JP4709766B2 - 細胞バイオマスからポリヒドロキシアルカノエート(pha)を回収する方法 - Google Patents
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Description
PHB−V:R=CH3またはCH3−CH2−、m=1
P4HB:R=H、m=2
P3HB−4HB:R=HまたはCH3、m=1または2
PHHx:R=CH3−CH2−CH2−、m=1
(dMW/dt)T=k (1)
である。
式中:
kは所定温度Tでの所定溶媒の定数である。
MWT=k.t+MWo (2)となる。
式中:
MWTは、所定温度Tについて溶媒中Sで抽出時間tが経過した後の生重合体の分子量であり;
MWoは、抽出にかけられる前の時間t=0でのバイオマスに含まれる生重合体の分子量であり;
kは、所定温度Tおよび溶媒Sについての比例定数である。
MWT=−9753.81.t+1,000,000、 R2=0.98 (3)
式中、
MWTは110℃のイソアミルアルコール抽出後のダルトンでのポリヒドロキシブチレートの分子量であり;
Tは110℃のイソアミルアルコールの抽出温度にポリヒドロキシブチレートを暴露する分の時間であり;
Rは調整の方程式と実験点の相関係数である。
本発明は、産業上実現可能であることが既に証明されている、水性懸濁液中の細胞バイオマス・スラリーの形態にて、該懸濁液の約18重量パーセントに劣らない乾燥細胞物質含量で、発酵により得られる細菌細胞バイオマスからの、ポリヒドロキシアルカノエート(PHA)の抽出および回収の工程に関する。本発明を実施するのに可能な方法において、濃縮細胞バイオマスは、発酵培養培地の懸濁液中の細胞バイオマスをバイオマス細胞の凝集および濃縮の操作にかけることにより得られる。
沈降PHAの濃縮ペーストを分離するために、水及びPHA溶媒中に溶解する不純物を含むPHA溶媒中に沈降したPHAの懸濁液を冷却マイクロ濾過する段階;
濃縮PHAペーストを、脆弱で容易に剪断できる高孔隙率のPHA顆粒、残留溶媒および水を含む懸濁液を得るために適切な一定量の溶媒の一部、残留溶媒および水の蒸発を促進するために、水による洗浄、加熱および撹拌の同時操作にかける段階;
洗浄されおよび加熱されたPHA顆粒を、精製されたPHA粒子を含む懸濁液を得るために、PHA顆粒を急速に破壊する一方、残留溶媒および水を含む懸濁液に水蒸気を注入することにより残留溶媒の抽出処理するように、撹拌および剪断にかける段階;
懸濁液から精製PHA粒子を分離する段階。
a)その元々の性質、とりわけ、その分子量を最大限に保存するために、その分解を最小限にしながら、非ハロゲン化溶媒を用いて、高温で細胞バイオマスから抽出された大半のPHAの暴露時間を最小限にすること;
b)バイオポリマーの天然の色を保持しながら、事実上、残留溶媒はなく、生産されたPHAを脱色および精製する特定付加段階をこの方法に含む必要がない、通常99%を上回る、高純度の製品を得ること;
c)バイオマスから、通常90%を上回る、PHA回収の高いレベルを得ること;
d)糖およびアルコール産業に由来する再生可能原料およびエネルギー源を一体的に用いることにより、糖およびアルコールを生産する産業グループの利益を増加させること
を可能にするように組み合わされる。
PHB−V:R=CH3またはCH3−CH2−、m=1
P4HB:R=H、m=2
P3HB−4HB:R=HまたはCH3、m=1または2
PHHx:R=CH3−CH2−CH2−、m=1
150g/lの総乾燥物質を含み、約60から75重量%のPHBを含む細菌細胞により形成される10m3のアルカリゲネス・ユートロファスの発酵バイオマス懸濁液は、4m3/時間の流速で再生熱交換器TCR1を通過し、続いて、温度を85℃まで上げるために、蒸気の直接噴射を受ける。この懸濁液は、1m3の有効体積を有する滞留容器に導かれ、該交換器TCR−1にポンプで送り返され、バイオマス懸濁液により冷却され、該懸濁液は該工程に入り、その結果加熱される。該バイオマス懸濁液は、約45℃の該工程を離れ、乾燥物質およびPHBの事実上変わらない濃度を保持する。しかしながら、細菌細胞は酵素系を不活性化されるため、蓄積PHBを分解できない。この懸濁液は、次に、凝固およびデカンテーションの工程に導かれる。
先に不活性化された5m3のアルカリゲネス・ユートロファスの発酵バイオマスPHBに対して、2.8から3.5のpHに達するまで、、穏やかな撹拌下の5m3の水、次いでリン酸を添加し、pH 7.0から8.0に達するまで乳状石灰を添加する。凝固したバイオマス懸濁液は、次いで、徐々に撹拌しながら、10から20ppmの陰イオン性高分子電解質が添加された後、デカンテーション用に静置される。次に、上清は取り除かれ、約10から12%の乾燥物質を含むバイオマス・スラリーが残る。得られたスラリーは、次いで、約1200kg/時間の流速で遠心分離デカンターに送られた後、さらに、凝集するのに十分な量の高分子電解質、および供給スラリー流量の約20%(重量/重量)の割合の水が添加される。浄化物質が次いで除去され、約20から25%の固体(70から75%がPHBに対応する)を含む約2400kgのスラリーを生産する。
