KR20020040833A - 정제된 젖산용액의 제조방법 - Google Patents

정제된 젖산용액의 제조방법 Download PDF

Info

Publication number
KR20020040833A
KR20020040833A KR1020027004319A KR20027004319A KR20020040833A KR 20020040833 A KR20020040833 A KR 20020040833A KR 1020027004319 A KR1020027004319 A KR 1020027004319A KR 20027004319 A KR20027004319 A KR 20027004319A KR 20020040833 A KR20020040833 A KR 20020040833A
Authority
KR
South Korea
Prior art keywords
lactic acid
solution
source
lactate
extraction
Prior art date
Application number
KR1020027004319A
Other languages
English (en)
Inventor
미즈라히조셉
에얄아하론엠
리키카나리
하잔베티
스타존엔
Original Assignee
카길 다우 엘엘씨
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by 카길 다우 엘엘씨 filed Critical 카길 다우 엘엘씨
Publication of KR20020040833A publication Critical patent/KR20020040833A/ko

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/41—Preparation of salts of carboxylic acids
    • C07C51/412—Preparation of salts of carboxylic acids by conversion of the acids, their salts, esters or anhydrides with the same carboxylic acid part
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C51/48—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by liquid-liquid treatment

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Preparation Of Compounds By Using Micro-Organisms (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Heterocyclic Compounds That Contain Two Or More Ring Oxygen Atoms (AREA)

Abstract

본 발명은 0.8 내지 9.0의 pH값을 갖는 젖산염재료의 공급원과 연계하여 사용하기에 적절한 정제된 젖산용액을 제조하는 방법을 제공하는 것이다. 상기 방법은 칼슘염을 포함하는 젖산염재료의 공급원을 제공하고; 농축된 배양액을 황산으로 산성화하여 젖산 및 황산칼슘을 포함하는 산성화된 용액을 형성하고; 상기 산성화 용액으로부터 황산칼슘의 양을 감소시키고; 아민추출제로 산성화용액을 추출하여 불순물함유 용매를 형성하고; 상기 불순물함유 용매를 수성용매로 후위추출하여 정제된 젖산용액을 제공하는 단계를 포함한다. 경우에 따라, 젖산염재료의 공급원은 산성화 단계 전에 농축될 수 있다. 별도로, 아민추출제는 황산 음이온을 포함할 수 있다. 아민추출제 내의 황산 음이온은 산성화 단계로부터 나온 잔류황산이다. 별도로, 아민추출제 내의 황산은 추출단계시 예컨대 황산등을 더 첨가할 수 있다.

