WO2011115136A1 - コハク酸の製造方法 - Google Patents

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WO2011115136A1
WO2011115136A1 PCT/JP2011/056103 JP2011056103W WO2011115136A1 WO 2011115136 A1 WO2011115136 A1 WO 2011115136A1 JP 2011056103 W JP2011056103 W JP 2011056103W WO 2011115136 A1 WO2011115136 A1 WO 2011115136A1
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succinic acid
crystallization
crystallization tank
containing liquid
tank
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PCT/JP2011/056103
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森　義昭
豪 ▲高▼橋
須田　英希
修二 吉田
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三菱化学株式会社
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    • 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
    • C07C51/43—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C12—BIOCHEMISTRY; BEER; SPIRITS; WINE; VINEGAR; MICROBIOLOGY; ENZYMOLOGY; MUTATION OR GENETIC ENGINEERING
    • C12P—FERMENTATION OR ENZYME-USING PROCESSES TO SYNTHESISE A DESIRED CHEMICAL COMPOUND OR COMPOSITION OR TO SEPARATE OPTICAL ISOMERS FROM A RACEMIC MIXTURE
    • C12P7/00—Preparation of oxygen-containing organic compounds
    • C12P7/40—Preparation of oxygen-containing organic compounds containing a carboxyl group including Peroxycarboxylic acids
    • C12P7/44—Polycarboxylic acids
    • C12P7/46—Dicarboxylic acids having four or less carbon atoms, e.g. fumaric acid, maleic acid

Definitions

  • the present invention relates to an industrial production method of succinic acid useful as a food additive, a pharmaceutical raw material, a resin raw material and the like.
  • Succinic acid is widely used industrially as a food additive, pharmaceutical raw material, resin raw material and the like.
  • succinic acid has been obtained by reducing maleic anhydride or maleic acid derived from petroleum, but recently, it can be produced with a high carbon yield from a wide range of biological materials by fermentation using microorganisms. It has been reported.
  • succinic acid is used as a polymer raw material, high-purity succinic acid is required for maintaining the degree of polymerization of the polymer and preventing coloring.
  • Patent Document 1 As a method for producing succinic acid, maleic anhydride or maleic acid derived from a petrochemical raw material is reduced to succinic acid in an aqueous solution, and then the aqueous solution is cooled and crystallized to obtain succinic acid as crystal particles (for example, Patent Document 1) and the like are known.
  • Patent Document 1 does not include a detailed description of a succinic acid crystallization method.
  • Patent Document 2 a method of decomposing a calcium salt of succinic acid with sulfuric acid
  • Patent Documents 3 and 4 a method using an ion exchange resin
  • ammonium succinate A method for producing succinic acid and an ammonium sulfate salt by adding ammonium hydrogen sulfate and / or sulfuric acid to the salt (for example, Patent Document 5) and a method using electrodialysis (for example, Patent Document 6) are known.
  • Patent Documents 2 to 6 describes a detailed method regarding a crystallization method for recovering succinic acid crystals.
  • the crystallization operation is controlled by controlling the stirring conditions and the degree of supersaturation with respect to the control of the particle size and particle size distribution of succinic acid (for example, Patent Document 7), and the method for controlling by using seed crystals (for example, non-patent).
  • Documents 1) and the like are known, but all relate to the control of the particle size and particle size distribution, and there is no description regarding succinic acid purity.
  • Patent Documents 8 and 9 In the recovery of succinic acid by crystallization, it is important to control the crystal grain size and particle size distribution, and various attempts have been made (for example, Patent Documents 8 and 9).
  • Patent Document 8 when purifying succinic acid from a succinic acid-containing fermented liquid produced by a fermentation method, an inorganic acid is added to the fermented liquid from which cells have been separated in advance, and the pH of the fermented liquid is 4.0. It is described that the succinic acid is once precipitated by adjusting the following, and then the liquid is heated to dissolve and melt a part of the succinic acid, and then cooled under stirring to precipitate crystals to separate them. [(2) page 14, upper left column, line 14 to page upper right column, third line]. Thus, it is important to heat-treat the fermented liquor that has been acidified, and the crystallized crystals become flaky and fine when not heat-treated, whereas they crystallize when heat-treated. Crystals become grainy and large [page (3) upper left column, lines 6 to 9].
  • Patent Document 9 discloses that in a method for crystallizing succinic acid crystals from a succinic acid-containing solution, the required power ratio (Pv) for stirring is 70 to 350 W / m 3 , and the dimensionless supersaturation degree (Sc) is 1-1. .3, it is described that crystals having a large particle diameter and a uniform distribution can be obtained (claim 1, paragraph 0009).
  • Japanese Patent Publication No. 44-292466 Japanese Laid-Open Patent Publication No. 3-030585 Japanese National Table 2002-505310 International Publication No. 05/030973 Japanese National Table 2001-514900 Japanese Unexamined Patent Publication No. 2005-333886 Japanese Patent Laid-Open No. 2005-82498 Japanese Unexamined Patent Publication No. 56-11797 Japanese Unexamined Patent Publication No. 2005-082498
  • An object of the present invention is to provide a method for efficiently and stably producing succinic acid having high purity by crystallization from a succinic acid-containing liquid or a succinic acid-containing liquid. Further, in the crystallization treatment of succinic acid, a further method for controlling the crystal grain size and the particle size distribution is required, and the present invention provides a method for producing succinic acid having a narrow particle size distribution and excellent handling properties. With the goal.
  • the gist of the present invention is as follows. 1. A method for producing succinic acid from a succinic acid-containing liquid by crystallization under stirring in a crystallization tank equipped with a stirring device, the stirring per unit volume of the succinic acid-containing liquid in the crystallization tank power required, manufacturing method of succinic acid being not more than 0.4kW / m 3 or more 3 kW / m 3. 2.
  • a method for producing succinic acid by crystallization from a succinic acid-containing liquid in a crystallization tank The crystallized succinic acid is continuously or intermittently extracted from the crystallization tank, and a succinic acid-containing liquid is continuously or intermittently supplied into the crystallization tank to set the liquid level in the crystallization tank.
  • the manufacturing method of the succinic acid characterized by having the crystallization process maintained within the range. 3.
  • the method for producing succinic acid according to 10 above wherein the pulverization is performed by a wet pulverizer. 12
  • the pulverization process is at least one selected from a circulation means for extracting the succinic acid slurry in the crystallization tank and returning it to the crystallization tank, and a pump provided for supplying the succinic acid-containing liquid into the crystallization tank. 12.
  • the method for producing succinic acid according to claim 1. 14 14.
  • high-purity succinic acid can be produced from a succinic acid-containing liquid by crystallization. Further, according to the method of the present invention, it is possible to stably produce succinic acid having high uniformity of particle diameter and excellent powder handling property and high purity with high production efficiency. Furthermore, according to the method of the present invention, succinic acid having a narrow particle size distribution and excellent handling properties can be obtained by continuously and stably crystallizing succinic acid.
  • FIG. 1 is a drawing showing the crystallizer used in Examples 1-1 to 1-3.
  • FIG. 2 is a photomicrograph of the succinic acid crystal obtained in Example 1-1.
  • FIG. 3 is a micrograph of the succinic acid crystal obtained in Example 1-2.
  • FIG. 4 is a photomicrograph of succinic acid crystals obtained in Example 1-3.
  • FIG. 5 is a drawing showing the anchor wing used in Comparative Example 1-1.
  • FIG. 6 is a drawing showing the crystallizer used in Comparative Example 1-1.
  • FIG. 7 is a photomicrograph of the succinic acid crystal obtained in Comparative Example 1-1.
  • FIG. 8 shows the crystallizer used in Examples 2-1 and 2-2 and Comparative Examples 2-1 and 2-2, Examples 3-1 to 3-3 and Comparative Examples 3-1 to 3-3.
  • FIG. FIG. 9 is a drawing showing the crystallizer used in Example 2-3.
  • FIG. 10 shows the particle size distribution of the succinic acid particles obtained in Examples 2-1 to 2-3 and Comparative Examples 2-1 to 2-4.
  • FIG. 11 is a drawing showing the crystallizer used in Example 4-1 and Comparative Example 4-1.
  • FIG. 12 is a drawing showing the crystallizer used in Comparative Example 4-2.
  • FIGS. 13A and 13B are schematic cross-sectional views of a crystallization apparatus used in the method for producing succinic acid according to the embodiment.
  • FIG. 14 is a flowchart for explaining a method for producing succinic acid according to an embodiment.
  • FIG. 15 is a flowchart for explaining a method for producing succinic acid according to a different embodiment.
  • the method for producing succinic acid of the present invention is a method for producing succinic acid in which a succinic acid is crystallized under stirring from a succinic acid-containing liquid in a crystallization tank equipped with a stirrer. the stirring ⁇ main power per unit volume of the succinic acid-containing solution, characterized in that at 0.4kW / m 3 or more 3 kW / m 3 or less, a method for producing succinic acid.
  • the succinic acid production method of the present invention is a method for producing succinic acid from a succinic acid-containing liquid in a crystallization tank, wherein the crystallized succinic acid is continuously or from the crystallization tank. It is characterized by having a crystallization step of intermittently withdrawing and continuously or intermittently supplying a succinic acid-containing liquid into the crystallization tank to maintain the liquid level in the crystallization tank within a predetermined range. This is a method for producing succinic acid.
  • succinic acid-containing liquid is synonymous with the succinic acid-containing fluid and the succinic acid-containing solution.
  • the succinic acid-containing liquid used for crystallization may be in any form as long as it contains succinic acid.
  • the succinic acid-containing liquid may be a solution in which succinic acid is dissolved or a solution in which succinic acid is dissolved as a salt. Further, a slurry in which a solid of succinic acid or a salt of succinic acid coexists in these solutions may be used, or a slurry in which a solid content other than succinic acid coexists may be used.
  • Any solvent can be used as the solvent used in the succinic acid-containing liquid as long as it can dissolve succinic acid or a salt of succinic acid and is liquid under the conditions for crystallization operation. It is.
  • a solvent having high temperature dependency of solubility is preferable.
  • a solvent having a relative dielectric constant of 10 or more is preferable
  • a solvent having a relative dielectric constant of 20 or more is more preferable
  • a solvent having a relative dielectric constant of 50 or more is particularly preferable.
  • ketone solvents such as acetone
  • nitrogen-containing solvents such as acetonitrile and N, N-dimethylformamide
  • carboxylic acid solvents such as formic acid
  • alcohol solvents such as ethanol, methanol and 1-propanol
  • water water
  • succinic acid aqueous solution obtained by hydrotreating maleic anhydride or maleic acid in aqueous solution in the presence of a metal catalyst such as palladium, and succinic acid obtained from biological raw materials.
  • succinic acid aqueous solution obtained by hydrotreating maleic anhydride or maleic acid in aqueous solution in the presence of a metal catalyst such as palladium
  • succinic acid obtained from biological raw materials examples include an aqueous solution of an acid or a salt of succinic acid.
  • the succinic acid-containing liquid is not particularly specified, and it may be a petrochemical raw material, for example, obtained by hydrogenation of maleic anhydride, or a biological raw material.
  • succinic acid can be produced from a wide range of biological raw materials with a high carbon yield by fermentation using microorganisms. Therefore, in consideration of environmental burdens, succinic acid-containing liquids obtained from biological raw materials are available. preferable.
  • the succinic acid-containing liquid obtained from the biological material includes succinic acid derived from the biological material.
  • the biological raw materials include wood, rice straw, rice husk, rice bran, old rice, corn, sugar cane, cassava, sago palm, okara, corn cob, tapioca cass, bagasse, vegetable oil cass, persimmon, buckwheat, soybean, fat, waste paper, Examples include papermaking residue, marine product residue, livestock excrement, sewage sludge and food waste.
  • plant resources such as wood, rice straw, rice husk, rice bran, old rice, corn, sugar cane, cassava, sago palm, okara, corn cob, tapioca cass, bagasse, vegetable oil residue, persimmon, buckwheat, soybean, oil, waste paper and paper residue More preferred are wood, rice straw, rice husk, old rice, corn, sugar cane, cassava, sago palm, straw, oil, waste paper and papermaking residue, and most preferred are corn, sugar cane, cassava and sago palm.
  • These biological raw materials generally contain a large amount of alkali metals and alkaline earth metals such as elemental nitrogen or Na, K, Mg and Ca.
  • bio-derived raw materials are not particularly limited.
  • the carbon source is subjected to known pre-treatment and saccharification steps such as chemical treatment such as acid and alkali, biological treatment using microorganisms, and physical treatment. To be guided to.
  • the process is not particularly limited, but includes, for example, a miniaturization process by pretreatment such as chipping, shaving, or crushing a biological material. If necessary, a grinding step with a grinder or a mill is further included. The biological raw material thus refined is further guided to a carbon source through pretreatment and saccharification steps.
  • Specific methods of the pretreatment / saccharification step include, for example, acid treatment with strong acids such as sulfuric acid, nitric acid, hydrochloric acid and phosphoric acid, alkali treatment, ammonia freeze steaming explosion method, solvent extraction, supercritical fluid treatment, and oxidation.
  • Chemical methods such as agent treatment; physical methods such as fine pulverization, steam blasting, microwave treatment and electron beam irradiation; biological treatments such as hydrolysis by microorganisms or enzyme treatment.
  • Examples of the carbon source derived from the above-mentioned biological raw materials include hexoses such as glucose, mannose, galactose, fructose, sorbose and tagatose, pentoses such as arabinose, xylose, ribose, xylulose and ribulose, maltose, sucrose, lactose, Disaccharides and polysaccharides such as trehalose, starch and cellulose, butyric acid, caproic acid, caprylic acid, capric acid, lauric acid, myristic acid, palmitic acid, palmitoleic acid, stearic acid, oleic acid, linoleic acid, linolenic acid, monoctinic acid , Fatty acids such as arachidic acid, eicosenoic acid, arachidonic acid, behenic acid, erucic acid, docosapentaenoic acid, docosahexa
  • the fermentation method by microbial conversion or the chemical conversion method including reaction steps such as hydrolysis, dehydration reaction, hydration reaction, oxidation reaction, reduction reaction, etc., or a combination of these fermentation method and chemical conversion method Of these, succinic acid is synthesized, and among these, a fermentation method by microbial conversion using a microorganism having succinic acid-producing ability is preferred.
  • the microorganism having succinic acid-producing ability is not particularly limited as long as it is a microorganism having succinic acid-producing ability, and examples thereof include enteric bacteria such as Escherichia coli, Bacillus bacteria, and coryneform bacteria. Among these, it is preferable to use aerobic microorganisms, facultative anaerobic microorganisms, or microaerobic microorganisms.
  • Examples of the aerobic microorganism include Coryneform Bacterium, Bacillus genus bacteria, Rhizobium genus bacteria, Arthrobacter genus bacteria, Mycobacterium genus bacteria, Rhodococcus genus bacteria, and Rhodococcus genus bacteria.
  • Examples include Rhodococcus bacteria, Nocardia bacteria, and Streptomyces bacteria. Among these, coryneform bacteria are more preferable.
  • Coryneform bacteria are not particularly limited as long as they are classified as such, and examples include bacteria belonging to the genus Corynebacterium, bacteria belonging to the genus Brevibacterium, and bacteria belonging to the genus Arthrobacter.