25%の乾燥物質に濃縮され、1,000,000Daの分子量を有する約60から75%のPHBを含むアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスは、機械的に撹拌される反応器に送られ、350から450kg/時間の流速で約105℃に維持され、スラリーに含まれる過剰の水を蒸発させるのに十分な量で、約105℃に加熱された7290kg/時間のイソアミルアルコールおよび135℃のイソアミルアルコールの蒸気が添加され、約15%の水および85%のイソアミルアルコールから成る約1250kg/時間の蒸気流、ならびに、粗抽出物と称され、イソアミルアルコールに溶解したPHB(約900,000Daの分子量)、および水、および抽出されたバイオマスの不溶性残渣を含む約8000kg/時間の他の流水が生産される。この粗抽出物は次に連続してヒドロサイクロンに送られ、ここで、この流れは二つの流水に分離される:一方の水流は上部の供給された流量の約75%であり、供給された粗抽出物に元々含まれる約65%の不溶性固体を含み;他方の流れは下部の供給された流量の約25%であり、その中に元々含まれる75%の不溶性固体を含む。不溶性固体に乏しいヒドロサイクロンの上流は、次いで、6000kg/時間の流速で膜マイクロ濾過の装置ユニットに送られ、抽出されたバイオマスの残留不溶性固体が濃縮された約1500kg/時間(1/4)の流水、および抽出されたバイオマスの残留不溶性固体を含まず、800,000から880,000Daの範囲内の分子量を有するPHBに富む4500kg/時間(3/4)の透過流水を生産する。該工程の滞留時間は約3から10分である。ヒドロサイクロン(下相)および膜の不溶性固体に富む流水は、次いで、混合され、例えばプレートフィルタの濾過段階に2000kg/時間の流速で送られ、約1800kg/時間の流水が生産される。該流水は、580,000から780,000Daの分子量を有するPHBに富む懸濁液に不溶性固体を含まないPHB溶液、および約200kg/時間の抽出バイオマスの不溶性固体を含むミールである。該工程のPHB回収は、供給されたバイオマスのPHB、即ちバイオマス流および純度に依存して50から80kgのPHB/時間、と比べて95%(重量/重量)より高い。膜およびフィルタの抽出工程で得られた両濾液は、溶媒におけるPHBの沈降を保証するために、約45℃以下の温度まで急冷される。膜マイクロ濾過に由来するイソアミルアルコール中に沈降したPHBは、800,000から870,000Daの範囲の分子量を有し、従来の濾過からは580,000から780,000Daの範囲である。
三反応器の直列配置において、25%乾燥物質まで濃縮され、約1,000,000Daの分子量を有する約60から75%のPHBを含むアルカリゲネス・ユートロファス・バイオマスは、まず機械的に撹拌される反応器に供給され、350から450kg/時間の流速で約105℃に維持される。第三反応器において、イソアミルアルコールが7290kg/時間の流速で供給され約105℃に加熱される。135℃のイソアミルアルコールの蒸気は、スラリーに含まれる過剰水の蒸発を保証するのに十分な量で、三回の抽出段階に供給される。この手法は、それぞれ15%の水および85%のイソアミルアルコールを含む約1250kg/時間の水蒸気およびイソアミルアルコールの総流水、ならびに第一抽出段階から流出し、粗抽出物と呼ばれ、イソアミルアルコール中に溶解したPHBおよび水および抽出バイオマスの不溶性残渣を含む約8000kg/時間の懸濁液の他の流水が生産される。第一段階に由来する粗抽出物は、次いで、ヒドロサイクロンに連続供給され、ここで、その流れは二つの流水に分離される:約75%の供給流を含み、供給された粗抽出物に元々含まれる約40%から45%の不溶性固体を含む最上流;約25%の供給流およびその中に元々含まれる約55%から60%の不溶性固体を含む底流(下部)。底流は次の段階(2)に導かれる。不溶性固体に乏しいヒドロサイクロン1の最上流は、次いで、6000kg/時間の流速で膜マイクロ濾過ユニットに送られ、抽出バイオマスの残留不溶性固体が濃縮された約2000kg/時間(1/3)の流水、および抽出バイオマスの残留不溶性固体を含まない4000kg/時間(2/3)の透過流水を生産する。ヒドロサイクロン1の底流は第二抽出段階に導かれ、ここで、ヒドロサイクロン3の最上流および膜マイクロ濾過で生成する不溶性固体が濃縮した流水を受容する。約55から65%の抽出バイオマスの不溶性固体を含むヒドロサイクロン3の底流は、次いで、例えばプレートフィルタの濾過段階に2000kg/時間の流速で送られ、約1800kg/時間の流水を生産する。該流水は、懸濁液に不溶性固体を含まないPHB溶液、および約200kg/時間の抽出バイオマスの不溶性固体を含むミールである。該工程のPHB回収は、バイオマスの供給されたPHB、即ち51から82kgのPHB/時間、と比べて98%(重量/重量)より高い。膜およびフィルタの抽出工程で得られた両濾液は、溶媒のイソアミルアルコールにおけるPHBの沈降を保証するために、約45℃以下の温度まで急冷される。
酢酸イソアミルにおけるPHBの溶解度の試験:
500mlの丸底蒸留フラスコに、28.11%の乾燥物質および1,000,000Daの分子量を有する16.09%のPHB、および250gの酢酸イソアミルを含む、31gの濃縮されたアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスを添加した。該懸濁液は、次に、撹拌しながら、蒸留フラスコと組み合された電気毛布を用いることにより、溶媒および水の蒸発にかけられた。こうして生成した二元蒸気は凝縮のためにストレート管冷却器(リービッヒ型)に導かれ、得られる凝縮物はエルレンマイアー容器に回収された。懸濁液は抽出温度に達するまで撹拌しながら蒸発工程に保持された。フラスコのノズルの一つに添えられフラスコ内の蒸気相と接触して維持される水銀温度計で温度が読み取られた。約14分の蒸発時間が経過した後に、抽出温度に到達し、混合物の沸点は約104℃(初期温度)から約123℃(抽出温度)まで経過し、この期間に、約70%(v/v)の酢酸イソアミルから成る約34mlの凝集物が生成され、残りの体積は濃縮バイオマスに由来する水であった。該懸濁液は、次いで、123℃の温度(抽出温度)で約10分間撹拌しながら凝縮還流型に維持された後、さらに、濾過溶媒に溶解する部分から不溶性部分を分離するために、濾紙で濾過しながら加熱した。約0.90%(w/w)の可溶化PHBを含む熱い濾過物質は、次に、PHBの沈降のため冷却され、濾過により濃縮され、溶媒を蒸発させた後、乾燥された。得られるPHBは約495,000Daの分子量を示した。試験で用いられる濃縮バイオマスの量は、利用した抽出温度の溶媒中にPHB飽和の濃度に達するために必要な量より約2.0から3.5倍多かった。従って、利用した抽出温度について溶媒(酢酸イソアミル)中での溶質(PHB)飽和の濃度が測定できた。
