JPS6265690A - 発酵液から塩基性アミノ酸の分離法 - Google Patents

Abstract

(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。

Description

【発明の詳細な説明】 本発明は、塩基性アミノ酸発酵液からイオン交換樹脂を
利用して塩基性アミノ酸を分離する方法において、イオ
ン交換樹脂工程で使用される水を大巾に節減する方法に
関するものである。

塩基性アミノ酸は飼料、医薬品等に広く用いられている
。

現在、塩基性アミノ酸は主に発酵法で製造され、発酵液
から塩基性アミノ酸の分離には一般にイオン交換樹脂が
利用されている。このイオン交換樹脂工程は、通常アン
モニア型などの塩型の強酸性陽イオン交換樹脂に一定の
−に調整した発酵液を接触させて塩基性アミノ酸を吸着
させる吸着工程と、アンモニア水等の溶離剤で塩基性ア
ミノ酸を溶離しかつイオン交換樹脂を塩型に再生する溶
離工程とよシなっている。そして、この２つの工程を１
サイクルとして繰返すことによって発酵液から塩基性ア
ミノ酸を分離している。

このイオン交換樹脂工程の問題点のひとつに水を大量に
使用することがあった。すなわち、吸着工程においては
発酵液をイオン交換樹脂層を完全に通過させるために発
酵液に続いて水洗水が通液されており、溶離工程におい
ても溶離剤を完全に通過させるためにやはり水洗水が通
液されていた。

さらに、吸着工程において発酵液に含まれている懸濁物
等がイオン交換樹脂層内に堆積し、これを除去するため
に大量の水洗水が使用されていた。

このことは単に水の消費量の問題にとどまるものではな
く、排出される廃水量が多大になるという問題もひきお
こしていた。

そこで、この水洗水の便用ｉｔｅ節減させる方法が檀々
検討され、イオン交換樹脂工程で排出される各種の排水
をこの水洗水の一部に代替する方法もいくつか開発され
ている（特開昭５０−１２７８７９号公報、特開昭５２
−１１１７３号公報など）。

しかしながら、これらの方法においても、次工程液との
尻合による悪影響あるいは水洗液による塩基性アミノ酸
の溶離ロスなどが考慮され、新鮮な水洗水がまだ相当量
使用されていた。

そのほか、イオン変換樹脂から排出される溶離液の塩基
性アミノ酸濃度が低く、従ってこの液の濃縮に要するエ
ネルギーが多大であることも問題であった。

本発明はこれらの問題点を解決した方法を提供するもの
であυ、菌体不含の発酵液又は菌体不含の中間処理液を
強酸性陽イオン交換樹脂に接触させ吸着工程及び／又は
溶離工程で該イオン交換樹脂層から排出される液を該イ
オン交換樹脂層の水洗水として使用することを特徴とす
る、発酵液から塩基性アミノ酸の分離方法に関するもの
である。

本発明の方法が適用される塩基性アミノ酸発酵ｉはリジ
ン、アルギニン、オルニチンなどの発酵液であり、炭素
源にビートモラセス、ケインモラセス、デンプン加水分
解物などを使用したものである。炭素源の種類は問わな
いが、従来、ビートモラセス、ケインモラセス等の純度
の悪い炭素源を用いた発酵液の場合に特に水洗水の使用
量が多かったところから、本発明の方法は特にこれらの
発酵液から塩基性アミノ酸を分離する方法として有効で
ある。

中間処理液は発酵液から目的の塩基性アミノ酸を分離取
得するに至る各種工程の該塩基性アミノ酸溶液である。

発酵液及び中間処理液路固体を含ませない方法即ち菌体
分離の方法としては、各種の方法が知られている。最も
完全に除去する方法として限外沖過膜等半透膜が用いら
れているが、勿論これらで処理した液は菌体等を全く含
有せず、良好な清澄液であるが、膜の耐久性、洗浄回復
性等に問題がある。