  • Corynebacterium or Brevibacterium are preferred, and Corynebacterium glutamicum, Brevibacterium flavum, Brevibacterium ammoniagenes and Brevibacterium ammonigene Bacteria classified as U. um lactofermentum are more preferred.
  • Reaction conditions such as reaction temperature and pressure in microbial conversion will depend on the activity of microorganisms such as selected cells and fungi, but suitable conditions for obtaining succinic acid should be selected in each case. That's fine.
  • neutralizing agents are usually used because the metabolic activity of microorganisms decreases or the activity of microorganisms stops when pH decreases, and the production yield deteriorates or the microorganisms die. To do.
  • the pH in the reaction system is measured by a pH sensor, and the pH is adjusted by adding a neutralizing agent so that it falls within a predetermined pH range.
  • the pH value is adjusted to a range where the activity is most effectively exhibited according to the type of microorganisms such as fungus bodies and molds to be used.
  • a neutralizing agent Continuous addition or intermittent addition may be sufficient.
  • Examples of the neutralizing agent include ammonia, ammonium carbonate, urea, alkali metal hydroxide, alkaline earth metal hydroxide, alkali metal carbonate, and alkaline earth metal carbonate. Among these, ammonia, ammonium carbonate, and urea are preferable.
  • alkali (earth) metal hydroxide examples include NaOH, KOH, Ca (OH) 2 , Mg (OH) 2 , or a mixture thereof.
  • alkali (earth) metal carbonates e.g., Na 2 CO 3, K 2 CO 3, CaCO 3, MgCO 3 and NaKCO 3 etc., as well as mixtures thereof.
  • the fermented liquid after microbial conversion is preferably a fermented liquid after removing microorganisms.
  • the method for removing the microorganisms is not particularly limited, and sedimentation separation, centrifugation, filtration separation, a combination thereof, and the like are used. Industrially, it is performed by methods such as centrifugation and membrane filtration.
  • centrifugation centrifugal sedimentation, centrifugal filtration, or the like can be used.
  • the operating conditions are not particularly limited, but it is usually preferable to perform the separation with a centrifugal force of 100 G to 100,000 G.
  • the operation can be performed continuously or batchwise.
  • the material of the film is not particularly limited, and examples thereof include organic films such as polyolefin, polysulfine, polyacrylonitrile, and polyvinylidene fluoride, and films of inorganic materials such as ceramic.
  • either a dead end type or a cross flow type can be used.
  • membrane filtration separation since microorganisms often clog the membrane, a method of performing membrane filtration after roughly removing the microorganisms by centrifugation or the like is also used.
  • the fermentation broth after removing the microorganisms may be appropriately concentrated in consideration of operability and efficiency in the subsequent purification process.
  • a concentration method For example, the method of distribute
  • the concentration operation may be performed by a batch operation or a continuous operation.
  • the acid used in the protonation step needs to be salt-exchanged with succinate, an acid stronger than succinic acid, that is, an acid having an acid dissociation constant pKa smaller than succinic acid, usually pKa ⁇ 4 is used. Further, the acid used is preferably an inorganic acid rather than an organic acid.
  • inorganic salt is produced as a by-product.
  • succinic acid exists as an ammonium salt, but when sulfuric acid is used in this step, ammonium sulfate is generated as a by-product salt.
  • the amount of acid added depends on the strength of the acid used, it is usually preferable to add an acid in an amount of about 0.1 to 5 times the amount of the cation constituting the succinate.
  • the pH depends on the acid strength pKa of succinic acid, but is preferably at least pKa or less. Usually, it is preferable to operate at pH 4 or lower.
  • a concentration operation is usually required.
  • the concentration is not particularly limited, but it is preferable that the solubility of succinic acid in the final concentrated solution is not more than saturation solubility and is as close to saturation solubility as possible.
  • the succinic acid concentration in the succinic acid-containing liquid supplied to the crystallization tank is preferably 10% by weight to 45% by weight, more preferably 15% by weight to 40% by weight, and more preferably 20% by weight or more. More preferably, it is 35% by weight or less.
  • the succinic acid concentration in the succinic acid-containing liquid By setting the succinic acid concentration in the succinic acid-containing liquid to 10% by weight or more, the succinic acid yield in the crystallization operation is high and efficient. In addition, when the succinic acid concentration is 45% by weight or less, handling is facilitated without requiring high temperature for dissolution and handling of succinic acid.
  • the temperature of the succinic acid-containing liquid is not particularly limited as long as the temperature difference is such that a succinic acid can be recovered in the crystallization process, and depending on the succinic acid concentration, the succinic acid recovery rate From the viewpoint of the purity of the obtained succinic acid and the like, it is preferable that the temperature difference at the time of charging the crystallization tank and the temperature at the time of crystallization is preferably 10 ° C or higher and 90 ° C or lower, and 20 ° C or higher and 80 ° C or lower. Is more preferable, and it is still more preferable that it is 30 to 70 degreeC.
  • the temperature difference is 10 ° C. or more, the recovery rate of succinic acid is increased, which is efficient.
  • the temperature difference is 90 ° C. or less, handling is easy without the slurry concentration being too high, the uniformity of the obtained succinic acid particles can be improved, and the succinic acid purity can be improved.
  • the structure of the crystallization tank used in the present invention is not particularly limited as long as it is a container equipped with a stirrer, and a container having a generally known stirrer can be used, but has a bottom.
  • a cylindrical container is preferred.
  • a baffle plate In order to efficiently apply shear to the succinic acid-containing liquid, it is preferable to install a baffle plate in the tank. Further, a container having a cylindrical guide such as a draft tube can be used to adjust the flow in the crystallization tank.
  • the shape of the container is not particularly limited, but the ratio of the diameter and height of the container (L / D) is usually 0.5 or more and 3 or less in order to make the slurry more uniform in the apparatus and to give more efficient shearing. Preferably, it is 0.7 or more and 2.5 or less, more preferably 1 or more and 2 or less.
  • a stirring device used for stirring in the present invention a stirring device provided with a stirring blade is used.
  • the stirring blade need not be a special blade, and a known stirring blade can be used.
  • examples include shear-type blades such as paddle blades and turbine blades, swept blades, fowler blades, Max blend blades (registered trademark of Sumitomo Heavy Industries, Ltd.) and discharge-type blades such as full-zone blades (registered trademark of Shinko Pantech). It is done.
  • shear type blades such as paddle blades and turbine blades in order to efficiently provide power.
  • shear type blades and discharge type blades can be evaluated by, for example, the ratio Np / Nqd between the power number Np and the discharge flow rate number Nqd (for example, separate chemical engineering 23-2 design and operation series No. 1 revised stirring Device P21-25, pages 38-39).
  • Np / Nqd for example, separate chemical engineering 23-2 design and operation series No. 1 revised stirring Device P21-25, pages 38-39.
  • the size of the stirring blade is not particularly limited, but in the present invention, another stirring device that circulates the succinic acid-containing liquid may be used in addition to the stirring device provided with the stirring blade.
  • another stirring device for example, a device that circulates a succinic acid-containing liquid led from the crystallization tank to the crystallization tank by a fluid transfer pump such as a centrifugal pump can be used.
  • the succinic acid-containing liquid in the crystallization tank has a required power for stirring per unit volume of the succinic acid-containing liquid (hereinafter sometimes abbreviated as Pv) of 0.4 kW / m 3 to 3 kW / Crystallization is carried out under stirring conditions such that m 3 or less.
  • the purity of the succinic acid crystal can be improved.
  • the purity of the succinic acid crystal is improved because the agitation in the tank is sufficient to prevent the crystal from aggregating the crystallization mother liquor and aggregating. Conceivable.
  • Crystallization in the present invention is an operation of precipitating succinic acid crystals from the succinic acid-containing liquid by changing the solubility of the succinic acid by giving some change to the succinic acid-containing liquid. Any method may be used as long as it is an operation for precipitating succinic acid as crystals from the contained liquid.
  • a cooling crystallization method for precipitating succinic acid for example, by changing the temperature of the succinic acid-containing liquid by reducing the pressure inside the crystallization tank, utilizing the temperature dependence of the solubility of succinic acid in the solvent, A cooling crystallization method for precipitating succinic acid, a concentrated crystallization method for precipitating succinic acid by increasing the succinic acid concentration in the succinic acid-containing liquid by volatilizing the solvent from the solution by heating and decompression, etc., and succinic acid in the succinic acid-containing liquid Examples include a poor solvent crystallization method in which a third component (poor solvent) that decreases acid solubility is added to precipitate succinic acid, and a combination of these methods.
  • a third component poor solvent
  • succinic acid-containing liquid contains succinate
  • the succinate is changed to non-dissociated succinic acid by adding a strong acid such as sulfuric acid or hydrochloric acid to the succinic acid-containing liquid, and the above cooling is performed.
  • succinic acid crystals can be precipitated.
  • cooling crystallization as a cooling method, for example, a method of circulating and cooling a succinic acid-containing liquid to an external heat exchanger or the like, a method of introducing a pipe (inner coil) through which a refrigerant flows into the succinic acid-containing liquid, In addition, a method in which the solvent in the solution is volatilized by reducing the pressure in the apparatus and then cooled by the heat of vaporization of the solvent can be used.
  • the method of volatilizing the solvent in the solution by reducing the pressure in the apparatus and cooling with the heat of vaporization of the solvent can prevent the inhibition of heat transfer due to the precipitation of succinic acid at the heat exchange interface.
  • the succinic acid in the solution is concentrated, which is preferable from the viewpoint of crystallization yield.
  • the temperature of the succinic acid-containing liquid in the crystallization tank during crystallization (hereinafter sometimes referred to as crystallization temperature) is set to a temperature at which succinic acid crystals are crystallized from the succinic acid-containing liquid.
  • the crystallization temperature is usually preferably 25 ° C. or higher and 60 ° C. or lower from the viewpoint of being able to increase the recovery rate of succinic acid and reducing the coloration of the polymer when succinic acid is used as a polymer raw material. More preferably, the temperature is 30 ° C. or more and 50 ° C. or less. Furthermore, the difference between the crystallization temperature and the temperature at which the solution containing succinic acid charged into the crystallization tank becomes a succinic acid saturated solution is preferably 10 ° C. or higher and 45 ° C. or lower.
  • the crystallization temperature By setting the crystallization temperature to 25 ° C. or higher, coloring of the polymer can be suppressed when the recovered succinic acid is used as a polymer raw material.
  • the crystallization temperature By setting the crystallization temperature to 60 ° C. or lower, there is no problem of polymer coloring when the recovered succinic acid is used as a polymer raw material, and the recovery rate of succinic acid in the crystallization process is improved, and succinic acid is efficiently produced. Can be manufactured.
  • the temperature difference between the succinic acid slurry and the refrigerant on the heat transfer surface does not become too large, preventing severe scaling. be able to.
  • the temperature difference between the succinic acid slurry and the refrigerant on the heat transfer surface is usually 20 ° C. or less, preferably 10 ° C. or less, from the viewpoint of preventing scaling. More preferably.
  • the crystallization tank wall temperature is kept at a temperature higher than the crystallization temperature.
  • the crystallization tank wall temperature it is possible to prevent succinic acid from precipitating on the crystallization wall, enabling stable continuous operation. It is possible to prevent the succinic acid purity from becoming unstable or worsening by periodically falling into the crystallization tank.
  • the pressure inside the crystallization tank during crystallization is preferably lower than the external pressure.
  • the pressure inside the crystallization tank lower than the external atmospheric pressure, for example, compared to the method of cooling the succinic acid-containing liquid by heat exchange, it prevents the inhibition of heat transfer due to precipitation of succinic acid at the heat exchange interface. can do. At the same time, it prevents succinic acid deposited at the heat exchange interface from taking in impurities in the succinic acid-containing liquid, controls the rate at which the succinic acid solid precipitates, and controls the aggregation of the precipitated solid. It becomes possible. As a result, it is possible to prevent the succinic acid solid obtained from being accompanied by impurities in the succinic acid-containing liquid, and it is possible to produce succinic acid with higher purity.
  • any method can be used as long as the pressure inside the crystallization tank can be lowered below the external pressure when succinic acid is precipitated as crystals from the succinic acid-containing liquid.
  • a vacuum generator can be used.
  • the pressure in the crystallization tank in the method of crystallization under reduced pressure is determined by the crystallization temperature to be determined, and is usually preferably 0.5 kPa or more and 20 kPa or less, more preferably 1 kPa or more and 20 kPa or less, and more preferably 1 kPa or more. It is more preferable to set it as 15 kPa or less, and it is especially preferable to set it as 1.5 kPa or more and 10 kPa or less.
  • the solvent when it is water, it is usually preferably 3 kPa or more and 20 kPa or less, more preferably 4 kPa or more and 15 kPa or less, and particularly preferably 5 kPa or more and 10 kPa or less.
  • the concentration of the succinic acid-containing liquid to be supplied prevents the slurry concentration in the crystallization tank from becoming too high, handling becomes easy, and pressure control becomes easy.
  • the equipment for decompression is not limited, and generally the equipment cost can be suppressed, which is economically preferable. For example, when a steam ejector is used for decompression, the equipment cost increases as the degree of decompression increases, such as increasing the number of stages of the steam ejector.
  • the pressure in the crystallization tank is prevented from increasing, and the efficiency is improved without the slurry concentration in the crystallization tank being too low.
  • the vacuum generator can be selected from known methods depending on the required pressure, the presence and type of a solvent that evaporates with water, and the type thereof.
  • a known method for example, the design / operation series No. 3 Revised crystallization (Chemical Engineering Co., Ltd.) P292-293, for example, water or steam ejector and oil-sealed rotary vacuum pump.
  • succinic acid nucleation and crystal growth are preferably controlled in order to control the particle size distribution of the succinic acid crystals.
  • Nucleation and crystal growth of succinic acid are usually controlled by the degree of supersaturation of succinic acid in the tank.
  • a method of controlling the crystallization time is usually used.
  • the crystallization time is usually preferably 0.5 hours or more and 10 hours or less, and more preferably 1 hour or more and 5 hours or less.
  • the crystallization time By setting the crystallization time to the above lower limit or less, the succinic acid supersaturation degree in the tank is not excessively increased, and the generation of microcrystals is suppressed, and the slurry is extracted from the crystallization tank while leaving the supersaturation degree. Thus, troubles such as scaling in the subsequent process can be prevented. Moreover, by setting the crystallization time to be equal to or less than the lower limit, the crystallization tank is not unnecessarily increased and is efficient.
  • the succinic acid-containing liquid is cooled to 0.5 to 5 hours to lower the succinic acid-containing liquid to a predetermined temperature, and further 0.1 to 5 hours It is preferable to age.
  • the cooling rate of the succinic acid-containing liquid at that time is preferably preferably 0.05 ° C./min to 2 ° C./min, more preferably 0.1 ° C./min to 1.5 ° C./min. More preferably, the temperature is 0.2 ° C./min or more and 1 ° C./min or less.
  • the succinic acid-containing liquid is continuously or intermittently supplied without emptying the crystallization tank, and succinic acid and succinic acid are generated by crystallizing succinic acid in the crystallization tank.
  • Continuous operation can also be performed by continuously or intermittently extracting the succinic acid slurry containing the containing liquid from the crystallization tank.
