で
あった。実施例５におけると同様に、２組の膜接触装置
は抽出装置として作用し、かつ有機ストリッピング溶媒
の再循環を可能にした。この例において、有機ストリッ
ピング溶媒はシェルソル(Shell Sol)71 という商品名を
有する38容量％のトリラウリルアミンおよび５容量％の
Ｎ‐オクタノールを含有する溶媒であった。
【００３９】ローディング膜接触装置の外壁側(shell s
ide)に200g/Lのクエン酸を含有する醗酵ビールを供給
し、ローディング膜接触装置の管腔と、ストリッピング
膜接触装置の管腔との間で有機ストリッピング溶媒を循
環させた。図15において、ストリップ用貯槽は緩衝タン
クとして作用した。ストリップ用貯槽内でRO透過液をロ
ーディングされた水性ストリップと一緒にした。ストリ
ップ用貯槽から流出する一方の流れは水性ストリップを
形成し、流出する他方の流れはオーバーフローであり、
クエン酸が捕捉されている捕捉用貯槽に戻した。クエン
酸は、有機ストリップ中への分配係数が大きいので、0.
18mg/cm2・時間・g/L の透過度でローディング膜接触装
置を透過した。ここでローディングされた有機ストリッ
プは、クエン酸濃度が可成り増大しているので、ストリ
ッピング膜接触装置の内腔側に循環させた。クエン酸は
クエン酸濃度の小さい水性ストリップによってストリッ
ピングされた。この場合に、ストリッピング透過度はロ
ーディング透過度と同じであった。
【００４０】ROモジュールは5514kPa(800psi) のTMP 下
に0.43kg/m2 ・分(15.3gfd) の平均流量を生じた。下表
は、RO透過液を水性ストリップとして使用した場合の計
算結果を示す：
【表９】 クエン酸の抽出 時間（分 ） 供給液（ｇ） 有機物（ｇ） 生成物（ｇ） 回収率（％） 0.0 200 0 0 0 0.5 94 61 44 22 1.0 48 42 109 55 2.0 19 18 163 82 3.0 8 8 184 92 4.0 3 3 193 97 5.0 2 2 196 98 6.0 1 1 197 99
【００４１】ローディング膜接触装置およびストリッピ
ング膜接触装置において表面積および透過度を同じに
し、貯槽容積を同じにし、水性ストリップとして作用す
るRO透過液を使用しなかった場合に、供給液から抽出で
きたクエン酸量を計算し、下表に示す結果を得た：
【表１０】 クエン酸の抽出 時間（分 ） 供給液（ｇ） 有機物（ｇ） 生成物（ｇ） 回収率（％） 0.0 200 0 0 0 0.5 94 65 40 20 1.0 58 63 79 40 2.0 34 56 110 55 3.0 30 54 116 58 4.0 29 54 117 59 5.0 29 54 117 59 6.0 29 54 117 59 上述のデータから明らかなように、本発明方法によって
RO透過液を水性ストリップとして使用した場合には、醗
酵ビール中のクエン酸は実際上すべて除去され、捕捉用
貯槽内にクエン酸の99％が回収された。これに対し、RO
を使用しなかった場合には、僅か３時間の後にクエン酸
の除去は本質的に止まり、供給液から86％のクエン酸が
除去されたにすぎず、ストリップ用貯槽内に59％のクエ
ン酸が回収されたにすぎなかった。
【００４２】実施例７ 実施例５の酵素合成反応からのジペチド反応生成物ASP-
PHE を抽出するためのバッチ式ハイブリッドSLM/RO分離
装置を図16に示す。小規模SLM 実験（供給液容積100c
m2) で得た容積、表面積、濃度および透過度について
は、実施例５と同じスケールを使用して、RO再循環抽出
水を使用した場合と使用しなかった場合とについて、生
成物貯槽のジペプチド濃度を計算した。この例では、供
給液は水性であるが、所望の有機溶質の抽出を水によっ