500mlの丸底蒸留フラスコに、28.11%の乾燥物質および約1,000,000Daの分子量を有する16.09%のPHB、および200gの酢酸イソアミルを含む、10gの濃縮されたアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスを添加した。該懸濁液は、次に、蒸留フラスコと組み合された電気毛布を用いることにより、溶媒および水の蒸発にかけられた。こうして生成した二元蒸気は凝縮のためにストレート管冷却器(リービッヒ型)に導かれ、得られた凝縮物はエルレンマイアー容器に回収された。この懸濁液は抽出温度に達するまで撹拌しながら蒸発工程に保持された。フラスコのノズルの一つに添えられフラスコ内の蒸気相と接触して維持される水銀温度計で温度が読み取られた。この懸濁液は、次いで、123℃の温度(抽出温度)に約10分間撹拌しながら凝縮還流型で維持された。こうして得られた物質は、次に、熱デカンテーション工程にかけられ、抽出に起因する不溶性固体残渣が溶媒に溶解したPHBから分離できた。溶解したPHBを含む溶液はPHBの沈降のために冷却され、この段階で抽出されたPHBの質量が測定された。第一段階で得られた固体残渣は、200gの酢酸イソアミルが新しく添加され、再び10分間の抽出にかけられた。三回の抽出段階になるまで、他の手法が反復された。細胞バイオマスに元々含まれる約41%のPHBが第一段階で抽出され、第二段階で13%、ならびに第三段階で8%であった。このようにして、得られたPHBは依然として730,000Daから750,000Daの範囲であった。
28.11%の乾燥物質に濃縮され約1,000,000Daの分子量を有する16.09%のPHBを含むアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスは、約123℃で500kg/時間の流速で維持された機械的に撹拌される反応器に供給され、ここで、スラリーに含まれる過剰の水を蒸発させるのに十分な量で、液体および蒸気の形態で、約123℃に加熱された9,521kg/時間の酢酸イソアミルが添加され、約30%(v/v)の水および70%(v/v)の酢酸イソアミルから成る約833kg/時間の蒸気流、ならびに、粗抽出物と称され、酢酸イソアミルに溶解したPHBおよび水、および抽出されたバイオマスの不溶性残渣を含む約8,969kg/時間の他の流水が生産される。この粗抽出物は次に連続してヒドロサイクロンに送られ、ここで、この流れは二つの流水に分離される:一方の水流は上部の供給された流量の約75%であり、供給された粗抽出物に元々含まれる約35%の不溶性固体を含み;他方の流れは下部の供給された流量の約25%であり、その中に元々含まれる約65%の不溶性固体を含む。不溶性固体に乏しいヒドロサイクロンの上流は、次いで、6,891kg/時間の流速で膜マイクロ濾過ユニットに送られ、抽出されたバイオマスの残留不溶性固体が濃縮された約1,149kg/時間(1/6)の流水、および抽出されたバイオマスの残留不溶性固体を含まない5,743kg/時間(5/6)の透過流水が生産される。該工程の滞留時間は約10分である。ヒドロサイクロン(下相)および膜の不溶性固体に富む流水は、次いで、混合され、例えばプレートフィルタの濾過段階に3,446kg/時間の流速で送られ、約3,294kg/時間の流水が生産される。該流水は、不溶性固体懸濁液を含まないPHB溶液、および約151.5kg/時間の抽出バイオマスの不溶性固体を含むミールである。該工程のPHB回収は、供給されたバイオマスのPHB、即ちバイオマス流および純度に依存して70から80kgのPHB/時間、と比べて95%(重量/重量)より高い。膜およびフィルタの抽出工程で得られた両濾液は、溶媒におけるPHBの沈降を保証するために、約45℃以下の温度まで急冷される。
酢酸ブチルにおけるPHB溶解度の試験:
28.11%の乾燥物質および1,000,000Daの分子量を有する16.09%のPHB、および250gの酢酸ブチルを含む、31gの濃縮されたアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスは、500mlの丸底蒸留フラスコに添加された。該懸濁液は、次に、激しく撹拌しながら、蒸留フラスコに組み合された電気毛布を用いることにより、溶媒および水の蒸発にかけられた。こうして生成した二元蒸気は凝縮のためにストレート管冷却器(リービッヒ型)に送られ、得られた凝縮物はエルレンマイアー容器に回収された。懸濁液は抽出温度に達するまで撹拌しながら蒸発工程に保持された。フラスコのノズルの一つに添えられフラスコ内の蒸気相と接触して維持される水銀温度計で温度が読み取られた。約28分の蒸発時間が経過した後に、抽出温度に到達し、混合物の沸点は約91.5℃(初期温度)から約121.5℃(抽出温度)まで経過し、この期間に、約83%(v/v)の酢酸イソアミルから成る約131mlの凝集物が生成され、残りの体積は濃縮バイオマスに由来する水であった。