Description

정제된 젖산용액의 제조방법{PROCESS FOR PRODUCING A PURIFIED LACTIC ACID SOLUTION}
각종 공업용 고분자물의 제조에 있어서 유용한 화학제품으로서의 젖산의 가치는 이미 알려져 있다. 젖산중합체 및 이의 수많은 제품들이 생분해성을 갖기 때문에 젖산을 화학제품으로서 사용하는 것은 특히 유익하다. 또한, 젖산은 재생가능한 탄소공급원을 이용한 발효법에 의해 제조될 수 있다.
저pH 발효법은 젖산 제품의 상용적인 생존력을 개선하기 위한 연구의 대상이 되는 방법이다. 젖산물질가 대부분 젖산염 형태로 존재하는 중성pH 발효법(즉, pH5.0-8.0, 더 전형적으로는 pH5.0-7.0)과 대조적으로, 저pH 발효법 (즉, pH 5.0 이하, 전형으로는 pH4.8 더 전형으로는 pH4.3 이하)을 이용하여 형성한 젖산물질는 다량의 유리산 형태를 포함한다. 따라서, pH5.0 이하의 수성액으로부터 젖산을 분리하면 pH5.0 이상의 수성액으로부터 젖산을 분리할 때 필요한 전형의 산성화 기술에 대한 요구를 감소시키는 경향이 있다.
대다수의 산성화 기술은 자본비용이 막대하거나 운전비용이 많이 들고; 산성화 시약이 소비되고; 및/또는 결과적으로 시약의 소비 및 부산물염의 형성을 가져온다. 따라서, pH5.0 혹은 그 이하의 범위에서 고생산성을 유지할 수 있는 유기체 물질을 개발하는 것에 관심을 기울이고 있다.
상기의 저pH 값 범위에서 고생산성을 갖는 유기체 물질의 개발을 위한 노력에 더하여, 또한 발효동안 혼합당 흐름의 이용성을 높이기 위한 노력도 진행되고 있다. 탄소공급원으로서 덱스트로스 같은 정제된 당의 흐름을 포함하는 통상의 발효매질과 달리, 혼합당 흐름은 6탄당, 헥스로스, 및 덱스트로스, 갈락토스, 프록토스, 아라비노스 및 키실로스 같은 5탄당의 복합물도 포함한다. 혼합당 흐름은 셀룰로오스 및 헤미셀룰로오스의 효소적 혹은 산 가수분해에 의해 수득될 수 있는 저가의 탄소 공급원이다. 미국특허 제5,562,777호, 제5,620,877호 및 제4,350,766호는 혼합당 흐름 제조방법을 연구하고 미국특허 제5,798,237호 및 제5,789,210호는 발효를 위한 탄소공급원으로서의 이 흐름의 용도에 대해 연구한다. 이 5개 특허의 내용을 참조한다.
혼합당 흐름이 비교적 저렴한 탄소공급원이라고 해도, 혼합당 흐름은 종래의 덱스트로스 흐름보다 리그닌 같은 불순물의 함량이 더 크다. 불순물은 이것을 극복해야할 미생물에 더 큰 부담이 되고 배양액 및 젖산물질에서 분리해야 한다. 따라서, 혼합당 흐름의 사용에 따른 불순물의 존재를 감소시킬 수 있는 분리방법 혹은 다른 탄수화물 공급원이 필요하다.
본 발명은 젖산 제조에 관계한다. 특히, 중성이나 저pH값을 갖는 젖산염 공급원으로부터 정제된 젖산 용액을 수득하는 방법 및 그 결과로 얻은 생성물에 관계한다.
도 1은 정제된 젖산용액을 생성하는 방법을 보여주는 공정흐름도이고;
도 2는 정제된 젖산용액을 생성하는 또다른 방법을 보여주는 공정흐름도이고;
도 3은 아민 추출제 내 젖산의 추출에 관한 맥카베(McCabe-Thiele) 다이어그램을 도시하는 그래프이고; 및
도 4는 추출물 내에 황산염이 존재 및 존재하지 않는 아민 추출제의 평형곡선을 도시하는 그래프이다.
본 발명은 중성 pH값(즉, 약 pH5.0 내지 pH8.0 사이 더 바람직하게는 pH5.0 내지 pH7.0 사이) 혹은 저pH값(즉, 약 pH5.0 이하, 바람직하게는 pH4.8 더 바람직하게는 pH4.3 이하)을 갖는 젖산물질 공급원과 관련하여 사용하기 적합한 정제된 젖산 용액을 제조하는 방법에 관계한다.
한가지 바람직한 방법은 젖산칼슘을 함유하는 젖산물질의 공급원을 제공하고; 이 공급원을 농축하여 농축용액을 만들고; 농축용액을 황산으로 산성화하여 젖산 및 황산칼슘을 포함하는 산성화 용액을 형성하고; 산성화 용액에서 황산칼슘의 양을 감소시키고; 추출제로 산성화 용액을 추출하여 불순물 함유 용매를 형성하고; 및, 예컨대 비혼화성 수성액을 이용한 후위 추출법 등에 따라 불순물 함유 용매를 스트리핑 하여 정제된 젖산용액을 제공하는 단계들을 포함한다. 이 방법의 단계들은 위와 같은 순서대로 실행되지 않아도 좋다. 예를 들어, 농축단계를 산성화단계 전 및/또는 후에 실행할 수 있다.
별도로, 이 방법은 젖산칼슘을 포함하는 젖산물질의 공급원을 공급하고; 황산으로 젖산물질의 공급원을 산성화하여 젖산 및 황산칼슘을 함유한 산성화 용액을 형성하고; 산성화 용액에서 황산칼슘의 양을 감소시키고; 산성화 용액에 추출제를 혼합하여 추출용액을 형성하고 이때의 추출용액은 황산을 포함하며; 산성화 용액을 추출용액으로 추출하여 불순물 함유 용매를 형성하고; 및 불순물 함유 용매를 스트리핑하여 정제된 젖산용액을 제공하는 단계들을 포함한다. 추출용액 내의 황산은 산성화단계에서 나온 잔류 황산일 수도 있다. 혹은, 추출단계전 혹은 그 동안에 황산을 추출용액에 추가할 수도 있다.
경우에 따라, 이 방법은 농축단계 이전에 젖산물질의 공급원 속에 약 5,000Da 정도 및 그 이상의 분자량을 갖는 불순물의 양을 감소시키는 단계를 포함하는 방식으로 응용할 수 있다. 바람직하게, 이 공급원은 발효액을 포함하고 및 젖산칼슘은 pH값 조절제로서 탄산칼슘 혹은 수산화칼슘을 발효시 사용하는 결과로 형성된다.
본 발명은 중성 혹은 저pH값을 갖는 젖산물질의 공급원으로부터 정제된 젖산 용액을 수득하는 방법을 제공한다. 전형으로써, 이 공급원은 발효액을 포함한다. 여기서의 "발효"란 유용한 생성물을 미생물의 대량배양을 거쳐 생성하는 대사과정을 말한다. 각종 미생물이 발효공정에 적절히 사용되며 예컨대, 박테리아, 이스트 및 균류가 있다. "젖산물질"란 유리산 혹은 그의 염 형태인 2-히드록시프로피오네이트와 또한 젖산락토일 같이 젖산 올리고머로서 유리산 및/또는 그의 염형태로 된것을 의미한다. "젖산" 및 "유리젖산"은 2-히드록시프로피온산 같은 산형태 및 "미해리된" 형태 및 산 형태의 젖산올리고머 등을 의미하며 서로 대체하여 사용할 수 있다. 염 혹은 "해리된" 형태의 젖산염은 특별히 여기서 "젖산염"이라고 하며 예를 들어, 젖산의 나트륨(혹은 칼슘)염이나 젖산나트륨(혹은 젖산칼슘), 및 염 혹은 "해리된" 형태의 젖산 올리고머를 의미한다. "영양배지"는 처음 미생물발효공정에 공급된 배지로서 탄소공급원, 질소공급원 및 영양분을 함유하는 것이 일반이다. "발효액"은 공급된 영양분의 일부 혹은 전부가 소비되고 미생물에 의해 젖산물질 함유의 발효생성물이 배지속으로 분비된 후에 생성되는 젖산물질(즉, 유리젖산 및 젖산염)을 함유하는 혼합물이다. 발효액은 다른 공정에서의 재순환된 흐름을 포함할 수 있으며 이 공정이란 본 명세서에서 설명된 것을 말한다. 또한 발효액은 젖산물질의 "공급원"도 된다. "정화액"이란 적어도 일부의 불순물이 제거된 후의 젖산물질 공급원 혹은 발효액을 말한다.
"젖산중합체" 혹은 "폴리락테이트"란 적어도 50중량%의 중합체 단위의 젖산 잔류물 혹은 락티드 잔류물로 된 중합체이다. 따라서, 이 두 용어는 이들 범위에 속하는 폴리락티드를 포함한다. "젖산중합체" 및 "폴리락테이트"는 중합된 단량체를 예컨대, 중합된 재료가 락티드(젖산 이량체) 혹은 젖산 자체인지를 특별히 한정하기 위한 것은 아니다.
"상대적" 이란 불순물 함유 용매의양을 기준으로 한 것이다.
종래에서, 발효액 같은 용액 내의 젖산물질의 양은 이것이 모두 미해리된 형태 혹은 산 형태인 것으로 간주하여 계산할 때의 존재하는 젖산물질의 중량백분율로 표시하거나; 혹은 해리된 형태 혹은 염형태인 것으로 간주하여 계산할 때 용액 내에 존재하는 젖산물질의 중량백분율로 표시한다. 용액내 젖산물질의 양을 알면, 이 양은 별다른 언급이 없을 경우 이것이 모두 미해리된 형태 혹은 산형태인 것으로 간주하여 계산했을 때 표시되는 젖산물질의 중량백분율로 나타낸다.
1. 개요
여기서 설명하는 공정은 젖산물질의 공급원으로부터 정제된 젖산 용액을 수득하는 방법에 관계한다. 적절한 젖산물질의 공급원은 특별히 이에 한정되지는 않으나, 발효액, 젖산중합체 생산시의 젖산물질가 함유된 재순환된 흐름, 혹은 가수분해되어 젖산물질 함유 용액을 형성하는 재순환된 젖산중합체(즉, 소비후의 폐기물이나 생산찌꺼기)를 포함한다. 전형으로써, 이 공급원은 발효액이다 (발효액이란 여기서 설명하는 공정 혹은 기타 공정에서 나온 재순환된 흐름을 포함하는 발효액을 의미한다). 따라서, 연구결과 젖산물질의 공급원으로서 발효액을 사용하는 것이 강조된다. 그러나, 이 기술을 적용함에 있어서 큰 제약은 받지 않는다.
일반적으로, 젖산물질의 공급원은 불순물로 간주되는 젖산외 화합물을 포함한다. 예를 들어, 발효액은 세포형 조각물, 잔류 탄수화물, 영양분 및 기타 불순물과 함께, 집합적으로 젖산물질라고 칭하는 젖산 및 젖산염을 포함하기도 한다. 대체로, 상용의 목적으로 1.0g/L 내지 5.0g/L 이하 더 바람직하게는 0.005g/L 내지 1.0g/L 이하의 불순물을 함유한 수성 담체 내에 젖산을 포함하는 용액을 얻는 것이 바람직하다. 그러나, 수용가능한 불순물의 농도는 용액의 상용성 및 용액내 젖산의 농도에 따라 변화할 수 있다. 그러므로, 이 방법은 발효액 같은 젖산물질의 공급원으로부터 정제된 젖산 용액을 수득하는 방법을 제공한다. 여기에서, "정제된 젖산용액" 이란 약 5중량% 내지 90중량%의 젖산, 전형으로써 10중량% 내지 90중량%, 더 전형으로써 20중량% 내지 50중량%의 젖산과 및 약 1.0g/L 내지 5.0g/L 을 넘지 않는 불순물, 전형으로써 약 0.005g/L 내지 1.0g/L 을 넘지 않는 양의 불순물 즉 단백질, 탄수화물, 세포형 조각들 등을 함유하는 용액을 말한다.
한 바람직한 방법이 도 1에 도시되어 있다. 이 방법에서, 젖산칼슘(A)을 함유하는 젖산물질의 공급원은 농축되어(H) 농축용액을 형성한다. 농축용액은 다시 황산에 의해 산성화되어(B) 젖산 및 황산칼슘을 함유하는 산성화된 슬러리를 형성한다. 산성화된 슬러리 내의 황산칼슘의 양이 감소하고(C) 그 뒤 산성화 용액이 추출제에 의해 추출되어(D) 불순물 함유 용매를 형성한다. 불순물 함유 용매는 예컨데, 비혼화성 수성액을 이용한 후위 추출법에 의해 스트리핑 처리되어(E) 정제된 젖산용액을 제공한다(F).
또는, 이 방법은 도 2에서 보는 바와 같은 방식으로 응용할 수도 있다. 이 방법은 (A) 젖산칼슘을 포함하는 젖산물질의 공급원을 공급하는 단계; 황산으로 젖산물질의 공급원을 산성화하여 젖산 및 황산칼슘을 함유하는 산성화 용액을 형성하는 단계; (C) 산성화 용액에서 황산칼슘의 양을 감소시키는 단계; (D) 산성화 용액을 추출제와 혼합시켜 황산을 포함하는 추출용액을 형성하는 단계(G); (D) 상기 산성화 용액을 추출용액으로 추출하여 불순물 함유 용매를 형성하는 단계; 및 (E) 불순물 함유 용매를 스트리핑 처리하여 정제된 젖산 용액을 제공하는 단계(F)를 포함한다.
이 방법은 황산으로 젖산재료의 공급원(젖산칼슘을 함유하는)을 산성화하여 젖산 및 황산칼슘(석고)을 함유한 산성화 용액을 형성하는 단계에, 석고 여과법, 아민 추출법, 예컨데 수성 후위 추출법에 따라 상기 추출제를 스트리핑처리하여 정제된 젖산용액을 수득하는 단계를 결합한 공정을 포함한다. 이와 같은 방법의 측면에서, (도1에 도시된)상기 방법은 산성화단계(도 1(H))전에 젖산재료의 공급원을 농축하는 단계를 포함한다. 다른 측면에서, 황산은 아민 추출제(도 2참조)내에 포함된다. 상기 방법은 적어도 0.8 및 9.0이하의 pH값을 갖는, 발효액과 같은, 젖산재료의 공급원을 처리하기 적합하다. 추가로, 상기 방법은 혼합 당 탄소 공급원의 사용으로 인한 추가불순물을 포함하는 발효액을 처리하기 적합한다.
"정화"방법은 젖산재료의 공급원내에서 (5,000Da 및 그 이상, 바람직하게는 약 40,000Da 및 그 이상의 분자량을 갖는)기타 고분자량 혼합물 및 현탁 세포질의 존재량을 감소시키도록 실행된다(도 1G 참조). 바람직하게는, 상기 정화단계가 교차-유동 여과단계를 포함한다. 보다 바람직하게는, 2단 교차-유동 여과기술을 사용한다.
그 다음 황산과 같은 강산을 다량의 정화액에 첨가하여 상기 배양액 (예, 적어도 약 90중량% 이상 더 바람직하게는 약 95중량% 이상의 젖산물질)내에서의 젖산재료 대부분을 미해리된 산 형태로 변환시킨다. (도 1(B) 및 도 2(B) 참조) 바람직하게는, 상기 젖산재료의 공급원은 상기 황산화단계의 결과로 젖산 및 황산칼슘(석고)이 형성되도록 젖산칼슘을 포함한다. 석고는 물에서 아주 약간 수용성이며 공지된 기술에 의해 발효액으로부터 쉽게 제거된다(도 1(C) 및 도 2(C)).
황산염이 상기 용액으로부터 제거된 후라해도, 다소의 저분자량의 불순물(예, 아미노산 및 약 100Da 내지 500,000Da, 보다 바람직하게는 100Da 내지 300,000Da의 분자량을 갖는 불순물)이 상기 용액내에서 현탁되거나 또는 미해리된다. 젖산의 정제된 용액은 상기 산성화 용액을 수불용성 아민을 함유하는 추출제로 추출하고(도 1(D) 및 도 2(D) 참조), 젖산을 아민 용매로부터 스트리핑처리함으로써, 예컨데 젖산을 추출 용매와 혼합되지 않는 액상내로, 바람직하게는 수성상내로 후위 추출함으로써 만들어진다.
경우에 따라, 농축단계(도 1(H) 참조)는 정화단계 전 및/또는 후 그리고 산화단계 전 및/또는 후에 실행된다. 젖산재료의 공급원은 바람직하게는 상승온도에서 농축되어 약 12-60wt%의 젖산염재료의 농도를 갖는 농축용액 함유 젖산염재료를 수득한다.
이와는 별도로, 황산은 강화제로서 아민 추출제내에 포함된다. 황산은 상기 산성화단계로부터 잔류 황산으로서 아민 추출제내에 존재하거나; 아민추출단계동안 첨가되거나; 추출단계 전 또는 그 동안 아민 추출제에 첨가될 수 있다(도 2(G)참조).
2. 방법의 선택된 특징
상술된 방법은 0.8 및 9.0 사이의 pH값을 갖는 젖산물질의 공급원으로부터 젖산의 정제된 용액을 수득하는데 적합하다. 그러므로, 상기 방법은 중성 발효 공정과 연계되어 사용 후 저pH값의 발효 공정으로 전환되거나, 또는 역으로도 성립된다. 중성 pH값 발효에서 저pH값 발효로 변환할 때, 다소의 단계는 용량 초과, 예컨데 산성화 용량 초과 또는 석고 여과처리 동안의 용량 초과이다. 대조적으로, 다수의 현행 방법들은 각종 pH값을 갖는 젖산염재료의 공급원으로 사용하는 데 효과적이지않다. 그러므로, 최종 사용자가 중성 발효공정으로부터 저pH값의 발효공정으로 변환한다면, 현행 방법들에서의 전체 과정은 바껴야되며, 새로운 장치가 설치되어야한다.
액체-액체 추출 전에 젖산염재료의 공급원을 농축시키는 것은 젖산염재료의 희석공급원의 추출제와 비교되는 유기 용매로 추출하는 동안 회수된 젖산의 수량을 증가시키는 경향이 있다. 젖산염재료의 공급원을 농축하는 것은 액체-액체 추출 동안 유기상 대 수성상의 비율을 변경시킨다. 추출동안 상내에서의 변화의 결과로는 젖산의 보다 높은 회수가 초래되는 것으로 사료된다.
아민 추출제에 황산 산성화단계를 조합하는 것은 저(예, 불과 약 10wt%정도의) 젖산 농도의 수성상내에서 유기상내의 젖산에 대해 향상된 구분을 결과로 하는 경향이 있다. 잔류황산은 아민 추출단계동안 강화제로 작용하는 것으로 간주된다. 또한, 아민 추출제내의 잔류 황산은 그 다음의 수성후위추출단계동안 수성상내로 구분되지않는 경향이 있다. 그러므로, 황산은 마지막 생성물을 불순화시키지는 않는다. 상기 방법은 액체-액체 추출 공정을 이용하여 젖산을 정제하기때문에, 혼합 당 흐름을 이용한 발효에 의해 형성된 젖산을 처리하는 데 적절하다. 대조적으로, 막을 불순화시키는 경향이 있는 혼합당 흐름으로 인한 발효액내의 불순물때문에, 물 분열 전기투석법과 같은 다른 정제방법은 혼합 당 흐름을 이용한 발효에 의해 형성된 젖산을 사용하기에 적절하지못하다.
상기 방법은 다수의 현행 화학공정에서 사용된 비교적 비싼 장치를 필요로하지않는다. 예를 들어, CO2추출제내에 사용된 장치(미국특허 5,510,526)는 이산화탄소의 압력을 지탱할 수 있어야하며, 네가지 위상(기상, 고상, 두가지 액상)을 혼합 및 융합할 수 있어야하고, 탄산염 또는 중탄산염을 발효용기에 재순환시킬 수 있어야한다. 물 분열 전기투석에 사용된 막모듈(modules)들 및 막들은 비싸며 물 분열 전기투석(예 전류)을 위한 작동비용이 비싸질 수 있다. 이온교환 공정은, 특히 중성 pH값의 배양액을 이용한 대구모 공정과 관련하여 사용된 때, 다량의 수지를 갖는 다중 탑(bed)들을 필요로 한다. 양이온 교환 수지를 양성자 형태로 재생시키는 것은 과량의 염산 또는 다른 강한 미네랄산을 필요로하며, 배열처리가 필요한 수용성 염 흐름을 생성한다. 수용성 염을 매립처리하는 것은 전형적으로 물을 증발시켜서 상기 염을 결정화시키고, 이에 따라 처리비용이 증가한다. 각 재생단계의 전 및 후에, 상기 수지는 전형의 방식으로 세정된다. 상기 세정수는 더 많은 물을 상기 시스템에 첨가하는 경향이 있으며, 이에 따라 상기 물 증발 부담량이 증가하게 된다.
대조적으로, 상기에 기술된 바람직한 기술에 따른 방법은 비교적 간단하고 비용이 싼 장치를 이용하여 실행될 수 있는 것으로, 예컨데 산성화 용기 및/또는 석고 결정화 용기는 물 분열 전기투석에 필요한 장치 또는 CO2용기와 비교하여 보다 덜 복잡하고 비용이 덜 비싸다. 상기 방법은 또한 다른 젖산 제조공정과 용이하게 통합된다. 예를 들어, 미국특허 5,510,526에 기술된 상기 방법으로부터의 불순물함유 용매는, 여기서 참고로 수록하며, 본 발명에서 추출제로 사용될 수 있다. 상기 방법은 또한 공지된 중합반응 공정으로부터 불순화된 면 흐름을 정제하는 데 사용될 수도 있다.
3. 기타 방법
다수의 현행 방법들은 폭넓은 범위의 pH값을 갖는 젖산염재료의 공급원을 사용하기에 적합하지않다. 예를 들어, 물-분열 전기투석이 중성 발효액으로부터 젖산의 산성화에는 효과적인 방법이라 해도 저pH값 발효액으로부터 젖산의 산성화하는 데 있어서는 덜 효과적인 경향이 있다. 물-분열 전기투석에서, 젖산염은 (전기전류를 이용하여) 젖산 음이온을 구동하고 양이온 교차 음이온 및 양이온 선택 막을 각각 대응시킴으로써 대응 베이스 및 유리 젖산으로 변환된다. 음이온 및 양이온 선택 막을 포함하는 양극 막은, 양성자 및 수산기 이온내로 물을 분열시키는 데 사용된다. 상기 양성자는 젖산염 음이온과 결합되어 유리 젖산을 형성하고, 수산기 이온은 양이온과 결합되어 양이온 수산화염을 형성한다. 젖산 산성화를 위한 물 분열 전기투석은 미국특허 5,776,439에 공지되어 있다. 물-분열 전기투석을 위한 장치는 미국특허 5,198,086 및 4,7540281에 공지되어 있다. 이 특허의 발명들은 참고로 수록된다. 현재의 (저pH값 발효액내에 존재하는)유리젖산이 전기계에 의해 영향받지않기 때문에, 음이온 선택 막막하지않는다. 그러므로, 발효액내에 존재하는 유리젖산은 발효액내에서 중성 불순물과 함께 잔류하는 경향이 있다. 이에 따라, 상기 벌효액내에 존재하는 처음의 유리젖산은 회수되지않는다.
이온교환 공정은 저pH값 배양액의 산성화에 효과적이지만 중성 pH값 배양액의 산성화에는 덜 효과적이다. 이온교환 공정에서, 발효액은 양성자화된 양이온 교환 수지와 접촉된다. 상기 수지로부터의 양성자 및 염의 양이온은 교환되어 젖산을 형성한다. 상기 염으로부터의 양이온은 수지상에 잔류한다. 저pH값의 배양액에서, 젖산염재료는 대부분 모든 유리젖산 형태이다. 그러므로, 수지는 재생이 요구되기전에 다량의 배양액을 처리할 수 있다. 그러나, 발효액이 중성 pH값 상태일 때, 약간의 배양액만이 재생이 요구되기전에 처리될 수 있다. 그 다음 수지가 빈번하게 재생되어야하기때문에 효율은 감소한다.