て有機溶媒（有機溶媒はSLM の細孔中に存在している)
から行った。SLM は0.047m2(0.5ft2) の表面積および75
容量％のＮ，Ｎ‐ジエチルドデカンアミドと25容量％の
ドデカンとによって湿潤状態にした繊維壁を有するセル
ガードX-20繊維を収容している中空繊維モジュールであ
った。
【００４３】ROモジュールは、0.93m2(10ft2) の表面積
を有し、1206kPa(175psi) のTMP によって駆動した場合
に0.07kg/m2 ・分(2.49gfd) の平均流出量を示すフィル
ムテク社からのSW-30 であった。ジペプチドに対するSL
M の透過度は0.38mg/cm2・時間・g/L であった。実施例
５におけるように、RO透過液は再循環水性ストリップと
一緒にしてSLM の水性側に流入する水性ストリップとし
て使用した。水性ストリップからの排出液の流れはSLM
を離れた後に捕捉用貯槽に流入し、ここでジペプチド濃
度の大きいRO残留液と一緒になった。これらの一緒にな
った流れをRO供給液として使用した。RO再循環抽出水を
使用して抽出した場合およびRO再循環抽出水を使用せず
に抽出した場合における捕捉用貯槽中のジペプチドの計
算量を次表に示す。
【表１１】 ジペプチド回収量 時間（時間） RO使用（ｇ） RO使用せず（ｇ） 0 0 0 0.8 0.2 0.2 2.4 0.6 0.5 4.8 1.2 0.9 8.0 1.9 1.2 16.0 3.8 1.4 20.0 4.7 1.6 24.0 5.6 1.7 28.0 6.2 1.7 30.0 6.3 1.7 上述の表から明らかなように、本発明に従ってRO再循環
抽出水を使用すると、ジペプチド回収量がほぼ４倍増大
した。
【００４４】実施例８ 15g/L の酸素付加物を含有するオレンジ油からオレンジ
油酸素付加物を抽出するための連続式ハイブリッドMC/P
vap 分離装置を図17に示す。２個のトラベノールCF15-1
1 膜接触装置は全面積2.2m2(23.7ft2)、138kPa(20psia)
における供給液流量0.4L／分(6.4gph)であった。酸素付
加物に対する膜接触装置の透過度は6.0×10-3mg/cm2・
時間・g/L であり、他方酸素付加物流出量は0.042mg/cm
2 ・時間であった。再循環抽出水を20L/分(31.8gph) の
流量でMCの水性側に連続的に供給した。Pvap分離装置は
表面積が1.82×10-2m2(0.2ft2)であり温度45℃および透
過液圧2.55kPa(0.025psi) における酸素付加物流出量お
よび水流出量がそれぞれ0.11mg/cm2・時間および36.9mg
/cm2・時間であるアトケム社から入手したペバックス35
33膜という平扁シートであった。
【００４５】大部分が水であり、少量の酸素付加物を含
有するPvap残留液を貯槽に供給し、ここでMCからの酸素
付加物濃度の大きい抽出水と一緒にし、次いでMCの水性
側に再循環させるかあるいは供給液としてPvap分離装置
に供給した。0.12ml／分(0.002gph)の流量で流れるPvap
透過液は二相透過液流であり、この流れの油相は430g/L
の酸素付加物を含有していた。同じバッチ式ハイブリッ
ドSLM/RO分離装置を、Pvap分離装置を使用せずに、同じ
く供給液を使用して稼動させて0.023g/Lの酸素付加物、
すなわちハイブリッドMC/Pvap 装置を使用して得た濃度
の1/20,000の濃度の酸素付加物を含有する水性生成物を
得た。
【００４６】実施例９ 有機溶媒中にパラキシレンを含有する供給液からパラキ
シレンを抽出するための連続式ハイブリッドMC/Pvap 分
離装置を図18に示す。膜接触装置は全表面積0.093m2(1.