この懸濁液は、次いで、121.5℃の温度(抽出温度)で約10分間撹拌しながら凝縮還流型に維持された後、さらに、濾過溶媒に溶解する部分から不溶性部分を分離するために、濾紙で濾過しながら加熱した。約0.98%(w/w)の可溶化PHBを含む加熱濾過物質は、次に、PHBの沈降のため冷却され、濾過により濃縮され、溶媒が蒸発された後、乾燥された。得られたPHBは約502.000Daの分子量を示した。試験で用いられた濃縮バイオマスの量は、利用した抽出温度の溶媒中にPHB飽和の濃度を達するために必要な量より約2.0から3.5倍多かった。従って、利用した抽出温度について溶媒(酢酸イソアミル)中の溶質(PHB)飽和の濃度が測定できた。
28.11%の乾燥物質および1,000,000Daの分子量を有する16.09%のPHB、および200gの酢酸ブチルを含む、10gの濃縮されたアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスは、500mlの丸底蒸留フラスコに添加された。該懸濁液は、次に、蒸留フラスコと組み合された電気毛布を用いることにより、溶媒および水の蒸発にかけられた。こうして生成した二元蒸気は凝縮のためにストレート管冷却器(リービッヒ型)に導かれ、得られた凝縮物はエルレンマイアー容器に回収された。この懸濁液は抽出温度に達するまで撹拌しながら蒸発工程に保持された。フラスコのノズルの一つに添えられフラスコ内の蒸気相と接触して維持される水銀温度計で温度が読み取られた。この懸濁液は、次いで、121.5℃の温度(抽出温度)に約10分間撹拌しながら凝縮還流型に維持された。こうして得られた物質は、次に、熱デカンテーション工程にかけられ、抽出に起因する不溶性固体残渣が溶媒に溶解したPHBから分離された。溶解したPHBを含む溶液はPHBの沈降のために冷却され、この段階で抽出されたPHBの質量が測定された。第一段階で得られた固体残渣は、200gの酢酸ブチルが新しく添加され、再び10分間の抽出にかけられた。三回の抽出段階になるまで、他の手法が反復された。細胞バイオマスに元々含まれる約62.5%のPHBが第一段階で抽出され、第二段階で18.5%、ならびに第三段階で7.0%であった。得られたPHBの分子量は依然として740,000Daから780,000Daの範囲であった。
28.11%の乾燥物質に濃縮され約1,000,000Daの分子量を有する約16.09%のPHBを含むアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスは、約121.5℃で500kg/時間の流速で維持された機械的に撹拌される反応器に供給され、ここで、スラリーに含まれる過剰の水を蒸発させるのに十分な量で、液体および蒸気の形態で、約121.5℃で加熱された9,577kg/時間の酢酸ブチルが添加され、約17%の水および83%の酢酸ブチルから成る約1732kg/時間の蒸気流、ならびに、粗抽出物と称され、酢酸ブチルに溶解したPHBおよび水、および抽出されたバイオマスの不溶性残渣を含む懸濁液の約8,175kg/時間の他の流水が生産される。粗抽出物は次に連続してヒドロサイクロンに送られ、ここで、この流れは二つの流水に分離される:一方の水流は上部の供給された流量の約75%であり、供給された粗抽出物に元々含まれる約35%の不溶性固体を含み;他方の流れは下部の供給された流量の約25%であり、その中に元々含まれる約65%の不溶性固体を含む。不溶性固体に乏しいヒドロサイクロンの上流は、次いで、6,258kg/時間の流速で膜マイクロ濾過ユニットに送られ、抽出されたバイオマスの残留不溶性固体が濃縮された約1,043kg/時間(1/6)の流水、および抽出されたバイオマスの残留不溶性固体を含まない5,215kg/時間(5/6)の透過流水が生産される。該工程の滞留時間は約10分である。ヒドロサイクロン(下相)および膜の不溶性固体に富む流水は、次いで、混合され、例えばプレートフィルタの濾過段階に3,129kg/時間の流速で送られ、約2,978kg/時間の流水が生産される。該流水は、不溶性固体の懸濁液を含まないPHA溶液、および約151.5kg/時間の抽出バイオマスの不溶性固体を含むミールである。該工程のPHBV回収は、供給されたバイオマスのPHBV、即ちバイオマス流および純度に依存して70から80kgのPHBV/時間、と比べて95%(重量/重量)より高い。膜およびフィルタの抽出工程で得られた両濾液は、溶媒におけるPHBの沈降を保証するために、約45℃以下の温度まで急冷される。
プロピオン酸プロピルにおけるPHB溶解度の試験:
500mlの丸底蒸留フラスコに、28.11%の乾燥物質および1,000,000Daの分子量を有する16.09%のPHB、および250gのプロピオン酸プロピルを含む、31gの濃縮されたアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスを添加した。該懸濁液は、次に、激しく撹拌しながら、蒸留フラスコと組み合された電気毛布を用いることにより、溶媒および水の蒸発にかけられた。こうして生成した二元蒸気は凝縮のためにストレート管冷却器(リービッヒ型)に導かれ、得られた凝縮物はエルレンマイアー容器に回収された。懸濁液は抽出温度に達するまで激しく撹拌しながら蒸発工程に保持された。フラスコのノズルの一つに添えられフラスコ内の蒸気相と接触して維持される水銀温度計で温度が読み取られた。