それに比較しノリコートフィルター、遠心沈降機等での
菌体分離では、菌体等の蛋白除去率は半透膜程すぐれな
いが実用上はとんど問題がない。

しかも半透膜処理で問題となった耐久性、洗浄回復性等
の問題はなく、工業的にはむしろグリコートフィルター
、遠心沈降機の方が優れる。しかし菌体分離の方法は特
に限足されるものではない。

菌体不含の発酵液又は菌体不含の中間処理液を強酸性陽
イオン変換樹脂に接触６せる際、声は夾雑無機イオンが
少ない場合には、塩基性アミノ酸が１価カチオンで存在
する範囲に調整し、夾雑無機イオンが多い場合には２価
カチオンで存在する範囲例えばｐｉ４２〜４程度に調整
することによって塩基性アミノ酸の吸着蓋を多くするこ
とができる。

強酸性陽イオン交換樹脂の種類は特に制限されるもので
はなく、例えば、ダイヤイオン５Ｋ−ＩＢ。

アンバーライトＩＲ−１２０．同ＩＲ−１２２、同ＸＥ
−１００、ダウエックス５０、デュオシイトＣ−２５、
同Ｃ−２０、（いずれも商品名）などを適宜使用するこ
とができる。イオン交換樹脂の塩型の種類も特に制限さ
れるものではなく、アンモニウム型、ナトリウム型、カ
リウム型などが溶離剤、再生剤との関係で適宜利用され
る。

イオン交換樹脂の操作方法は本発明者らが新たに案出し
た方法を用いることによって使用水量を大巾に節減でき
るようになった。以下その方法を説明する。セ５ヒ噌＃
て＝きに）畦、 まず、従来法の例として４塔吸着３塔溶離方式の一例を
説明する。使用するイオン交換樹脂塔は全部で６塔（Ｒ
１，Ｒ雪＋Ｒ３＋Ｒ４＋Ｒ５、Ｒ６）である。

Ａ１起動操作 Ａ　１−　ａ吸着工程 Ｒ１ｒ　Ｒ，ｌ　Ｒ３＋　Ｒ４の６塔を次のように直列
に連結し、Ｒ１塔から発酵液を通液し続いて水洗水を流
す。

Ｂ４塔からはまず無機イオン等の不純物濃度の低い液（
以下、「排水」という。）、続いて不純物濃度の高い液
（以下、「非吸着液」という。）が流出する。

次に、Ｂ１塔を逆洗する。

水洗水 流出液は不純物濃度から排水に分類される。

塔を１塔づつ移動しながら上記の操作をちと２回行なう
。

水洗水 水洗水 Ａ、−１）溶離工程 Ｂ３塔からはまず排水が流出し、続いて塩基性アミノ酸
を含む溶離液が流出する。

Ｂ１定常操作 Ｂｌ−、吸着工程 Ｒ４ｒ　ＲＢ　＋　ＲＢ　＋　Ｒ１の各基を直列に連結
し、Ｂ４塔よシ発酵液、続いて水洗水を通液する。

次に、Ｒ４を逆洗する。

Ｂｌ−ｂ　　溶離工程 ｎ、ａ　Ｒ８ｒ　Ｒ４の各基を直列に連結し、Ｒ雪塔よ
シ溶離剤続いて水洗水を通液する。

１塔づつ移動しながら順次この操作を繰返す。

次に、本発明者らが新たに開発した操作方法を両分（以
下、「高濃度溶離液」という。）の３つに分割し、この
プレ溶離液を吸着工程の水洗水に利用したところに大き
な特徴を有している。すなわち、これによって溶離液の
リシン濃度を高めるとともに吸着工程の新鮮水の使用を
排除している。