  • the method for supplying the succinic acid-containing liquid is not particularly limited, and examples thereof include a method for feeding the succinic acid-containing liquid with a liquid feeding pump and a method for pressure feeding.
  • the supply rate of the succinic acid-containing liquid is preferably supplied so that the average residence time of the succinic acid-containing liquid in the crystallization tank is 1 hour or more and 5 hours or less.
  • the average residence time By making the average residence time equal to or more than the lower limit, the succinic acid supersaturation degree in the tank is not excessively increased, and the generation of microcrystals is suppressed, and the slurry is extracted from the crystallization tank while leaving the supersaturation degree. Therefore, troubles such as scaling in the subsequent process can be prevented. Moreover, by setting the average residence time to be equal to or less than the above upper limit, the crystallization tank is not unnecessarily increased, and it is efficient.
  • the succinic acid-containing liquid it is preferable to supply the succinic acid-containing liquid to the liquid phase part composed of the slurry inside the crystallization tank.
  • the succinic acid-containing liquid By supplying the succinic acid-containing liquid to the liquid phase part inside the crystallization tank, it is possible to prevent the occurrence of a large amount of fine crystals of succinic acid and troubles such as pipe clogging. Become.
  • the supply amount and the extraction amount are made the same.
  • Examples thereof include a method, a method of supplying when the liquid level in the crystallization tank is below a certain level by a liquid level sensor and the like, and a method of repeating the operation of extracting when the level is above a certain level.
  • the solid-liquid separation method is not particularly limited as long as it is a method capable of separating succinic acid and a succinic acid-containing liquid, and examples thereof include filtration separation, sedimentation separation, and centrifugation.
  • the operation may be batch or continuous.
  • Examples of the efficient solid-liquid separation device include a continuous centrifugal filter and a centrifugal sedimentator such as a decanter.
  • succinic acid-containing liquid adhering to the surface it is preferable to remove the succinic acid-containing liquid adhering to the surface by rinsing the solid content separated by the solid-liquid separation operation with cold water or the like in terms of increasing the purity of the obtained succinic acid.
  • the succinic acid obtained in the solid-liquid separation step usually has a succinic acid-containing liquid adhering to the surface thereof. Therefore, the succinic acid is rinsed with cold water or the like as necessary and dried to obtain succinic acid.
  • the drying method is not particularly limited, and examples thereof include a convection heat transfer dryer such as a band dryer and a fluid dryer, and a conduction heat transfer dryer such as a drum dryer.
  • a fluidized dryer which can be continuously processed in a large amount and has a small crystal crushing during the drying process. Moreover, when using a fluid dryer, it is preferable to dry under nitrogen supply from the viewpoint of dust explosion prevention of succinic acid, and the atmospheric oxygen concentration is preferably 12% or less.
  • the succinic acid temperature during drying may cause succinic anhydride to be generated by intramolecular dehydration, so the succinic acid temperature is preferably 100 ° C. or lower, more preferably 90 ° C. or lower, and even more preferably 80 ° C. or lower. Dry to be.
  • the succinic acid obtained by the production method of the present invention preferably has an equal number n of 3.0 or more when the weight-based particle size distribution is approximated by the Rosin-Rammler distribution, and is 3.0 to 6.0. More preferably, it is more preferably 3.2 to 5.0. Further, the average particle size is preferably 400 ⁇ m or less, more preferably 100 to 300 ⁇ m. Here, the average particle diameter refers to a weight-based median diameter obtained by sieving classification.
  • FIG. 13A is a schematic cross-sectional view of a crystallizer used in the method for producing succinic acid according to the embodiment
  • FIG. 13B is a horizontal cross-sectional view taken along line BB in FIG. 13A
  • FIG. 14 is a flowchart for explaining an example of the method for producing succinic acid according to the embodiment.
  • the crystallizer used in the present invention is not particularly limited as long as it is a container equipped with a stirrer, and a container having a generally known stirrer can be used, but has a bottom.
  • a cylindrical container is preferred.
  • a baffle plate in the tank.
  • a container having a cylindrical guide such as a draft tube can be used to adjust the flow in the crystallization tank.
  • the ratio (L / D) of the diameter and height of the container is preferably preferably 0.5 or more. 3 or less containers are used, more preferably 0.7 to 2.5, and particularly preferably 1 to 2 containers.
  • the composition of the succinic acid-containing liquid in the tank and the composition of the extracted succinic acid-containing liquid can be the same, that is, a complete mixing tank reactor (hereinafter sometimes abbreviated as CSTR type) can be used.
  • CSTR type complete mixing tank reactor
  • a crystallization apparatus having a classification function widely used as a crystallization apparatus can also be used.
  • DP type double propeller type crystallizer
  • the DP-type crystallizer 10 includes a tank body 1 to which a liquid to be treated is supplied, a draft tube 2 provided in the tank body 1, and rotary blades 3 provided inside and outside the draft tube 2. And 4.
  • the tank body 1 has a substantially cylindrical upper portion 1a, a substantially cylindrical shape having a larger diameter than the upper portion 1a, and a middle portion 1b that accommodates the lower half of the upper portion 1a, and the middle portion. 1b and a lower part 1c connected to the lower end of 1b.
  • a portion of the upper portion 1 a housed in the middle portion 1 b is a baffle plate 5.
  • the lower portion 1c includes a cone portion that decreases in diameter from the lower end of the middle portion 1b toward the lower side, and a bottom surface portion that closes the lower end of the cone portion.
  • the cone portion of the lower part 1c is provided with a stock solution supply port 1d and a slurry outlet 1e, an outlet 1h is provided at the bottom part of the lower part 1c, and a clarified mother liquor outlet 1f is provided at the middle part 1b.
  • a vapor outlet 1g is provided at the mirror portion covering the upper end of the portion 1a.
  • the upper end of the draft tube 2 is higher than the upper end of the clarified mother liquor outlet 1f, and the lower end of the draft tube 2 extends to an intermediate height position of the lower portion 1c.
  • the draft tube 2 is composed of an upper draft tube 2a and a lower draft tube 2b, and rotating blades 3 and 4 are fixed to the inner peripheral surface and the outer peripheral surface of the upper draft tube 2a.
  • a rotating shaft 6 is fixed to the center of the inner rotating blade 3, and the rotating blades 3 and 4 can be rotated together with the upper draft tube 2 a by rotating the rotating shaft 6 with a motor 7.
  • These rotary blades 3 and 4 are arranged in the baffle plate 5.
  • the draft tube 2 may be divided into an upper part, an intermediate part, and a lower part, and the rotary blades 3 and 4 may be provided in the intermediate part, or the draft tube 2 may be integrated.
  • the liquid level L is higher than the upper end of the middle part 1b and the upper end of the draft tube 2, and the upper part 1a is above the liquid level L. It becomes the evaporation chamber 8.
  • Inner diameter of main dimension (middle part 1b): ⁇ 350 Capacity: 230L Number of revolutions: 93-375 revolutions / minute Power: 2.2kW, 200V Material: SUS316
  • the configuration of the crystallizer is not limited to the DP crystallizer 10 described above.
  • the crystallizer disclosed in Japanese Patent Publication No. 43-19851 and Japanese Patent Application Laid-Open No. 2004-154618 is used. It may be used.
  • a succinic acid-containing solution having a predetermined concentration is stored in the jacketed material tank 20.
  • the succinic acid concentration is usually 10 to 50% by weight depending on the dissolution temperature.
  • the succinic acid dissolution temperature is not particularly limited as long as succinic acid dissolves, but it is usually carried out in a temperature range of 30 to 90 ° C.
  • the succinic acid concentration in the diluted stock solution is not particularly limited as long as it does not precipitate in the crystallizer 10, and is, for example, 5 to 40% by weight.
  • a slurry circulating pump P 2 is operated as required, to start the external circulation of the succinic acid-containing liquid.
  • a slurry circulating pump P 2 is operated as required, to start the external circulation of the succinic acid-containing liquid.
  • one to crush at least a portion of the succinic acid crystals crystallized as the pump P 2 for example, slurry for a centrifugal pump and the like.
  • the flow rate is not particularly specified as long as the crystal flows uniformly in the pipe, and is usually set so that the linear velocity is 0.2 to 5 m / sec, although it depends on the crystal size.
  • the discharge pressure is determined by the pump, piping size, flow rate, etc., but is usually 0.01 to 0.5 MPa.
  • the slurry heat exchanger 21 may or may not flow a refrigerant, or a heat medium.
  • the pressure in the crystallizer 10 is gradually lowered to evaporate the solvent to concentrate the succinic acid-containing liquid, and the liquid temperature is lowered by the latent heat of vaporization. Start analysis.
  • the crystallization temperature is not particularly limited and is usually 5 to 50 ° C. If the pressure is too low, it is difficult to condense the evaporated solvent, and conversely, if the pressure is too high, the succinic acid recovery rate is too low and the efficiency is deteriorated.
  • concentration of a succinic-acid containing liquid is accelerated
  • Vapor evaporated in the evaporation chamber 8 due to decompression is extracted from the vapor outlet 1g.
  • the extracted steam is condensed by the condenser 22 and gas-liquid separated by the separator 23, and then the solvent is stored in the tank 24.
  • the succinic acid-containing liquid in the tank 20 is supplied intermittently or continuously into the crystallizer 10 without dilution.
  • This supply amount is such an amount that the liquid level L in the tank body 1 is maintained higher than the upper end of the draft tube 2, and is, for example, about 20 to 200 L / hour. In this way, the succinic acid-containing liquid in the crystallizer 10 is concentrated.
  • the succinic acid from the tank 20 to the crystallizer 10 is used as necessary.
  • Change the supply amount of the liquid is, for example, about 20 to 200 L / hour.
  • the supply of the succinic acid-containing liquid may be either intermittent supply or continuous supply, but the succinic acid can be more stably produced by using continuous supply. Therefore, when intermittent supply is performed in (3) above, it is preferable to switch to continuous supply.
  • the slurry in the crystallizer 10 is withdrawn from the slurry outlet 1h continuously or intermittently according to the liquid level L level.
  • the amount of slurry extracted is preferably 20 to 200 L / hour, particularly 30 to 150 L / hour.
  • the slurry extraction frequency is preferably about 5 to 30 minutes / times, particularly about 10 to 20 minutes / times. At this time, care is taken to maintain the level L higher than the height of the upper surface of the draft tube 2 in the crystallizer 10.
  • the slurry can be extracted intermittently from the crystallization tank can bottom valve by a pressure difference to the slurry extraction tank whose pressure is lower than that of the crystallization tank, or continuously with a slurry pump. Furthermore, in the case where the slurry is circulated, a part of the circulated slurry can be continuously or intermittently extracted.
  • the pump can be selected from the flow rate, the head, the required succinic acid particle size, and the like.
  • Pumps are roughly divided into turbo pumps that rotate the impeller at high speed in the casing and give energy to the liquid.
  • Volumetric types that give energy to the liquid by changing the volume of the liquid in a certain spatial volume by reciprocating motion or rotational motion. It is classified as a pump, special type pump, etc., and it is selected according to the purpose based on the flow rate and lift, as well as the degree of crushing of succinic acid particles.
  • a turbo pump that gives energy to the succinic acid-containing liquid is used, and conversely, a displacement pump or the like is used in a case where the succinic acid particles are to be crushed as much as possible.
  • a positive displacement pump such as a snake pump, which can suppress the succinic acid particles from being crushed as much as possible.
  • the extracted slurry is solid-liquid separated with a basket-type centrifuge 23 and separated into a wet cake and a mother liquor.
  • the collected wet cake is dried with a vacuum dryer (not shown) (for example, 80 ° C./50 Torr). In this way, succinic acid particles are produced.
  • a clear mother liquor with a small content of succinic acid particles stays between the baffle plate 5 and the middle portion 1b of the crystallization tank 1.
  • the clear mother liquor may be continuously or intermittently withdrawn from the clarified mother liquor outlet 1f using pump P 3.
  • the extracted clarified mother liquor is stored in the jacketed clarified mother liquor tank 25 and is returned to the jacketed undiluted solution tank 20 by the pump P 4 as necessary.
  • a seed crystal of succinic acid may be added in the crystallizer 10.
  • succinic acid particles having a narrow particle size distribution and excellent particle size distribution can be crystallized.
  • the seed crystal has a volume average particle diameter of 200 ⁇ m or less, preferably 50 to 150 ⁇ m.
  • the amount of the seed crystal added is preferably 0.001 to 20% by weight, particularly preferably 0.01 to 10% by weight, with respect to the amount of succinic acid recovered outside the system.
  • the seed crystal addition method is not particularly limited.
  • a seed crystal of succinic acid may be added from the seed crystal slurry supply pot 26 into the crystallizer 10.
  • the slurry circulation pump P 2 When the slurry circulation pump P 2 is operated to externally circulate the succinic acid-containing liquid, the succinic acid particles in the circulation liquid are pulverized by the slurry circulation pump P 2 and act as seed crystals. It can also be made.
  • the refrigerant or the heat medium may or may not flow through the slurry heat exchanger 21.
  • the succinic acid-containing liquid is passed through the bypass line (illustrated) of the slurry heat exchanger 21. (Omitted) may be passed.
  • the slurry circulation pump used here is roughly divided into a turbo type pump that rotates the impeller at high speed in the casing to give energy to the liquid, and the volume of liquid in a certain spatial volume is changed by reciprocating motion or rotational motion to change the energy to the liquid.
  • a turbo pump that imparts energy to the succinic acid-containing liquid with an impeller that rotates at high speed.
  • a turbo pump that actively crushes succinic acid particles with an impeller that rotates at high speed is a centrifugal pump in which the succinic acid-containing liquid discharged from the impeller is mainly on the inner surface perpendicular to the main shaft, and contains succinic acid discharged from the impeller
  • the mixed flow is classified into a mixed flow pump in which the liquid is in a conical surface with the central axis of the main shaft as an axis, and an axial flow pump in which the succinic acid-containing liquid discharged from the impeller is in a cylindrical surface concentric with the main shaft.
  • the succinic acid particles are appropriately selected from the degree of crushing of the succinic acid particles depending on the application.
  • the shape of the blades can be classified into open impellers, closed impellers, etc. depending on the presence or absence of the side plates of the blades, but the closed impeller is considered efficient from the viewpoint of the crushing effect of succinic acid particles.
  • an open impeller is usually used because there is a risk of clogging in the pump.
  • FIG. 15 is a flowchart showing an example of the cooling crystallization method.
  • the specifications of the crystallizer shown in this example are main dimensions: ⁇ 350, capacity: 63 L, stirring rotation speed: 10 to 120 rotations / minute, power: 0.75 kW (200 V), material: SUS316 (JIS) stainless steel.
  • a succinic acid-containing liquid having a predetermined concentration (for example, 10 to 50% by weight) and a predetermined temperature (for example, 30 to 90 ° C.) is stored in a jacketed raw material tank (not shown).
  • a predetermined amount (for example, 10 to 50 L) of this succinic acid-containing liquid is supplied from the stock solution supply pipe 31 into the crystallization tank 30.
  • stirring is started by the stirrer 30a at a predetermined rotation speed (for example, 10 to 100 rotations / minute), and the succinic acid-containing liquid in the crystallization tank 30 is heated via the circulation pipe 32 provided with the pump 32a. Circulate through the exchanger 33.