約15分の蒸発時間が経過した後に、抽出温度に到達し、混合物の沸点は約92℃(初期温度)から約113℃(抽出温度)まで経過し、この期間に、約80%(v/v)のプロピオン酸プロピルから成る約100mlの凝集物が生成され、残りの体積は濃縮バイオマスに由来する水であった。この懸濁液は、次いで、113℃の温度(抽出温度)で約10分間激しく撹拌しながら凝縮還流型に維持され、続いて、濾過溶媒に溶解する部分から不溶性部分を分離するために、濾紙で濾過しながらさらに加熱した。約1.24%(p/p)の可溶化PHBを含む加熱濾過物質は、次に、PHBの沈降のため冷却され、濾過により濃縮され、溶媒が蒸発された後、乾燥された。得られたPHBは約430,000Daの分子量を示した。試験で用いられた濃縮バイオマスの量は、利用した抽出温度の溶媒中にPHB飽和の濃度に達するために必要な量より約2.0から3.5倍多かった。従って、利用する抽出温度について溶媒(プロピオン酸プロピル)中の溶質(PHB)飽和の濃度が測定できた。
500mlの丸底蒸留フラスコに、28.11%の乾燥物質および1,000,000Daの分子量を有する16.09%のPHB、および200gのプロピオン酸プロピルを含む、10gの濃縮されたアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスを添加した。該懸濁液は、次に、蒸留フラスコと組み合された電気毛布を用いることにより、溶媒および水の蒸発にかけられた。こうして生成した二元蒸気は凝縮のためにストレート管冷却器(リービッヒ型)に導かれ、得られた凝縮物はエルレンマイアー容器に回収された。この懸濁液は抽出温度に達するまで撹拌しながら蒸発工程に保持された。フラスコのノズルの一つに添えられフラスコ内の蒸気相と接触して維持される水銀温度計で温度が読み取られた。この懸濁液は、次いで、113℃の温度(抽出温度)で約10分間撹拌しながら凝縮還流型に維持された。こうして得られた物質は、次に、熱デカンテーション工程にかけられ、抽出に起因する不溶性固体残渣が溶媒に溶解したPHBから分離された。溶解したPHBを含む溶液はPHBの沈降のために冷却され、この段階で抽出されたPHBの質量が測定された。第一段階で得られた固体残渣は、200gのプロピオン酸プロピルが新しく添加され、再び10分間の抽出にかけられた。三回の抽出段階になるまで、他の手法が反復された。細胞バイオマスに元々含まれる約62.0%のPHBが第一段階で抽出され、第二段階で18.5%、ならびに第三段階で6.0%であった。得られたPHBの分子量は約730,000Daであった。
28.11%の乾燥物質に濃縮され約1,000,000Daの分子量を有する約16.09%のPHBを含むアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスは、約113℃で500kg/時間の流速で維持された機械的に撹拌される反応器に供給され、ここで、スラリーに含まれる過剰の水を蒸発させるのに十分な量で、液体および蒸気の形態で、約113℃で加熱された7,406kg/時間の酢酸ブチルが添加され、約20%の水および80%(v/v)のプロピオン酸プロピルから成る約1,156kg/時間の蒸気流、ならびに、粗抽出物と称され、酢酸ブチルに溶解したPHBおよび水、および抽出されたバイオマスの不溶性残渣を含む懸濁液の約7,406kg/時間の他の流水が生産される。粗抽出物は次に連続してヒドロサイクロンに送られ、ここで、この流れは二つの流水に分離される:一方の水流は上部の供給された流量の約75%であり、供給された粗抽出物に元々含まれる約35%の不溶性固体を含み;他方の流れは下部の供給された流量の約25%であり、その中に元々含まれる約65%の不溶性固体を含む。不溶性固体に乏しいヒドロサイクロンの上流は、次いで、5,063kg/時間の流速で膜マイクロ濾過ユニットに送られ、抽出されたバイオマスの残留不溶性固体が濃縮された約844kg/時間(1/6)の流水、および抽出されたバイオマスの残留不溶性固体を含まない4,219kg/時間(5/6)の透過流水が生産される。該工程の滞留時間は約10分である。ヒドロサイクロン(下相)および膜の不溶性固体に富む流水は、次いで、混合され、例えばプレートフィルタの濾過段階に2,531kg/時間の流速で送られ、約2,380kg/時間の流水が生産される。該流水は、不溶性固体の懸濁液を含まないPHB溶液、および約151.5kg/時間の抽出バイオマスの不溶性固体を含むミールである。該工程のPHB回収は、供給されたバイオマスのPHBV、即ちバイオマス流および純度に依存して70から80kgのPHBV/時間、と比べて95%(重量/重量)より高い。膜およびフィルタの抽出工程で得られた両濾液は、溶媒におけるPHBの沈降を保証するために、約45℃以下の温度まで急冷される。
ヘキサノールにおけるPHB溶解度の試験:
500mlの丸底蒸留フラスコに、28.11%の乾燥物質および1,000,000Daの分子量を有する16.09%のPHB、および250gのヘキサノールを含む、31gの濃縮されたアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスを添加した。該懸濁液は、次に、撹拌しながら、蒸留フラスコと組み合された電気毛布を用いることにより、溶媒および水の蒸発にかけられた。こうして生成した二元蒸気は凝縮のためにストレート管冷却器(リービッヒ型)に導かれ、得られた凝縮物はエルレンマイアー容器に回収された。懸濁液は抽出温度に達するまで激しく撹拌しながら蒸発工程に保持された。フラスコのノズルの一つに添えられフラスコ内の蒸気相と接触して維持される水銀温度計で温度が読み取られた。