이산화탄소(CO2)를 이용한 액체-액체 추출법은 중성 발효액으로부터 젖산염을 회수하도록 설계된 산성화기술이다. 원래, CO2를 이용한 액체-액체 추출화에서, 젖산염은 CO2화학반응에 의해 유리젖산으로 변환되며 그 다음 상기 변환된 젖산은 배양액으로부터 추출된다. CO2에 의한 액체-액체 추출화는 중성 pH값의 발효액과 비교되는 저pH값 발효액과 관련하여 사용하기에 비효과적인 경향이 있다. 저pH값에서, 젖산염은 CO2화학반응을 통해 유리젖산으로 변환되는데, 그 이유는 유기상내에서의 유리젖산의 농도가 이미 CO2화학반응을 통해 달성할 수 있는 젖산 농도이상이기때문이다.
추출성 발효법은 액체-액체 추출법 또는 흡수법에 의해 발효액으로부터 유리젖산이 회수되며 젖산염이 발효처리에 재순환되어 발효의 pH값을 제어하는 방식이다. 예를 들어, PCT 99/19290 및 미국특허 5,786,185은 참고로 수록된다. 추출성발효법은 발효액이 다량의 유리젖산 및 젖산염 배양액을 함유할 때 보다 더 효과적인 경향이 있다. 그러나, 젖산물질가 대부분 젖산염(예컨데 중성 pH값)으로 존재할 때, 추출성 발효법의 잇점이 감소하는 경향이 있다. 재순환 흐름에서 고농도의 젖산염은 발효기내에서의 미생물을 억제한다. 생산성은, 한 시간당 발효액의 갤런(gallon) 단위로 회수된 유리젖산의 파운드에 의해 측정되는 것으로, 갤런당 회수된 유리젖산의 양이 적기때문에 낮은 경향이 있다. 그러므로, 다량의 발효액은 고용량 계획을 달성하도록 처리되어야한다. 다시 말하면, 유리젖산이 대부분 발효액(예컨데 저pH값)내에 존재할 때, 약간 자극이 되어 젖산이 격감된 흐름을 발효기로 재순환시킨다. 상기 재순환 흐름은 상기 방법의 복잡성을 증가키며, 불순물을 시스템 내에 첨가하고, 젖산 농도가 이미 높기 때문에 이득이 거의 없다.
4. 젖산
상기 방법을 설명하기 전에, 젖산의 여러 측면에 대하여 간단히 설명한다.
a. pH값 및 젖산 성분
수성액에서, 젖산(약자 HLa 및/또는 LaH 참조)은 양성자, H+, 젖산염 음이온, La-(양이온의 다른 공급원이 존재할 때, 전형으로는 완충염으로부터 얻었을 때 해리된 젖산염으로 종종 간주됨)내로 해리한다. 평형상태에서의 해리량은 용액의 pH값 및 젖산의 pKa에 관련한다. 식 1은 pH, pKa및 젖산 해리의 정도 사이의 일반관계를 나타내며, [La-] 및 [HLa]가 젖산염 음이온 및 유리젖산 각각의 열역학적 작용도이다.
pH = pKa+ log [La-]/[HLa]식 1
식 1에 나타난 바와 같이, pH값이 젖산의 pKa과 동일할 때 젖산염재료의 약 반정도는 해리된 형태이다. pH값이 pKa보다 클 때, 젖산염재료의 대다수는 해리된 형태(젖산염 음이온 또는 젖산염 형태로도 불림)이다. 즉, pH값이 pKa보다 적을 때, 다량의 젖산염재료는 미해리된 형태(산형태라고 불림)이다.
상기 젖산염재료의 pKa는 변할 수 있다. 예를 들어, 25℃에서 젖산의 pKa는 3.86인 반면, 5℃에서 pKa는 약 3.89이다. 또한, 용액내의 젖산 농도가 증가할수록 젖산의 pKa가 감소하는 경향이 있다. 그러나 젖산의 pKa는 일반적으로 약 3.4 내지 약 3.9이내이다.
상술된 바와 같이, 용액내에 존재하는 유리젖산의 양은 상기 혼합물에서 젖산염재료의 전체 농도(즉 젖산 + 해리된 젖산염) 및 용액의 pH값의 함수이다. 이에 따라, 주어진 용액(예, 발효액)의 두 변수를 지정하는 것은, 젖산 농도를 효과적으로 나타낸다. 용액의 pH값이 낮을수록, 유리산 형태에서 존재하는 젖산염재료의 비율은 높아진다. 즉, 중간(용액 또는 혼합물) pH값이 젖산의 pKa(25℃에서 약 3.8)와 동일하다면, 젖산염재료의 50%는 유리산 형태에서 존재한다.
b. 키랄특성
젖산은 키랄(chiral)센터를 가지며 D 및 L 형태에서 발견된다. 젖산의 키랄순도는 특정 산업분야에서 중요한 것으로, 예를 들어 미국특허 5,142,023; 5,338,822; 5,484,881; 5,536,807을 참고로 수록한다. 박테리아, 예를 들어 젖산균류로부터, 는 D-젖산 또는 L-젖산을 제조할 수 있다. 그러나, 박테리아 스트레인은 전형으로 하나의 에난셔머(enantiomer)를 지배적으로 생산한다. 젖산의 높은 키랄순도(90%이상)를 갖춘 발효액은 쉽게 얻을 수 있다. 상기 키랄특성은 발효 시 미생물 세포에 의한 기타 탄수화물 및 데스트로스로부터 획득된다. 예를 들어, 락토바실러스 불가리카스 및 락토바실러스 코리니포르미스는 전형적으로 D-젖산 에난셔머를 거의 지배적으로 제조한다. 락토바실러스 카세이는 대부분 L-젖산을 생산하는 것으로 알려져왔다.
상기 젖산의 키랄순도는 젖산중합체의 특성상에 영향을 미칠 수 있다.예를 들어, 상기 중합체의 결정화 기능은 중합체의 키랄순도에 영향을 받는다; 예를 들어 미국특허 5,484,881; 5,585,191; 5,536,807을 참조한다(여기서 참고로 수록함). 특정 결정화도를 갖춘 중합체는 특정 산업분야에 사용된다. 예를 들어, 중합체 결정화도는 중합체의 열왜곡 온도에 영향을 미칠 수 있다. 중합체의 결정화도는 또한 섬유, 짜여지지않은 직물, 필름 및 기타 최종생산물로 젖산중합체 수지를 저장, 전송, 가공처리하는 데 영향을 미칠 수 있다.
현재 식품분야에 사용되는 젖산은 95%이상의 키랄순도를 필요로하며, 일반적으로 "L"형태에 가깝다. 상기 젖산의 키랄순도는 또한 젖산이 개시재료인 약학 및 기타 의학장치와 같은 최종 생산물에 중요하다. "95%의 키랄순도"란 젖산/젖산염함량의 95%가 두개의 가능한 에난셔머 중 하나인 것을 말한다. (그러므로, 성분은 별도로 라세미산 10% 또는 광학적으로 순수한 90%로 된 것을 특징으로 함)기타 응용에서, 젖산의 광학 순도는 적어도 50%, 보다 바람직하게는 75%, 가장 바람직하게는 적어도 90%인 것이 적절하다.
5. 발효법
상기 방법이 젖산염재료의 각종 공급원에 적절히 사용된다해도, 상기 방법은 젖산염재료의 공급원으로 발효액과 관련하여 기술될 것이다.
발효법은 탄소 공급원을 대사시키면서 젖산을 형성할 수 있는, 박테리아, 균류 또는 효모와 같은 미생물을 이용하여 실행될 수 있다. 상기 유기체를 생성시키는 젖산염재료는 공지되어 있다. 전형으로, 락토바실라세아에족의 박테리아가 사용된다. 균류에 있어서는, 리조푸스족의 박테리아가 사용된다. 적절한 효모는 사카로미세스 및 클루베로미세스, 예를 들어 사카로비세스 세레비지아에를 포함한다.
전형적으로 발효법은 사용된 특정 유기체에 적절한 온도에서 실행되는 것으로, 세균성 발효법에 대해서는 약 30℃ 및 60℃ 사이이며 효모성 발효법에 대해서는 약 20℃ 및 45℃ 사이이다. 균류성 발효법은, 온도의 범위가 매우 폭넓지만 종종 약 25℃ 내지 50℃이내이다.
영양배지는 전형적으로 탄소 공급원을 함유한다. 일반적으로 탄소 공급원은 미가공 재료를 함유하는 탄수화물을 포함한다. 다수의 값싼 탄소 공급원은 농학공정의 생산물에 의해 제공된다. 적절한 탄소 공급원의 예로는 당밀; 감자당 또는 사탕무당; 옥수수, 감자 또는 쌀 녹말 및 가수분해물; 유장 및 유청이 있다. 글루코스 및 수크로스와 같은 당을 함유하는 적절한 용액도 만들어질 수 있다. 균류성 발효법에 있어서, 보리, 카사바, 옥수수, 귀리 및 쌀과 같은 미가공 재료는 탄소 송급원으로 사용될 수도 있다.
전형으로, 영양배지는 또한 질소 공급원을 함유한다. 바람직하게는 질소 공급원은 유기 및 무기 질소함유 화합물의 배합물을 포함한다. 적절한 질소 송급원의 예로는 효모 추출물, 옥수수 스팁(steep) 증류수, 간장 가수분해물, 맥아 싹 및 황산염 암모늄이 있다.
배양단계 시 발효액의 pH값은 "평균 배양 pH값" 또는 "최종 배양 pH값"으로 표시될 수 있다. 발효법이 젖산 농도의 pH값이 젖산염 제조를 추가 억제하는 포인트까지 실행된다면, "평균 배양 pH값"은 필요한 주기동안 10번이상의 등시간간격으로 측정된 pH값의 평균을 기초로 결정되어 제한성 젖산염 농도의 90%를 생성한다.
상술된 바와 같이, "제한성 젖산염 농도"는 젖산염 생성을 추가 억제하는 발효법에 의해 생성된 젖산 농도 및/또는 그 pH값의 상태에서 주어진 배양 조건(영양배지, 온도, 폭기의 정도)하에서의 젖산염 농도(미해리된 및 해리된 젖산의 농도)이다. 상술된 바와 같이, "제한성 배양 pH값"은 젖산염 제조를 추가억제하는 젖산 농도 및/또는 그 pH값의 상태에서 주어진 배양 조건을 위한 발효액의 pH값을 말한다. 배치식 발효법으로 생성된 젖산염의 양이 추가 배양 시 동일한 조건하에서 최대 약 12시간동안 약 3%이상 증가하지않을 때, 젖산염 제조의 억제가 일어나는 것으로 간주된다.
상기 정의는 젖산염 제조를 위한 충분한 영양이 발효액내에서 여전히 유용하며 배치식 및 연속식 공정 모두에 적용되는 것으로 가정한다.
별도로, 발효법 공정은 제한성 젖산염 농도가 적용되지않는 연속식에서 실행가능하다. 일반적으로, 발효법이 연속식으로 실행될 때, 발효액의 pH값이 변동하는 초기 "개시 위상"은 영양 농도 및 젖산염 농도가 변동하는 바와 같다. 그러나, 상기 시간 후, 안정된 상태의 조건이 달성된다. 전형으로, 안정된 상태에 도달하는 응답시간은 잔류시간의 적어도 약 3 내지 5배이며 희석률에 따라 달라진다. "안정된 상태의 조건"하에서 pH값, 젖산염 농도 및 영양 농도와 같은 처리변수는 시간을 초과하여 크게 변하지않는다. 예를 들어, 안정된 상태의 조건하에서, 발효액의 pH값은 일반적으로 한 잔류시간동안 약 0.5pH단이상, 보다 바람직하게는 약 0.2pH단위이상 변동하지않는다. 상기 "잔류시간" 또는 "잔류주기"는 분자가 발효탱크내에 존재하는 평균시간을 말한다. 상기 잔류 시간은 모든 흐름이 발효기에 들어가고 나가는 유동률에 대한 배양액 부피의 비율을 계산함으로써 결정될 수 있다. 안정된 상태의 조건하에서, 모든 흐름이 발효기로 들어가는 유동률은 모든 흐름이 발효기를 나가는 유동률과 동일한다. 예를 들어, 100,000갤런의 탱크에서 유동률이 시간당 12,500이면 한 잔류시간은 8시간이다. 전형으로, 상업적규모의 발효법에 있어서, 한 잔류시간은 약 2 내지 10시간, 보다 전형적으로는 약 5 내지 7 시간이다. 안정한 상태의 조건하에서, 젖산염농도는 한 잔류시간동안 일반적으로 약 2%이상, 보다 바람직하게는 1%이상 변동하지않으며 영양농도는 약 0.3%이상, 보다 바람직하게는 0.1%이상 변동하지않는다. 이에 따라, 연속시스템에서, "평균 배양 pH값"은 안정된 상태의 조건이 달성된 후 발효법의 진행동안 10번 이상의 등시간간격으로측정된다.
상기 "최종 배양 pH값"은 성장 및/또는 젖산염재료 제조가 미생물에 의해 멈춘 지점에서의 발효액의 pH값이다. 상기 성장 및/또는 젖산염재료 제조의 정지는 반응온도, 발효액내에서의 하나이상의 필수영양의 고갈, pH의 변화, 또는 박테리아 세포와 발효액을 분리한 결과이다. 이와 같이, 충분한 산의 발효액에 첨가함으로써 발효공정을 중지시킨 경우, 최종배양 pH값은 산 또는 베이스의 첨가전에 영양배지의 pH값으로 규정된다. 별도로, 성장 및/또는 젖산염재료 제조는 하나 이상의 발효 생산물의 축적으로 인해 정지되는 것으로, 즉 발효반응이 주어진 배양조건들에 대한 자가 제한성 포인트에 도달하게된다. 최종-생산물 억제제에 사용되는 젖산과 같은 유기산을 생산하는 박테리아성 발효법이 일반적이다.
a. 중성 pH값 발효법
젖산염재료의 공급원은 중성 Ph값을 가질 수 있는 것으로, 예로는 중성 pH값의 발효법으로부터의 배양액이 있다. 다량의 미생물의 스트레인은 공지되어있으며 중성 pH값에서의 젖산 제조에 사용된다. 제네라 락토바실러스, 스트렙토코쿠스, 페디오코쿠스의 호모발효성 젖산 박테리아는 매우 중요하다. 전형으로, 상기 미생물에 대한 최상의 생산성은 약 5.0 내지 8.0 사이의 pH값에서, 보다 전형으로는 약 5.0 내지 7.0("중성 pH값") 사이의 pH값에서 이루어진다. 여기서는 미국특허 5,510,526을 참고로 수록한다.
전형적으로 젖산과 같이 보다 강한 산성이 되가는 발효액이 제조되기때문에, 중성 pH값은 전형으로 알칼리- 또는 알칼리 토금속 수산화물(수산화칼슘), 탄산칼슘, 라임의 밀크, 암모니아수 또는 암모니아기체와 같은 중화제를 발효액에 첨가함으로써 유지된다. 발효액에 첨가될 때, 중화제로부터의 양이온은 해리된 젖산과 결합하여 젖산염을 형성한다.
바람직하게는, 칸산칼슘 또는 수산화칼슘과 같은 칼슘베이스는, 젖산칼슘이 형성되도록, 중화제로서 발효액에 첨가된다. 칼슘베이스는 다른 중화제와 비교해볼 때 미생물을 생산하는 많은 젖산염에 보다 적절한 경향이 있다. 또한, 칼슘베이스는 다른 중화제보다 덜 비싼 경향이 있다. 그러나, 대다수의 현행 방법은 칼슘베이스를 함유하는 용액을 가공처리하기에 적절하지않다. 예를 들어, 칼슘베이스는 전기투석 물 분열-공정에서 막을 방해하는 경향이 있다. CO2액체-액체 추출법은 용액을 함유하는 젖산칼슘과 관련하여 사용될 때 효과적이지않은 경향이 있다(라이트푸트 et. al Ind. 영국, 화학연구보고서 1996, 35,1156). 칼슘베이스가 양이온-교환기계 산성화 공벙과 관련하여 사용될 때, 양이온 수지를 재생하기 위해 상당한 과량의 산이 요구된다. 대조적으로, 본 방법은 칼슘베이스를 함유하는 용액을 처리하는 데 적절하다. 사실상 칼슘베이스가 바람직한 중화제이다.
중성 pH값의 발효법은 배치식 또는 연속식 공정으로 실행될 수 있다. 배치식 공정에서, 적합한 영양배지는 발효용기내에서 조제된다. 일반적으로, 영양배지는 적절한 복합 질소 공급원과 함께 적절한 탄수화물 공급원을 포함하여 각종 아미노산, 비타민, 미네랄, 기타 성장요소를 공급한다. 그 다음 상기 영양배지는 요구된 미생물에 접종된다. 발효용기의 온도 및 pH값은 탄수화물 공급이 모두 배출될 때까지 최상의 범위(미생물 또는 스트레인에 따라 달라짐)내에서 유지된다. 바람직하게는, 중성 pH값은 중화제의 첨가에 의해 유지된다. 탄수화물 공급이 모두 배출된 후, 생산물(젖산염재료)은 발효액으로부터 정제된다.
연속식 공정에서, 영양배지, 미생물, (중화제와 같은)기타 첨가제는 발효기에 첨가되며, 제한성 젖산염 농도가 획득되지않는 방식으로 발효액이 발효기로부터 제거된다. 전형으로, 영양배지, 미생물, 기타 첨가제들은 특정 비율 또는 특정 간격에서 특정 양으로 첨가된다. 발효액은 안정된 상태의 조건이 달성되도록 상기 재료의 첨가를 보상하는 비율로 제거된다. 안정된 상태의 조건하에서, 발효액은 발효기에 첨가된 영양배지, 미생물, 첨가제의 유동률과 동일한 비율로 제거된다.
바람직하게는, 다단계 연속식 발효공정은 다중 발효 용기가 쓰이는 공정에 사용된다. 신선한 배지, 미생물, 기타 유사물은 제 1용기에 첨가된다. 그 다음 제 1용기의 발효액은 제 2용기에 전송되고 제 2용기의 발효액은 제 3용기에 전송되며 기타등등. 전형으로, 제 1용기가 최고 농도의 탄소 공급원과 최저 농도의 젖산을 가지고 마지막 용기가 최고 농도의 젖산염재료와 최저 농도의 탄소 공급원을 가지는 방식의 각각의 단계에서 젖산염재료의 농도는 증가하며 탄소 공급원의 농도는 감소한다. 전형으로, 약 2 내지 8 단계를 갖는 다단계 공정이 사용된다.
다소의 경우에서, 젖산염칼슘의 농도가 젖산염칼슘의 수용성 한도를 초과하기때문에 젖산염 칼슘은 발효 시 결정화된다. 별도로, 발효액은 냉각되어 젖산염 칼슘의 결정화를 일으킨다. 상기 결정화된 젖산염 칼슘은 발효액으로부터 분리되며 젖산물질의 공급원으로 사용된다. 젖산염 칼슘 분리로부터의 모체 증류수(여과액)는 발효기로 재순환될 수 있다.
b. 저 pH값의 발효법
상기 방법은 또한 저 pH값을 갖는, 예를 들어 저 pH값의 발효액, 젖산물질의 공급원으로부터 젖산을 정제하는 데 적절하다. 중성 pH값의 발효법과는 대조적으로, 저 pH값의 발효법으로 제조된 젖산물질(즉, 5.0, 바람직하게는 4.8, 보다 바람직하게는 4.3이하의 pH값을 갖는 수성액에서)는 유리산 형태로 다량의 젖산물질를 포함한다. 이에 따라, 4.5이라의 pH값을 갖는 수성액으로부터 분리하는 젖산은 산성화와 같은 공정에 따른 막대한 비용을 배제하는 경향이 있다. 또한, 산성화공정이 실행된다해도, 실질적으로 보다 적은 에너지 및/또는 산과 같은 화학물이 발효공정에서 형성된 젖산물질의 단위당 전형적으로 요구된다. 그러므로, "저 pH값"에서 고 생산성을 유지하는 유기체를 개발하는 데 주목한다. 여기서 사용된 바와 같이, "저 pH값"은 5.0이하, 바람직하게는 4.8이하, 보다 바람직하게는 4.3이하, 전형으로는 2.5 내지 4.2의 pH값을 갖는 용액으로 간주한다. 미생물이 저 pH값에서 고 생산성을 유지할 수 있다해도, 수산화칼슘 또는 탄산칼슘과 같은 중화제는 발효액에 첨가되어 저 pH값일지라도 요구된 바를 유지한다.
유기체가 탄수화물 공급원을 대사시켜서 저 pH값으로 젖산을 형성시키는 것을 공지되어 있다. 예를 들어, 저 pH값의 발효법은 내산성 유사젖산 박테리아와 같은 내산성 박테리아를 이용하여 실행될 수 있다. "내산성"은 젖산물질의 실질적인 부분을 유리산 형태로 설비시키기에 충분한 pH값에서 젖산물질를 제조할 수 있는 박데리아를 말한다. 이는 예컨데 PCT 99/19503에 기술되어 있는 것으로(자연 공급원으로부터 분리된 내산성 락토바실러스를 이용하여 약 70 내지 80g/L의 젖산 농도로 약 3.8의 최종 pH값에서 젖산에 대한 탄수화물의 발효법을 기술함), 참고로 수록한다. 별도로, 저 pH값의 발효법은 균류 또는 효모를 이용하여 실행될 수 있다. 예를 들어, PCT 99/14335는 젖산염 탈수소효소의 적어도 하나의 카피(copy)와 함께 전송된 효모스트레인을 갖춘 약 2.8의 최종 pH값에서 젖산에 대한 탄수화물의 발효법을 밝혀내어 피루베이트로부터 젖산의 제조를 허용하는 것으로, 참고로 수록한다.
저 pH값 발효법은 상술된 배치식 또는 연속식 공정으로 실행될 수 있다.
5. 용액 정화법
젖산물질의 공급원은 전형으로 상업적으로 유용한 정제된 젖산 용액을 제조하기 위해 제거될 필요가 있는 불순물을 함유한다. 예를 들어, 중성 또는 저 pH값의 발효법으로부터 획득된 젖산물질의 공급원은 해리된 및 미해리된 젖산물질(즉, 유리산 및 염 모두), 비변환된 개시 재료(탄소 공급원), 중금속, 생산물에 의한 대사, 세포, 세포조각, 무기염를 전형으로 함유한다. 상기 방법은 정제된 젖산 용액을 획득하기 위해 전형적으로 요구된다.
따라서, 상기 방법은 젖산물질의 공급원내에서 현탁된 세포질량 및/또는 다른 고분자 중량 잔해의 양이 감소되는 "정화"단계를 포함한다. "고분자 중량 잔해"는 약 10,000Da 내지 약 500,000Da, 보다 바람직하게는 40,000Da 내지 500,000Da의 분자 중량을 갖지며, 거시적 고체, 미해리된 염, DNA, 지질, 다당류, 단백질, 탄수화물, 이들의 조각과 같은 불순물을 말한다. 정화 기술은 공지되어있으며, 특별히제한되지는 않으나, 여과법, 한외여과법, 또는 회전식 진공 여과법 및 원심법을 포함한다. 예를 들어 발효법과 생화학 엔지니어링 핸드북: 원리, 공정설계 및 장치, ed. Vogel과 Todaro 저, Noyes 출판사, 웨스트우드, 뉴저지, 1997, 6장(여과법) 및 12장(원심분리법) 참조한다.
교차-유동 여과법은 배양액 정화의 바란직한 방법이다. 교차-유동 여과법에서, 여기서 슬러리로 참조되기도한 젖산물질의 공급원은, 막의 접선방향으로 교차펌프된다. 압력경사도는 막에 교차생성되어 액체의 이동(및 젖산물질를 포함하는, 해리된 저분자 중량 화합물)을 막을 통해 조성한다. 여과된 액체는 또한 정화된 액체 또는 삼투로 간주된다. 세포, 세포조각 및 기타 고분자 중량 잔해는 막을 통해 이동하지않으며 농축 슬러리 또는 농축유내에서 유지된다. 교차-유동여과법은 각종 입자크기(미생물 크기와 같은)를 갖는 불순물 및 잔해를 용액의 잔류물로부터 효과적으로 분리시키기 때문에 적절하다. 교차-유동 여과법은 도한 각종 농도를 갖는 용액에 효과적이다. 교차유동 여과법으로부터 농축유는 발효용기로 재순환된다.
일반적으로, 약 40℃과 100℃ 사이의 온도와, 2 내지 7 사이의 pH값에 견딜수 있는 막이 적절하다. 또한 막 재료는 화학적 또는 열적 살균도 견딜 수 있는 것이 바람직하다. 막 재료는 중합성 재료(폴리에더술폰, 폴리술폰, 폴리테트라플루오로에틸렌, 폴리비닐이덴 플루오라이드)와 무기재료(알루미나, 지르코니아, 스테인리스 스틸, 기타)를 포함하는 것이 바람직하다. 상기 공정에 적합한 막 장치를 갖춘 회사로는 Koch 막 시스템, Wilmington, MA; U.S 필터, Warrendale, PA이 있다.