  • This circulation rate is, for example, about 0.5 to 5 m 3 / hour.
  • the liquid temperature in the crystallization tank 30 is set to a predetermined temperature (for example, 1 to 5 hours). 10-40 ° C). Thereafter, the liquid temperature in the crystallization tank 30 is maintained at the predetermined temperature and aged for a predetermined time.
  • the aging time is preferably about 1 to 5 hours.
  • the succinic acid-containing liquid is intermittently or continuously supplied from the raw liquid supply pipe 31 and the slurry in the crystallization tank 30 is continuously or intermittently extracted according to the liquid level.
  • an extraction line 34a provided with an electromagnetic valve 34 is provided in the middle of the circulation pipe 32, and the electromagnetic valve 34 is opened at a predetermined frequency by timer control, so that the slurry in the crystallization tank 30 is liquid level. Extract by level.
  • the supply amount from the stock solution supply pipe 31 is preferably about 10 to 100 L / hour, and the predetermined frequency when extracting from the extraction line 34a is preferably about 5 to 30 minutes / time.
  • the extracted slurry is solid-liquid separated by a basket type centrifuge and separated into a wet cake and a mother liquor.
  • the collected wet cake is dried with a vacuum dryer. In this way, succinic acid particles are produced.
  • the particle size distribution of the obtained succinic acid is in accordance with JIS Z8815 using a standard mesh sieve and a tray and lid with an opening of 850 ⁇ m, 710 ⁇ m, 500 ⁇ m, 300 ⁇ m, and 150 ⁇ m having an inner diameter of 200 mm and a depth of 45 mm as defined in JIS Z8801
  • sieving was carried out by shaking for 15 minutes using a low-tap type sieve shaker (Teraoka F2-0003 type S-2) with a vibration frequency of 300 rpm and a hammer stroke of 150 times / minute, and the particle size distribution was measured.
  • the median diameter (hereinafter sometimes abbreviated as d50) is calculated by taking the particle size on the horizontal axis (logarithm), the sieving weight fraction on the ordinate, and the particle size at which the sieving weight fraction is 50%. Calculated by interpolation. Similarly, a diameter corresponding to 20% under the sieve weight (hereinafter sometimes abbreviated as d20) and a diameter corresponding to the weight fraction under the sieve 80% (hereinafter sometimes abbreviated as d80) were calculated.
  • ⁇ Crystal tank> a 1 L or 7 L glass jacketed separable flask or a 63 L or 230 L stainless steel stirring tank was used as the crystallization tank.
  • the power for the stirring station in the crystallization tank having a capacity of 1 L or 7 L was measured according to the following method.
  • the temperature of the oil bath was further increased to 80 ° C., and further concentration was performed under a reduced pressure of 5 Torr.
  • the viscous liquid gradually changed from the surface to a powder form, and was completely powdered after 2 hours. Then, it returned to normal pressure using nitrogen, and it cooled to room temperature, and obtained 108 g of pale yellow powder.
  • the temperature in the system was raised to 230 ° C. over 1 hour while stirring, and the reaction was carried out at this temperature for 1 hour. Thereafter, the above catalyst solution was added. The addition amount was determined to be 50 ppm as titanium atoms per polyester obtained.
  • the reaction temperature is gradually raised to 250 ° C., and the pressure is reduced to 0.06 ⁇ 10 3 Pa at the same time over 2 hours.
  • a medium [urea 2 g, (NH 4 ) 2 SO 4 7 g, KH 2 PO 4 0.5 g, K 2 HPO 4 0.5 g, MgSO 4 .7H 2 O 0.5 g, FeSO 4 ⁇ 7H 2 O 6 mg, MnSO 4. 4-5H 2 O 6 mg, biotin 200 ⁇ g, thiamine 100 ⁇ g, yeast extract 1 g, casamino acid 1 g, glucose 20 g, dissolved in 1 L of distilled water]
  • the Brevibacterium flavum MJ233 strain is cultured until the late logarithmic growth phase. The cells were collected by centrifugation (10000 g, 5 minutes).
  • the obtained cells were suspended in 0.15 mL of a 10 mM NaCl / 20 mM Tris buffer solution (pH 8.0) / 1 mM EDTA ⁇ 2Na solution containing lysozyme at a concentration of 10 mg / mL.
  • proteinase K was added to the suspension so that the final concentration was 100 ⁇ g / mL, and the mixture was incubated at 37 ° C. for 1 hour. Further, sodium dodecyl sulfate was added to a final concentration of 0.5%, and the mixture was incubated at 50 ° C. for 6 hours for lysis. To this lysate, add an equal volume of phenol / chloroform solution, shake gently for 10 minutes at room temperature, and then centrifuge the whole volume (5,000 G, 20 minutes, 10-12 ° C.) to obtain the supernatant fraction. After separating and adding sodium acetate to 0.3M, 2 volumes of ethanol was added and mixed.
  • (B) Construction of plasmid for replacing PC gene promoter The DNA fragment of the N-terminal region of the pyruvate carboxylase gene derived from Brevibacterium flavum MJ233 strain was obtained using the DNA prepared in (A) above as a template, This was performed by PCR using synthetic DNA (SEQ ID NO: 1 and SEQ ID NO: 2) designed based on the reported sequence of the gene of Corynebacterium glutamicum ATCC13032 strain (Cg0689 of GenBank Database Accession No. BA00000036). The DNA of SEQ ID NO: 1 used was phosphorylated at the 5 ′ end.
  • composition of reaction solution Template DNA 1 ⁇ L, PfxDNA polymerase (manufactured by Invitrogen) 0.2 ⁇ L, 1 ⁇ concentration attached buffer, 0.3 ⁇ M each primer, 1 mM MgSO 4 , 0.25 ⁇ M dNTPs were mixed to make a total volume of 20 ⁇ L.
  • DNA thermal cycler PTC-200 manufactured by MJ Research was used, and a cycle of 94 ° C. for 20 seconds, 60 ° C. for 20 seconds, and 72 ° C. for 1 minute was repeated 35 times. However, the heat retention at 94 ° C. in the first cycle was 1 minute 20 seconds, and the heat retention at 72 ° C. in the final cycle was 4 minutes.
  • Confirmation of the amplification product was performed by separating by 0.75% agarose (SeaKem GTG agarose: manufactured by FMCBioProducts) gel electrophoresis and then visualized by ethidium bromide staining to detect a fragment of about 0.9 kb. Recovery of the target DNA fragment from the gel was performed using QIAQuick Gel Extraction Kit (manufactured by QIAGEN), and this was used as the PC gene N-terminal fragment.
  • agarose SeaKem GTG agarose: manufactured by FMCBioProducts
  • the TZ4 promoter fragment derived from Brevibacterium flavum MJ233 strain is constitutively highly expressed using plasmid pMJPC1 (Japanese Patent Application Laid-Open No. 2005-95169) as a template, and the synthetic DNAs described in SEQ ID NO: 3 and SEQ ID NO: 4 It was prepared by PCR using The DNA of SEQ ID NO: 4 used was phosphorylated at the 5 'end.
  • composition of reaction solution Template DNA 1 ⁇ L, PfxDNA polymerase (manufactured by Invitrogen) 0.2 ⁇ L, 1 ⁇ concentration attached buffer, 0.3 ⁇ M each primer, 1 mM MgSO 4 , 0.25 ⁇ M dNTPs were mixed to make a total volume of 20 ⁇ L.
  • DNA thermal cycler PTC-200 manufactured by MJ Research
  • a cycle of 94 ° C. for 20 seconds, 60 ° C. for 20 seconds, and 72 ° C. for 30 seconds was repeated 25 times.
  • the heat retention at 94 ° C. in the first cycle was 1 minute 20 seconds
  • the heat retention at 72 ° C. in the final cycle was 3 minutes.
  • the amplification product was confirmed by separation by 1.0% agarose (SeaKem GTG agarose: manufactured by FMC BioProducts) gel electrophoresis and visualization by ethidium bromide staining to detect a fragment of about 0.5 kb. Recovery of the target DNA fragment from the gel was performed using QIAQuick Gel Extraction Kit (manufactured by QIAGEN), and this was used as the TZ4 promoter fragment.
  • the PC gene N-terminal fragment prepared above and the TZ4 promoter fragment were mixed, and ligation kit ver. 2 (manufactured by Takara Shuzo), cleaved with the restriction enzyme PstI, separated by 1.0% agarose (SeaKem GTG agarose: manufactured by FMCBioProducts) gel electrophoresis, and a DNA fragment of about 1.0 kb was extracted with QIAQuick Gel Extraction Kit (Manufactured by QIAGEN) was used as a TZ4 promoter :: PC gene N-terminal fragment. Further, this DNA fragment and E. coli plasmid pHSG299 (Takara Shuzo) were mixed with DNA prepared by cutting with PstI, and ligation kit ver. 2 (Takara Shuzo) were used for connection.
  • ligation kit ver. 2 manufactured by Takara Shuzo
  • Escherichia coli (DH5 ⁇ strain) was transformed with the obtained plasmid DNA.
  • 50 ⁇ g / mL of recombinant Escherichia coli obtained in this way The LB agar medium containing kana machine and 50 ⁇ g / mL X-Gal was smeared. Clones that formed white colonies on this medium were subjected to liquid culture by a conventional method, and then plasmid DNA was purified.
  • the obtained plasmid DNA was cleaved with the restriction enzyme PstI, whereby an inserted fragment of about 1.0 kb was recognized, and this was named pMJPC17.1.
  • the DNA fragment of the 5 ′ upstream region of the pyruvate carboxylase gene derived from Brevibacterium flavum MJ233 strain was obtained from Corynebacterium glutamicum ATCC13032, in which the entire genome sequence has been reported using the DNA prepared in (A) as a template. It was carried out by PCR using synthetic DNA (SEQ ID NO: 5 and SEQ ID NO: 6) designed based on the sequence of the gene of the strain (GenBank Database Accession No. BA000036).
  • composition of reaction solution Template DNA 1 ⁇ L, PfxDNA polymerase (manufactured by Invitrogen) 0.2 ⁇ L, 1 ⁇ concentration attached buffer, 0.3 ⁇ M each primer, 1 mM MgSO 4 , 0.25 ⁇ M dNTPs were mixed to make a total volume of 20 ⁇ L.
  • DNA thermal cycler PTC-200 manufactured by MJ Research
  • a cycle consisting of 94 ° C. for 20 seconds, 60 ° C. for 20 seconds and 72 ° C. for 30 seconds was repeated 35 times.
  • the heat retention at 94 ° C. in the first cycle was 1 minute 20 seconds
  • the heat retention at 72 ° C. in the final cycle was 5 minutes.
  • the amplification product was confirmed by separation by 1.0% agarose (SeaKem GTG agarose: manufactured by FMC BioProducts) gel electrophoresis and visualization by ethidium bromide staining, and a fragment of about 0.7 kb was detected. Recovery of the target DNA fragment from the gel was performed using a QIAQuick Gel Extraction Kit (manufactured by QIAGEN).
  • the recovered DNA fragment was phosphorylated at the 5 'end with T4 polynucleotide kinase (T4 Polynucleotide Kinase: Takara Shuzo), and then ligated kit ver. 2 (Takara Shuzo) was used to bind to the SmaI site of E. coli vector pUC119 (Takara Shuzo), and Escherichia coli (DH5 ⁇ strain) was transformed with the resulting plasmid DNA.
  • the recombinant Escherichia coli thus obtained was smeared on an LB agar medium containing 50 ⁇ g / mL ampicillin and 50 ⁇ g / mL X-Gal. Clones that formed white colonies on this medium were subjected to liquid culture by a conventional method, and then plasmid DNA was purified.
  • the obtained plasmid DNA was subjected to a PCR reaction using the synthetic DNAs shown in SEQ ID NO: 7 and SEQ ID NO: 6 as primers.
  • Composition of reaction solution 1 ng of the above plasmid, Ex-Taq DNA polymerase (manufactured by Takara Shuzo Co., Ltd.) 0.2 ⁇ L, 1 ⁇ concentration attached buffer, 0.2 ⁇ M each primer, 0.25 ⁇ M dNTPs were mixed to make a total volume of 20 ⁇ L.
  • Reaction temperature conditions DNA thermal cycler PTC-200 (manufactured by MJ Research) was used, and a cycle consisting of 94 ° C. for 20 seconds, 60 ° C. for 20 seconds and 72 ° C.
  • a plasmid that recognized an amplification product of about 0.7 kb was selected and named pMJPC5.1.
  • pMJPC17.1 and pMJPC5.1 were cut with restriction enzyme XbaI and mixed, and ligation kit ver. 2 (Takara Shuzo) were used for connection.
  • the DNA fragment cleaved with restriction enzyme SacI and restriction enzyme SphI was separated by 0.75% agarose (SeaKem GTG agarose: manufactured by FMCBioProducts) gel electrophoresis, and a DNA fragment of about 1.75 kb was manufactured by QIAQUICK Gel Extraction Kit (QIAGEN Kit) ).
  • a DNA fragment having the TZ4 promoter inserted between the 5 ′ upstream region and the N-terminal region of this PC gene was digested with SacI and SphI from plasmid pKMB1 (Japanese Patent Application Laid-Open No. 2005-95169) containing the sacB gene. Mixed with the prepared DNA and ligation kit ver. 2 (Takara Shuzo) were used for connection.
  • Escherichia coli (DH5 ⁇ strain) was transformed with the obtained plasmid DNA.
  • the recombinant Escherichia coli thus obtained was smeared on an LB agar medium containing 50 ⁇ g / mL kana machine and 50 ⁇ g / mLX-Gal. Clones that formed white colonies on this medium were subjected to liquid culture by a conventional method, and then plasmid DNA was purified. By cutting the obtained plasmid DNA with restriction enzymes SacI and SphI, an insert fragment of about 1.75 kb was recognized, which was designated as pMJPC17.2.
  • LBG agar medium [tryptone 10 g, yeast extract 5 g, NaCl 5 g, glucose 20 g, and agar 15 g dissolved in 1 L of distilled water] was smeared. Since the strain grown on this medium is a plasmid in which pMJPC17.2 cannot replicate in the Brevibacterium flavum MJ233 strain, the PC gene of the plasmid and the same gene on the genome of Brevibacterium flavum MJ233 strain As a result of homologous recombination with the kanamycin, the kanamycin resistance gene and sacB gene derived from the plasmid should be inserted on the genome.
  • the above homologous recombinant strain was subjected to liquid culture in an LBG medium containing 25 ⁇ g / mL kanamycin. A portion equivalent to about 1 million cells of this culture was smeared on a 10% sucrose-containing LBG medium. As a result, sacB gene was removed by the second homologous recombination and sucrose-insensitive sucrose strains were obtained.
  • those in which the TZ4 promoter derived from pMJPC17.2 is inserted upstream of the PC gene and those that have returned to the wild type are included.
  • a strain into which the TZ4 promoter was inserted was selected, and the strain was named Brevibacterium flavum MJ233 / PC-4 / ⁇ LDH.
  • the pyruvate carboxylase activity was measured using the obtained cell-free extract. Measurement of enzyme activity is 100 mM Tris / HCl buffer (pH 7.5), 0.1 mg / 10 ml biotin, 5 mM magnesium chloride, 50 mM sodium bicarbonate, 5 mM sodium pyruvate, 5 mM adenosine triphosphate, 0.32 mM NADH.