約15分の蒸発時間が経過した後に、抽出温度に到達し、混合物の沸点は約104℃(初期温度)から約133℃(抽出温度)まで経過し、この期間に、約44%(v/v)のヘキサノールから成る約34mlの凝集物が生成され、残りの体積は濃縮バイオマスに由来する水であった。この懸濁液は、次いで、133℃の温度(抽出温度)で約10分間激しく撹拌しながら凝縮還流型に維持され、続いて、濾過溶媒に溶解する部分から不溶性部分を分離するために、濾紙で濾過しながらさらに加熱した。約0.83%(p/p)の可溶化PHBを含む加熱濾過物質は、次に、PHBの沈降のため冷却され、濾過により濃縮され、溶媒が蒸発された後、乾燥された。得られたPHBは約430,000Daの分子量を示した。試験で用いられた濃縮バイオマスの量は、利用した抽出温度の溶媒中にPHB飽和の濃度に達するために必要な量より約2.0から3.5倍多かった。従って、利用する抽出温度について溶媒(ヘキサノール)中の溶質(PHB)飽和の濃度が測定できた。
500mlの丸底蒸留フラスコに、28.11%の乾燥物質および1,000,000Daの分子量を有する16.09%のPHB、および200gのヘキサノールを含む、10gの濃縮されたアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスを添加した。該懸濁液は、次に、蒸留フラスコと組み合された電気毛布を用いることにより、溶媒および水の蒸発にかけられた。こうして生成した二元蒸気は凝縮のためにストレート管冷却器(リービッヒ型)に導かれ、得られた凝縮物はエルレンマイアー容器に回収された。この懸濁液は抽出温度に達するまで撹拌しながら蒸発工程に保持された。フラスコのノズルの一つに添えられフラスコ内の蒸気相と接触して維持される水銀温度計で温度が読み取られた。この懸濁液は、次いで、133℃の温度(抽出温度)で約10分間撹拌しながら凝縮還流型に維持された。こうして得られた物質は、次に、熱デカンテーション工程にかけられ、抽出に起因する不溶性固体残渣が溶媒に溶解したPHBから分離された。溶解したPHBを含む溶液はPHBの沈降のために冷却され、この段階で抽出されたPHBの質量が測定された。第一段階で得られた固体残渣は、200gのヘキサノールが新しく添加され、再び10分間の抽出にかけられた。三回の抽出段階になるまで、他の手法が反復された。細胞バイオマスに元々含まれる約64.5%のPHBが第一段階で抽出され、第二段階で19.0%、ならびに第三段階で8.0%であった。こうして得られたPHBの分子量は530,000Daから680,000Daの範囲内であった。
28.11%の乾燥物質に濃縮され約1,000,000Daの分子量を有する約16.09%のPHBを含むアルカリゲネス・ユートロファスのバイオマスは、約133℃で500kg/時間の流速で維持された機械的に撹拌される反応器に供給され、ここで、スラリーに含まれる過剰の水を蒸発させるのに十分な量で、液体および蒸気の形態で、約133℃で加熱された10,019kg/時間のヘキサノールが添加され、約20%の水および60%(w/w)のヘキサノールから成る約542.6kg/時間の蒸気流、ならびに、粗抽出物と称され、ヘキサノールに溶解したPHBおよび水、および抽出されたバイオマスの不溶性残渣を含む懸濁液の約9,997kg/時間の他の流水が生産される。粗抽出物は次に連続してヒドロサイクロンに送られ、ここで、この流れは二つの流水に分離される:一方の水流は上部の供給された流量の約75%であり、供給された粗抽出物に元々含まれる約35%の不溶性固体を含み;他方の流れは下部の供給された流量の約25%であり、その中に元々含まれる約65%の不溶性固体を含む。不溶性固体に乏しいヒドロサイクロンの上流は、次いで、7,482kg/時間の流速で膜マイクロ濾過ユニットに送られ、抽出されたバイオマスの残留不溶性固体が濃縮された約1,247kg/時間(1/6)の流水、および抽出されたバイオマスの残留不溶性固体を含まない6,235kg/時間(5/6)の透過流水が生産される。該工程の滞留時間は約10分である。ヒドロサイクロン(下相)および膜の不溶性固体に富む流水は、次いで、混合され、例えばプレートフィルタの濾過段階に3,741kg/時間の流速で送られ、約3,90kg/時間の流水が生産される。該流水は、不溶性固体の懸濁液を含まないPHB溶液、および約151.5kg/時間の抽出バイオマスの不溶性固体を含むミールである。該工程のPHB回収は、供給されたバイオマスのPHBV、即ちバイオマス流および純度に依存して70から80kgのPHBV/時間、と比べて95%(重量/重量)より高い。膜およびフィルタの抽出工程で得られた両濾液は、溶媒におけるPHBの沈降を保証するために、約45℃以下の温度まで急冷される。
4から10%のPHBを含むイソアミルアルコールおよび水の溶液のPHB懸濁液は、500から1000kg/時間の流速で溶解され、抽出および精製の工程で回収されたイソアミルアルコールを含む水流とともに、1,000kg/時間の流速で真空蒸発器に供給された。該混合物は、次に連続して、蒸発による溶媒除去と同時に、溶媒、水およびPHB顆粒の凝集体を含む懸濁液を得るために、直接蒸気注入により蒸発にかけられる。該顆粒は連続して該システムの循環ポンプに設置された機械装置により剪断される。この工程に起因する物質は、水およびその中に溶解するイソアミルアルコールで微細に分割されたPHB粒子の懸濁液である。イソアミルアルコールは、PHB粒子を含む4から20%(重量/重量)の懸濁液の濃度を備えたシステムから連続的に得られ、溶媒抽出の次段階へ送られる。