この方法はさらに吸着準備工程の水洗段階で排出される
両分（以下、「回収水」といり。）を次サイクルの溶離
１程の水洗水として利用したこと、発酵液又は中間処理
液を予め菌体分離したことによって吸着工程における逆
洗を不要にしたこと、樹脂層のチャンネリング防止のた
めのエクスパンション処理に非吸着液を利用したこと、
溶離工程で排出されるリジンを含まない両分を吸着工程
の水洗水として利用したこと等、樹脂層から排出される
各工程の排出液をその性状に応じて最大限に有効利用し
て節水を図９、使用水盤を極小化している。

この新しい＃ｌ脂操作方法を′まず単基方式について説
明する。

Ａ２起動操作 Ａ２−ａ吸着工程 イオン交換樹脂塔（Ｒ）に菌体不含液、続いて水洗水を
通液する。

なお、樹脂塔の逆洗は行なわない。

Ａ鵞−ｂ　溶離工程 イオン交換樹脂塔に溶離剤、続いて水洗水を通液する。

塔からはリジンを含まない両分、すなわち塔内に残存し
ていた非吸着液画分（以下、「残非吸着液」と呼ぶ。）
、続いて塩基性アミノ酸を含む溶離液画分が流出してく
る。残非吸着液は次サイクルの吸着工程における水洗水
として使用する。溶離液画分は塩基性アミノ酸濃度の低
いプレ溶離液と濃度の高い高濃度溶離液に分けて堰り、
高濃度溶離液からは常法により塩基性アミノ酸を取得し
、一方、プレ溶離液は次サイクルの吸着工程における水
洗水として使用する。高濃度溶離液とプレ溶離液との採
取切換点は利用目的に応じて適宜設定される。すなわち
、−回の操作で多くの塩基性アミノ酸を取得したい場合
にはプレ溶離液の量を少なくシ、一方、溶離液の塩基性
アミノ酸濃度を高めたい場合にはプレ溶離液の量を多く
すればよい。

Ａ　２−　ｃ吸着準備工程 次に、樹脂塔内の液層をアルカリ性から中性に変える。

従来は、溶離水洗量を増すことによってこの工程が行な
われていたが、水洗水量を削減するためにこの工程を別
個にした。

まず、水洗水を通液し、続いて吸着工程で得られた非吸
着液を通液して樹脂層内のアルカリを排出する。塔から
流出する回収水は次サイクルの溶離工程における水洗水
として使用する。樹脂層はさらに必要により非吸着液で
逆洗して次工程におけるチャンネリングを予防する。

８２　　定常操作 Ｂ２−ａ吸着工程 塘ず、菌体不含液を通液し、続いて前サイクルの残非吸
着液、プレ溶離液の順で水洗水として通液する。塔から
流出する液は非吸着液に分類される液のみである。

Ｂ２−ｂ溶離工程 溶離剤、続いて吸着準備工程で得られる回収水を通液す
る。流出液は残非吸着液、プレ溶離液、高良度浴離液の
順で流出する。

Ｂ２−　ｅ　ｒＨＬ７ｔｉｔ　準備工ＷＡ２−　ａ工程
と同様に行なう。

以上のａ、ｂ、ｅ工程を１サイクルとして定常操作を行
なう。この方法で使用される新鮮水の量は極小化され、
系外に排出される廃液蓋も大巾に削減された。

次に、本発明者らが新たに開発した操作力法の多塔方式
について説明する。ここでは４塔吸着３塔溶離方式ｔ−
例として皐げる。

Ａ３　　起動操作 Ａ３−１吸着工程 て非吸着液が流出する。

次に、Ｒ２＊　Ｒ３＊　Ｒ４ｒ　Ｒ５４ｋ直列に連結し
てＢ２塔よシ菌体不含液を通液する。Ｂ５塔からは排水
、続いて非吸着液が流出する。

菌体不含液 続いて非吸Ｎ准が流出する。

Ａ５−ｂ溶離工程 Ｒ１，Ｒ２，Ｒ，塔を直列に連結し、Ｒ１塔よシ溶離剤
、続いて水洗水として水洗水全通液する。Ｒ３塔からは
まず代弁吸着液が流出してぐるので、これはＲ４＊　Ｒ
５＃　Ｒ６塔を直列に連結してそのＲ４塔に導入し、吸
着工程の水洗水として利用する。Ｒ６塔からは非吸着液
が流出する。次に、Ｂｓ塔からプレ溶離液が流出してぐ
る。この液は採取して、次のサイクルで吸着工程の水洗
水として利用する。