0ft2) のセルガードX-20中空繊維を収容していた。その
有機側に大気圧および30℃において供給液を0.2L／分
(3.2gph)の流量で供給した。膜接触装置の水性側にはPv
ap残留水を0.5L／分(8.0gph)の流量で供給した。Pvap残
留水はパラキシレンに特異的な水溶性複合体生成剤とし
て19.5g/L のシクロデキストリンを含有していた。MCに
おけるパラキシレン流出量は1.55mg/cm2・時間であっ
た。スクアランで湿潤状態にした表面積0.14m2(1.5ft2)
のセルガードX-20中空繊維を収容するPvapモジュールか
らパラキシレンを1.03mg/cm2・時間の流出量で得た。Pv
apモジュールに対する透過液圧力は0.67kPa(0.1psi) で
あった。このハイブリッド分離装置を６時間より長い期
間にわたって稼動し、Pvap透過液として次のパラキシレ
ン量を得た。
【表１２】 Pvap透過液中のｐ‐キシレン回収量 時間（分） ｐ‐キシレン（ｇ） 0 0.0 74 2.3 160 3.3 195 4.3 234 6.0 304 7.4 364 8.8
【００４７】同じハイブリッドMC/Pvap 分離装置を、Pv
ap分離装置を使用せずに、同じ条件下に同じ供給液を使
用して稼動した。水性ストリップは僅か１時間後に本質
的に平衡状態に到達し、次表に示すように有意に少ない
量のパラキシレンを生成した。この表から明らかなよう
に、本発明に従ってPvap分離装置をMC分離装置と組合せ
た場合には、有意に多い量の有機溶質を回収することが
できた。
【表１３】 水性ストリップ用貯槽中のキシレン回収量 時間（分） ｐ‐キシレン（ｇ） 0 0.00 7 0.15 15 0.23 30 0.28 45 0.30 60 0.31
【００４８】実施例10 溶媒であるオレンジ油から酸素付加物を分離し、酸素付
加物濃度の大きいオレンジ油からなる生成物を得るため
の本発明に係る回分式ハイブリッドUF/RO/MC分離装置を
図19に示す。この装置は捕捉機構であるROと抜き取り機
構である膜接触装置との組合せである。UF膜は、0.45m2
(4.84ft2) の表面積を有し、管腔側から供給され、414k
Pa(60psi) のTMP によって駆動した場合に流出量が0.89
kg/m2 ・分(31.9gfd) であるパターソンキャンディ社か
ら入手した管状ACN620モジュールから構成した。。ROモ
ジュールは、3791kPa(550psi) のTMP によって駆動した
場合に流出量が0.17/m2 ・分(5.9gfd)である0.9m2(9.7f
t2) の膜を収容するパターソンキャンディ社のAFC99 モ
ジュールであった。12g/L の酸素付加物を含有する原料
オレンジ油を約３ml／分(0.05gph) の流量で供給し、こ
れを流量29ml／分(0.46gph) の補給水、流量150ml/分
(2.4gph)のRO透過液および再循環UF残留液と一緒にし
て、全流量20L/分(317gph)の場合に７％油／水乳濁液で
あるUF供給液とした。また約７％の油を含有する油／水
乳濁液からなる40ml／分(0.63gph) の流れが、UF残留液
の排出液であった。
【００４９】約0.014g/Lの酸素付加物を含有するUF透過
液をRO貯槽内でRO残留液およびMC残留液と一緒にした。
約0.22g/L の酸素付加物を含有するRO残留液からの排出
液の流れは0.046m2(0.5ft2) エンカB1セルロース繊維か
らなるモジュールであるMCへの供給液であり、他方オレ
ンジ油生成物は有機ストリップとして作用し、これによ
り酸素付加物濃度が大きくなった。RO膜は酸素付加物を
残留させるが水を透過するので、RO残留液の流れは酸素
付加物濃度が大きくなった。この酸素付加物濃度の大き
くなった流れは、RO残留液の排出液となってMCに供給さ
れ、ここで酸素付加物が膜を透過し、オレンジ油生成物
の流れ中に回収された。酸素付加物濃度の減少したMC残
留液は、RO貯槽中の酸素付加物濃度を低下させ、これに
よりRO透過液の流れを一定に維持する作用、および酸素
付加物濃度が高くなりすぎた場合における排出‐供給工
程(bleed-and-feed step) の必要性を消滅させる作用を
した。
【００５０】66時間経過する間における25mlのオレンジ
油生成物中の酸素付加物量を次表に示す。
【表１４】 オレンジ油生成物中の酸素付加物の回収 時間（時間） 酸素付加物（ｇ） 酸素付加物濃度（g/L) 0 0.34 13.6 4.8 0.58 23.2 21.8 0.85 34.0 28.8 0.91 36.4 42.8 1.10 44.0 53.3 1.19 47.6 66.0 1.30 52.0 本発明に従ってこのUF/RO/MC装置を使用することによ
り、水を使用して有機溶媒から有機溶質を抽出すること
ができ、また水性抽出物から有機溶質を回収することが
できるのは明らかである。また、捕捉用貯槽における通
常の供給液および排出液は補給水の使用を必要とする
が、この実施例において使用した捕捉機構の形態は補給
水を必要としないので有利である。
【００５１】実施例11 溶媒であるオレンジ油から酸素付加物を抽出するための
回分式ハイブリッドMC/MC 分離装置を図20に示す。MCは
両者とも中空繊維CF15-11 透析モジュールであり、各モ
ジュールにおける表面積は1.1m2(11.8ft2)であった。12
g/L の酸素付加物を含有する原料カリフォルニアオレン
ジ油(1.5L)を５℃および0.30L/分(4.8gph)の流量の第１