実施例1.5で例示されたように得られた微細に分割されたPHB粒子の懸濁液は、2から20%の固体を含み、1000kg/時間の流速で溶媒抽出(ストリッピング)の撹拌反応器に送られ、ここで、若干の水と一緒に、水に溶解したイソアミルアルコールが除去されるまで、水と同様、蒸気が直接接触するようにされ、該水は該システムの流出する蒸気相を形成する。残留イソアミルアルコールの蒸発と同時に及び連続して、PHB粒子の懸濁水は実施例1.5に記載する装置と同様な装置により更なる剪断工程にかけられる。溶媒抽出工程の完了時に、5から20%の固体を含む懸濁液の濃度で、微細に分割され、実質的に純粋で、溶媒を含まないPHBの懸濁水が得られる。この懸濁液は、次いで、冷却され、濾過段階に導かれ、そこで実質的に乾燥した約50から80%の湿度のPHBミールが得られる。
Claims (36)
- 細菌の細胞バイオマスからポリヒドロキシアルカノエート(PHA)を回収する方法であって、前記バイオマスは、発酵により得られ、水性懸濁液中の、18重量%以上の乾燥細胞含量を有する細胞バイオマス・スラリーの形態であり、
i)前記細胞バイオマスの壁の破壊および前記バイオマス中に含まれるPHAの溶解を生じさせるために、ならびに溶解PHAに富むPHA溶媒、前記細胞バイオマス・スラリーからの残存する水および濃縮細胞バイオマスの不溶性残渣を含む懸濁液を形成するために、PHA溶媒の注入、激しい撹拌、および反応器内部における迅速な加熱の同時操作に濃縮細胞バイオマス・スラリーをかける段階;
ii)溶解PHAに富む前記溶媒を残留細胞バイオマスの不溶性残渣から回収するために、前記反応器中に形成された懸濁液を分離段階にかける段階;
iii)PHAに富むPHA溶媒溶液を、溶解PHAの全てを沈降させるために十分な温度まで急冷する段階;
iv)沈降PHAの濃縮ペーストを分離するために、PHA溶媒中に沈降し、かつ水およびPHA溶媒中に溶解する不純物を含むPHA懸濁液を冷却マイクロ濾過する段階
v)濃縮PHAペーストを、脆弱で容易に剪断できる高孔隙率のPHA顆粒、残留溶媒および水を含む懸濁液を得るために適切な一定量の溶媒の蒸発を促進するために、水による洗浄、加熱および撹拌の同時操作にかける段階;
vi)洗浄されおよび加熱されたPHA顆粒を、精製されたPHA粒子を含む懸濁液を得るために、PHA顆粒を急速に破壊する一方、残留溶媒および水を含む懸濁液に水蒸気を注入することにより残留溶媒の抽出処理するように、撹拌および剪断にかける段階;および
vii)前記懸濁液から精製されたPHA粒子を分離する段階
を含み、
該PHA溶媒が非ハロゲン化溶媒であることを特徴とする前記方法。 - 使用される該PHA溶媒が、酢酸ブチル、酢酸イソブチル、酢酸アミル、酢酸イソアミル、イソブチルアルコール、1−ブタノール、1−ペンタノール(アミルアルコール)、2−メチル−1−ブタノール、3−メチル−1−ブタノール(イソアミルアルコール)、3−ペンタノール、1−ヘキサノール、シクロヘキサノール、プロピオン酸プロピル、プロピオン酸ブチル、プロピオン酸イソブチル、酪酸エチル、イソ酪酸イソブチル、及びこれら溶媒の混合物から成る溶媒の群より選択されることを特徴とする、請求項1に記載の方法。
- 使用される溶媒が、イソアミルアルコール、またはイソアミルアルコールの異性体の混合物であることを特徴とする、請求項2に記載の方法。
- イソアミルアルコールがエタノール発酵の副産物としてのフーゼル油を分画することにより得られ、前記フーゼル油が、不純物に加えて、イソアミルアルコール及びその異性体から構成されることを特徴とする、請求項3に記載の方法。
- PHAが、ポリ−3−ヒドロキシブチレート(PHB)、ポリヒドロキシブチレート−コ(co)−ヒドロキシバリレート(PHBV)、並びにこれらの重合体および共重合体の混合物から成る群より選択されることを特徴とする、請求項1又は4に記載の方法。
- PHAが主要原料としてサトウキビから抽出された糖を使用してPHAを生合成できる微生物を用いた細菌発酵により生産され、前記工程に必要な熱エネルギーおよび電気エネルギーを生産するために用いられる主要なエネルギー源がサトウキビのバガスであることを特徴とする、請求項5に記載の方法。
- 発酵により得られ処理される細菌細胞バイオマスが予め熱不活性化されることを特徴とする、請求項1に記載の方法。
- 濃縮細胞バイオマス・スラリーに溶媒を注入する段階が、大気圧において90°から溶媒の沸点の温度まで細胞バイオマスを加熱するために、および、PHAに富む該PHA溶媒および細胞バイオマス・スラリーからの残存する水を含む液相、残留細胞バイオマスの不溶性残渣により定義される固相ならびに水および該PHA溶媒の蒸気を含む蒸気相を形成するために、液体の該PHA溶媒および蒸気の形態の該PHA溶媒を注入する操作を含むことを特徴とする、請求項1に記載の方法。
- 反応器の内部から蒸気相を抜き出す追加段階を含むことを特徴とする、請求項8に記載の方法。
- PHAペーストが細胞破壊の段階およびPHA溶解の段階中に反応器から抜き出された蒸気相の凝縮に由来する水流で洗浄されることを特徴とする、請求項9に記載の方法。
- 濃縮細胞バイオマス・スラリーが、細胞バイオマス懸濁液を含む発酵培養培地を細胞バイオマスの凝集および濃縮の操作にかけることにより得られることを特徴とする、請求項1に記載の方法。
- 発酵培養培地の懸濁液中における細胞バイオマスが、3.0:1.0までの発酵物質:水の質量比を提供するように、さらに水で希釈されることを特徴とする、請求項11に記載の方法。
- 凝集操作が、1.5から5.5までのpHに細胞バイオマスを酸性化することにより、並びに7から12までのpHに達するまでアルカリ化剤を添加することにより達成される、細胞バイオマスを凝固させる段階を含み、蓄積PHAを含む細胞バイオマスの凝集操作が凝集剤の添加により実施されることを特徴とする、請求項11又は12に記載の方法。