最後に、Ｒ３塔から高濃度溶離液が流出してぐるので、
これから常法により塩基性アばノ酸と取得すＡ３−　ｃ
吸着準備工程 Ｒ塔についてＡ２−　ｃ工程と同様にして行なう。

Ｂ、定常操作 Ｂｓ　−ａ吸着工程 Ｒ４，Ｒ５，Ｒ６，Ｒ，基金直列に連結し、Ｒ４塔より
菌体不含液を通液し、続いて前サイクルのプレ溶離液を
水洗水として通液する。Ｒ４塔からは非吸着液が流出す
る。

Ｒ３−ｂ溶離工程 Ｒ２ｒ　Ｒ３、Ｒ４塔を直列に連結し、Ｒ２塔よシ溶離
剤、続いて前サイクルの回収水全水洗水として通液する
。　Ｒ４塔から非吸着液相当部分が流出している間はＲ
４塔にＲ５ｒ　Ｒ６、Ｒ４塔基金列に連結し、プレ溶離
液に変ったらＲ４塔よりこれ全採取し、烏績度溶離液も
採取する。

勿論Ｒ４塔から流出する非吸着液全別途採液し、次回の
吸着工程の水洗に使用してもさしつかえな込。

Ｂｓ　−ｃ吸着準備工程 Ｒ２塔についてＡ２−　ｃ工程と同様にして行なう。

以上を１サイクルとして塔を１塔づつ移動しながらこの
操作を繰返す。

本発明の方法はイオン交換樹脂塔から排出される各種の
排出液を水洗水に代替させるところに特徴があり、これ
によってイオン交換樹脂工程の便用水１を大巾に削減す
ることができる。

本発明の方法によりイオン交換樹脂工程における便用水
ｊｔ全はとんどなくすとともに溶離液の塩基性アミノ酸
濃度全大巾に高め、その後の濃縮工程におけるエネルギ
ー負担を節減することができる。これらによる利益は単
に使用水蓄及びエネルギー消費蓋のみにとどまるもので
はなく労力負担を軽減するとともに装置を小型化するこ
とができ、従って固定費負担も軽減することができるな
ど種種の利点を発揮する。

以下、実施例を示す。

実施例ｌ ビートモラセスを原料とするリジン発酵液（ｐＨ７，０
）′ｔ−ｔ−常法デシシリコートフィルタ一体分離した
。

リジン濃度７．４９７ｄｉ　　のこの菌体不含液を硫酸
を用いてＰＨ２に調整した。

イオン交換樹脂塔には強酸性陽イオン交換樹脂デュオラ
イトＣ−２０のアンモニア型１．５１　ｋ充填した塔６
塔を用いた。

操作方法は前述の１５−　ａ　１　ｂ　Ｈｃと同様に行
なった。起動操作時の吸着工程としては、Ｒ１−Ｒ４塔
の場合には４．５１の菌体不含液を３．Ｏｌ／ｈｒの速
度で通液し、排水と非吸着液との分離はＰｉ１５に切換
点として行なった。Ｒ２へＲ５塔及びＲ３〜Ｒ６ｑｒの
場合には３．０！の菌体不含液を３．　Ｏｌ／ｂｒで通
液し、０．５１の排水、２．５１の非吸着液を得た。