MCの管腔に通して循環させ；酸素付加物に特異的な水溶
性複合体生成剤として５％のシクロデキストリンを含有
する水溶液(2.0L)を５℃および0.20L/分(3.2gph)の流量
で第１MCの外壁側に通し、60℃および0.20L/分(3.2gph)
の流量で第２MCの外壁側に通して循環させ、生成物であ
るオレンジ油溶液(0.125L/分) を60℃および0.30L/分
(4.8gph)の流量で第２MCの管腔に通して循環させた。
【００５２】酸素付加物は原料オレンジ油から0.08mg/c
m2・時間・g/L の透過度を有する５℃の第１MCを透過
し、その結果冷温の水性ストリップ溶液の酸素付加物濃
度が大きくなった。このローディングされたストリップ
溶液を60℃に加熱し、第２MC（これも60℃である) に供
給した。第２MCでは、酸素付加物は0.77mg/cm2・時間・
g/L の透過度でMCを透過し、この結果生成物であるオレ
ンジ油における濃度増大が生じた。２個のMCを異なる温
度で操作した結果、供給液であるオレンジ油から生成物
であるオレンジ油への酸素付加物の正味の移動が生じ、
この結果酸素付加物は生成物であるオレンジ油中に効果
的に捕捉された。生成物であるオレンジ油中に得られた
酸素付加物の最大濃度は62.4g/L であった。
【００５３】第２MCを使用せずに上述の分離装置を稼働
させて酸素付加物を捕捉した場合には、水性ストリップ
溶液（５重量％のシクロデキストリンを含有している）
中に得られた最大酸素付加物濃度は0.50g/L であり、こ
の最大濃度はハイブリッドMC/MC 分離装置を使用した場
合に得られた最大濃度の1/125 であった。
【図面の簡単な説明】
【図１】本発明方法に使用する逆浸透膜と組合せた液／
液抽出装置の第１の例の略線図である。
【図２】本発明方法に使用する逆浸透膜と組合せた液／
液抽出装置の第２の例の略線図である。
【図３】本発明方法に使用するパーベイパレーション分
離装置と組み合わせた液／液抽出装置の一例の略線図で
ある。
【図４】本発明方法に使用する逆浸透膜／パーベイパレ
ーション分離装置と組み合わせた液／液抽出装置の一例
の略線図である。
【図５】本発明方法に使用する逆浸透膜／膜接触装置と
組み合わせた液／液抽出装置の一例の略線図である。
【図６】本発明方法に使用する限外濾過膜／逆浸透膜か
らなる分離装置の第１の例の略線図である。
【図７】本発明方法に使用する膜接触装置／膜接触装置
／逆浸透膜からなる分離装置の第１の例の略線図であ
る。
【図８】本発明方法に使用する膜接触装置／逆浸透膜か
らなる分離装置の第１の例の略線図である。
【図９】（ａ）は本発明方法に使用する支持された液体
膜／逆浸透膜からなる分離装置の第１の例の略線図であ
る。（ｂ）は本発明方法に使用する膜接触装置／膜接触
装置からなる分離装置の第１の例の略線図である。
【図１０】本発明方法に使用する限外濾過膜／逆浸透膜
からなる分離装置の第２の例の略線図である。
【図１１】本発明方法に使用する膜接触装置／逆浸透膜
からなる分離装置の第２の例の略線図である。
【図１２】本発明方法に使用する膜接触装置／逆浸透膜
からなる分離装置の第３の例の略線図である。
【図１３】本発明方法に使用する膜接触装置／逆浸透膜
からなる分離装置の第４の例の略線図である。
【図１４】本発明方法に使用する膜接触装置／膜接触装
置／逆浸透膜からなる分離装置の第２の例の略線図であ
る。
【図１５】本発明方法に使用する膜接触装置／膜接触装
置／逆浸透膜からなる分離装置の第３の例の略線図であ
る。
【図１６】本発明方法に使用する支持された液体膜／逆
浸透膜からなる分離装置の第２の例の略線図である。
【図１７】本発明方法に使用する膜接触装置／パーベイ
パレーション装置からなる分離装置の第１の例の略線図
である。
【図１８】本発明方法に使用する膜接触装置／パーベイ
パレーション装置からなる分離装置の第２の例の略線図
である。
【図１９】本発明方法に使用する限外濾過膜／逆浸透膜
／膜接触装置からなる分離装置の一例の略線図である。
【図２０】本発明方法に使用する膜接触装置／膜接触装
置からなる分離装置の第２の例の略線図である。
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (72)発明者 ダニエル ジェイ ブローズ アメリカ合衆国 オレゴン州 97701 ベ ンド トゥマロ リム ドクター 64234 (72)発明者 ラダリック ジェイ レイ アメリカ合衆国 オレゴン州 97701 ベ ンド パウダーホン 21520

Claims (21)

    【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】 水性ベースの抽出剤により有機溶媒また
    は有機溶媒混合物から有機溶質を抽出するための有機／
    水性抽出を行うに当り、 前記水性ベースの抽出剤から前記有機溶質を選択的に除
    去する逆浸透、ナノフィルトレーション、限外濾過、膜
    蒸留、パーベイパレーション、膜接触装置および支持さ
    れた液体膜からなる群から選択した少なくとも１種の膜
    分離プロセスを経て前記水性ベースの抽出剤を連続的に
    再循環させることを特徴とする有機／水性抽出方法。
  2. 【請求項２】 前記水性ベースの抽出剤は有機溶質濃度
    の小さい水が膜を透過する膜分離プロセスからのもので
    あり、該膜分離プロセスは逆浸透、ナノフィルトレーシ