  • the reaction was carried out at 25 ° C. in a reaction solution containing 20 units / 1.5 ml malate dehydrogenase (manufactured by WAKO, derived from yeast) and the enzyme. 1 U was defined as the amount of enzyme that catalyzes the decrease of 1 ⁇ mol NADH per minute.
  • the specific activity in the cell-free extract with enhanced pyruvate carboxylase expression was 0.1 U / mg protein.
  • the cells cultured in the same manner as the parent strain MJ233 / ⁇ LDH strain it was below the detection limit of this activity measurement method.
  • Brevibacterium flavum MJ233 / PC-4 / ⁇ LDH strain was used as an organic acid-producing bacterium for cell preparation culture and organic acid production reaction.
  • Ammonium sulfate 1.0 g, monopotassium phosphate: 1.5 g, dipotassium phosphate 1.5 g, potassium chloride: 1.67 g, magnesium sulfate heptahydrate: 0.5 g, ferrous sulfate, heptahydrate
  • Product 40 mg, manganese sulfate / hydrate: 40 mg
  • D-biotin 1.0 mg
  • thiamine hydrochloride 1.0 mg
  • antifoaming agent CE457: manufactured by NOF Corporation
  • the liquid obtained was allowed to stand, then divided into an organic layer and an aqueous layer, MEK having a volume half the volume of the aqueous layer was added to the separated aqueous layer, and the mixture was stirred at 25 ° C. for 30 minutes. Similarly, the liquid was allowed to stand, and then divided into an organic layer and an aqueous layer. The same operation was repeated three more times, and all the organic layers were combined. As a result of analyzing the organic layer by liquid chromatography (LC), 97.9% amount of succinic acid contained in the broth used was extracted from the organic layer.
  • LC liquid chromatography
  • MEK was distilled off from the obtained MEK extract at 70 ° C. while adjusting the degree of vacuum from 400 mmHg to 100 mmHg, and the MEK extracted organic layer was concentrated. Thereafter, the obtained solution was cooled from 70 ° C. to 40 ° C. over 30 minutes, and then stirred at 40 ° C. for 1 hour. The precipitated crystals were filtered and rinsed with cold water to obtain crude crystals. On the other hand, the filtrate was further cooled from 40 ° C. to 10 ° C. over 30 minutes and stirred at 10 ° C. for 1 hour. The precipitated crystals were filtered and rinsed with cold water to obtain crude crystals. The obtained crude crystal was uniformly mixed with the previously obtained crude crystal and used in the next step.
  • the obtained crude crystals were dissolved in water at 80 ° C. by adding pure water so as to become a 30% by weight crude succinic acid-containing liquid, and then 0.3% by weight of powdered activated carbon (Mitsubishi Chemical Calgon Co., Ltd.). Manufactured by Diamond Hope 8ED).
  • the activated carbon treatment was carried out for 3 hours using a constant temperature shaker kept at 80 ° C. Thereafter, the activated carbon was filtered off at 80 ° C.
  • succinic acid-containing liquid was charged into a 500 ml induction stirring autoclave made of SUS316, and the hydrogen pressure was reduced in the presence of 5% Pd / C (Wako catalog 326-81672, catalyst amount: 0.06% by weight based on succinic acid). Hydrogen treatment was carried out under conditions of 0.8 MPa, a reaction temperature of 80 ° C., and a reaction time of 3 hours. As a result, all fumaric acid contained in the crude succinic acid in an amount of 1.8% by weight based on succinic acid was derived into succinic acid. After completion of the reaction, the catalyst was filtered off.
  • the succinic acid-containing liquid obtained here was used in the following Examples and Comparative Examples.
  • the succinic acid concentration in the succinic acid-containing liquid was 32% by weight, and the ammonium ion concentration was 30 ppm (vs. 94 ppm succinic acid).
  • the saturation temperature of the 32% by weight succinic acid aqueous solution was 70 ° C.
  • the solution containing succinic acid thus obtained was subjected to the following Examples and Comparative Examples.
  • Example 1-1 500 ml (540 g) of the succinic acid-containing liquid was separated into a jacket with a jacket having an inner diameter of 86 mm, equipped with four baffle plates having a width of 10 mm and a stirrer having two stages of paddle blades having a diameter of 45 mm and a downward 45 ° width of 15 mm.
  • a crystallizer as shown in FIG. 1 consisting of a bull flask was charged and kept warm at 80 ° C. by flowing warm water through the jacket under stirring at 500 rpm. Thereafter, the water passing temperature of the jacket was cooled to 20 ° C.
  • the succinic acid slurry was separated by filtration, and 155 g of the succinic acid wet cake and 380 g of the mother liquor were separated and recovered.
  • 155 g of the obtained succinic acid wet cake was suspended and washed in a 1 L beaker together with 700 g of pure water, and the slurry was filtered.
  • the obtained wet cake was vacuum-dried at 70 ° C. for 12 hours to obtain white odorless succinic acid.
  • the obtained crystal was observed with a microscope, it was found that a crystal having a smooth surface as shown in FIG. 2 was obtained. Further, the amount of NH 4 + ions in succinic acid was measured and found to be 0.2 ppm.
  • Example 1-2 In Example 1-1, the jacket water passing temperature was cooled to 20 ° C. over 2.5 hours at a rate of 0.4 ° C./min, and then the temperature in the crystallization tank was further increased to 20 ° C. The crystallization operation was performed in the same manner as in Example 1 except that the time was kept cooled. The stirring required power Pv per unit volume was 1.0 kW / m 3 . When the obtained crystal was observed with a microscope, it was found that a crystal having a smooth surface as shown in FIG. 3 was obtained. Further, the amount of NH 4 + ions in succinic acid was measured and found to be 0.2 ppm.
  • Example 1-3 In Example 1-1, the crystallization operation was performed in the same manner except that the stirring speed was 400 rpm. The stirring required power Pv per unit volume was 0.5 kW / m 3 . When the obtained crystal was observed with a microscope, it was found that a crystal having a smooth surface as shown in FIG. 4 was obtained. Further, the amount of NH 4 + ions in succinic acid was measured and found to be 0.2 ppm.
  • the succinic acid-containing liquid 5L (5400 g) is composed of a jacketed separable flask having an inner diameter of 150 mm and equipped with a stirring device having an anchor blade having a diameter of 120 mm, a height of 50 mm, and a width of 15 mm as shown in FIG.
  • the sample was charged into a crystallizer as shown in FIG. 1 and kept warm at 80 ° C. by flowing warm water through the jacket with stirring at 300 rpm.
  • the water passing temperature of the jacket was cooled to 20 ° C. over 2.5 hours at a rate of 0.4 ° C./minute, and then cooled and held for another hour so that the temperature in the crystallization tank became 20 ° C.
  • the power Pv per unit volume was calculated from the torque T, and the average value of the stirring required power Pv during the crystallization operation was calculated to be 0.3 kW / m 3 .
  • the succinic acid slurry obtained by crystallization was separated by filtration, and 1500 g of succinic acid wet cake and 3900 g of mother liquor were separated and recovered.
  • Example 2-1 As shown in FIG. 8, the succinic acid-containing liquid was provided with a stirrer having four baffle plates having a width of 10 mm, and two 45-degree downward inclined 45 ° paddle blades having a diameter of 50 mm and a width of 15 mm. Cooled crystallization was performed by supplying the crystallizer comprising a jacketed separable flask so that the interior was not emptied.
  • the hot water supplied to the jacket was lowered to 20 ° C. over about 1 hour, and the temperature in the crystallization tank was cooled to 20 ° C. After reaching 20 ° C., stirring was continued for another hour while maintaining the temperature.
  • the succinic acid-containing liquid is continuously supplied at 250 ml / min and once every 15 minutes.
  • the solid succinic acid-containing slurry was intermittently extracted into the slurry extraction tank so that the volume of the succinic acid slurry in the agitation tank became substantially constant at a frequency of.
  • the extracted succinic acid-containing slurry was vacuum filtered and separated into a succinic acid wet cake and a crystallization mother liquor each time.
  • This continuous crystallization operation was continued for 7 hours while adjusting the cold water temperature supplied to the jacket so as to maintain the temperature in the crystallization tank at 20 ° C. Thereafter, continuous supply of the succinic acid-containing liquid and intermittent extraction of the succinic acid slurry were stopped, and stirring was continued for 1 hour while maintaining the temperature at 20 ° C.
  • the average value of the power required for stirring Pv per unit volume during the crystallization operation is 1.0 kW / m 3
  • the succinic acid wet cake obtained during the 6th to 7th hours of the continuous crystallization operation. was 76 g.
  • the succinic acid wet cake was suspended and washed with 350 g of cold water, and the slurry was vacuum filtered. The wet cake thus obtained was vacuum dried at 80 ° C. to recover 55 g of succinic acid.
  • Table 1 shows the results of measuring the particle size distribution of the dried succinic acid by the particle size distribution measuring method. The amount of ammonium ions was measured and found to be 0.2 ppm.
  • Example 2-2 Succinic acid was produced in the same manner as in Example 2-1, except that the stirring speed was 400 rpm. In this case, the average value of the stirring required power Pv per unit volume was 0.5 kw / m 3 .
  • Table 2 shows the results of measuring the particle size distribution of the obtained succinic acid by the particle size distribution measuring method. When the amount of ammonium ions was measured, it was 0.3 ppm.
  • Example 2-3 As shown in FIG. 9, the succinic acid-containing liquid was equipped with a stirrer having four baffle plates having a width of 10 mm and two 45-degree downward inclined 45 ° paddle blades having a diameter of 50 mm and a width of 15 mm.
  • a crystallization apparatus comprising a jacketed separable flask so as not to be emptied, and vacuum-cooled crystallization was performed according to the following procedure.
  • the supply of hot water to the jacket was stopped, the pressure in the stirring tank was gradually reduced from atmospheric pressure, and the inside of the tank was cooled.
  • the steam distilled off under reduced pressure was introduced into a condenser through which 5 ° C. cold water was passed, condensed and recovered.
  • the pressure in the crystallization tank was cooled to 20 ° C. by reducing the pressure to 2 kPa over about 1 hour. Thereafter, stirring was continued for 1 hour while further maintaining the pressure and temperature.
  • the aqueous succinic acid solution is continuously supplied at a rate of 300 ml / min, and at about 15 minutes so that the liquid level in the crystallization tank becomes constant.
  • the succinic acid slurry was intermittently extracted from the agitation tank to the slurry extraction tank at a single frequency.
  • This continuous crystallization operation was continued for 7 hours while adjusting the pressure to maintain the temperature in the crystallization tank at 20 ° C. Thereafter, continuous supply of the succinic acid-containing liquid and intermittent extraction of the succinic acid slurry were stopped, the pressure was returned to atmospheric pressure, and then cold water was passed through the jacket for 1 hour while keeping the temperature in the crystallization tank at 20 ° C. Stirring was continued.
  • the average value of the stirring required power Pv per unit volume during the crystallization operation was 1.0 kW / m 3 .
  • the succinic acid wet cake obtained during the 6th to 7th hours of the continuous crystallization operation was suspended and washed with cold water, the slurry was vacuum filtered, and the resulting wet cake was vacuum dried at 80 ° C. The succinic acid was recovered.
  • Comparative Example 2-1 Succinic acid was produced in the same manner as in Example 2-1, except that the stirring speed was changed to 300 times / min. In this case, the average value of the stirring required power Pv per unit volume was 0.2 kW / m 3 .
  • Table 4 The results obtained by measuring the particle size distribution of the obtained succinic acid by the method for measuring the particle size distribution are shown in Table 4 below. As shown in Table 4, the particle size distribution of the obtained succinic acid was wide, and the obtained succinic acid crystals were inferior in uniformity compared to the examples. Moreover, it was 0.4 ppm when the quantity of ammonium ion was measured.
  • Table 5 shows the results of measuring the particle size distribution of the obtained succinic acid by the particle size distribution measuring method. As shown in Table 5, the particle size distribution of the obtained succinic acid was wide, and the obtained succinic acid crystal was inferior in uniformity compared to the examples. The ammonium ion content was 0.3 ppm. *
  • Comparative Example 2-3 Succinic acid was produced in the same manner as in Example 2-1, except that stirring was performed 300 times / minute using a Max Blend blade (no baffle plate) having an inner diameter of 63 mm.
  • the average value of the power required for stirring Pv per unit volume was 0.3 kW / m 3 .
  • Table 6 shows the results of measuring the particle size distribution of the obtained succinic acid by the particle size distribution measuring method. As shown in Table 6, the obtained succinic acid had a wide particle size distribution and a large number of coarse particles, and the succinic acid crystals were inferior in uniformity compared to the examples.
  • Comparative Example 2-4 A succinic acid was produced in the same manner as in Example 2-1, except that a draft tube having an inner diameter of 60 mm was inserted into the crystallization tank, and the mixture was stirred 500 times / minute with a downward 45 ° inclined four-paddle blade having a width of 15 mm. did.
  • the average value of the power required for stirring Pv per unit volume was 0.2 kW / m 3 .
  • Table 7 below shows the results of measuring the particle size distribution of the obtained succinic acid by the particle size distribution measuring method. As shown in Table 7, the obtained succinic acid had a wide particle size distribution and a large number of coarse particles, and the succinic acid crystals were inferior in uniformity compared to the examples.
  • succinic acid continuously produced by the production method of the present invention was excellent in particle size uniformity and high purity.
  • Example 3-1 The solution containing the succinic acid is a separable flask with a jacket having an inner diameter of 86 mm provided with four baffle plates having a width of 10 mm as shown in FIG. 8 and two inclined 45 ° paddle blades having a diameter of 50 mm and a width of 15 mm. Was used for cooling crystallization so that the interior was not emptied.
  • the warm water supplied to the jacket was lowered to 40 ° C. over about 1 hour, and the temperature in the crystallization tank was cooled to 40 ° C. After reaching 40 ° C., stirring was continued for another hour while maintaining the temperature.
  • the solution containing the succinic acid is continuously supplied at 250 ml / min, and about once every 15 minutes.
  • the solid succinic acid-containing slurry was intermittently extracted into the slurry extraction tank so that the volume of the succinic acid slurry in the stirring tank became almost constant at the frequency of the rotation.
  • the extracted succinic acid-containing slurry was vacuum filtered and separated into a succinic acid wet cake and a crystallization mother liquor each time.
  • This continuous crystallization operation was continued for 7 hours while adjusting the cold water temperature supplied to the jacket so as to maintain the temperature in the crystallization tank of 40 ° C. Thereafter, continuous supply of the solution containing succinic acid and intermittent extraction of the succinic acid slurry were stopped, and stirring was continued for 1 hour while maintaining the temperature at 20 ° C.
  • Example 3-2 Succinic acid was produced in the same manner as in Example 3-1, except that the crystallization temperature was 30 ° C. Further, polyester was produced using the obtained succinic acid, and the polymer was evaluated. As a result, YI was 5, reduced viscosity ( ⁇ sp / c) was 2.2, and terminal carboxyl group amount was 24 equivalents / ton. .