교차-유동여과법은 하나의 단계로 실행될 수 있다. 단일 단계의 공정에서,세포 및 고분자 중량 잔해는 약 0.1 내지 1.0 마이크론의 구멍크기 또는 5,000Da 내지 500,000Da 사이의크기로 절삭된 분자량(MWCO)으로 된 막을 이용하여 발효액으로부터 제거된다. 즉, 5,000Da의 MWCO를 갖는 막, 500,000Da의 MWCO을 갖는 막, 또는 5,000Da 내지 500,000Da 사이의 MWCO를 갖는 막이 사용될 수 있다. 보다 바람직하게는, 막이 불순화되는 것을 막기 위해, 40,000에서 500,000로 절삭된 분자량을 갖는 막을 사용한다.
바람직하게는, 두 단계의 교차-유동 여과 공정을 사용한다. 제 1단계에서, 세포와 같은 큰 재료는 500,000의 MWCO보다 큰 구멍크기를 갖는 막을 이용하여 제거된다. 제 2단계에서, 단백질, 다당류와 같은 고분자 중량 잔해들은, 300Da 및 500,000Da 사이의 MWCO를 갖는 막을 이용하여 배양액으로부터 제거된다. 보다 전형으로는, 상기 제 2단계는 2,000Da 및 300,000Da 사이의 MWCO를 갖는 막을 이용한다.
두 단계의 교차-유동 여과 공정은 특히 발효액의 정화에 효과적이다. 큰 세포성 잔해가 제 1단계에서 여과되기때문에, 제 2단계에서의 막은 세포성 잔해로 방해되지않는 경향이 있다. 그러므로, 특히 발효법이 효모와 같은 보다 긴 유기체를 이용하여 실행될 때, 두 단계의 교차-유동 여과공정은 막의 생명력을 연장하고 유량의 속도를 높이는 결과를 가져오는 경향이 있다. 상기 막 모듈은 전형으로 서로교체가능하여 구멍크기의 막 또는 MWCO는 필요에 따라 변경될 수 있다.
교차-유동 여과법은 각종 흐름 구조로 실행될 수 있다. 예를 들어, 교차-유동 여과 공정은 연속식 또는 배치식 모드로 실행될 수 있다. 각종 구조도 또한 적절하다. 막이 외피(shell) 및 관 열 교환기내의 관과 유사한 관에서 세로로 배열된 관형구조는, 각종 입자크기(미생물과 같은)를 포함하는 용액들을 처리할 수 있기때문에 바람직하다. 그러나, 막의 불순화를 감소시키는 모든 유동 구조(나선형 권선, 평면시트 등)가 적절하다. Cheryan, M.,한외여과법 및 마이크로여과법 핸드북, Technomic출판사, Lancaster, PA, 1998, 5장 참조.
6. 농축 I
농축단계는 산성화 전 및/또는 후에 최적으로 실행된다. 상기 농축단계는 또한 정화단계 전 및/또는 후에 실행될 수 있다. 젖산물질의 공급원을 농축하는 것은 추출 시 획득된 젖산의 수량을 증가시키는 경향이 있다. 전형으로, 발효공정에 의해 획득된 젖산물질의 공급원은 약 5중량% 내지 15중량%를, 보다 전형으로는 8중량% 내지 15중량%의 젖산물질를 포함한다. 그러나, 젖산물질의 농도는 발효액의 pH값이 감소하거나, 탄소 공급원이 변하거나, 또는 미생물이 변함에 따라 달라질 수 있다. 농축단계는 젖산물질의 공급원을 상승온도에 노출시켜서, 실질적으로 용액내에 존재하는 젖산물질의 양을 줄이지않고도, 용액의 부피를 감소시키는 것을 포함한다. 전형으로, 상기 용액의 부피는, 예컨데 젖산물질의 양을 약 10중량%, 보다 바람직하게는 약 5중량%, 가장 바람직하게는 약 0.1 내지 1중량% 감소되는 젖산물질의 양의 유사감소화없이, 약 10중량%, 보다 바람직하게는 약 25중량%, 가장 바람직하게는 약 75중량%가 감소된다. 전형으로, 농축단계는 약 12중량% 내지 약 60중량%, 바람직하게는 약 12중량% 내지 약 30중량%, 가장 바람직하게는 약 15중량% 내지 25중량%의 젖산물질의 농축을 갖는 용액을 제공한다.
일반적으로, 농축단계는 상승온도에서 실행되어 용액내의 젖산물질의 보존성을 향상시키며, 특히 발효법이 중성 pH값에서 실행될 때 젖산물질는 지배적으로 염 형태이다. 전형으로, 농축단계는 약 60℃ 및 150℃ 사이, 보다 바람직하게는 약 70℃ 내지 100℃ 사이의 온도에서 실행된다.
농축화는 증발, 투과기화, 역삼투, 또는 물이 젖산물질로부터 우선적으로 분리되는 다른 모든 방법에 의해 달성된다. 바람직한 방법은 다중효과 증발기를 사용하는 것이다. 직렬로 다중효과 증발기의 사용은 시간당 수천 파운드의 물을 기화시킬 수 있다. 다중효과 증발기는 하나의 효과로 축합에 의해 생성된 열을 이용하여 다른 효과를 내기 위해 재-보일러를 제공한다. 가장 많은 다중효과 장치에서, 하나의 효과로부터의 오버헤드 증기는 다음 효과의 가열원소상에 직접적으로 응축된다. 관에서부터 기계적으로 교반된 박막 소자의 평판까지의 각종 스타일의 가열장치가 사용될 수 있다.
바람직하게는, 가열장치는 배양액의 열 히스토리를 감소시킨다(즉, 배양액을 가열하는 양은 시간 및 온도 조건에 노출됨). 열 히스토리를 감소시키는 것은 불순물의 열감퇴롸 및 젖산의 라세미화를 감소시키는 경향이 있다. 불순물의 열 감퇴화는 일반적으로 용액의 색을 증가시키고, 추가분리단계를 초래하여 젖산 순도를 증가시킨다. 상기에 논의된 바와 같이, 젖산의 키랄 순도는 다소의 분야에서 중요하며, 농축단계와 연계된 라세미화를 증가시켜서 젖산을 여러 상업적 분야에서 부적절하도록 만든다.
막 증발기를 하강 또는 승강시키는 것은 잔류시간을 감소시키며 이에 따라열 감퇴화 및 라세미화를 줄인다. 강제순환식 증발기는 (염이 석출되는 경우)슬러리를 처리할 수 있기때문에 바람직하다. 대조적으로, 막 증발기를 하강 또는 승강시키는 것은 젖산염이 석출되는 경우 슬러리에 사용하기에 적절하지못하다. 추가로, 열 재개조 증발기 또는 기계적 재개조 증발기가 적절하다.
젖산물질의 농도가 증가함에 따라, 젖산염칼슘(또는 기타 젖산염)의 최대 수용성은 획득되어, 그 결과로 용액에서 젖산염을 석출시킨다. 젖산염의 석출이 전형으로 정제된 젖산용액의 특성을 감소시키지 않는다해도, 젖산염이 용액내에 남아있는 것이 바람직하다. 그러므로, 상기 방법은 용액을 끝까지 농축시키지만, 젖산염의 수용한도를 넘지않는 것이 바람직하다. 미국특허 5,766,439는 참고로 수록한 것으로, 다양한 온도에서 젖산염칼슘의 수용성을 기술한다.
표 1은 50℃에서 54중량%의 알라민304(Cognis, Tuscon, AZ)과 46중량%의 이소파 K(Exxon)를 포함하는 용매를 이용하여 다양한 농도를 갖는 젖산물질의 공급원에 대해 4단 이론 추출법으로 회수된 젖산의 백분율을 나타낸다. 4단 이론 추출법에서, 삽입 유기상내 삽입 수성상의 중량비율은 2.5이다. 표 1에 도시된 바와 같이, 회수된 젖산의 양은 공급원내의 젖산의 농도에 따라 크게 달라진다. 그러므로, 젖산물질의 공급원을 젖산 추출공정전에 농축시키는 것은 상기 공정의 효율을 향상시킨다.
표 1. 수성 배양액으로부터의 젖산 회수율
추출용 공급물내의 젖산 농도(중량%) 유기용매내에서 회수된 젖산%
10 56.5
20 77.2
30 87.5
40 92.4
50 95.3
60 97.4
표 3은 50℃에서 54중량%의 알라민304과 46중량%의 이소파 K를 포함하는 유기용매를 사용하여 추출된 젖산의 McCabe-Thiele 표를 나타낸다. A라인은 수성상 및 유기상 사이의 젖산의 분할을 나타내는 평형라인이다. 평형라인은 상기 두 상 사이의 젖산의 분할을 측정함으로써 실험적으로 결정된다. 젖산에 대한 평형곡선의 형상은 독특하다. 상기 곡선은 수성상내에서 젖산 농도가 낮은 구간([젖산]<10중량%)에서 비교적 낮은 기울기를 갖는다. 상기 기울기는 수성상내에서 젖산 농도가 중간인 구간(10중량%<[젖산]<21중량%)에서 증가하며, 측정된 젖산 농도가 가장 높은 구간(21중량%<[젖산])에서 다시 평편해진다.
B 및 D 라인은 초기 젖산 농도와는 다른 젖산의 두 공급원에 대한 라인 및 단계를 구동한다. 상기 구동 라인은 추출공정의 모든 단계에서 유기상에 대한 수성상의 비율을 측정한 것이다. 분할 용질(젖산)이 희석되고 수성상이 유기상내에서 매우 낮은 수용성을 가질 때, 또한 그의 역일때, 일반적으로 구동 라인은 직선이 된다. 구동 라인은 일반적으로, 상기 용질이 보다 더 농축되기 때문에, 유기상내에서의 수성상의 수용성이 증가하기 때문에, 또한 그의 역도 성립하기때문에, 더욱 굴곡된다.
일반적으로 젖산의 공급원이 보다 더 농축되감에 따라 유기상에 대한 수성상의 중량비율이 급속히 변하기때문에 구동 라인은 굴곡된다. 일반적으로 젖산이 수성상에서 유기상내로 추출됨에 따라 수성상의 양이 감소하고 유기상의 양이 증가한다. 그 이유는 젖산과 함께 유기상내로 수성상의 부분적인 공동-추출로 인한 것이다. 또한, 수성상에서 유기상내로의 젖산 이동은 수성상의 질량을 감소시키면서 유기상의 질량을 증가시킨다.
구동 라인 B 및 D는, 젖산의 고농축 및 유기상내의 물의 분할로 인해 선형적이지않게된다. 라인 B는 젖산의 공급원에 대한 구동 라인이며, 60중량%의 초기 젖산 농도를 갖는다. 라인 D는 젖산의 공급원에 대한 구동 라인이며, 30중량%의 초기 젖산 농도를 갖는다. 보다 낮은 초기 젖산 농도에서 상기 구동라인이 더욱 선형이 되는 것을 주목한다(예, 30중량% 대 60중량%).
라인 C 및 E는 라인 B 및 D에서 보여진 젖산의 공급원의 추출에 대한 다단 추출법의 단계를 각각 나타낸다. 라인 C 및 D의 각 "단계"는 4단 이돈 추출법의 한 단계를 나타낸다.
도 3에 도시된 바와 같이, 핀치포인트는 수성상에서 10중량%의 젖산둘레에 위치된다. 일반적으로 보다 많은 단계가 필요하기때문에 평형곡선내의 핀치포인트는 젖산회수에서의 감소를 초래하는 경향이 있다. 그러나, 보다 높은 초기 젖산 농도를 갖는 젖산의 공급원의 구동 라인(라인 B)는 순조롭게 굴곡되어 상기 핀치포인트의 효과를 감소시킨다. 이에 따라, 보다 낮은 초기 젖산 농도를 갖는 젖산의 공급원의 다단계 추출법에서(라인 D), 추출단계는 축소되며 보다 빈번해진다(라인E). 대조적으로, 보다 높은 초기 젖산 농도를 갖는 젖산의 공급원의 다단계 추출법에서(라인 B), 추출단계는 확대되며 덜 빈번한 상태로 남는다(라인 C).
상기 방법은 또한 평형곡선이 핀치포인트를 갖지않는 용매와 관련하여 사용하기에 적절하다. 예를 들어, 옥타놀 또는 트리부틸포스페이트와 같은 강화제가 유기용매에 첨가될 때, 평형곡선은 보다 더 선형이 되는 경향이 있다. 상기 방법은 강화제를 포함하는 용매로부터 젖산의 효과적인 추출을 제공한다.
또한 농축단계는 추출단계와 결합하여 사용될 때 잇점을 제공하여, 농축단계는 전체 공정에 이득을 제공한다. 상기 농축단계는 젖산물질의 공급원의 농도와는 상관없이 균일한 농축을 갖춘 용액이 생성되도록 한다. 농축단계없이, 그 다음 분리단계는 가장 낮을 것으로 예상된 젖산재료 농도를 가공처리하도록 설계되어야한다. 농축단계와 함께, 나머지 단계들은 거의 일정한 젖산물질 농도를 가공처리하도록 설계될 수 있다. 그러므로, 정화 및 농축단계는 젖산물질의 다양한 농도를 처리하기에 충분할 만큼 융통적이어야한다.
정화 및 농축단계는 다양한 농도를 갖는 젖산물질의 공급원을 처리하도록 용이하게 개조된다. 대규모 공장에서는 평행 여과 장치를 사용하기도하며 다른 평행 여과 장치의 추가가 비교적 비싸지않기때문에, 배약액 정화를 위한 교차-유동 여과단계는 요구된다면 용이하게 확대된다. 막횡단 압력, 공급 유동체 속도, 다른 기타 구동 변수들은 또한 변조되어 막을 통해 추가 유동을 획득할 수 있다. 농축단계에서, 많은 동작 변수들은 증발된 물의 양을 증가 또는 감소하도록 변경될 수 있다. 예를 들어, 가열배지의 온도는 변경될 수 있으며 및/또는 열 교환기를 통과하는 유동체의 속도는 변경될 수 있다.
상기 농축단계는 또한 그 다음 단계에서 처리되는 재료의 양을 감소시킨다. 예를 들어, 젖산물질 농도가 10중량% 내지 20중량% 증가하면, 추가 가공처리를 위한 재료의 양은 반으로 감소한다. 즉, 90%의 물(180lb물) 및 10%의 젖산(20lb)으로 된 예비-농도 성분을 함유하는 200lb 용액은 80%(80lb)의 물 및 20%(20lb)의 젖산을 함유하는 100lb용액으로 농축될 수 있다. 실질적으로 가공처리된 상기 재료의 감소된 부피는 장치비용을 절감시킨다. 또한, 산기 가공처리된 재료의 부피를 감소시키는 것은 그 다음 단계에서 가열 및 냉각 비용을 절감시킨다.
젖산물질의 공급원을 농축시키는 것은 또한 젖산물질의 공급원내에 존재하는 불순물의 양을 감소시킨다. 예를 들어, 젖산물질의 공급원내의 다소의 불순물은 ,유리산 형태로, 증발에 의해 상기 용액으로부터 제거될 수 있는 휘발성 탄산기 산(예 아세트산)이다. 기타 불순물들은 제한된 수용성을 갖는다. 예를 들어, 불순화 산은 염 형태에서 수용성이 낮다(특히 칼슘염으로서). 다른 불순화 산은 유리산 형태에서 수용성이 낮다. 상기 불순화 산 불순물은, 산성화전 또는 산성화후의, 농축단계상에서 석출된다. 그러므로, 젖산물질의 공급원내에서의 불순물의 양은 감소된다.
젖산물질의 공급원이 추출단계전에 농축될 때, 용매의 사용은 보다 효과적이다. 예를 들어, 약 1몰의 산은 전형으로 용매내에서 아민 1몰당 추출된다. 대조적으로, 상기 본 방법은 1몰의 아민당 약 2몰이상의 젖산을 추출한다. 그 결과 용매 유동률이 감소되며 이에 따라 장치비용이 절감되고 용매손실이 감소된다. 많은 추출공정에서 1:1 아민 대 산 비율의 몰비율을 초과하는 것이 감소된 선택성을 초래한다해도, 고선택성 및 불순물함유는 본 방법을 이용하면 가능하다.
젖산물질의 공급원이 농축될 때, 후위 추출법에 의해 획득된 수성용액내의 젖산 농도와 같이 불순물함유 용매내에서의 젖산의 농도가 증가하는 경향이 있다. 그러므로, 최종 농축단계에 따른 비용은, 요청된다면, 전형으로 절감된다. 또한, 젖산의 농도를 증가시키는 것은 후위 추출 시 획득된 젖산의 수량을 증가시키는 경향이 있으며, 특히 상기 용매가 한정된 양을 함유하거나 또는 강화제를 함유하지않을 때 이와 같다. 결과적으로, 희박 용매내에서의 젖산 손실은 감소된다.
젖산물질의 공급원을 농축시키는 것은 상술된 바와 같이 많은 잇점을 제공하면서, 불순물의 농도도 증가시킨다. 그러나, 증가된 불순물 농도라해도, 상기 방법은 수량이 높은 상태에서 정제된 젖산용액을 여전히 제공할 수 있다.
7. 산성화법
젖산물질의 공급원은 산성화되어 젖산물질의 공급원내에서의 젖산물질를 해리된 형태 또는 염 형태에서 미해리된 산 형태로 변환시킨다. 발효액내에서 젖산염을 유리젖산으로 변환시키는 방법은 황산과 같은 강 미네랄산을 농축된 용액에 첨가함으로써 실행된다. 황산이 정화액에 첨가될 때, 황산염뿐만 아니라 유리젖산도 형성된다. 바람직하게는, 젖산 및 황산칼슘(석고)이 황산의 첨가상에 형성되도록, 젖산물질의 농축된 용액은 젖산칼슘을 함유한다. 석고는 물에 아주 약간 수용적이며, 예컨게 결정화에 의해 용액으로부터 쉽게 제거된다.
바람직하게는, 산성화는 대량의 황산칼슘 결정의 구조에 알맞은 공정조건하에서 실행된다. 예를 들어, 산성화는 용액을 교반하면서 적절하게 실행되어 2차 핵화를 감소시킨다. 국부적으로 높은 과포화를 감소시켜서 1차 핵화를 감소시키는 방식으로 황산이 첨가되는 것이 바람직하다. 대량의 결정으리 제조하는 기술은 공지되어 있으며, 미국특허 5,663,456을 참고로 수록한다.
황산 대 젖산염의 화학량적 비율이 젖산염을 젖산으로 변환시키기에 효과적인 상태에서 황산이 정화된 발효액에 첨가된다. 전형으로, 황산 대 젖사염의 비율은 0.90 내지 1.20 , 바람직하게는 0.95 내지 1.05, 가장 바람직하게는 0.99 내지 1.01 사이이다. 다른 탄산, 아미노산 또는 탄산 작용기가 불순물로 존재한다면, 황산 대 젖산염의 보다 높은 비율이 젖산뿐만아니라 불순물을 산화시키는데 사용된다.
황산은 단일 단계에서 젖산물질의 공급원에 첨가되는 것이 바람직하다. 그러나, 황산의 첨가는 두단계 공정으로 실행되는 것이 바람직하다. 제 1단계에서, 황산의 부피에 대한 고비율, 예컨데 약 80%내지 95%는 배양액에 첨가되며 교반된다. 그 다음 산성화된 젖산 및 황산칼슘의 슬러리는다른 탱크에 전송된다. 제 2단계에서, 황산은 상기 시스템내에 조심스럽게 계량되어 황산 대 젖산염의 필요한 화학량적 비율을 획득한다.
황산의 산성화는 0.8 내지 9.0이내의 pH값을 갖는 젖산물질의 공급원으로부터젖산을 정제하기에 적절하다. 그러나. 저pH값을 갖는 젖산물질의 공급원에 대해서는, 필요한 황산의 양이 감소하는 경향이 있다. 그러므로, 산성화를 위한 화학적 비용은 절감하는 경향이 있다. 또한, 저 pH값을 갖는 젖산물질의 공급원은 적은 석고를 생산하며, 이에 다라 염 폐기문제를 감소시키는 경향이 있다.
8. 석고 제거
상술된 바와 같이, 정화된 젖산물질의 공급원내에서의 젖산염은 황산 산성화에 의해 황산으로 변환된다. 상기 정화된 배양액에 황산을 첨가하는 것은 또한 황산염의 제조를 초래한다. 적어도 다소의 황산염, 예컨데 황산칼슘 또는 석고,은 정제된 배양액으로부터 제거되어 정제된 젖산용액을 제공한다. 적절하게는 젖산물질의 공급원내에 존재하는 황산염의 양은 적어도 약 10중량%, 바람직하게는 약 50중량% 내지 약 중량%, 보다 바람직하게는 약 90중량%, 가장 바람직하게는 98중량%가 감소되며, 그 결과 용액은 용액상태의 약 5중량%를, 바람직하게는 용액상태의 약 1중량%를 넘지않는 황산염을 함유한다.
석고의 여과방법은 공지되어 있다. 예를 들어, 회정식 드럼 진공 필터, 벨트 필터, 또는 압력 필터는 상기 배약액내에 존재하는 석고의 양을 줄이는데 사용될 수 있다. 원심분리기 또는 디캔터(decanter)도 사용될 수 있다. 예를 들어 발효법과 생화학 엔지니어링 핸드북: 원리, 공정설계 및 장치, ed. Vogel과 Todaro 저, Noyes 출판사, 웨스트우드, 뉴저지, 1997, 6장(여과법) 및 12장(원심분리법) 참조한다.
9. 잔류 황산칼슘의 양 감소시키기
용액내에서의 잔류 황산칼슘이 그 다음 공정에 사용되는 장치에서 스케일링(scaling)을 일으킬 수 있기 때문에, 특히 다음 단계로 농축단계가 실행된다면, 젖산용액내의 잔류 황산칼슘의 양을 감소시키는 것이 바람직하다. 바람직하게는, 적어도 다소의 잔류 황산칼슘은 추가 공정에 의해 제거된다. 보다 바람직하게는. 상기 용액이 용액상태의 약 1중량%를, 바람직하게는 0.5중량%를, 가장 바람직하게는 0.1중량%를 넘지않는 황산칼슘을 포함하는 방식으로, 잔류 황산칼슘의 양이 감소된다. 상기 잔류 황산칼슘은 이온 교환에 의해 제거될 수 있다. 이온 교환공정에서, 젖산용액내의 칼슘이온은 칼슘 이온을 수소, 나트륨, 또는 칼륨 이온으로 대체하는 이온 교환 수지와의 접촉에 의해 제거된다. 적절한 양이온 교환 수지의 예로는 Rohm 및 Haas, Philadelphia의 암버라이트 이온 교환 수지(예컨데, Amberlite IR120), Dow Chemical Company, Midland, MI의 PA 및 Dowex 이온 교환 수지(예컨데 Dowex Marathon C)이 있다. 그 다음 상기 황산염은 응이온 교환공정에 의해 제거될 수 있다. 상기 황산염 이온은 황산을 수산 이온으로 대체하는 음이온 교환 수지와의 접촉에 의해 제거된다. 적절한 음이온 교환 수지의 예로는 상술된 Amberlite 및 Dowex 이온 교환 수지가 있다.
별도로, 잔류 황산염의 양은 황산염 예비-추출공정에 의해 제거될 수 있다. 동일한 유기용매는 젖산 추출법 및 황산 예비-추출법에 사용할 수 있다. 예를 들어, 본 명세서에 기술된 제 3의 아민용매는 젖산보다는 황산에 대한 선택성이 강하다. 그러므로, 30 내지 80중량%의 장체인 제 3아민, 30 내지 70중량%의 케로센(kerosene), 0 내지 20중량%의 극성 유기 강화제를 포함하는 유기상에 상기 용액을 접촉시킴으로써 황산염 이온이 젖산용액으로부터 추출될 수 있다. 칼슘이온이 약 1.0:1.5 내지 0.8:1.0의 제 3아민 대 황산염 이온의 몰비율로 제거된 후, 상기 아민용액은 전형으로 젖산용액에 첨가된다. 상기 유기상은 소량(예 약 1중량%내지 약 10중량%)의 수성액으로 세척되어 공동-추출된 젖산을 회수한다. 그 다음 유기용매는 황산염함유 용매를 염기성 수성액에 접촉시킴으로써 재생될 수 있다. 보다 상세한 설명은 첨부된 15. 회박 용매 세척 에서 기술한다.