    ョン、限外濾過および膜蒸留からなる群から選択した少
    なくとも１種であることを特徴とする請求項１記載の方
    法。
  3. 【請求項３】 前記水性ベースの抽出剤は、有機溶質濃
    度の小さい水が膜分離プロセスの残留液として回収され
    る膜分離プロセスからのものであり、該膜分離プロセス
    はパーベイパレーション、膜接触装置および支持された
    液体膜からなる群から選択した少なくとも１種であるこ
    とを特徴とする請求項１記載の方法。
  4. 【請求項４】 前記有機／水性抽出プロセスは従来の液
    体抽出を含み、前記膜分離プロセスは逆浸透、膜接触装
    置、膜蒸留、ナノフィルトレーション、限外濾過および
    パーベイパレーションからなる群から選択したものであ
    ることを特徴とする請求項１記載の方法。
  5. 【請求項５】 前記有機／水性抽出プロセスは限外濾過
    を含み、前記膜分離プロセスは逆浸透、パーベイパレー
    ション、膜接触装置、膜蒸留、およびナノフィルトレー
    ションからなる群から選択したものであることを特徴と
    する請求項１記載の方法。
  6. 【請求項６】 前記有機／水性抽出プロセスは限外濾過
    を含み、前記膜分離プロセスは逆浸透および膜接触装置
    を含むことを特徴とする請求項１記載の方法。
  7. 【請求項７】 前記有機／水性抽出プロセスは膜接触装
    置を含み、前記膜分離プロセスは逆浸透を含み、前記溶
    質はＮ‐ノルボルネノールおよびフェネチルアルコール
    からなる群から選択したものであることを特徴とする請
    求項１記載の方法。
  8. 【請求項８】 前記有機／水性抽出プロセスは膜接触装
    置を含み、前記膜分離プロセスはパーベイパレーション
    を含み、前記有機溶質はｐ‐キシレンを含むことを特徴
    とする請求項１記載の方法。
  9. 【請求項９】 前記有機／水性抽出プロセスは膜接触装
    置を含み、前記膜分離プロセスは膜接触装置を含み、前
    記有機溶質はオレンジ油酸素付加物を含むことを特徴と
    する請求項１記載の方法。
  10. 【請求項１０】 前記有機／水性抽出プロセスは膜接触
    装置を含み、前記膜分離プロセスは支持された液体膜、
    膜蒸留およびナノフィルトレーションからなる群から選
    択したものであることを特徴とする請求項１記載の方
    法。
  11. 【請求項１１】 前記有機／水性抽出プロセスは支持さ
    れた液体膜を含み、前記膜分離プロセスは逆浸透、パー
    ベイパレーション、膜接触装置、膜蒸留、およびナノフ
    ィルトレーションからなる群から選択したものであるこ
    とを特徴とする請求項１記載の方法。
  12. 【請求項１２】 前記有機／水性抽出プロセスは支持さ
    れた液体膜を含み、前記膜分離プロセスは逆浸透を含
    み、前記有機溶質はジペプチドＮ‐アシル‐β‐アルキ
    ルエステル‐Ｌ‐アスパラギン酸‐Ｌ‐フェニルアラニ
    ン‐アルキルエステルを含むことを特徴とする請求項１
    記載の方法。
  13. 【請求項１３】 前記有機／水性抽出プロセスは２個の
    膜接触装置を含み、前記膜分離プロセスは逆浸透、パー
    ベイパレーション、および膜蒸留からなる群から選択し
    たものであることを特徴とする請求項１記載の方法。
  14. 【請求項１４】 前記有機／水性抽出プロセスは２個の
    膜分離装置を含み、前記膜分離プロセスは逆浸透を含
    み、前記有機溶質はジペプチドＮ‐アシル‐β‐アルキ
    ルエステル‐Ｌ‐アスパラギン酸‐Ｌ‐フェニルアラニ
    ン‐アルキルエステルおよびクエン酸からなる群から選
    択したものであることを特徴とする請求項１記載の方
    法。
  15. 【請求項１５】 精油から精油酸素付加物を選択的に抽
    出するための連続式圧力駆動膜分離を行うに当り、 水および精油を含む供給液の流れを限外濾過膜と接触さ
    せ、 該限外濾過膜からの酸素付加物濃度の大きい透過液を捕
    集し、該透過液を膜接触装置および逆浸透膜からの残留
    液と一緒にして前記逆浸透膜への一緒にした供給液を形
    成し、 この一緒にした供給液を前記逆浸透膜と接触させ、 該逆浸透膜からの酸素付加物濃度の小さい水性透過液を
    前記供給液の流れに再循環させ、 前記逆浸透膜からの前記残留液の一部分を膜接触装置供
    給液として前記膜接触装置に供給し、 前記膜接触装置供給液を前記膜接触装置と接触させ、 濃縮された精油酸素付加物を前記膜接触装置の透過液か
    ら回収することを特徴とする連続式圧力駆動膜分離方
    法。
  16. 【請求項１６】 精油から精油酸素付加物を選択的に抽
    出するための連続式圧力駆動膜分離を行うに当り、 精油を含む供給液の流れを第１膜接触装置の一方の側と
    接触させ、 前記第１膜接触装置の他方の側を水と接触させ、 前記第１膜接触装置からの酸素付加的濃度の大きい透過
    液を捕集し、該透過液を第２膜接触装置および逆浸透膜
    からの残留液と一緒にして前記逆浸透膜への一緒にした
    供給液を形成し、 この一緒にした供給液を前記逆浸透膜と接触させ、 該逆浸透膜からの酸素付加物濃度の小さい水性透過液を
    前記供給液の流れに再循環させ、 前記逆浸透膜からの前記残留液の一部分を供給液として
    前記第２膜接触装置に供給し、 前記第２膜接触装置供給液を前記第２膜接触装置と接触