  • Example 3-3 succinic acid was produced in the same manner as in Example 3-2 except that the supply of the solution containing succinic acid to the crystallization tank was 167 ml / min. Further, polyester was produced using the obtained succinic acid, and the polymer was evaluated. As a result, YI was 5, reduced viscosity ( ⁇ sp / c) was 2.2, and terminal carboxyl group amount was 24 equivalents / ton. .
  • Example 3-1 Succinic acid was produced in the same manner as in Example 3-1, except that the crystallization temperature was 20 ° C. Furthermore, polyester was produced using the obtained succinic acid, and the polymer was evaluated. As a result, YI was 10, reduced viscosity ( ⁇ sp / c) was 2.3, and terminal carboxyl group amount was 24 equivalents / ton. .
  • Comparative Example 3-2 500 ml (540 g) of the succinic acid-containing solution was applied to a jacket having an inner diameter of 86 mm provided with four baffle plates having a width of 10 mm as in Example 3-1 and 50 mm diameter, 15 mm width, 45 ° four downward paddle blades.
  • the flask was charged into an attached separable flask and kept warm at 80 ° C. by flowing warm water through the jacket with stirring at 500 rpm. After that, the jacket water temperature is cooled to 20 ° C. over 1 hour at a rate of 1 ° C./minute, and further cooled and held for 1 hour so that the temperature in the crystallization tank becomes 20 ° C. to crystallize succinic acid. It was.
  • the obtained succinic acid slurry was separated by filtration to separate and collect 155 g of succinic acid wet cake and 380 g of mother liquor. 155 g of the obtained succinic acid wet cake was suspended and washed in a 1 L beaker together with 700 g of pure water, and the slurry was filtered. The obtained wet cake was vacuum dried to recover 110 g of succinic acid.
  • YI was 2
  • reduced viscosity ( ⁇ sp / c) was 2.3
  • the amount of terminal carboxyl groups was 24 equivalents / ton.
  • Comparative Example 3-3 Succinic acid was produced in the same manner as in Comparative Example 3-2 except that the crystallization temperature was 40 ° C. Furthermore, as a result of producing and evaluating polyester using the obtained succinic acid, YI was 2, reduced viscosity (7sp / c) was 2.4, and the amount of terminal carboxyl groups was 25 equivalent / ton.
  • a solution containing succinic acid is supplied to the crystallization tank so that the inside of the crystallization tank is not emptied, and succinic acid having a step of extracting the solid succinic acid from the crystallization tank.
  • succinic acid having a step of extracting the solid succinic acid from the crystallization tank.
  • Example 4-1 A predetermined amount of food-added grade succinic acid (Kawasaki Kasei) was dissolved in a predetermined amount of 80 ° C. warm water to prepare a succinic acid-containing liquid.
  • the succinic acid-containing liquid is continuously supplied at 300 ml / min, and at about 15 minutes so that the liquid level in the crystallization tank becomes constant.
  • the succinic acid slurry was intermittently extracted from the stirring tank to the slurry extraction tank at a frequency of times.
  • the succinic acid-containing liquid is continuously supplied at 250 ml / min while adjusting the temperature of the chilled water flowing through the jacket so that the temperature in the crystallization tank can be maintained at 20 ° C., and about once every 15 minutes.
  • the succinic acid slurry was intermittently extracted from the stirring tank to the slurry extraction tank.
  • the cold water temperature when the succinic acid-containing liquid was continuously supplied to the crystallization tank was 19.0 ° C.
  • Comparative Example 4-2 SUS304 anchor blade (no baffle plate) with inner diameter 350mm, capacity 63L, fully mixed stirring tank, external heat exchanger (double tube heat exchange, heat transfer area 0.8m 2 (inner tube: inner diameter 35.7mm) , Outer diameter 42.7 mm, wall thickness 3.5 mm, outer tube: inner diameter 67.9 mm, outer diameter 76.3 mm, wall thickness 4.2 mm)), centrifugal for circulating the slurry in the crystallization tank and heat exchanger Using a crystallizer equipped with a type pump, cooling crystallization with an external heat exchanger of succinic acid was performed in the following procedure. The apparatus flow is shown in FIG.
  • Succinic acid and water were added to a succinic acid-containing liquid supply tank to prepare a 30% by weight succinic acid-containing liquid.
  • steam was passed through the jacket to adjust the temperature to about 70 ° C.
  • the prepared succinic acid-containing liquid was charged into a crystallization tank at about 50 L, and stirring was started at 50 rpm, and slurry circulation to the heat exchanger was started.
  • the crystallization tank temperature was lowered to 20 ° C. over about 3 hours while gradually lowering the set temperature of the temperature controller (TIC), and then the set temperature of TIC was set to 20 ° C. and aged for about 1 hour.
  • TIC temperature controller
  • the succinic acid-containing liquid was supplied from the succinic acid-containing liquid supply tank to the crystallization tank at a rate of about 25 L / hour, and the slurry was withdrawn at a liquid level level of the crystallization tank about once every 15 minutes.
  • the extracted slurry was solid-liquid separated by a basket type centrifuge and separated into a wet cake and a mother liquor. This continuous operation was continued for about 4 hours.
  • the temperature at the refrigerant inlet immediately after the start of continuous operation was 13 ° C, but it dropped to 6 ° C during 4 hours of continuous operation.
  • Q represents the exchange heat quantity [kcal / hour] in the heat exchanger, and is calculated by the following formula.
  • Exchange heat quantity Q [kcal / hour] in the heat exchanger refrigerant heat quantity F [kg / hour] ⁇ refrigerant specific heat [kcal / kg / ° C.] ⁇ (refrigerant outlet temperature [° C.] ⁇ Refrigerant inlet temperature [° C.])
  • ⁇ T represents a logarithmic average temperature difference in the heat exchanger, and is calculated by the following formula.
  • Logarithmic average temperature difference ⁇ T [° C.] ( ⁇ T1 ⁇ T2) / ln ( ⁇ T1 / ⁇ T2)
  • the calculated overall heat transfer coefficient U has been a continuous crystallization ⁇ after 350 kcal / hr / m 2 / ° C., after 4 hours has been a 170Kcal / hr / m 2 / °C.
  • Example 5-1 According to the method for producing succinic acid by evaporation crystallization shown in FIGS. 13 and 14, succinic acid was produced in the following manner.
  • the slurry extracted after continuing this extraction operation for the above time was separated into a solid cake and a mother liquor using a basket-type centrifuge 22.
  • the collected wet cake was dried with a vacuum dryer (not shown) (80 ° C./50 Torr).
  • the particle size distribution was measured according to a sieving method (JIS: Z 8815). The median diameter was obtained from the particle size distribution, and the particle size distribution was approximated by the Rosin-Rammler distribution to calculate an equal number. The results are shown in Table 8.
  • Example 5-2 In (4) above, the supply flow rate of the succinic acid aqueous solution is 67 L / hour, the slurry extraction frequency is once every 15 minutes (residence time: 1.5 hours), and the succinic acid extraction operation is 4.5. The same operation as in Example 5-1 was performed except that the time (three times the residence time) was continued. The results are shown in Table 8.
  • Example 5-3 The same operation as in Example 5-1 was performed except that the rotational speed of the rotary blades 3 and 4 was changed to 337 rpm. The results are shown in Table 8.
  • Example 5-4 The same operation as in Example 5-3 was performed except that the seed crystal slurry of succinic acid was added in the following manner in (4). The results are shown in Table 8.
  • Succinic acid manufactured by Kawasaki Kasei (food additive grade) was previously pulverized using a desktop cutter mill to obtain a succinic acid seed crystal of 100 mesh (150 ⁇ m) under.
  • This succinic acid seed crystal was added to a succinic acid saturated aqueous solution prepared in advance so that the slurry concentration was 30% by weight to prepare a seed crystal slurry.
  • the seed crystal slurry was intermittently added into the crystallizer 10 once every 30 minutes.
  • the amount added was 2.5 L / hour (corresponding to about 5% by weight of succinic acid extracted from the crystallizer 10).
  • Example 5-5 The same operation as in Example 5-4 was conducted, except that the amount of seed slurry added was 1.2 L / hr (corresponding to about 2% by weight of succinic acid extracted from the crystallizer 10). It was. The results are shown in Table 8.
  • Example 5-6 In (4), the same operation as in Example 5-3 was performed, except that the succinic acid aqueous solution was externally circulated in the following manner. The results are shown in Table 8.
  • Example 5-7 According to the method for producing succinic acid by cooling crystallization shown in FIG. 15, succinic acid was produced in the following manner.
  • a baffle plate complete mixing type (CSTR type) crystallization tank (inner diameter 350 ⁇ , capacity 63 L, height 600 mm) provided with an anchor blade as a stirring blade was used.
  • the heat exchanger 33 a double tube heat exchanger (heat transfer area 0.8 m 2. Inner tube: inner diameter 35.7 mm, outer diameter 42.7 mm, wall thickness 3.5 mm. Outer tube: inner diameter 67.9 mm, The outer diameter was 76.3 mm and the wall thickness was 4.2 mm. A centrifugal pump was used as the pump 32a.
  • the liquid temperature in the crystallization tank 30 was lowered to 20 ° C. over 2 hours by controlling the flow rate of the refrigerant in the heat exchanger 33 using a temperature controller (TIC). Thereafter, the liquid temperature in the crystallization tank 30 was maintained at 20 ° C. and aged for 1 hour.
  • TIC temperature controller
  • the succinic acid aqueous solution is continuously supplied from the stock solution supply pipe 31 at a flow rate of 50 L / hour and at a frequency of once every 15 minutes (residence time: 2 hours). Slurry in the crystallization tank 30 was intermittently extracted from the extraction line 34a in accordance with the liquid level. This succinic acid extraction operation was continued for 6 hours (three times the residence time).
  • the slurry extracted after continuing this extraction operation for the above time was separated into a solid cake and a mother liquor by solid-liquid separation with a basket type centrifuge.
  • the collected wet cake was dried with a vacuum dryer (80 ° C./50 Torr).
  • the particle size distribution was measured according to a sieving method (JIS: Z 8815). The median diameter was obtained from the particle size distribution, and the particle size distribution was approximated by the Rosin-Rammler distribution to calculate an equal number. The results are shown in Table 8.
  • Comparative Example 5-1 For a commercially available succinic acid (manufactured by Kishida Chemical Co., Ltd.), the particle size distribution was measured according to a sieving method (JIS: Z 8815). The median diameter was obtained from the particle size distribution, and the particle size distribution was approximated by the Rosin-Rammler distribution to calculate an equal number. The results are shown in Table 8.
  • Comparative Example 5-2 70 g of an aqueous solution of 30% by weight of succinic acid at 70 ° C., equipped with a stirring blade having two baffle plates having a width of 10 mm and four inclined paddle blades having a diameter of 50 mm and a downward 45 ° width of 15 ° and having a downward angle of 45 °.
  • the flask was placed in a separable flask with a 500 mL jacket made of glass, and warm water at 70 ° C. (a constant temperature circulating tank with a program) was allowed to flow through the jacket and stirred and held at a stirring speed of 300 rpm.
  • the succinic acid of Examples 5-1 to 5-7 has an equal number of 3 or more, and the distribution width is narrower than that of Comparative Example 5-1 (Equal number 2.19). The uniformity of the particle size was high.
  • succinic acid of Examples 5-4 to 5-7 had an average particle diameter (median diameter) of 400 ⁇ m or less.
  • the succinic acid of Comparative Example 5-2 had an excessive average particle size (median diameter) of 584 ⁇ m.
  • Example 5-4 seed crystal addition amount 2.5 L / hour
  • Example 5-5 seed crystal addition amount 1.2 L / hour
  • the even number was the maximum.
  • the average particle diameter (median diameter) became small, so that the addition amount of the seed crystal increased.