상기 젖산용액내의 잔류 황산염은 아민 대 황산 비율에 의해 제어될 수 있다. 이는 추출 시 젖산용액내의 잔류 황산염이 강화제로 작용할 수 있기 때문에(12장 참조) 특히 유용하다.
전형적으로, 단일 접촉단계는 잔류 황산염의 양을 감소시키기 위해 필요하다. 믹서-세틀러(Mixer-settler) 및 원심분리 추출기는 하나의 단계를 가지기 때문에 적절하다. 그러나, 잔류 황산염의 양은 다중 컬럼, 믹서-세틀러의 배터리, 또는 원심분리 추출기를 갖는 다단계 또는 역류 공정을 이용하여 감소될 수 있다.
상기 잔류 황산의 양은 또한 후위-추출단계 시 감소될 수 있다. 아민 추출법 실행 시 황산 및 젖산이 공동-추출되되는 반면(11장 참조), 황산에 대한 아민 추출제의 고선택성으로 인해 젖산만은 수성 후위-추출내에서 후위-추출된다(14장 참조). 희박용매내에서의 잔류 황산 양은 희박용매 세척 시(15장 참조) 감소될 수 있다.
기타 분할단계는 젖산용액내의 잔류 황산칼슘 양을 감소시키는데 적절하다. 예를 들어, 나노여과법은 칼슘 및 황산염과 같은 2가 이온으로부터 젖산을 선택적으로 분리할 수 있다. 나노여과법은 또한 이당류 및 올리고당류와 같은 기타 고분자량의 불순물 또는 열분해 생성물을 제거하는 경향이 있다. 전기투석은 칼슘 및 황산을 제거하는 데 사용된다. 그러나, 전기투석은 1가 이온을 제거하는 데 효과적인 경향이 있다.
10. 농축II
제 2농축단계는 경우에 따라 산성화단계 후 실행될 수 있는 것으로, 예를 들어 불용성 젖산칼슘염의 존재로 인해, 충분한 젖산 농도가 제 1농축단계에서 획득되지않는다면, 제 2농축단계가 실행된다. 유리하게는, 산성화단계 후, 상기 용액이 산 (미해리된) 형태의 젖산물질를 대부분 함유한다.
상기 젖산물질의 미해리된 산 형태는 보다 더 수용성이며 이에 따라 상기 농축단계는 젖산염의 수용성에 의해 특별히 제한되지는 않는다. 전형으로, 젖산용액은 약 20중량% 내지 약 70중량%, 보다 바람직하게는 약 40중량% 내지 약 60중량% 젖산 농축된다. 적절한 농축기술은 상기에 기술한다.
11. 젖산추출법
젖산용액내의 황산염 양이 감소된 후, 아미노산 및 탄수화물과 같은 다소의 불순물이 여전히 남아있다. 상기 정제된 젖산용액은 수불용성 아민계 용매로 상기 젖산용액을 추출함으로써 제조되는 것이 바람직하며, 또한 수불용성 아민계 용매에는 아민 용매, 유기상, 추출제 또는 추출용매가 참조된다. 상기 젖산추출법은, 추출제내에서 젖산을 분할하여 젖산함유 추출제를 형성하는 결과를 가져오며, 또한 불순물함유 아민용매, 불순물함유 추출용매, 또는 불순물함유 유기상이 참조된다.
상기 추출용매의 선택은 분할공정의 전체 효율성 및 상업성에 중요하다. 추출효율의 측정은 분할계수이다. 상기 분할계수는 수성상내에서 유리젖산의 평형농도에 의해 분리된 용매상내의 젖산의 평형농도로 규정된다. 분할계수는 수성상(추출을 일으키는 상)내의 젖산의 농도에 의해 분리된 유기상(추출제)내의 젖산의 농도(기본중량)에 의해 (평형 후) 계산될 수 있다. 일반적으로, 0.1이상의 분할계수를 갖는 것이 적절하다. 0.5보다 큰 분할계수는 일반적으로 보다 바람직하며, 1.0보다 큰 분할계수는 보다 더욱 바람직하다. 분할계수는 용매의 선택에 따라 영향을 받는다. 상업적 실제규모에서, 추출효율은 높은 수량, 낮은 추출 부피, 농축된 생성물의 조합을 달성하기 위해 시스템의 능력에 관련된다.
바람직하게, 추출법은 수불용성 아민으로 실행된다. 아민용매의 사용은 젖산의 적절한 분할 및 선택성으로 인해 적절하다. 바람직하게는, 아민은 물에서 비혼합적이며, 적어도 18개의 탄소원자를 함유한다. 보다 바람직하게는, 추출법은 제 3아민으로 실행된다. 미국특허 4,771,001; 5,132,456; 5,510,526; Shimizu et al, J. do Fermentation and Bioengineering(1996), 81권 240-246페이지; Yabannavar Wang, Biotech Bioeng., (1991) 37권 1095-1100페이지; Chen 및 Lee, Appl. Biochem. Biotech, (1997), 63-65권, 435-447페이지를 참조한다. 상기는 여기서 참고로 수록한다.
저적한 아민은 지방족, 아라지방족 또는 방향족 아민, 또는 혼합된 지방-아라지방족 또는 지방-방향족 아민, 또는 각 아민의 혼합물을 포함한다. 아민의 예로는 트리에틸아민, 디오틸아민, 트리옥틸아민, 트리데실아민, 메틸 디도데실아민, 및 암버라이트 LA-1(각 알킬 체인내에서 12개의 탄소원자와의 디알킬 아민 혼합물, Rohm amd Haas, Philadelphia, PA참조), 알라민304(트리도데실아민, Cogins, Tuscon, AZ참조, Henkel사에서 제조), 알라민308(각 체인상에서 전체 8개의 탄소원자와의 브랜치된 체인의 트리알킬 혼합물, Cogins, Tucson, AZ참조), 알라민336(트리옥틸; 트리데실; 디옥틸데실; 디데실올틸 아민의 혼합물, Cogins, Tucson, AZ참조)와 같은 공업조제품이 있다.
상기 추출단계가 실행되는 상태의 온도는 추출 효율, 점도, 추출제의 냉각비용상의 온도효과를 포함하는 변수의 수에 따라 결정된다. 전형으로, 추출단계는 약 20℃ 및 약 70℃ 사이, 보다 바람직하게는 약 30℃ 및 60℃ 사이의 온도에서 실행된다.
두 액상을 접촉시키기 위한 적절한 장치로는 팩된 컬럼, 기계적-교반된 컬럼, 구멍난 평면컬럼, 펄스된 컬럼, 믹서-세틀러, 원심분리 접촉기를 포함한다. 장치의 선택은 두 상, 유탁액 형성 경향, 온도와 압력과 같은 기타 구동변수의 조합 유동률에 따라 달라진다.
또한 상기 추출용매는 바람직하게는 탄화수소류를 함유하여 점도, 상 융합, 시스템의 기타 물리적 특성을 변조시킨다. 적절한 탄화수소의 예로는 케로센이 있다. 예를 들어, Exxon에서 제조된 생성물의 이소파과는 적절한 케로센생성물이다. 이소파 K는 특히 적절하다. 탄화수소는 (전체 사용시) 전형으로 약 1중량% 내지 약 70중량%의 상태에서 추출용매 내에 포함된다. 적절한 용매계는 알라민(alamine) 304 30중량% 내지 70중량%, 옥타놀 또는 트리부틸 인산염과 같은 극성 유기 강화제 0중량% 내지 20중량%, 케로센 30중량% 내지 70중량%으로 구성된다. 저 강화제 농도의 용매성분에서, 제 2유기상은 젖산의 추출 시 형성된다. 일반적으로, 제 2유기상은 젖산의 고농도를 포함한다. 그러나, 제 2유기산의 존재는 다소의 제조상의 문제점을 일으킨다.
젖산추출법용 옹매는 또다른 젖산공정으로부터 얻어지며, 이에 따라 젖산을 함유한다. 예를 들어, (상술된)공정으로 구동된 CO2로부터의 용매가 사용될 수 있다. 바람직하게는, 상기 용매는 저농도(예 약 1중량% 내지 약 5중량%)의 젖산을 함유한다. 용매가 다소의 젖산을 함유한다해도, 일반적으로 용매는 추가 추출용량을 가지며, 이에 따라 산성화된 및 농축된 용액으로부터 젖산을 추출하는데에 사용될 수 있다. 젖산이 용액내에 잔류한다면, 이는 희박용매로 추출될 수 있다. 별도로, 잔류 젖산을 함유하는 용액은 상술된 바와 같이 재순환될 수 있다.
본 발명을 기타 젖산공정과 통합하면 용매 유동률을 감소시킬 수 있으며, (상술된)수성 후위 추출법에 의해 획득된 용액내에서의 젖산농도를 증가시킬 수 있다. 상기 감소된 유동률은, 예컨데 젖산추출, 후위 추출과 증발, 에너지와 같은 구고동비용에 대한 장치 비용을 절감할 수 있다. 비교적 저비용으로 용량을 증가시키기 때문에 존재하는 젖산 생산시설에서 특히 효과적이다.
경우에 따라, 젖산추출법은 산성화된 및 농축된 용액내에 존재하는 젖산의 한 부분만을, 보다 바람직하게는 산성화된 및 농축된 용액내에 존재하는 젖산의 약 70중량% 및 95중량% 사이의 부분만을 추출하도록 설계된다. 그 다음 잔류 젖산을 함유하는 추출찌꺼기는 상위공정으로, 바람직하게는 농축단계전으로 되돌아가 재순환되고, 젖산물질의 다른 공급원과 혼합된다. 산성화된 및 농축된 용액내에 존재하는 젖산의 한 부분만이 추출될 때 보다 적은 추출단계가 표구되는 경향이 있다. 또한, 용매 유동률 및 자본 또한 감소되는 경향이 있다.
전형으로, 추출찌꺼기가 재순환될 때, 각종 방법들은 시스탬내의 불순물을 감소시키는 데 사용될 수 있다. 예를 들어, 추출찌꺼기부분은 정화되거나 또는 폐기흐름으로 전환될 수 있다. 별도로, 추출찌꺼기내의 젖산염은 라임을 상기 용액에 첨가함으로써 젖산칼슘으로 조제될 수 있다. 그 다음 젖산칼슘은 산성화된 용액으로부터 분리될 수 있으며, 바람직하게는 7장에 기술된 바와 같이 산성화에 의해 분리된다.
12. 강화제
상기 추출용매는 또한 강화제를 포함하여 젖산의 분할계수를 증가시킨다. 수성상내에서의 유리젖산이 낮을 때, 즉 15중량%이하일 때 강화제가 특히 유용하다. 일반적으로, 젖산은 강화제가 있는 유기상내로 및 강화제가 없는 수성상내로 보다 더 강하게 분할한다. 상기 강화제는 강화세기, 변동성, 반응성, 또는 추출효율 또는 구동용이성을 위해 요구되는 다른 모든 특성을 기초로 전형으로 선택된다. 전형적인 강화제는 알콜, 케톤, 에스테르, 아미드, 기타 극성유기액체를 포함하는 극성 유기혼합물이다. 변동성 강화제는 수성 후위 추출전에 불순물함유 용매로부터 증류될 수 있기때문에 적절하다.
황산이 강화제로 작용하며 젖산농도가 낮은 상태에서 유기용매, 특히 아민계 용매, 보다 구체적으로는 제 3 아민계 용매내로의 젖산 분할을 증가시키는 경향이 있는 것으로 밝혀졌다. 상기 황산함유 아민계 용매로는 또한 용매나 황산이나 황산염 강화 용매를 함유하는 황산염 또는 황산이 참고된다. 도 4는 황산과 함께 및 황산없이 50℃에서 54중량%의 알라민304와 46중량%의 이소파K를 포함하는 유기용매 및 물 사이에서의 젖산의 평형농도를 나타낸다. 황산없이, 평형곡선은 (도 4에서의 라인 "A")"S"자형이다. 결과적으로 다수의 단계 및 대용량의 용매는 수성상으로부터 높은 수량의 젖산을 획득하도록 요구된다. 다중단계 및 대용량의 용매는 불순물함유된 용매내에서의 젖산농도를 감소시켜서, 그 결과로 저농도의 젖산 및 수성후위추출에서의 낮은 수량을 초래한다. 대조적으로, 황산은 유기추출제에첨가되며, 보다 많은 젖산이 저젖산농도에서 용매상내로 분할한다(도 4의 라인"B" 및 "C"). 라인 "B" 및 "C"는 평형곡선이다.
0.1몰/kg 및 0.5몰/kg 각각의 황산이 추출제에 첨가될 때, 이에 따라, 보다 높은 효율의 추출법이 실행가능하다(보다적은 단계, 높은 수량, 적은 용매).
표 2는 0.1몰/kg의 황산염함유 및 황산없없는 추출단계를 위해 50℃에서 54중량%의 알라민304 및 46중량%의 이소파 K를 함유하는 용매를 이용하여 젖산의 4단이론 추출법으로 회수된 젖산의 백분율을 나타낸다. 엔터링 유기상 대 엔터링 수성상의 중량비율은 2.5이다. 표 2는 황산염을 강화제로 사용하면서 월등히 증가된 추출효율을 나타낸다.
표 2. 젖산 회수
추출용 공급물내의 젖산 농도(중량%) 황산염 추출용이 아닌 젖산 회수 0.1몰/kg의 황산염 추출을 위한 젖산 회수
10 56.5 95.2
20 77.2 96.2
30 87.5 97.1
40 92.4 97.7
또한, 황산염이온은 온도가 60℃이상이라해도, 수성흐름내로 후위추출하지않는다는 것이 밝혀졌다. 실시예 2f 및 2g에 나타난 바와 같이, 고온 후위추출법으로 획득된 젖산생성흐름은 황산염 음이온의 비-검출성 레벨을 나타낸다.
강화제로서의 황산염은 기타 강화제와는 대조적으로 많은 이득을 갖는다. 대부분의 강화제들은, 수성용매내에서 다소의 휘발성 및 수용성을 가지며, 상기 용매로부터 오염물질을 제거하는 추가비용이 생기도록 젖산용액을 불순화하는 극성 유기액체이다. 또한, 대부분의 강화제들은 고온에서 감퇴하거나 또는 반응적으로 된다.
바람직하게는, 황산염강화용매는 약 0.01몰/kg 및 약 1.0몰/kg의 황산염, 보다 바람직하게는 약 0.05몰/kg 및 약 0.5몰/kg의 홍산염을 함유한다. 가장 바람직하게는 황산염강화용매내의 극성유기재료 양이 약 5중량%, 보다 바람직하게는 약 1중량%보다 적게되도록 극성유기강화제가 황산염강화용매에 첨가되지않는다.
황산함유 용매는 각종 방법으로 획득가능하다. 예를 들어, 황산함유용매는 추출단계동안 또는 그 전에, (예, 황산은 예비처리단계로부터의 잔류황산이 아님) 아민계용매에 황산을 직접 첨가함으로써 획득될 수 있다. 별도로, 상기 아민계용매내의 황산은 또한 산성화단계로부터의 잔류황산이 될 수도 있으며, 특히 황산이 산성화단계 시 과량으로 첨가된다면 잔류한다.
별도로, 아민계용매내의 황산은 양이온 교환수지를 재생시키는 단계로부터의 잔류황산이 될 수 있다. 황산함유용매는 후위추출단계에서 생성된다(9장참조). 필수적으로, 젖산 및 황산은 유기용매추출 시 공동-추출된다. 그러나, 황산은 황산의유기추출의 고선택성으로 인해, 수성후위추출 시 유기추출제내에 보유되는 경향이 있는 반면, 젖산은 수성후위-추출 동안 후위-추출되는 경향이 있다. 황산함유용매는 추가처리의 또는 추가처리없이 그 다음의 추출단계에서 사용된다. 요청에 따라, 유기용매내의 황산염 양은 음이온 교환 컬럼의 둘레를 작게 바이-패스(by-pass)함으로써 또는 (상술된)용매세척 시 제거된 황산염의 양을 제어함으로써 제어될 수 있다.
13. 불순물함유용매로부터 불순물제거
젖산용액이 아민용매로 추출된 후, 젖산을 포함하는 아민용매로 추출된 후, 젖산을 포함하는 아민용매로 "불순물함유"용매로 간주 될 수 있다. 불순물함유 아민용매는 소량의 수성용액으로 추출되어 용매내의 불순물양을 제거할 수 있다. 예를 들어, 불순물은 젖산으로 용매내오 공동-추출되거나 또는 반출에 의해 유입된다. 상기 불순물의 예로는 염,당 또는 아미노산을 포함한다. 적절한 수성용액의 예로는 젖산과 물을 포함하는 희석용액 또는 물이 있다. 소량의 (예, 약 1중량% 내지 약 10중량%) 젖산을 포함하는 수성용액은 수성용액내로 후위추출하는 젖산의 양을 감소시키는 경향이 있다. 다중 접촉단계는 반출되고 추출된 불순물이 사실상 소거된 유기상을 획득하는데 사용될 수 있다.
상기 불순물함유 용매 추출단계에서, 수성용액은 불순물함유 용매 및 교반된 혼합물과 혼합될 수 있다. 상기 수성상은 그 다음 유기상으로부터 분리되고 제거된다. 상기 액체-액체 접촉단계에서 사용된 적절한 장치는 공지되어 있다. 바람직하게는 원심분리 추출기가 수성상의 반출을 감소시키기 위해 사용된다.
상기 불순물함유 용매 추출단계에서 사용된 수성용액의 양을 결정하는 데 있어서, 순도의 증가는 전형으로 유기상으로부터 후위추출된 젖산의 양으로 균형된다. 수성용액에 대한 유기상의 비율은 요구된 정제화의 양을 맞추기 위해 변경될 수 있으며, 발효액내의 불순물의 양 및/또는 정제된 젖산용액의 최종이용에 따라 다양하게 결정된다. 불순물함유 용매 추출 후, 수성용액은 폐수로 처분되거나, 보다 바람직하게는 상기 공정에 재순환되어 되돌아간다. 보다 바람직하게는, 수성용액은 젖산 추출단계에 공급된 산성화된, 정화된 용액내로 재순환된다.
14. 스트리핑처리
정제된 젖산용액을 얻기위해, 젖산은 불순물함유 유기 아민계 용매로부터 "스트리핑처리"된다. 젖산이 불순물함유 용매로부터 스트리핑 된 후, 용매는 "회박"용매로 간주된다. 젖산을 용매로부터 스트리핑처리하는 것은, 예를 들어 후위추출법, 상-스플리팅(splitting)법, 막분리법, 용매 증류법, 젖산생성물의 증류법, 젖산생성물의 결정화법, 수성추출법과 같은 각종 종래 방법에 의해 달성될 수 있다. 상기 스트리핑처리방법은 WO99/19290에 상세히 기술되어있으며, 참고로 수록한다.
바람직하게는, 정제된 젖산용액은 젖산을 유기상에서 수성상으로 추출함으로써 획득된다. 젖산을 비교적 비싸지않은 비혼합성 액상으로 전송하는 것은, 비교적 비싼 아민 용매를 재순환시킨다.
바람직하게 후위추출법은 유기상으로의 젖산추출단계 시의 온도보다 높은 온도에서 실행되어, 아민계 유기상 및 물 사이의 젖산의 평형분할이 물쪽에 보다 우세하게되며, 예컨데 미국특허 4,275,234(참고로 수록함)를 참조한다. 후위추출 온도의 상승은 수성용액내에서의 추출된 산의 농도를 증가시키는 경향이 있다. 그러나, 상승된 후위추출온도는 용매성분 및/또는 젖산을 감퇴시킨다. 젖산물질의 공급원이 추출전에 농축되기 때문에, 특히 용매의 극성 유기 강화제 함량이 낮다면(예컨데 약 5중량%이하, 보다 바람직하게는 1중량%이하), 고온의 후위추출법(예컨데 약 120℃이상의 온도)은 일반적으로 필요하지않다.
전형으로, 후위추출법은 젖산추출 온도보다 높은 20℃ 내지 160℃의 온도에서, 보다 전형으로는 약 40℃ 내지 약 100℃의 온도에서 실행된다. 예를 들어, 젖산추출법이 약 15℃ 내지 약 60℃의 온도와 대기압력에서 실행된다면, 그 다음 수성 후위추출법은 적어도 약 70℃, 보다 전형으로는 적어도 약 100℃에서 전형으로 실행된다. 온도가 100℃이상으로 상승되기 때문에, 상기 수성후위추출법은 전형으로 질소를 이용한 압력조건하에서 실행된다. 수성후위추출법에서 젖산을 추출하기전에, 추출용매내의 극성 유기 강화제 양을 예컨데 증류법으로 감소시키는 것이 바람직하다. 일반적으로, 강화제의 제거는 수성상내로의 보다 바람직한 젖산 분할을 초래하는 경향이 있다.
수성후위추출법에 사용된 물은 또한, 수산화나트륨, 수산화암모늄 또는 수산화칼슘과 같은 염기성 화합물을 포함하여 수성상내의 젖산분배를 증가시킨다. 미국특허 4,771,001(참고로 수록)은 트리알킬 제 3아민을 이용하여 유기용매내에서 후위추출법으로 수성상내로 추출하는 것을 기술한다.
별도로, 두 단계의 후위추출법이 실행될 수 있다. 제 1단계에서, 유기상으로부터 추출된 산은 물로 추출되어 30중량%보다 높은 젖산 농도를 갖는 용액을 얻는다. 제 1단계는 1-3정도의 단계만을 사용하는 것이 바람직하여 2이상의 유기상 대 수성상의 비욜을 갖는다. 상기 제 1단계는 일반적으로 유기상으로부터 젖산의 약 60중량% 내지 약 90중량%을 회수한다. 상기 제 2단계에서, 수산화나트륨과 같은 염기성용액에 유기상을 접촉시킴으로써 남아있는 젖산이 유기상으로부터 회수되어 젖산나트륨과 같은 젖산염을 얻는다. 두단계의 후위추출법은 다소의 젖산염 새산이 필요하며 염-스플리팅 기능을 갖는 생산시설에서 적절하다. 두단계의 후위추출법은 또한 보다 낮은 자본(보다 적은 접촉단계)과 구동비용(보다 낮은 생성물농축비용)을 갖는 경향이 있다.
상술된 바와 같이 다음의 추출법에 적절한 장치는 또한 후위추출법에 사용하기에 적절하다.
15. 회박용매 세척
젖산이 수성상으로 분할된 후, 회박유기용매(예 적어도 다소의 젖산이 추출된 유기용매)는 적절하게 세척되어 불순물의 양을 감소시키고 그 다음 재순환된다. 전형으로, 희박용매의 세척이 실행되지않는다면, 상기 용매는 결국 에멀션화되며 쓸모없게된다. 희박용매의 세척에서, 용매는 수산화나트륨, 수산화암모늄 또는 수산화캄륨과 같은 베이스를 포함하는 용액에 혼합된다. 바람직하게, 희박용매 세척은, 예컨데 5%의 수산화나트륨을 이용한, 부식성(수산화나트륨) 세척이다. 황산염 및 염소와 같은 불순물들은 아민 감퇴 생성물과 함께 염기성용액으로 분할한다. 그 다음 염기성상은 제거되며 폐기흐름으로 처분된다. 모든 유기상 또는 유기상 부분만은 용매, 상 융합특성, 및 용매감퇴율에 따라 결정되는 희박용매 세척을 통해 처리될 수 있다.
황산염이 추출단계에서 강화제로 사용될 때, 부식성 세척은 황산염에 대한 기계적 작용을 제공하여 용매로부터 제거된다.
16. 정제된 젖산용액