    させ、 濃縮された精油酸素付加物を前記第２膜接触装置の透過
    液から回収することを特徴とする連続式圧力駆動膜分離
    方法。
  17. 【請求項１７】 精油から精油酸素付加物を選択的に抽
    出するための連続式圧力駆動膜分離を行うに当り、 精油を含む供給液の流れを膜接触装置の一方の側と接触
    させ、 前記膜接触装置の他方の側を水性ストリップ流と接触さ
    せ、 前記膜接触装置からの酸素付加物濃度の大きい透過液を
    捕集し、 該酸素付加物濃度の大きい透過液をパーベイパレーショ
    ン膜と接触させ、 濃縮された精油酸素付加物を前記パーベイパレーション
    膜の透過液から回収し、 該パーベイパレーション膜の水性残留液を前記水性スト
    リップ流として連続的に再循環させることを特徴とする
    連続的圧力駆動膜分離方法。
  18. 【請求項１８】 前記酸素付加物はアルコール類、アル
    デヒド類、ケトン類およびエステル類からなる群から選
    択されたものであることを特徴とする請求項15〜17のい
    ずれか一つの項に記載の方法。
  19. 【請求項１９】 前記精油はコールドプレスおよび蒸留
    により得たカンキツ類油から選択されたものであること
    を特徴とする請求項15〜17のいずれか一つの項に記載の
    方法。
  20. 【請求項２０】 前記カンキツ類油はオレンジ油、レモ
    ン油、ライム油およびグレープフルーツ油からなる群か
    ら選択したものであることを特徴とする請求項19記載の
    方法。
  21. 【請求項２１】 請求項15〜17のいずれか一つの項に記
    載の方法によって製造した酸素付加物濃度の大きい精油
    組成物。
JP3262436A 1990-10-09 1991-10-09 有機／水性抽出方法 Pending JPH0699005A (ja)

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Cited By (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2011131148A (ja) * 2009-12-24 2011-07-07 Kyocera Corp 分離膜装置
JP2013252478A (ja) * 2012-06-06 2013-12-19 Swing Corp 油分含有排水の処理方法及び処理装置
JP2016059876A (ja) * 2014-09-18 2016-04-25 ダイセン・メンブレン・システムズ株式会社 被抽出物からの有用成分の抽出方法
JP2017535421A (ja) * 2014-09-17 2017-11-30 ヴイアイティーオー エヌヴイ 膜分離を用いた反応方法
JP2021000622A (ja) * 2019-06-19 2021-01-07 国立研究開発法人日本原子力研究開発機構 液液系での抽出分離による特定物質の製造装置

Families Citing this family (36)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
IL101906A0 (en) * 1992-05-18 1992-12-30 Yissum Res Dev Co Extraction of electrolytes from aqueous solutions
US5525371A (en) * 1992-06-10 1996-06-11 Biochem Systems Division, A Division Of Golden Technologies Company, Inc. Method for cleaning parts soiled with oil components and separating terpenes from oil compositions with a ceramic filter
US5277817A (en) * 1992-11-20 1994-01-11 Monsanto Company Apparatus and methods for treating electroless plating baths
US5310486A (en) * 1993-05-25 1994-05-10 Harrison Western Environmental Services, Inc. Multi-stage water treatment system and method for operating the same
US5464540A (en) * 1993-12-09 1995-11-07 Bend Research, Inc. Pervaporation by countercurrent condensable sweep
US5492947A (en) 1994-06-23 1996-02-20 Aspen Research Corporation Barrier material comprising a thermoplastic and a compatible cyclodextrin derivative
US5985772A (en) * 1994-06-23 1999-11-16 Cellresin Technologies, Llc Packaging system comprising cellulosic web with a permeant barrier or contaminant trap