  • Japanese Patent Application No. 2010-059578 Japanese patent application filed on March 17, 2010
  • Japanese Patent Application No. 2010-060674 Japanese patent application filed on March 17, 2010
  • Japanese patent application filed on May 1 Japanese patent application filed on May 7, 2010
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Abstract

　コハク酸含有液から、晶析により高純度のコハク酸を製造する方法を提供する。　本発明は、攪拌装置を備えた晶析槽内で、コハク酸含有液からコハク酸を攪拌下で晶析するコハク酸の製造方法であって、槽内コハク酸含有液の単位体積あたりの該攪拌所要動力が、０．４ｋＷ／ｍ３以上３ｋＷ／ｍ３以下であることを特徴とするコハク酸の製造方法、および晶析槽内においてコハク酸含有液からコハク酸を晶析させて製造する方法であって、晶析したコハク酸を該晶析槽から連続的又は間欠的に抜き出すと共に、該晶析槽内にコハク酸含有液を連続的又は間欠的に供給して該晶析槽内の液位を所定範囲内に維持する晶析工程を有することを特徴とするコハク酸の製造方法、に関する。

Description

コハク酸の製造方法
　本発明は食品添加物、医薬原料、樹脂原料などとして有用なコハク酸の工業的製造方法に関する。
　コハク酸は食品添加物、医薬原料、樹脂原料などとして工業的に広く用いられている。
従来、コハク酸は、石油由来の無水マレイン酸又はマレイン酸を還元して得られてきたが、最近では、微生物を用いた発酵操作により、広い生物由来原料から高い炭素収率で製造することが報告されている。特にコハク酸をポリマー原料として用いる場合、ポリマーの重合度維持や着色防止などのために高純度のコハク酸が要求される。
　コハク酸の製造方法としては、石化原料由来の無水マレイン酸又はマレイン酸を水溶液中で還元してコハク酸とした後、その水溶液を冷却晶析することによって結晶粒子としてコハク酸を得る方法（例えば、特許文献１）などが知られている。しかし、特許文献１には、コハク酸の晶析方法については詳細な記載はない。
　また、発酵によりコハク酸を製造する方法として、コハク酸のカルシウム塩を硫酸で分解する方法（例えば、特許文献２）、イオン交換樹脂を用いる方法（例えば、特許文献３、４）、コハク酸アンモニウム塩に硫酸水素アンモニウムおよび／または硫酸を加えコハク酸と硫酸アンモニウム塩を生成する方法（例えば、特許文献５）並びに電気透析を用いる方法（例えば、特許文献６）などが知られている。しかし、特許文献２～６のいずれにおいてもコハク酸結晶を回収する晶析方法に関しては詳細な方法が記載されていない。
　晶析操作については、コハク酸の粒径、粒度分布の制御に関して攪拌条件、過飽和度の制御により制御する方法（例えば、特許文献７）、種晶を用いることにより制御する方法（例えば、非特許文献１）などが知られているが、いずれも粒径および粒度分布の制御に関するもので、コハク酸純度に関する記載はされていない。
　また、晶析によるコハク酸回収において、結晶粒径、粒度分布を制御することは重要であり、種々の試みがなされている（例えば、特許文献８および９）。
　例えば、特許文献８には、発酵法により製造されたコハク酸含有発酵液からコハク酸を精製するにあたり、予め菌体を分離した発酵液に無機酸を添加し、発酵液のｐＨを４．０以下に調整してコハク酸をいったん析出せしめ、次に該液を加熱してコハク酸の一部を溶解及び溶融させ、その後撹拌下で冷却して結晶を析出させて分離することが記載されている［第（２）頁左上欄第１４行～同頁右上欄第３行］。このように、酸析処理した発酵液を加熱処理することが重要であり、加熱処理しない場合には晶析した結晶が鱗片状かつ微細となるのに対し、加熱処理した場合には晶析した結晶が粒状かつ大きくなる［第（３）頁左上欄第６～９行］。
　また、特許文献９には、コハク酸含有溶液からコハク酸の結晶を晶析させる方法において、撹拌所要動力比（Ｐｖ）を７０～３５０Ｗ／ｍ３、無次元過飽和度（Ｓｃ）を１～１．３とすることにより、粒子径の大きく分布の揃った結晶を得ることができると記載されている（請求項１、第０００９段落）。
　特許文献８及び特許文献９では、バッチ処理によりコハク酸の晶析を行っている。
日本国特公昭４４－２９２４６６公報 日本国特開平３－０３０６８５号公報 日本国特表２００２－５０５３１０号公報 国際公開第０５／０３０９７３号 日本国特表２００１－５１４９００号公報 日本国特開２００５－３３３８８６号公報 日本国特開２００５－８２４９８公報 日本国特開昭５６－１１７９７号公報 日本国特開２００５－０８２４９８号公報
"Ｃｒｙｓｔａｌ　Ｇｒｏｗｔｈ＆Ｄｅｓｉｇｎ"（米国），（２００２），２，ｐ．４４９－４５２
　本発明は、コハク酸含有液またはコハク酸含有液から晶析により高純度のコハク酸を効率的かつ安定的に製造する方法を提供することを課題とする。また、コハク酸の晶析処理において、結晶粒径、粒度分布を制御する更なる方法が求められており、本発明は、粒度分布が狭くハンドリング性に優れたコハク酸の製造方法を提供することを目的とする。
　本発明者らは上記の課題を解決するために鋭意検討した結果、以下に記載する本方法により上記課題を解決できることを見出した。すなわち、本発明の要旨は以下に存する。
１．攪拌装置を備えた晶析槽内で、コハク酸含有液からコハク酸を攪拌下で晶析させて製造する方法であって、晶析槽内の該コハク酸含有液の単位体積あたりの該攪拌所要動力が、０．４ｋＷ／ｍ３以上３ｋＷ／ｍ３以下であることを特徴とするコハク酸の製造方法。
２．晶析槽内においてコハク酸含有液からコハク酸を晶析させて製造する方法であって、
　晶析したコハク酸を該晶析槽から連続的又は間欠的に抜き出すと共に、該晶析槽内にコハク酸含有液を連続的又は間欠的に供給して該晶析槽内の液位を所定範囲内に維持する晶析工程を有することを特徴とするコハク酸の製造方法。
３．攪拌装置を備えた晶析槽内において、コハク酸含有液から固体のコハク酸を生成させる晶析工程を有するコハク酸の製造方法であって、晶析したコハク酸を該晶析槽から連続的又は間欠的に抜き出すと共に、該晶析槽内にコハク酸含有液を連続的又は間欠的に供給して該晶析槽内の液位を所定範囲内に維持し、かつ該晶析工程中の少なくとも一部でコハク酸含有液の単位体積あたりの攪拌所要動力が０．４ｋＷ／ｍ３以上３ｋＷ／ｍ３以下の攪拌条件下で操作する、コハク酸の製造方法。
４．該晶析槽内のコハク酸含有液の温度を２５℃以上６０℃以下となるように操作することを特徴とする前項２または３に記載のコハク酸の製造方法。
５．晶析に際して、前記晶析槽内のコハク酸含有液の温度と、晶析槽に投入するコハク酸含有液がコハク酸飽和溶液となる温度との差が１０℃以上４５℃以下であることを特徴とする、前項４に記載のコハク酸の製造方法。
６．前記コハク酸含有液の、晶析槽における平均滞留時間が、１時間以上５時間以下であることを特徴とする前項２～５のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
７．晶析操作中に晶析槽内の圧力を外気圧より低くする減圧工程を有する前項２～６のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
８．前記晶析槽内の圧力が、０．５～２０ｋＰａである前項７に記載のコハク酸の製造方法。
９．前記晶析工程において、コハク酸の種晶を前記晶析槽内に連続的又は間欠的に添加することを特徴とする前項２～８のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
１０．前記種晶が、前記晶析槽から抜き出したコハク酸の少なくとも一部を粉砕処理したものを含有することを特徴とする前項９に記載のコハク酸の製造方法。
１１．前記粉砕処理を湿式粉砕機で行うことを特徴とする前項１０に記載のコハク酸の製造方法。
１２．前記粉砕処理を、該晶析槽内のコハク酸スラリーを抜き出して該晶析槽内に戻す循環手段及び晶析槽内にコハク酸含有液を供給する手段に設けられたポンプから選ばれる少なくとも１つによって行うことを特徴とする前項１０または１１に記載のコハク酸の製造方法。
１３．前記種晶の体積平均粒子径が２００μｍ以下であり、該種晶の添加量がコハク酸の回収量の０．００１重量％以上２０重量％以下であることを特徴とする前項９～１２のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
１４．前記コハク酸含有液中のコハク酸濃度が、１０重量％以上４５重量％以下である、前項１～１３のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
１５．前記コハク酸含有液の溶媒が、比誘電率１０以上の液体であることを特徴とする、前項１～１４のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
１６．晶析に際して、前記コハク酸含有液を、晶析槽に投入する際の温度より１０℃以上冷却することを特徴とする、前項１～１５のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
１７．前記コハク酸含有液を晶析槽の液相に供給する、前項１～１６のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
１８．前記晶析槽内部の液温が、晶析槽壁面温度よりも低い温度である、前項１～１７のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
１９．前項１～１８のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法によって製造されたコハク酸であって、粒径分布をＲｏｓｉｎ－Ｒａｍｍｌｅｒ分布で近似したときの均等数ｎが３．０以上であることを特徴とするコハク酸。
２０．前項１９において、重量基準のメジアン径が４００μｍ以下であることを特徴とするコハク酸。
　本発明の方法によれば、コハク酸含有液から晶析により高純度のコハク酸を製造することができる。また、本発明の方法によれば、粒子径の均一性が高く粉体のハンドリング性に優れ、かつ高純度のコハク酸を高い製造効率で安定的に製造することができる。さらに、本発明の方法によれば、コハク酸を連続的に安定して晶析させることにより、粒度分布が狭くハンドリング性に優れた粒度分布を有するコハク酸を得ることができる。
図１は、実施例１－１～１－３で用いた晶析装置を示す図面である。 図２は、実施例１－１で得られたコハク酸結晶の顕微鏡写真である。 図３は、実施例１－２で得られたコハク酸結晶の顕微鏡写真である。 図４は、実施例１－３で得られたコハク酸結晶の顕微鏡写真である。 図５は、比較例１－１で用いたアンカー翼を示す図面である。 図６は、比較例１－１で用いた晶析装置を示す図面である。 図７は、比較例１－１で得られたコハク酸結晶の顕微鏡写真である。 図８は、実施例２－１、２－２および比較例２－１、２－２、実施例３－１～３－３および比較例３－１～３－３で用いた晶析装置を示す図面である。 図９は、実施例２－３で用いた晶析装置を示す図面である。 図１０は、実施例２－１～２－３および比較例２－１～２－４で得られたコハク酸粒子の粒径分布を示す。 図１１は、実施例４－１および比較例４－１で用いた晶析装置を示す図面である。 図１２は、比較例４－２で用いた晶析装置を示す図面である。 図１３（ａ）および（ｂ）は、実施の形態に係るコハク酸の製造方法に用いられる晶析装置の模式的な断面図である。 図１４は、実施の形態に係るコハク酸の製造方法を説明するフロー図である。 図１５は、異なる実施の形態に係るコハク酸の製造方法を説明するフロー図である。
　以下、本発明の実施の形態につき詳細に説明するが、以下に記載する構成要件の説明は本発明の実施形態の代表例であって、本発明の趣旨を逸脱しない範囲において適宜変形して実施することができる。本発明において、「重量％」は「質量％」と同義である。
　本発明のコハク酸の製造方法は、攪拌装置を備えた晶析槽内で、コハク酸含有液からコハク酸を攪拌下で晶析するコハク酸の製造方法であって、晶析槽内の該コハク酸含有液の単位体積あたりの該攪拌所要動力が、０．４ｋＷ／ｍ３以上３ｋＷ／ｍ３以下であることを特徴とする、コハク酸の製造方法である。
　また、本発明のコハク酸の製造方法は、晶析槽内においてコハク酸含有液からコハク酸を晶析させて製造する方法であって、晶析したコハク酸を該晶析槽から連続的又は間欠的に抜き出すと共に、該晶析槽内にコハク酸含有液を連続的又は間欠的に供給して該晶析槽内の液位を所定範囲内に維持する晶析工程を有することを特徴とするコハク酸の製造方法である。
　＜コハク酸含有液＞
　本発明の製造方法において、コハク酸含有液は、コハク酸含有流体およびコハク酸含有溶液と同義である。晶析に供するコハク酸含有液は、コハク酸を含有する液体であればどのような形態のものであってもよい。
　コハク酸含有液は、コハク酸が溶解した溶液であっても、コハク酸が塩として溶解している溶液であってもよい。また、これらの溶液にコハク酸やコハク酸の塩の固体が併存するスラリーであっても構わないし、更にはコハク酸以外の固形分が併存するスラリーであっても構わない。
　コハク酸含有液に用いられる溶媒としては、コハク酸またはコハク酸の塩を溶解可能なものであって、晶析操作を行う条件下で液体であるものであれば、どのようなものでも使用可能である。
　晶析の際のコハク酸および／またはコハク酸の塩の回収を効率よく行うためには、溶解度の温度依存性が高い溶媒が好ましい。なかでも比誘電率が１０以上の溶媒が好ましく、比誘電率が２０以上の溶媒がより好ましく、比誘電率が５０以上の溶媒が特に好ましい。
　より具体的には、例えば、アセトン等のケトン系溶媒、アセトニトリルおよびＮ，Ｎ－ジメチルホルムアミド等の窒素含有溶媒、蟻酸等のカルボン酸系溶媒、エタノール、メタノールおよび１－プロパノール等のアルコール系溶媒、並びに水が挙げられる。
　コハク酸が溶解した溶液としては、例えば、無水マレイン酸またはマレイン酸を水溶液中でパラジウムなどの金属触媒存在下水素化処理することで得られたコハク酸水溶液、および生物由来原料から得られたコハク酸またはコハク酸の塩の水溶液などが挙げられる。
　コハク酸含有液は特に指定されるものでなく、石化原料、例えば無水マレイン酸の水素化により得られたものでも、生物由来原料由来のものでもかまわない。近年では、微生物を用いた発酵操作により、広い生物由来原料から高い炭素収率でコハク酸を製造することができるため、環境への負荷等を考慮すると生物由来原料から得られるコハク酸含有液が好ましい。
　ここで生物由来原料から得られるコハク酸含有液とは、生物由来原料から誘導されるコハク酸を含むものである。該生物由来原料としては、例えば、木材、稲わら、籾殻、米ぬか、古米、とうもろこし、サトウキビ、キャッサバ、サゴヤシ、おから、コーンコブ、タピオカカス、バガス、植物油カス、芋、そば、大豆、油脂、古紙、製紙残渣、水産物残渣、家畜排泄物、下水汚泥および食品廃棄物等が挙げられる。
　この中でも、木材、稲わら、籾殻、米ぬか、古米、とうもろこし、サトウキビ、キャッサバ、サゴヤシ、おから、コーンコブ、タピオカカス、バガス、植物油カス、芋、そば、大豆、油脂、古紙および製紙残渣等の植物資源が好ましく、より好ましくは、木材、稲わら、籾殻、古米、とうもろこし、サトウキビ、キャッサバ、サゴヤシ、芋、油脂、古紙および製紙残渣であり、最も好ましくはとうもろこし、サトウキビ、キャッサバおよびサゴヤシである。
　これらの生物由来原料は、一般に、窒素元素またはＮａ、Ｋ、ＭｇおよびＣａ等の多くのアルカリ金属、アルカリ土類金属を含有する。
　そしてこれらの生物由来原料は、特に限定はされないが、例えば酸およびアルカリ等の化学処理、微生物を用いた生物学的処理、並びに物理的処理等の公知の前処理・糖化の工程を経て炭素源へ誘導される。