상기 공정은 발효액과 같은 젖산물질의 공급원으로부터 정제된 젖산염용액을 얻기위해 비용면에서 효과적인 방법을 제공한다. 전형적으로 발효액이 충분한 양의 불순물을 함유하는 반면, 정제된 젖산용액은 소량의 불순물만을 함유한다. 예를 들어 발효액은, 온전한 세포, 세포형 잔해, 탄소 및 질소 공급원을 포함하는 영양배지, 중금속, 생성물에 의한 대사물, 무기염과 같은, 약 5g/L 내지 약 40g/L의 불순물을 전형으로 함유한다. 대조적으로, 정제된 젖산용액은 전형으로 세포 또는 세포형 잔해가 없으며 소량의 불순물을 함유한다. 일반적으로, 정제된 젖산용액은 약 1.0g/L를 넘지않는, 보다 바람직하게는 0.5g/L를 넘지않는 전체 질소와, 약 1g/L를 넘지않는, 보다 바람직하게는 약 0.5g/L를 넘지않는 전체 탄수화물을 포함한다. 그러나, 정제된 젖산용액의 요청된 불순물 프로필은요청된 용액의 사용에 따라 다양하게 결정된다. 바람직하게는 정제된 젖산용액은 약 5중량% 내지 약 90중량% 사이, 보다 전형적으로는 약 10중량% 내지 약 90중량% 사이, 가장 전형적으로는 약 20중량% 내지 약 50중량% 사이의 젖산; 수성담체; 약 1.0g/L 내지 약 5.0g/L을 넘지않는, 보다 바람직하게는 약 0.005g/L 내지 약 1.0g/L을 넘지않는, 단백질, 탄수화물, 세포형 잔해 등과 같은 불순물을 함유한다.
정제된 젖산용액의 순도는 가열된 색테스트를 이용하여 구해질 수 있다. 가열된 색테스트에서, 용액의 색은 용액의 황색지수를 측정함으로써 처리전에 결정된다. 상기 황색지수 값은 용액의 관련 순도를 반영한다. 모든 주어진 젖산물질 샘물에 대한 황색지수의 값과 그 결과로 된 정제된 젖산용액은 젖산물질의 공급원의 성분과 정제공정의 구동변수에 따라 다양하게 결정된다. 예를 들어, 많은 박테리아성 발효법은 복잡한 영양을 필요로 하지않는 다소의 효모 또는 균류 발효법에 대한 황색지수값보다 높은 값을 내는 복잡한 영약공급원을 요구한다.
일반적으로, 비처리된 발효액 샘물과 같은 불순샘물은 약 30 내지 약 150, 보다 전형으로는 약 40 내지 약 90의 황색지수값을 가질것이다. 대조적으로, 정제된 젖산용액 샘물은 약 5 내지 약 30, 보다 바람직하게는 약 10 내지 약25의 황색지수값을 가질것이다. 황색지수값이 측정된 후, 상기 샘물은 약 140℃ 내지 약 180℃, 보다 바람직하게는 약 140℃ 내지 약 160℃에서 약 60분 내지 약 180분, 보다 바람직하게는 약 100분 내지 약 120분동안 가열된다. 열처리 후, 비처리된 발효액 샘물과 같은 불순용액은 약 60 내지 약 300, 보다 전형으로는 약 70 내지 200의 황색지수값을 가질것이다. 대조적으로, 열처리 후의 정제된 젖산용액 샘물은 전형으로 약 10 내지 150, 보다 전형으로는 10 내지 100의 황색지수값을 갖는다.
열처리 전 및 후의 발효액 및 정제된 젖산용액에 대한 상기 황색지수값은 비교가능하다. 전형으로, 발효액 샘물 대 정제된 젖산용액 샘물의 황색지수값의 비율은 약 1.2 대 20.0, 보다 전형으로는 1.5 내지 8.0이다.
17. 정제된 젖산용액의 용도
상기 정제된 젖산용액은 각종 최종용도에 적절한 수성용액이다. 예를 들어,정제된 젖상용액은 농축되어 88%의 수성용액을 형성할 수 있다. 별도로, 정제된 젖산용액은 에틸 젖산염 또는 스테아로일 젖산염과 같은 젖산염 에스테르를 형성하는 데 사용될 수 있다. 상기 정제된 젖산용액은 또한 1,2-프로판에디올 또는 아크릴산을 형성하는 데 사용될 수 있다. 상기 정제된 젖산용액은 추가처리되어, 예컨데 양이온 교환법, 음이온 교환법, 이온 배제 크로마토그래피법, 기화법, 증류법, 울트라 여과법, 나노여과법, 탄소처리법, 전기투과법, 흡수법, 추출법, 및/또는 이들의 조합법을 통해 불순물을 감소시킬 수 있다.
실시예
본 발명은 다음의 실시예를 참조하여 보다 상세히 설명하다. 실시예들은 앞에서 정의된 본 발명의 범위를 제한하는 것은 아니다. 본 발명의 개념범위안에서의 응은 명확해질것이다.
실시예1. 색 테스트
8.5중량%의 젖산칼슘을 함유하는 1600g의 발효액(pH=6.0)은 회전식 증발기를 이용하여 감암조건하에서 21.0중량%의 젖산칼슘으로 농축된다. 21.0중량%의 젖산칼슘 배양액은 1.02/1.0의 황산 대 젖산칼슘의 몰비율 상태에서 95.5중량%의 황산을 이용하여 산성화된다. 상기 젖산칼슘은 산성화된 배양액으로부터 여과된다. 그 다음 산성화된 배양액은 35.6중량%의 젖산으로 농축된다. 상기 농축된 산은 54중량%의 알라민304-1과 46중량%의 이소파 K로 구성된 유기추출제로 22℃에서 두개의 역류단계를 이용하여 추출된다. 유기상 대 수성상의 전체 비율(O/A)은 부피를 기준으로 0.96이다. 추출제상내에서 함유하는 것은 13.2중량%의 젖산이며 추출찌꺼기는27.7%의 젖산을 함유한다. 상기 불순물함유된 추출제상은 비이온화된 물로 100℃에서 후위추출된다. 상기 작용에 대한 위상 비율은 부피를 기준으로 0.78의 O/A이다. 수성생성물내에서 함유하는것은 5.0중량%의 젖산이며 소모된 유기흐름내에서 함유하는 것은 5.7중량%의 젖산이다.
상기 색은 상기 단락에서 기술된 공정을 통해 측정된다. 색은 초기 발효액내에서 측정되며 수성 후위추출 생성물내에서 다시 측정된다. 색은 헌터 측색기를 이용하여 측정되며 그 결과 황색지수 단위로 표시된다. 색은 상기 "-으로서"로 설명된 샘물에 대해 측정되며 또한 특정 시간동안 가열 공정 후에 측정된다. 그 결과는 다음과 같다.
샘플 YI YI(가열된 샘플)
초기 배양액 90.8 123.1
정제된 젖산 생성물 20.8 22.8
가열된 색 테스트는 다음의 방식으로 실행된다.
1. 오일조(bath)를 켜고 온도제어기를 140℃로 설정한다.
2. 70그램의 젖산 또는 배약액을 100mL의 둥근바닥의 플라스크에 첨가한다.
3. 7.0그램의 유리비즈를 상기 둥근바닥 플라스크에 첨가한다.
4. 450mm이 자켓된 컨덴서를 100mL의 플라스크상에 첨가한다.
5. 오일조 온도를 140℃으로 한 후 100ml의 플라스크를 상기 오일조에 넣는다.
6. 온도제어기는 160℃로 설정한다.
7. 오일조의 온도를 160℃로 한 후, 플라스크를 2시간동안 가열한다.
8. 2시간 후, 100mL의 플라스크를 오일조에서 제거하고 이를 상온에서 냉각시킨다.
9. 황색지수를 이용하여 색값을 결정한다.
황색지수를 결정하는 방법은 다음과 같다. 상기 방법은 20mm의 세포가 설치된 헌터 컬러퀘스트 II 스피어 측색기를 이용하여 황색지수를 측정한다. 상기 기계는 흑카드 및 백 타일을 이용하여 제 1표준화되어 중성축의 바닥 및 천장을 장착한다. 상기 흑카드는 전체흡수성을 모의실험하기위해 사용되며 백타일은 전체 전달성을 모의실험하기 위해 사용된다. 상기 샘플을 함유하는 20mm의 샘플세포는 샘플홀더내에 설치된다. 측색기는 자외선 스펙트럼의 시각적 영역을 스캔하며 트리스티뮬러스 값(X,Y,Z)을 기초로 하는 황색지수를 계산한다. 황색지수는 샘플의 자외선 트랜스미션 스펙트럼의 시각 영역을 집약시키고 광원의 자외선 트랜스미션 스펙트럼의 시각영역을 참조하여 결정된다.
I. 표준 체크의 준비(APHA25)
A. 5mL의 500플라티늄 코발트 표준액을 100mL의 부피형 플라스크에 첨가한다.
B. 탈염수를 이용하여 마크를 희석시킨다.
헌터 컬러퀘스트II 스피어 측색기 기계의 표준화
A. 표준화버튼을 클릭한다.
B. 렌즈앞에 흑타일을 놓고 OK버튼을 클릭한다.
C. DI물로 채워진 샘플홀더내에 20mm의 세포를 넣는다.
D. 반사포트앞에 백타일을 위치시키고 OK버튼을 누른다.
II. 샘플준비
A. 탈염수로 20mm의 세포를 세정한다.
B. 필터페이퍼 또는 주입기를 이용하여 말단에 부착된 45um의 필터로 샘플을 여과한다.
C. 20mm의 세포를 샘플로 채운다.
D. 측정 샘플 버튼을 클릭한다.
E. 샘플이름을 넣고 OK버튼을 클릭한다.
F. 로고북의 샘플용 황색지수를 넣는다.
III. 기계조건
A. 조명:C
B. 관찰자:2°
C. 지시약:YI 1925(2/C)
IV.
V. 눈금맞추기 및 QC
A. APHA 25 표준용 APHA 인덱스는 샘플을 시험하기전에 측정되어야 정확한 방법을 결정할 수 있다.
VI. 계산
A. YI 인덱스=100[1-(0.847*Z/Y)]
실시예 2. 황산염 강화법
실시예 2a. 젖산 추출법:황산염 강화법 없이 실시.
저 방향족 케로센(이소파 K,Exxon)내에 [?](알라민304, 헨켈) 54%의 트리아우릴 아민을 포함하는 추출제가 준비된다. 3.00그램의 추출제 용액은 20.00그램의 0.75몰/kg 젖산 수성액으로 50℃에서 평형된다. 상기 위상은 가라앉고 배양액상내의 젖산농도는 결정된다. 그 결과 젖산 분할계수가 0.28임을 나타낸다.
실시예 2b. 젖산추출법:황산염 강화법 실시
실시예 2a에서 기술된 바와 같이 형성된 3.051그램의 추출제용액은 2.95몰/kg의 H2SO4를 함유하는 0.112그램의 수성액에 접촉된다. 추출제용액에 접촉된 후, 수성상내에서의 H2SO4농도는 검출레벨이하이다. H2SO4함유된 추출제는 그 다음 20.00그램의 0.75몰/kg 젖산 수성액으로 50℃에서 평형되며, 상기 위상은 가라앉는다. 수성내 및 유기상내의 전체 양성자 농도는 0.1N NaOH 적정에 의해 결정된다. 젖산 농도는 HPLC(OAKC컬럼)에 의해 결정된다. 그 결과 젖산 분할계수는 0.55, 유기상내의 H2SO4의 농도는 약 0.1몰/kg이며 수성상내에서의 H2SO4농도는 검출레벨이하이다.
실시예 2c: 젖산 추출법:황산염 강화법
실시예 2b에 기술된 과정을 반복하되 추출제의 양 및 젖산의 양은 각각 3.01그램 및 20.02그램이다. H2SO4용액의 양은 0.311그램으로 증가된다. 그 결과 젖산분할계수가 0.70이며 유기상내의 H2SO4농도가 약 0.3몰/kg이다. 수성상내의 H2SO4농도는 다시 검출레빌이하이다.
실시예 2d.
실시예 2b에 기술된 과정을 반복하되 추출제의 양 및 젖산용액의 양은 각각 3.02그램 및 20.01그램이다. H2SO4용액의 양은 0.514그램으로 증가된다. 그 결과 젖산분할계수가 0.68이며 유기상내의 H2SO4농도가 약 0.5몰/kg이다. 수성상내의 H2SO4농도는 다시 검출레벨 이하이다.
결과:
실시예2에서의 실험은 황산이 황산염이 없는 용매와 필적하는 용매내에 존재할 때 유기상내의 젖산분할계수는 증가함을 나타낸다.
실시예 3. 수성 후위추출법
실시예 3a. 수성후위추출법:황산염강화법 없이 실시.
저 방향족 케로센(이소파K,Exxon)내에서 54%의 트리아우릴 아민을 포함하는 추출제가 마련된다. 추출제는 140℃에서 다양한 농도로 젖산의 수성액에 접촉된다. 수성상에 대한 유기상의 비율은 28:50w/w이다. 상기 위상의 평형이 가라앉은 후, 두 상에서의 젖산농도가 결정된다. 표 3은 두 상에서의 젖산농도, 계산된 분할계수Kd를 나타낸다.
표 3
[HLa]수성 몰/kg [Hla]유기 몰/kg Kd
1.6 0.155 0.097
2.99 0.337 0.113
3.94 1.12 0.284
4.58 1.53 0.334
실시예 3b:수성후위추출법:황산염강화법 실시
실시예 2e에 기술된 바와 같이 형성된 28그램의 추출제는 0.8몰/kg의 H2SO4을 함유하는 1.6그램의 수성액에 접촉된다. 평형상태에서, 수성산내의 H2SO4농도는 검출레벨이하이다. H2SO4함유 추출제의 샘플은 140℃에서 다양한 농도를 갖는 44-58그램의 젖산용액을 함유하는 샘플로 평형된다. 상기 위상은 가라앉으며 분석된다. 모든 경우에서, 수성상내의 H2SO4농도는 검출레벨이하이다. 유기상내의 H2SO4농도는 모든 경우에 대해 약 0.045몰/kg이다. 표 4는 두 위상내에서의 젖산농도 및 계산된 분할계수 Kd를 나타낸다.
표 4
[HLa]수성 몰/kg [Hla]유기 몰/kg Kd
3.12 1 0.321
1.47 0.236 0.161
3.82 1.07 0.280
3.21 0.97 0.302
2.11 0.435 0.206
실시예 3c. 수성후위추출법:황산염 강화법
실시예 2e에 기술된 바와 같이 형성된 28.0그램 및 28.2그램의 추출제용액은, 0.8몰/kg의 H2SO4을 함유하는 1.6그램의 수성액의 접촉으로, 각각 0.84그램 및 0.70그램으로 평형된다. 수성상내의 황산농도는 검출레벨 이하이다. H2SO4함유 추출제용액은 140℃에서 2.1몰/kg 및 1.5몰/kg의 젖산을 각각 함유하는 56그램 및 44그램의 수성액으로 평형된 다음, 상기 상들은 가라앉는다. 유기상내의 H2SO4농도는 약 0.02몰/kg이며. 수성상내의 H2SO4농도는 검출레벨 이하이다. 표 5는 두 위상내에서의 젖산농도 및 계산된 분할계수 Kd를 나타낸다.
표 5
[HLa]수성 몰/kg [Hla]유기 몰/kg Kd
3.3 0.67 0.203
2.13 0.34 0.160
결론:
실시예3은 황산이 수성후위추출단계 동안 수성상내로 강하게 분할하지않는다는 것을 보여준다. 대조적으로, 젖산은 수성상내로 효과적으로 후위추출된다.
실시예 4. 중성pH값을 갖는 젖산물질의 공급원의 정제법
락토바실러스 유기체는 탄소 공급원으로 덱스토스를 함유하는 발효기에 첨가된다. 발효기의 pH값은 중성제로 수산화칼슘을 첨가함으로써 6.0으로 유지된다. 락토바실러스 유기체에 의한 덱스토스의 연속식 중성발효법은 시간당 250,000 파운드의 발요액을 제공한다.
이에 따라 발효액과 같은 용액내에서의 젖산물질의 양은 모두가 미해리된 상태이거나 또는 산형태라면 존재하는 젖산염재료의 중량퍼센트로 표시되거나; 또는 모두가 해리된 상태이거나 또는 산형태라면 용액내에 존재하는 젖산물질의 중량퍼센트로 표시된다.
따라서, 젖산물질의 양이 젖산으로 측정될 때, 10중량%의 젖산의 양에 존재하는 것이 결정된다. 별도로, 젖산물질의 양이 젖산염으로 측정될 때(수산화칼슘이 중성제로 사용되기 때문에 젖산칼슘임), 젖산물질는 12.1중량%의 젖산칼슘내에 존재되는 것으로 결정된다.
발효액은 관형기관 내에서 40,000MWCO 폴리에테르술폰 막을 이용하여 교차-유동 여과법으로 정화된다. 발효액은 그 다음 정용여과(diafiltration)에 의해여과되어 젖산칼슘의 97% 회수를 달성한다. 정용여과는 시간당 20,000 파운드의 물을 생산흐름에 첨가하는 결과를 초래한다. 정화된 배양액은 90℃이하의 내부온도의 조건에서 기계적으로 개조된 증발기를 이용하여 농축된다. 증발단계는 시간당 120,000 파운드의 물을 제거한다. 물은 상기공정으로 되돌아가 재활용되거나 및/또는 재순환된다. 이에 따라, 16.3중량%의 젖산물질(젖산으로 측정된)을 포함하는 농축정화된 배양액은 시간당 149,091 파운드의 속도로 획득된다.
제 1 결정화 탱크에서, 12,720 파운드의 98% 황산용액은 16.3중량%의 젖산물질 용액에 시간마다 첨가된다. 결과적으로, 황산칼슘 이염화물은 용액밖으로 결정화된다. 슬러리(결정화된 황산칼슘 이염화물을 포함하는)는 제 2 결정화 탱크에 연속적으로 펌프된다. 제 2 결정화 탱크에서, 다른 752파운드의 98%황산용액은 시간당 슬러리에 첨가되어 황산칼슘 이염화물의 결정화를 추가한다. 그 다음 상기 슬러리는 벨트필터에 통과되며 시간당 24,000파운드의 물이 벨트필터을 통과되어 케이크를 세척한다. 99%의 젖산물질는 회수된다. 약 32,150 파운드의 60%고체석고케이크는 상기 여과법으로부터 시간당 획득된다.
15.5중량%의 젖산 및 2000ppm의 잔류 황산칼슘을 함유하는 154,406 파운드의 산성화된 젖산 흐름은 시간마다 음이온 및 양이온 교환 공정에 전송된다.
이온교환 공정은 잔류 황산칼슘을 5ppm으로 감소시킨다. 젖산의 회수량은 98중량%이다. 시간당 20,000 파운드의 수첨가는 이온교환 반응시 생산흐름에 첨가된다.
그 다음 시간당 173,618파운드의 속도로 이온교환 공정으로부터의 13.6중량%의 젖산 생산흐름은 농축된다. 상기 농축단계에서, 시간당 126,563 파운드의 물은 생산흐름에서 제거되어 시간당 47,055 파운드의 속도로 50중량%의 젖산용액을 획득한다. 상기 50중량%의 용액은 140,000 파운드의 유기용매에 시간마다 접촉된다. 상기 유기용매는 0.67중량%의 젖산, 0.07중량%의 물, 53.6중량%의 알라민304, 45.7중량%의 이소파 K를 포함한다. 접촉의 4단이론추출법은 기계적-교반된 추출컬럼 내에서 실행된다. 접촉단계 후, 시간당 164,389파운드의 속도로 14.1중량%의 젖산을 포함하는 유기상은 수성 젖산용액으로부터 분리된다. 94.6%의 젖산회수율은 추출단계에서 획득된다. 불순물이 함유되지않은 용매의 세척이 실행된다.
젖산 함유 유기상은 140℃에서 가압된, 기계적으로 교반된 추출컬럼내에서 24,000파운드의 물에 접촉된다. 4단이론추출법은 시간당 47,840파운드의 속도로 45.3중량%의 젖산을 포함하는 수성생성물을 획득한다. 약 10%의 용매흐름은 30:1의유기상 대 수성상(질량)의 위상비율로 5중량%의 수산화나트륨용액에 접촉된다.
45.3중량%의 정제된 젖산용액 생성물은 의도된 용도용으로 필요한 추가처리에 유용하다.
실시예 5. 저 pH값을 갖는 젖산물질의 공급원의 정제법
저 pH값에서 젖산을 생성하도록 유전변형된 효모유기물은 혼합당 흐름의 배치식 발효법에 사용된다. 발효법이 완료된 후(예, 혼합당 흐름이 소진된 후), 상기 배양액은 고정 탱크에 첨가된다. 발요액의 연속식 흐름은 시간당 250,000 파운드의 속도로 후속처리단계로 전달된다. 발효액은 0.1마이크론의 구멍크기로 세라믹막을 이용하여 정화된다. 그 다음 나선형 권선구조의 10,000MWCO 폴리에테르술폰 막을 이용하여 배양액으로부터 단백질이 제거된다. 울트라여과공정 두개 모두를 위한 정용여과법은 추가 25,000 파운드의 물을 생산흐름에 시간당 추가한다. 그 결과로 된 정화된 배양액은 진공상태하에서 다중-효과 증발기를 이용하여 농축된다. 모든 효과는 95℃이하의 온도에서 작용한다. 증발단계는 시간당 155,000 파운드의 물을 제거한다. 상기 물은 재순환용 또는 재활용으로 적절하다. 16.2중량%의 젖산물질의 농축된 배양액은 시간당 139,031 파운드의 속도로 획득된다.
1822 파운드의 98중량%황산은 시간마다 농축된 배양액에 첨가된다. 황산칼슘 이염화물은 산성화된 배양액밖으로 결정화되며, 회전식 드럼 진공필터기에서 여과된다. 젖산의 99%의 회수율은 석고케이크를 2,400 파운드의 물로 시간마다 세척함으로써 달성된다. 60중량%의 고체석고케이크는 시간당 3986파운드의 속도로 필터로부터 획득된다. 16.0중량%의 젖산과 2000ppm의 잔류 황산칼슘을 함유하는 산성화된젖산흐름은 시간당 139,304 파운드의 속도로 획득된다. 산성화된 젖산흐름은 칼슘을 양성자로 대신라는 양이온 교환공정에 보내진다. 이온 교환 작용은 99%의 젖산회수올로 산성화된 젖산 흐름내에서의 잔류 칼슘을 5ppm으로 감소시킨다.
시간당 추가 10,000 파운드의 물은 양이온 교환공정에 의해 생산흐름에 추가된다.
14.8중량%의 젖산을 함유하는 생산흐름은 양이온 교환 작용으로부터 시간당 148,998 파운드의 속도로 획득된다. 상기 생산흐름은 농축단계로 보내진다. 농축단계에서, 93,805 파운드의 물은 시간당 생산흐름으로부터 제거되어 40중량%의 젖산용액을 시간당 55,194 파운드의 속도로 얻는다.
상기 40중량%용액은 시간당 140,000 파운드의 유기용매에 접촉되어 0.6중량%의 젖산, 0.06중량%의 물, 53.6중량%의 알라민304, 45.7중량%의 이로파K를 포함하는 용액을 형성한다. 4개의 이론 추출단계은 기계적-교반된 추출컬럼내에서 실행된다. 접촉 후, 13.5중량%의 젖산을 포함하는 유기상은 시간당 163,356파운드의 속도로 수성 젖산용액으로부터 분리된다. 96.3%의 젖산회수율은 추출단계에서 달성된다. 불순물이 함유되지않은 용매의 세척이 실행된다.
젖산 함유 유기상은 140℃에서 가압된, 기계적으로 교반된 추출컬럼내에서 24,000 파운드의 물에 접촉된다. 분리법의 4단이론은 시간당 47,174 파운드의 속도로 44.7중량%의 젖산을 포함하는 수성생성물을 얻기 위해 실행된다. 약 10%의 용매흐름은 질량으로 30:1의 유기상 대 수성상의 비율로 5중량%의 수산화나트륨용액에 접촉된다. 44.7중량%의 정제된 젖산용액 생성물은 필요한 추가처리에 유용하다.
본 발명에 의하여 중성이나 저pH값을 갖는 젖산염 공급원으로부터 사용하기에 적합한 정제된 젖산 용액을 수득한다.