US5776842A (en) 1994-06-23 1998-07-07 Cellresin Technologies, Llc Cellulosic web with a contaminant barrier or trap
DE19505263A1 (de) * 1995-02-16 1996-08-22 Consortium Elektrochem Ind Verfahren zur Reinigung von wasserlöslichen Cyclodextrinderivaten
US5882565A (en) 1995-12-11 1999-03-16 Cellresin Technologies, Llc Barrier material comprising a thermoplastic and a compatible cyclodextrin derivative
CZ290229B6 (cs) * 1995-12-15 2002-06-12 Bayer Aktiengesellschaft Vícefázový extraktor
WO1997040904A1 (en) * 1996-05-02 1997-11-06 Commodore Separation Technologies, Inc. Supported liquid membrane separation
US6086769A (en) * 1996-09-16 2000-07-11 Commodore Separation Technologies, Inc. Supported liquid membrane separation
GB2341602A (en) 1997-06-09 2000-03-22 Hw Process Technologies Inc Method for separating and isolating precious metals from non precious metals dissolved in solutions
US5961833A (en) * 1997-06-09 1999-10-05 Hw Process Technologies, Inc. Method for separating and isolating gold from copper in a gold processing system
AU758572B2 (en) * 1997-10-30 2003-03-27 Hw Process Technologies, Inc. Method for removing contaminants from process streams in metal recovery processes
US6433163B1 (en) * 2000-04-03 2002-08-13 Commodore Separation Technoligies, Inc. Combined supported liquid membrane/strip dispersion process for the removal and recovery of penicillin and organic acids
CN1318545C (zh) * 2001-08-27 2007-05-30 多孔媒介公司 油脱水器
US7122709B2 (en) 2003-03-13 2006-10-17 3M Innovative Properties Company Method for obtaining ethanol
US7105089B2 (en) 2003-03-13 2006-09-12 3M Innovative Properties Company Liquid—liquid extraction system and method
US20050067341A1 (en) * 2003-09-25 2005-03-31 Green Dennis H. Continuous production membrane water treatment plant and method for operating same
CA2606190A1 (en) * 2005-04-27 2006-11-02 Hw Process Technologies, Inc. Treating produced waters
CL2007002699A1 (es) * 2006-09-20 2008-02-29 Hw Advanced Technologies Inc Metodo que comprende lixiviar metal valioso de material que lo contiene, obtener fase liquida con ion y oxido ferrico y uno de ion u oxido ferroso, pasar por membrana de nanofiltracion, obtener retentato mas concentrado en ion u oxido ferrico y menos
US20080128354A1 (en) * 2006-11-30 2008-06-05 Hw Advanced Technologies, Inc. Method for washing filtration membranes