- 希釈細胞バイオマスの酸性化が硫酸および燐酸の少なくとも一つにより定義される酸を添加することにより行われることを特徴とする、請求項13に記載の方法。
- アルカリ化剤が水酸化カルシウムを含むことを特徴とする、請求項13に記載の方法。
- 2.0から3.0までのpHを得るように酸性化が実施され、希釈細胞バイオマスの懸濁液のpHを7から12の範囲に調整するようにアルカリ化剤の添加が為されることを特徴とする、請求項13に記載の方法。
- 凝集操作が7から12までのpHに達するまでアルカリ化剤を添加することにより細胞バイオマスを凝固させる段階を含み、蓄積PHAを含む細胞バイオマスの凝集が凝集剤の添加により達成されることを特徴とする、請求項13に記載の方法。
- アルカリ化剤が水酸化カルシウムを含むことを特徴とする、請求項17に記載の方法。
- 凝集バイオマス細胞の濃縮がデカンテーションおよび遠心分離の操作の少なくとも一つにより達成されることを特徴とする、請求項11に記載の方法。
- 凝集発酵培養培地の懸濁液中における細胞バイオマス・スラリーが、水による洗浄に、および乾燥細胞バイオマスの18重量%から45重量%、または25重量%から45重量%の範囲の濃縮にかけられることを特徴とする、請求項11に記載の方法。
- 細胞バイオマス・スラリーを洗浄および濃縮する段階が前記スラリーを水流および遠心力の作用に同時にかけることにより達成されることを特徴とする、請求項20に記載の方法。
- 細胞バイオマス・スラリーに注入される該PHA溶媒が加熱されることを特徴とする、請求項1に記載の方法。
- 反応器内部に形成された懸濁液に含まれる残留バイオマスの不溶性残渣から、該PHA溶媒に溶解したPHAに富む溶媒を分離する段階が、膜マイクロ濾過およびプレコート・フィルタの濾過の操作の少なくとも一つを含むことを特徴とする、請求項1に記載の方法。
- 反応器内部に形成された懸濁液に含まれる残留バイオマスの不溶性残渣から、該PHA溶媒に溶解したPHAに富む溶媒を分離する段階が、低強度の遠心力の作用により前記懸濁液を分離にかける段階を含むことを特徴とする、請求項11に記載の方法。
- 該PHA溶媒に溶解したPHAに富む溶媒から反応器内部に形成された懸濁液に含まれる残留バイオマスの不溶性残渣を分離する段階で用いられる低強度の遠心力により、ヒドロサイクロンを用いて低濃度の前記残渣を含む懸濁液および前記残渣を濃縮した他の懸濁液を生産し、得ることを特徴とする、請求項24に記載の方法。
- ヒドロサイクロンを離れる、バイオマス不溶性残渣の低濃度の懸濁液が、冷却段階にかけられる前に前記残渣を完全に除去するため、迅速に追加の分離段階にかけられることを特徴とする、請求項25に記載の方法。
- 追加の分離段階が、不溶性残渣を含まず該PHA溶媒に溶解したPHAに富む溶媒を生産するために、ならびにバイオマス不溶性残渣が濃縮されていて、該PHA溶媒に溶解したPHA画分、水、灰、および該PHA溶媒に溶解した着色化合物を含む懸濁液を生産するために、膜マイクロ濾過により達成されることを特徴とする、請求項26に記載の方法。
- 細胞バイオマスの不溶性残渣が濃縮されている懸濁液が、バイオマス不溶性残渣を含むミール、および、不溶性残渣を含まず迅速に冷却段階にかけられる、PHA溶媒に溶解したPHAの濾過溶液を生産するために、濾過段階にかけられることを特徴とする、請求項27に記載の方法。
- 不溶性残渣を含まず該PHA溶媒に溶解したPHAの濾過溶液が、マイクロ濾過において送られる60から90%(w/w)の質量流の懸濁液に相当し、細胞バイオマスの残渣を濃縮した懸濁液がマイクロ濾過において送られる10から40%(w/w)の前記質量流の懸濁液に相当することを特徴とする、請求項27に記載の方法。
- ヒドロサイクロンを離れるバイオマス不溶性残渣が濃縮されている懸濁液が、冷却段階にかけられる前に、バイオマス不溶性残渣を分離するために、濾過段階にかけられることを特徴とする、請求項25に記載の方法。
- 該PHA溶媒に沈降したPHA懸濁液を冷却マイクロ濾過する段階が、3.5%から8.0%w/wまでのPHAの濃度のPHAペーストを生産するために実施されることを特徴とする、請求項1に記載の方法。
- PHA溶媒に乏しい残留溶媒および水を含む懸濁液から分離されたPHA粒子を乾燥する最終段階をさらに含むことを特徴とする、請求項1に記載の方法。
- 工程のいくつかの段階において生成された水蒸気および該PHA溶媒の蒸気が凝縮されて二つの液相、一方はPHA溶媒に富み、かつPHAの抽出および回収の段階における工程(vi)に戻る液相、他方はPHA溶媒に乏しい液相であって、該液相中に含まれる該PHA溶媒を回収できるように工程(i)に再循環される該液相、に分離されることを特徴とする、請求項1に記載の方法。
- 発酵細胞バイオマスを加熱する段階、前記細胞バイオマスの細胞壁を破壊する段階および前記バイオマスに含まれるPHAを溶解する段階が、最小で1,000,000Daの分子量を有するPHAを含むバイオマスから、最小で850.000Daの分子量を有するPHAが得られるのに十分に短い合計時間で実施されることを特徴とする、請求項1に記載の方法。
- 分離および冷却の段階が最小で750.000Daの分子量を有するPHAが得られるのに十分に短い時間で達成されることを特徴とする、請求項34に記載の方法。
- 乾燥後、段階(vi)で得られたPHA顆粒が、40から400μmまでの範囲、又は100から200μmまでの範囲の平均粒径を有することを特徴とする、請求項1に記載の方法。
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