Claims (23)

  1. (1) 젖산, 젖산염 또는 양쪽 모두를 함유하는 젖산물질의 공급원을 제공하되, 상기 젖산염은 젖산칼슘을 포함하는 단계;
    (2) 젖산물질의 부피를 감소시키지 않으면서 젖산물질 공급원의 부피를 약 10% 만큼 제거함으로써 젖산물질의 공급원을 농축하여 농축용액을 형성하는 단계;
    (3) 황산으로 젖산물질의 공급원을 산성화시켜서 젖산 및 황산칼슘을 포함하는 산성화된 슬러리를 형성하는 단계;
    (4) 상기 산성화된 슬러리로부터 적어도 일부의 황산칼슘을 제거하는 단계;
    (5) 상기 산성화 용액을 아민 추출제로 추출하여 불순물 함유 용매를 형성하는 단계;
    (6) 상기 불순물 함유 용매를 스트리핑 처리하여 정제된 젖산용액을 제공하는 단계를 포함하는 것을 특징으로 하는 정제된 젖산용액의 제조방법.
  2. 제 1항에 있어서,
    상기 스트리핑 처리단계는 불순물 함유 용매를 수성용매로 후위추출하는 단계를 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  3. 제 1항에 있어서,
    상기 아민 추출제는 추출단계 전에 황산과 결합되는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  4. 제 1항에 있어서,
    상기 추출단계 동안 황산을 아민 추출제에 첨가하는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  5. 제 1항에 있어서,
    젖산물질의 공급원 내에 약 5,000 내지 500,000Da의 분자량을 갖는 불순물의 양을 감소시키는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  6. 제 1항에 있어서,
    상기 젖산물질의 공급원을 제공하는 단계는 약 5.0 내지 9.0의 pH값을 갖는 젖산물질의 공급원을 제공하는 단계를 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  7. 제 1항에 있어서,
    상기 젖산물질의 공급원은 약 5.0 이하의 pH값을 갖는 것을 특징으로 제조방법.
  8. 제 1항에 있어서,
    상기 젖산물질의 공급원이 발효액인 것을 특징으로 하는 제조방법.
  9. 제 8항에 있어서,
    탄산칼슘 또는 수산화칼슘이 상기 발효액 내에 포함되는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  10. 제 1항에 있어서,
    혼합당이 탄소 공급원으로 발효액 내에 포함되는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  11. 제 1항에 있어서,
    상기 아민 추출제는 3급 아민을 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  12. 제 1항에 있어서,
    상기 아민 추출제는 5중량% 미만의 극성 유기강화제를 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  13. 제 1항에 있어서,
    상기 아민 추출제는 약 0.01몰/Kg 내지 1.0몰/Kg의 황산염을 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  14. 제 1항에 있어서,
    상기 아민 추출제는 알라민 304 및 이소파 K를 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  15. 제 1항에 있어서,
    상기 추출단계 전에 산성화 용액을 2차 농축하는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  16. 제 15항에 있어서,
    상기 산성화 용액을 2차 농축단계 전에 잔류 황산칼슘의 양을 감소시키는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  17. 제 1항에 있어서,
    상기 후위추출 단계 전에 상기 불순물 함유 용매를 상대적으로 적은 양의 수성용액으로 추출하는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  18. 제 1항에 있어서,
    상기 농축단계는 상기 산성화 단계 전에 실행되는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  19. 제 1항에 있어서,
    상기 산성화 단계는 상기 농축단계 전에 실행되는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  20. 제 1항에 있어서,
    정제된 젖산을 젖산염 에테르 또는 락티드로 변환시키는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
  21. (1) 젖산칼슘염을 포함하는 젖산물질의 공급원을 제공하는 단계;
    (2) 상기 젖산물질의 공급원을 황산으로 산성화하여 젖산 및 황산칼슘을 포함하는 산성화된 슬러리를 형성하는 단계;
    (3) 상기 산성화 슬러리로부터 적어도 일부의 황산칼슘을 제거하는 단계;
    (4) 상기 산성화 용액을 아민 추출제와 혼합하여 황산이 함유된 추출용액을 형성하는 단계;
    (5) 상기 산성화 용액으로부터 아민 추출제로 젖산을 추출하여 불순물 함유 용매를 형성하는단계;
    (6) 상기 불순물 유 용매를 수성용매로 후위추출하여 정제된 젖산용액을 제공하는 단계를 포함하는 것을 특징으로 하는 정제된 젖산용액의 제조방법.
  22. 제 21항에 있어서,
    상기 추출용액 내의 황산이 석고여과 처리후 젖산용액 내에서의 잔류 황산염으로부터 유도되는 것임을 특징으로 하는 제조방법.
  23. 제 21항에 있어서,
    상기 추출용액에 황산을 첨가하는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 제조방법.
KR1020027004319A 1999-10-04 2000-10-03 정제된 젖산용액의 제조방법 KR20020040833A (ko)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US09/412,085 US20020102672A1 (en) 1999-10-04 1999-10-04 Process for producing a purified lactic acid solution
US09/412,085 1999-10-04
PCT/US2000/027200 WO2001025180A1 (en) 1999-10-04 2000-10-03 Process for producing a purified lactic acid solution