また、起動操作時の溶離工程については、Ｒ４−Ｒ５塔
の場合には溶離剤として４Ｎのアンモニア水３．０！続
いて水洗水として純水１．１　ｌ　ｋいずれも１、５４
’／ｈｒの速度で通液し、最初に流出した２、９ノの液
を代弁吸着液に相当する両分としてＲ４−Ｒ６塔に流し
、Ｒ６塔から２．９１の非吸着液を採取した。次に、Ｒ
６塔から流出するブレ溶離液は０．８１（リジン濃度１
〜１８９Ａｌｌの画分）であシ、リジン濃度は９　ｇａ
ｌｌであった。本実施例ではリジン濃度１８９７ｄ１以
上の両分を高濃度溶離液として分取した。液量は０．４
１であり、リジン濃度は２５９７ｄｌであった。吸着準
備工程の水洗水量は０，６！とし３．Ｏ／／ｈｒの速度
で通液した。続いて非吸着液０．５１ｋやはり３．０１
／ｂｒの速度で通液して１．１１の回収水を得た。チャ
ンネリング防止のための逆洗に使用した非吸着液量は０
．７１であシ、４、５　ｌ／ｈｒで樹脂塔下部から導入
し、０．７１の非吸着液全流出させた。

定常操作における各サイクルの菌体不含液通液量は３．
０１であシ、水洗水としてのブレ溶離液は０．６１を使
用した。いずれも通液速度は３．　Ｏｌ／ｈｒであシ、
各サイクルごとに３．６１の非吸着液を採取した。溶離
剤としては４Ｎアンモニア水０．８１を使用し、水洗水
としての回収水は１．１１　’ｆｒ使用した。いずれも
通液速度は１．５１／ｈｒであシ、各サイクルごとに非
吸着液０．６１．ｆし溶離液０．６１１高濃度溶離液０
．７１を採取した。ブレ溶離液のリジン濃度は８ｇＡｌ
１．そして高濃度溶離液のリジン濃度は２２　ｇａｌｌ
であった。吸着準備工程条件は起動操作時と同様にした
。

次に比較のために同じリジン発酵液ｆ、ＰＩ（２でリジ
ン濃度７．４　ｆｉｌｄｌに調整して、前述の従来法で
イオン交換樹脂処理を行なった。イオン交換樹脂塔には
同じものを用い、各サイクルの発酵液の通液量は前述の
方法と同じＫし、及び溶離剤には２Ｎアンモニア水１．
３１（第１サイクルは２．０１　）を用いた。吸着工程
の水洗水には１サイクルごとに２、Ｏｌを用い、排水画
分１．０１及び非吸着画分４、Ｏｌ（第１サイクルは５
．５１）を採取したーまた、逆洗の水洗水量は５．０７
とし、４．５１／ｂｒで樹脂塔下部から通液し、５．０
１の排水を抜き出した。溶離工程の水洗水には２，２１
を用い、排水画分２．ＩＪ（第１サイクルは２．７１）
及びリジン濃度１２　ＶｄＩの溶離液１．４１（第１サ
イクルは１．５１）ｋ各すイクルごとに採取した。

このようにしていずれの方法も定常操作ヲ１０サイクル
繰返して得られた結果（１０サイクルの平均値）を次に
示す。

改良法　　　　　従来法 溶離液Ｊｉ　　　　　Ｏ，７１１，４１実施例２ ケインモジセスを原料とするリジン発酵液（Ｐ［（７，
０）を遠心沈降機（アルファラ・ｆル社ＦＥＵＸ　−４
１２）（ｒ用いて菌体分離し、実施９ｉ１１１と同じ処
理をした所、実施例１とまったく同じ結果を得た。

Claims (1)

【特許請求の範囲】
1. 菌体不含の塩基性アミノ酸発酵液又はこれより目的の塩
   基性アミノ酸を分離取得するに至る菌体不含の中間処理
   液を、強酸性陽イオン交換樹脂処理に付して塩基性アミ
   ノ酸を分離する方法において、強酸性陽イオン交換樹脂
   処理の吸着工程及び／又は溶離工程で該イオン交換樹脂
   層から排出される液を該イオン交換樹脂層の水洗水とし
   て使用することを特徴とする発酵液から塩基性アミノ酸
   の分離法。