WO2008106407A1 (en) * 2007-02-26 2008-09-04 Gabriel Farkas Method for production of mineral oils
US20090057128A1 (en) * 2007-08-30 2009-03-05 Leland Vane Liquid separation by membrane assisted vapor stripping process
US8083947B2 (en) * 2009-02-24 2011-12-27 Eastman Kodak Company Polymer-containing solvent purifying process
US10363336B2 (en) * 2011-08-26 2019-07-30 Battelle Energy Alliance, Llc Methods and systems for treating liquids using switchable solvents
ES2804454T3 (es) * 2012-05-07 2021-02-08 Evonik Operations Gmbh Procedimientos basados en membranas para fraccionar de manera selectiva aceites esenciales
FR3004965B1 (fr) * 2013-04-30 2015-05-15 Ederna Dispositif et procede d'extraction par evaporation osmotique
WO2017020254A1 (zh) * 2015-08-04 2017-02-09 张甘霖 一种甜橙精油制备装置及制备工艺
CN107866088B (zh) * 2017-11-24 2021-04-06 南京工业大学 一种冻胶纤维溶剂与萃取剂膜法-精馏耦合分离回收方法
US11897678B2 (en) * 2020-10-13 2024-02-13 Packaging Aids Corporation Paper recyclable heat sealable bag
US12552581B2 (en) * 2020-10-13 2026-02-17 Packaging Aids Corporation Paper recyclable heat sealable bag
CN114588844B (zh) * 2022-03-18 2023-07-21 杭州师范大学 两面神中空纤维膜反应器在Suzuki-Miyaura反应中的应用及其膜反应器
CN116282722A (zh) * 2023-03-28 2023-06-23 上海电气集团股份有限公司 一种水性废溶剂处理系统及其方法

Family Cites Families (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3956112A (en) * 1973-01-02 1976-05-11 Allied Chemical Corporation Membrane solvent extraction
US4111812A (en) * 1977-02-28 1978-09-05 Energy Resources Co. Inc. Recovering surfactant
NL193983C (nl) * 1982-03-04 2001-04-03 Shell Int Research Werkwijze voor het scheiden van een vloeibaar mengsel.
US4664808A (en) * 1982-08-13 1987-05-12 General Electric Company Method for continuous separation of dissolved materials
US4789468A (en) * 1984-08-28 1988-12-06 The Trustees Of The Stevens Institute Of Technology Immobilized-interface solute-transfer apparatus
NZ223508A (en) * 1988-02-12 1991-07-26 New Zealand Dairy Res Inst A method of reducing sterols in edible fats and oils

Cited By (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2011131148A (ja) * 2009-12-24 2011-07-07 Kyocera Corp 分離膜装置
JP2013252478A (ja) * 2012-06-06 2013-12-19 Swing Corp 油分含有排水の処理方法及び処理装置
JP2017535421A (ja) * 2014-09-17 2017-11-30 ヴイアイティーオー エヌヴイ 膜分離を用いた反応方法
JP2016059876A (ja) * 2014-09-18 2016-04-25 ダイセン・メンブレン・システムズ株式会社 被抽出物からの有用成分の抽出方法
JP2021000622A (ja) * 2019-06-19 2021-01-07 国立研究開発法人日本原子力研究開発機構 液液系での抽出分離による特定物質の製造装置

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