Publications (1)

Publication Number Publication Date
KR20020040833A true KR20020040833A (ko) 2002-05-30

Family

ID=23631553

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
KR1020027004319A KR20020040833A (ko) 1999-10-04 2000-10-03 정제된 젖산용액의 제조방법

Country Status (10)

Country Link
US (2) US20020102672A1 (ko)
EP (1) EP1220828A1 (ko)
JP (1) JP2003511360A (ko)
KR (1) KR20020040833A (ko)
CN (1) CN1174953C (ko)
AU (1) AU1190601A (ko)
BR (1) BR0014510A (ko)
HK (1) HK1048985B (ko)
WO (1) WO2001025180A1 (ko)
ZA (1) ZA200203508B (ko)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN105693503A (zh) * 2016-03-15 2016-06-22 滨州市华康梦之缘生物科技有限公司 一种提取高光学纯度d-乳酸的方法

Families Citing this family (70)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
IT1294728B1 (it) 1997-09-12 1999-04-12 Biopolo S C A R L Ceppi di lievito per la riproduzione di acido lattico
US20020102672A1 (en) * 1999-10-04 2002-08-01 Joseph Mizrahi Process for producing a purified lactic acid solution
NZ523459A (en) * 2000-05-30 2004-08-27 Lactascan Aps Method for producing lactic acid
JP2004509092A (ja) * 2000-09-15 2004-03-25 プラク・ビオヘム・ベー・ブイ α−ヒドロキシ酸の工業的規模での精製方法
US7838708B2 (en) 2001-06-20 2010-11-23 Grt, Inc. Hydrocarbon conversion process improvements
US6632966B2 (en) 2001-08-24 2003-10-14 Purac Biochem B.V. Method for the preparation of lactic acid and calcium sulphate dihydrate
ES2256509T3 (es) * 2001-08-24 2006-07-16 Purac Biochem B.V. Metodo para la preparacion de acido lactico y dihidrato de sulfato de calcio.
US7009281B2 (en) * 2003-03-14 2006-03-07 Lam Corporation Small volume process chamber with hot inner surfaces
US20050171393A1 (en) 2003-07-15 2005-08-04 Lorkovic Ivan M. Hydrocarbon synthesis
JP2007525477A (ja) 2003-07-15 2007-09-06 ジーアールティー インコーポレイテッド 炭化水素の合成
US7674941B2 (en) 2004-04-16 2010-03-09 Marathon Gtf Technology, Ltd. Processes for converting gaseous alkanes to liquid hydrocarbons
US20060100469A1 (en) 2004-04-16 2006-05-11 Waycuilis John J Process for converting gaseous alkanes to olefins and liquid hydrocarbons
US7244867B2 (en) 2004-04-16 2007-07-17 Marathon Oil Company Process for converting gaseous alkanes to liquid hydrocarbons
US8173851B2 (en) 2004-04-16 2012-05-08 Marathon Gtf Technology, Ltd. Processes for converting gaseous alkanes to liquid hydrocarbons
US20080275284A1 (en) 2004-04-16 2008-11-06 Marathon Oil Company Process for converting gaseous alkanes to liquid hydrocarbons
US8642822B2 (en) 2004-04-16 2014-02-04 Marathon Gtf Technology, Ltd. Processes for converting gaseous alkanes to liquid hydrocarbons using microchannel reactor
US7507561B2 (en) * 2004-05-20 2009-03-24 Reliance Life Sciences Pvt. Ltd. Process for the production of polylactic acid (PLA) from renewable feedstocks
EP1929009A2 (en) 2005-09-22 2008-06-11 Tate & Lyle Ingredients Americas, Inc. Improved strains for the production of organic acids
BRPI0707490A2 (pt) 2006-02-03 2011-05-03 Grt Inc separação de gases leves de halogênios
AP2012006510A0 (en) 2006-02-03 2012-10-31 Grt Inc Continuous process for converting natural gas to liquid hydrocarbons
EP2017347B1 (en) * 2006-03-29 2014-05-07 Bio-Energy Corporation Method for separation of lactic acid component from lactic acid fermentation liquor, and separation apparatus
WO2008003522A1 (en) * 2006-07-05 2008-01-10 Janssen Pharmaceutica N.V. Method for producing metal nanoparticles
EP2102183B1 (en) * 2006-12-13 2012-06-27 Samuel J. Wajc Production of cyclic diesters of alpha-hydroxyacids
US20080254165A1 (en) * 2007-04-12 2008-10-16 Rashid Patel Novel manufacturing process for milk acid
NZ581216A (en) 2007-05-24 2011-06-30 Grt Inc Zone reactor incorporating reversible hydrogen halide capture and release
JP5487617B2 (ja) 2007-06-29 2014-05-07 東レ株式会社 乳酸の製造方法
DE102007045701B3 (de) * 2007-09-24 2009-05-14 Uhde Gmbh Gewinnung von Milchsäure durch Fermentation und Extraktion mit Aminen
GB0800081D0 (en) * 2008-01-04 2008-02-13 Univ Gent Silver nanoparticles with specific surface area and/or isoelectric point and a method for producing them
EP2276547A2 (en) * 2008-04-08 2011-01-26 Hcl Cleantech Ltd. A process for the recovery of hcl from a dilute solution thereof and extractant composition for use therein
EP2133346A1 (fr) * 2008-06-12 2009-12-16 Ktanton Ltd Procédé pour la fabrication d'un diester cyclique d'un acide alpha-hydroxylé
US8282810B2 (en) 2008-06-13 2012-10-09 Marathon Gtf Technology, Ltd. Bromine-based method and system for converting gaseous alkanes to liquid hydrocarbons using electrolysis for bromine recovery
WO2010003534A1 (de) * 2008-07-11 2010-01-14 Uhde Gmbh Isolierung von organischen säuren aus fermenterbrühe mit hilfe chromatographischer methoden
SG192538A1 (en) 2008-07-18 2013-08-30 Grt Inc Continuous process for converting natural gas to liquid hydrocarbons
EP2438036B1 (en) * 2009-06-04 2017-03-08 Genomatica, Inc. Process of separating components of a fermentation broth
CN101967091A (zh) * 2009-07-28 2011-02-09 凯发知识产权资源私人有限公司 用于有机酸提纯的方法
US20110183389A1 (en) * 2009-10-26 2011-07-28 Van Walsum G Peter Production of lactic acid from hemicellulose extracts
US8198495B2 (en) 2010-03-02 2012-06-12 Marathon Gtf Technology, Ltd. Processes and systems for the staged synthesis of alkyl bromides
US8367884B2 (en) 2010-03-02 2013-02-05 Marathon Gtf Technology, Ltd. Processes and systems for the staged synthesis of alkyl bromides
JP5679411B2 (ja) 2010-06-17 2015-03-04 日立造船株式会社 ポリ乳酸の製造方法
IL207329A0 (en) 2010-08-01 2010-12-30 Robert Jansen A method for refining a recycle extractant and for processing a lignocellulosic material and for the production of a carbohydrate composition
IL207945A0 (en) 2010-09-02 2010-12-30 Robert Jansen Method for the production of carbohydrates
AR083612A1 (es) 2010-10-28 2013-03-06 Total Sa Uso de monascus sp en la produccion de acidos organicos
WO2012081112A1 (ja) * 2010-12-16 2012-06-21 株式会社日立プラントテクノロジー 精製乳酸溶液の製造方法
JP2012162471A (ja) * 2011-02-04 2012-08-30 Nippon Shokubai Co Ltd アクリル酸およびその重合体の製造方法
US8815050B2 (en) 2011-03-22 2014-08-26 Marathon Gtf Technology, Ltd. Processes and systems for drying liquid bromine
US8436220B2 (en) 2011-06-10 2013-05-07 Marathon Gtf Technology, Ltd. Processes and systems for demethanization of brominated hydrocarbons
US8829256B2 (en) 2011-06-30 2014-09-09 Gtc Technology Us, Llc Processes and systems for fractionation of brominated hydrocarbons in the conversion of natural gas to liquid hydrocarbons
US9228243B2 (en) 2011-08-24 2016-01-05 Red Shield Acquistion, LLC System and method for conditioning a hardwood pulp liquid hydrolysate
JP2013043860A (ja) 2011-08-24 2013-03-04 Hitachi Plant Technologies Ltd 精製乳酸の製造方法
US8802908B2 (en) 2011-10-21 2014-08-12 Marathon Gtf Technology, Ltd. Processes and systems for separate, parallel methane and higher alkanes' bromination
US9193641B2 (en) 2011-12-16 2015-11-24 Gtc Technology Us, Llc Processes and systems for conversion of alkyl bromides to higher molecular weight hydrocarbons in circulating catalyst reactor-regenerator systems
EP2998285B1 (en) * 2012-01-18 2021-09-15 PURAC Biochem BV Extraction of carboxylic acids from a dilute aqueous stream
WO2013192453A1 (en) * 2012-06-20 2013-12-27 Opx Biotechnologies, Inc. Purification of 3-hydroxypropionic acid from crude cell broth and dehydration to acrylic acid
CN109182238A (zh) 2012-08-10 2019-01-11 嘉吉有限公司 用于生产脂肪酸和脂肪酸衍生产物的微生物及方法
NZ706072A (en) 2013-03-08 2018-12-21 Xyleco Inc Equipment protecting enclosures
US20150119601A1 (en) 2013-03-15 2015-04-30 Opx Biotechnologies, Inc. Monofunctional mcr + 3-hp dehydrogenase
US11408013B2 (en) 2013-07-19 2022-08-09 Cargill, Incorporated Microorganisms and methods for the production of fatty acids and fatty acid derived products
BR112016001026A2 (pt) 2013-07-19 2017-10-24 Cargill Inc organismo geneticamente modificado
GB201315929D0 (en) * 2013-09-06 2013-10-23 Plaxica Ltd Lactate production process
EP2993228B1 (en) 2014-09-02 2019-10-09 Cargill, Incorporated Production of fatty acid esters
CN106244638B (zh) * 2016-07-29 2020-01-07 河南金丹乳酸科技股份有限公司 一种生物质循环发酵生产乳酸的综合利用工艺
WO2018089971A1 (en) * 2016-11-14 2018-05-17 Lygos, Inc. Process for purification of malonic acid from fermentation broth
JP2020506702A (ja) 2017-02-02 2020-03-05 カーギル インコーポレイテッド Ｃ６−ｃ１０脂肪酸誘導体を生成する遺伝子組み換え細胞
CN107857700B (zh) * 2017-12-11 2022-04-12 南京大学扬州化学化工研究院 一种1,2-丙二醇氧化制乳酸的产物分离工艺
CN109503352A (zh) * 2018-12-04 2019-03-22 桂林理工大学 一种从乙酸盐溶液中回收乙酸和分离其他元素的方法
KR20230006541A (ko) * 2020-05-04 2023-01-10 오츠카 세이야쿠 가부시키가이샤 무수 락트산을 합성하는 방법
CN114014836B (zh) * 2021-12-16 2022-12-02 内蒙古久泰新材料有限公司 环状交酯的纯化方法
CN114380683B (zh) * 2021-12-21 2024-06-25 安徽丰原发酵技术工程研究有限公司 一种从含乳酸钙的发酵液中提取乳酸的方法
CN114591164B (zh) * 2022-01-29 2023-11-24 安徽丰原发酵技术工程研究有限公司 一种乳酸的纯化方法
CN114409529A (zh) * 2022-01-30 2022-04-29 安徽丰原发酵技术工程研究有限公司 一种从乳酸聚合物中回收乳酸的方法

Family Cites Families (18)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US1906068A (en) * 1931-03-02 1933-04-25 Grasselli Chemical Co Lactic acid
US2712516A (en) * 1950-06-17 1955-07-05 Corn Prod Refining Co Method of treating steep liquor
IL39710A (en) * 1972-06-19 1975-04-25 Imi Inst For Res & Dev Recovery of acids from aqueous solutions by solvent extraction
IL57024A (en) * 1979-04-09 1982-03-31 Yissum Appl Eng Syst Process for the separation of a strong mineral acid from an aqueous solution
US4334095A (en) * 1980-10-06 1982-06-08 Miles Laboratories, Inc. Extraction of organic acids from aqueous solutions
US4771001A (en) * 1986-03-27 1988-09-13 Neurex Corp. Production of lactic acid by continuous fermentation using an inexpensive raw material and a simplified method of lactic acid purification
AT398982B (de) * 1993-02-18 1995-02-27 Vogelbusch Gmbh Verfahren zur abtrennung und reinigung von milchsäure
US5510526A (en) * 1993-06-29 1996-04-23 Cargill, Incorporated Lactic acid production, separation and/or recovery process
US5426219A (en) * 1993-07-26 1995-06-20 A.E. Staley Manufacturing Co. Process for recovering organic acids
IL109003A (en) 1994-03-16 1999-09-22 Yissum Res Dev Co Process and extractant composition for extracting water-soluble carboxylic and mineral acids
IL109724A (en) * 1994-05-23 1999-11-30 Innova Sa Recovery of carboxylic acid from organic solution that contains an amine and an extraction enhancer
IL110206A (en) * 1994-07-04 1996-10-16 Innova Sa Recovery of carboxylic acid from organic solution that contains an amine and an extraction enhancer
US5814498A (en) * 1996-04-29 1998-09-29 Archer Daniels Midland Company Process for the recovery of organic acids and ammonia from their salts
IL119387A (en) * 1996-10-09 2001-06-14 Cargill Inc Process for the recovery of lactic acid by liquid-liquid extraction with a basic extractant
US5766439A (en) * 1996-10-10 1998-06-16 A. E. Staley Manufacturing Co. Production and recovery of organic acids
BE1011197A3 (fr) 1997-06-06 1999-06-01 Brussels Biotech En Abrege Bb Procede de purification d'acide lactique.
US6229046B1 (en) * 1997-10-14 2001-05-08 Cargill, Incorported Lactic acid processing methods arrangements and products
US20020102672A1 (en) * 1999-10-04 2002-08-01 Joseph Mizrahi Process for producing a purified lactic acid solution

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN105693503A (zh) * 2016-03-15 2016-06-22 滨州市华康梦之缘生物科技有限公司 一种提取高光学纯度d-乳酸的方法

Also Published As

Publication number Publication date
ZA200203508B (en) 2003-07-30
US20030004375A1 (en) 2003-01-02
CN1377335A (zh) 2002-10-30
US7026145B2 (en) 2006-04-11
JP2003511360A (ja) 2003-03-25
EP1220828A1 (en) 2002-07-10
HK1048985B (zh) 2005-09-02
HK1048985A1 (en) 2003-04-25
AU1190601A (en) 2001-05-10
US20020102672A1 (en) 2002-08-01
CN1174953C (zh) 2004-11-10
BR0014510A (pt) 2002-06-11
WO2001025180A1 (en) 2001-04-12

Similar Documents

Publication Publication Date Title
KR20020040833A (ko) 정제된 젖산용액의 제조방법
AU757587B2 (en) Lactic acid processing; methods; arrangements; and, products
JP6133599B2 (ja) 発酵ブロスの成分を分離する方法
Yang et al. Extractive fermentation for the production of carboxylic acids
US8859808B2 (en) Method for obtaining lactic acid with a high degree of purity from fermentative liquor
CN101130795B (zh) 发酵法乳酸生产中并行生产丙烯酸酯的工艺
US8772440B2 (en) Process for manufacturing lactic acid
JPH0330685A (ja) コハク酸の発酵および精製法
JPH02286090A (ja) 乳酸の生産および精製方法
CN110272341B (zh) 一种长链二元酸的提纯方法
KR101294336B1 (ko) 젖산의 정제 방법
KR20080007985A (ko) 결정화 공정을 이용한 5&#39;-이노신산 발효액의 정제방법
CN111592454A (zh) 二元酸胺盐的制备方法、二元酸胺盐溶液、二元酸胺盐和聚合物
Wei et al. Study on recovery and purification of l-lactic acid
EP0725847B1 (en) A process for the production of water-soluble salts of carboxylic and amino acids
CN116323541A (zh) 纯化通过生物技术方法生产的脂肪族二羧酸
CN111943836A (zh) 回收2-酮-l-古洛糖酸的改进方法
MXPA00003607A (en) Lactic acid processing;methods;arrangements;and, products
WO2012021956A1 (pt) Processo de obtenção de ácido lático com elevado grau de pureza a partir de licor fermentativo
BRPI1009166A2 (pt) processo de obtenÇço de Ácido lÁtico com elevado grau de pureza a partir de licor fermentativo

Legal Events

Date Code Title Description
A201 Request for examination
E902 Notification of reason for refusal
E902 Notification of reason for refusal
N231 Notification of change of applicant
E902 Notification of reason for refusal
E601 Decision to refuse application