　前記工程には、特に限定はされないが、例えば、生物由来原料をチップ化する、削る、擦り潰す等の前処理による微細化工程が含まれる。必要に応じて、更にグラインダーやミルでの粉砕工程が含まれる。こうして微細化された生物由来原料は、更に前処理・糖化の工程を経て炭素源へ誘導される。
　前処理・糖化の工程の具体的な方法としては、例えば、硫酸、硝酸、塩酸および燐酸等の強酸での酸処理、アルカリ処理、アンモニア凍結蒸煮爆砕法、溶媒抽出、超臨界流体処理、並びに酸化剤処理等の化学的方法；微粉砕、蒸煮爆砕法、マイクロ波処理および電子線照射等の物理的方法；微生物または酵素処理による加水分解等の生物学的処理が挙げられる。
　上記の生物由来原料から誘導される炭素源としては、例えば、グルコース、マンノース、ガラクトース、フルクトース、ソルボースおよびタガトース等のヘキソース、アラビノース、キシロース、リボース、キシルロースおよびリブロース等のペントース、マルトース、スクロース、ラクトース、トレハロース、澱粉およびセルロース等の２糖・多糖類、酪酸、カプロン酸、カプリル酸、カプリン酸、ラウリン酸、ミリスチン酸、パルミチン酸、パルミトレイン酸、ステアリン酸、オレイン酸、リノール酸、リノレン酸、モノクチン酸、アラキジン酸、エイコセン酸、アラキドン酸、ベヘニン酸、エルカ酸、ドコサペンタエン酸、ドコサヘキサエン酸、リグノセリン酸およびセラコレン酸等の脂肪酸、並びにグリセリン、マンニトール、キシリトールおよびリビトール等のポリアルコール類等の発酵性糖質が挙げられる。このうちグルコース、マルトース、フルクトース、スクロース、ラクトース、トレハロースおよびセルロースが好ましい。
　これらの炭素源を用いて、微生物変換による発酵法若しくは加水分解・脱水反応・水和反応・酸化反応・還元反応等の反応工程を含む化学変換法またはこれらの発酵法と化学変換法の組み合わせによりコハク酸が合成されるが、これらの中でもコハク酸生産能を有する微生物を利用した微生物変換による発酵法が好ましい。
　コハク酸生産能を有する微生物はコハク酸生産能を有する微生物であるかぎり特に制限されないが、エシェリヒア・コリ等の腸内細菌、バチルス属細菌およびコリネ型細菌などが挙げられる。中でも、好気性微生物、通性嫌気性微生物または微好気性微生物を使用することが好ましい。
　好気性微生物としては、例えば、コリネ型細菌（Ｃｏｒｙｎｅｆｏｒｍ　Ｂａｃｔｅｒｉｕｍ）、バチルス（Ｂａｃｉｌｌｕｓ）属細菌、リゾビウム（Ｒｈｉｚｏｂｉｕｍ）属細菌、アースロバクター（Ａｒｔｈｒｏｂａｃｔｅｒ）属細菌、マイコバクテリウム（Ｍｙｃｏｂａｃｔｅｒｉｕｍ）属細菌、ロドコッカス（Ｒｈｏｄｏｃｏｃｃｕｓ）属細菌、ノカルディア（Ｎｏｃａｒｄｉａ）属細菌およびストレプトマイセス（Ｓｔｒｅｐｔｏｍｙｃｅｓ）属細菌などが挙げられる。これらの中でもコリネ型細菌がより好ましい。
　コリネ型細菌は、これに分類されるものであれば特に制限されないが、例えば、コリネバクテリウム属に属する細菌、ブレビバクテリウム属に属する細菌およびアースロバクター属に属する細菌などが挙げられる。
　これらの中でもコリネバクテリウム属又はブレビバクテリウム属に属する細菌が好ましくコリネバクテリウム・グルタミカム（Ｃｏｒｙｎｅｂａｃｔｅｒｉｕｍ　ｇｌｕｔａｍｉｃｕｍ）、ブレビバクテリウム・フラバム（Ｂｒｅｖｉｂａｃｔｅｒｉｕｍ　ｆｌａｖｕｍ）、ブレビバクテリウム・アンモニアゲネス（Ｂｒｅｖｉｂａｃｔｅｒｉｕｍ　ａｍｍｏｎｉａｇｅｎｅｓ）およびブレビバクテリウム・ラクトファーメンタム（Ｂｒｅｖｉｂａｃｔｅｒｉｕｍｌａｃｔｏｆｅｒｍｅｎｔｕｍ）に分類される細菌がより好ましい。
　さらに後述の実施例に記載のように、ピルビン酸カルボキシラーゼ活性が増強され、ラクテートデヒドロゲナーゼ活性が低下した株を用いることが好ましい。
　微生物変換における反応温度および圧力等の反応条件は、選択される菌体およびカビなど微生物の活性に依存することになるが、コハク酸を得るための好適な条件を各々の場合に応じて選択すればよい。
　微生物変換においては、ｐＨが低くなると微生物の代謝活性が低くなったり、或いは微生物が活動を停止するようになり、製造歩留まりが悪化したり、微生物が死滅するため、通常には中和剤を使用する。
　通常はｐＨセンサーによって反応系内のｐＨを計測し、所定のｐＨ範囲となるように中和剤の添加によりｐＨを調節する。ｐＨ値は、用いる菌体およびカビ等の微生物の種類に応じて、その活性が最も有効に発揮される範囲に調整する。中和剤の添加方法については特に制限はなく、連続添加であっても間欠添加であってもよい。
　中和剤としては、例えば、アンモニア、炭酸アンモニウム、尿素、アルカリ金属の水酸化物、アルカリ土類金属の水酸化物、アルカリ金属の炭酸塩およびアルカリ土類金属の炭酸塩が挙げられる。これらの中でもアンモニア、炭酸アンモニウムおよび尿素が好ましい。
　なお前記アルカリ（土類）金属の水酸化物としては、例えば、ＮａＯＨ、ＫＯＨ、Ｃａ（ＯＨ）２、Ｍｇ（ＯＨ）２等、或いはこれらの混合物などが挙げられる。また、前記アルカリ（土類）金属の炭酸塩としては、例えば、Ｎａ２ＣＯ３、Ｋ２ＣＯ３、ＣａＣＯ３、ＭｇＣＯ３およびＮａＫＣＯ３等、並びにこれらの混合物などが挙げられる。
　微生物変換後の発酵液は、微生物を除去した後の発酵液を用いることが好ましい。微生物の除去方法は特に限定は無いが、沈降分離、遠心分離、ろ過分離ならびにそれらを組み合わせた方法などが用いられる。工業的には遠心分離、膜ろ過分離などの方法で行う。
　遠心分離においては、遠心沈降および遠心ろ過などを用いることができる。遠心分離において、その操作条件は特に限定されるものではないが、通常１００Ｇ～１００，０００Ｇの遠心力で分離することが好ましい。またその操作は連続式でも、バッチ式でも使用できる。
　膜ろ過分離においては、精密ろ過および／または限外ろ過等を使用することが出来る。膜の材質としては、特に限定は無く、例えば、ポリオレフィン、ポリスルフィン、ポリアクリロニトリルおよびポリフッ化ビニリデン等の有機膜、並びにセラミック等の無機材質の膜が挙げられる。
　操作方法としては、デッドエンド型およびクロスフロー型のいずれでも用いることができる。膜ろ過分離では、微生物が膜に目詰まりすることが多いので、遠心分離などで微生物を粗取りを行ってから膜ろ過を行うなどの方法も用いられる。
　さらに微生物を除去した後の発酵液は、その後の精製工程での操作性や効率性を考慮して適宜濃縮してもよい。濃縮方法としては、特に限定されないが、例えば、不活性ガスを流通させる方法、加熱により水を留去させる方法および減圧で水を留去させる方法並びにこれらを組み合わせる方法などが挙げられる。また濃縮操作は、バッチ操作で行っても、連続操作で行ってもよい。
　（プロトン化）　
　上述のように発酵工程で中和剤を用いた場合には、コハク酸の塩が得られ、水溶液中に存在する場合には、得られたコハク酸の塩は水中に安定的に存在するため、塩からコハク酸へ変換することが好ましい。
　すなわち、コハク酸塩に酸を加え、塩交換することでコハク酸に変換する。この変換を以下プロトン化と呼ぶ場合があり、この工程を以下プロトン化工程と呼ぶ場合がある。
　プロトン化工程で用いる酸は、コハク酸塩と塩交換する必要があるので、通常はコハク酸より強い酸、すなわち酸解離定数ｐＫａがコハク酸より小さい酸、通常はｐＫａ＜４なる酸を用いる。さらに用いる酸は有機酸よりも無機酸の方が好ましい。
　コハク酸塩に無機酸を加えることで無機塩が副生する。例えば発酵操作で中和剤としてアンモニアを用いた場合、コハク酸はアンモニウム塩として存在するが、本工程で硫酸を用いた場合は、硫酸アンモニウムが副生塩として発生する。
　酸添加量は用いる酸の強度にもよるが、通常はコハク酸塩を構成するカチオン量に対し０．１～５倍等量程度の酸を添加することが好ましい。
　通常、酸の添加はｐＨで調整することが好ましい。ｐＨはコハク酸の酸強度ｐＫａにもよるが、少なくともｐＫａ以下とすることが好ましい。通常はｐＨ４以下で操作することが好ましい。
　一方、酸を過剰に加えてもｐＨの下がり方は徐々に鈍化し、過剰の酸はコハク酸塩とは塩交換せず酸として系内に存在することとなる。余剰の酸は中和処理等が必要になり非効率である。従ってｐＨは通常１以上で制御することが好ましい。
　（濃縮処理）　
　一般に生物由来原料から得られるコハク酸含有液はコハク酸濃度が希薄であるため、通常濃縮操作が必要となる。濃縮度は特に限定されるものではないが、最終濃縮液中のコハク酸の溶解度が飽和溶解度以下であり、かつ極力飽和溶解度に近いほうが好ましい。
　晶析槽に供給するコハク酸含有液中のコハク酸濃度は、１０重量％以上４５重量％以下であることが好ましく、１５重量％以上４０重量％以下であることがより好ましく、２０重量％以上３５重量％以下であることがさらに好ましい。
　コハク酸含有液中のコハク酸濃度を１０重量％以上とすることにより、晶析操作でのコハク酸収率が高く効率的である。また、コハク酸濃度を４５重量％以下とすることにより、コハク酸の溶解およびそのハンドリングに高温を要することなく、ハンドリングが容易となる。
　コハク酸含有液の温度は、晶析工程でコハク酸を回収することが可能である温度差を作ることができる条件であれば特に制限は無く、コハク酸濃度にもよるが、コハク酸回収率と得られるコハク酸純度等の観点から、通常晶析槽投入の際の温度と晶析の際の温度差が１０℃以上９０℃以下であることが好ましく、２０℃以上８０℃以下であることがより好ましく、３０℃以上７０℃以下であることが更に好ましい。
　前記温度差を１０℃以上とすることにより、コハク酸の回収率が高くなり効率的である。また、前記温度差を９０℃以下とすることにより、スラリー濃度が高すぎることなくハンドリングが容易であり、得られるコハク酸粒子の均一性を向上し、コハク酸純度を向上することができる。
　＜晶析槽＞
　本発明に用いる晶析槽は、攪拌装置を備えている容器であればその構造としては特に限定されるものではなく、通常知られる攪拌装置を有する容器を使用することができるが、底部を有する円筒形の容器が好ましい。また、効率的にコハク酸含有液に剪断を与えるため、槽内に邪魔板を設置することが好ましい。さらに晶析槽内の流れを整えるためにドラフトチューブと称するなど円筒形のガイドを有する容器も使うことができる。
　容器の形状に特に制限は無いが、装置内でスラリーをより均一とし、さらに効率的に剪断を与えるために、容器の径と高さの比（Ｌ／Ｄ）が通常０．５以上３以下であることが好ましく、０．７以上２．５以下であることがより好ましく、１以上２以下であることが更に好ましい。
　＜攪拌装置＞
　本発明の攪拌に用いる攪拌装置としては、攪拌翼を備えている攪拌装置が用いられる。
　攪拌翼は特殊な翼である必要は無く、公知の攪拌翼を用いることができる。例えば、パドル翼およびタービン翼などの剪断型翼、後退翼、ファウドラー翼、マックスブレンド翼（住友重機械工業社登録商標）およびフルゾーン翼（神鋼パンテック社登録商標）などの吐出型翼などが挙げられる。ただし、本発明においては効率的に動力を与えるため、パドル翼およびタービン翼などの剪断型翼を用いることが好ましい。
　剪断型翼、吐出型翼の区別は、例えば、動力数Ｎｐと吐出流量数Ｎｑｄの比Ｎｐ／Ｎｑｄで評価することができる（例えば、別冊化学工業２３－２設計・操作シリーズＮｏ．１改訂攪拌装置Ｐ２１－２５、ｐ．３８－３９参照）。ここでは、Ｎｐ／Ｎｑｄ≧１．７を満たす攪拌翼、好ましくはＮｐ／Ｎｑｄ≧２を満たす翼から選ぶことが好ましい。
　攪拌翼の大きさにも特に制限は無いが、本発明においては、攪拌翼を備えた攪拌装置に加えてコハク酸含有液を循環させるような他の攪拌装置を併用してもかまわない。他の攪拌装置としては、例えば晶析槽から導いたコハク酸含有液を遠心ポンプなどの流体移送用ポンプにより、晶析槽へ循環させる装置を使用することができる。
　＜攪拌＞
　本発明においては、晶析槽内のコハク酸含有液を、該コハク酸含有液の単位体積あたりの攪拌所要動力（以下、Ｐｖと略記することがある）が０．４ｋＷ／ｍ３以上３ｋＷ／ｍ３以下となるような攪拌条件下で晶析する。
　Ｐｖを０．４ｋＷ／ｍ３以上とすることにより、コハク酸結晶の純度を向上することができる。Ｐｖを０．４ｋＷ／ｍ３以上とすることにより、コハク酸結晶の純度が向上するのは、槽内の攪拌が十分なため結晶が晶析母液を巻き込んで凝集するのを防ぐためであると考えられる。
　一方、Ｐｖを３ｋＷ／ｍ３以下とすることにより、晶析のために無駄にエネルギーが必要になることがなく、コハク酸結晶が小さくなりすぎて後続の固液分離工程に悪影響を及ぼすのを防ぐことができる。また常圧で晶析を行う場合においては、攪拌により気相部から巻き込まれたガスがコハク酸に付着してコハク酸が浮かび上がり晶析操作の障害になるのを防ぐことができる。
　＜晶析＞
　本発明における晶析とは、コハク酸含有液に何がしかの変化を与えて、コハク酸の溶解度を変化させることによって、コハク酸含有液からコハク酸結晶を析出させる操作であるが、コハク酸含有液からコハク酸を結晶として析出させる操作であれば、どのような方法であっても構わない。
　晶析方法としては、より具体的には、例えば、晶析槽内部を減圧にすることでコハク酸含有液の温度を変化させて、コハク酸の溶媒に対する溶解度の温度依存性を利用して、コハク酸を析出させる冷却晶析法、加熱および減圧などにより溶液から溶媒を揮発させてコハク酸含有液中のコハク酸濃度を高めてコハク酸を析出させる濃縮晶析方法およびコハク酸含有液にコハク酸溶解度を減少させる第三成分（貧溶媒）を添加してコハク酸を析出させる貧溶媒晶析方法、並びにこれらの組み合わせによる方法などが挙げられる。
　また、コハク酸含有液がコハク酸塩を含むものである場合には、コハク酸含有液に硫酸または塩酸などの強酸を加えることでコハク酸塩を非解離形のコハク酸に変化させるとともに、上記の冷却、濃縮、貧溶媒添加などの方法と組み合わせてコハク酸結晶を析出させることができる。
　冷却晶析では、その冷却方法として、例えば、コハク酸含有液を外部の熱交換器などに循環させ冷却する方法、冷媒の流通する管（インナーコイル）をコハク酸含有液中に投入する方法、および装置内を減圧することにより溶液中の溶媒を揮発させて、溶媒の気化熱により冷却する方法などが挙げられる。
　これらの中でも、装置内を減圧することにより溶液中の溶媒を揮発させて、溶媒の気化熱により冷却する方法では、熱交換界面にコハク酸が析出することによる熱移動の阻害を防止することができるとともに、溶液中のコハク酸の濃縮も伴い、晶析収率の点から好ましい。
　晶析をする際の晶析槽内のコハク酸含有液の温度（以下、晶析温度ということがある）は、コハク酸含有液からコハク酸結晶が結晶化する温度が設定される。
　晶析温度は、コハク酸の回収率を高めることができ、しかもコハク酸をポリマー原料として用いた場合に、ポリマーの着色を低減できるという観点から、通常２５℃以上６０℃以下とすることが好ましく、３０℃以上５０℃以下とすることがより好ましい。さらに、晶析温度と、晶析槽に投入するコハク酸を含む溶液がコハク酸飽和溶液となる温度との差が１０℃以上、４５℃以下であることが好ましい。
　晶析温度を２５℃以上とすることにより、回収されたコハク酸をポリマー原料として用いたとき、ポリマーへの着色を抑えることができる。
　晶析温度を６０℃以下とすることにより、回収されたコハク酸をポリマー原料として用いたときポリマー着色の問題がないとともに、晶析工程におけるコハク酸の回収率を向上し、効率的にコハク酸を製造することができる。
　また、コハク酸含有液をジャケットまたはインナーコイルに冷媒を流すことで冷却する方法においては、伝熱面でのコハク酸スラリーと冷媒の温度差が大きくなりすぎることがなく、激しくスケーリングするのを防ぐことができる。
　晶析温度と回収されたコハク酸をポリマー原料として用いたときのポリマー着色度には明確な相関があり、晶析温度の低下によりなんらかの不純物がコハク酸に残留し、重合時着色原因となっていると思われる。ただし現在その原因物質は不明である。
　ジャケットやインナーコイルに冷媒を流すことで冷却する方法においては、スケーリング防止の観点から、伝熱面でのコハク酸スラリーと冷媒の温度差は通常２０℃以下とすることが好ましく、１０℃以下とすることがより好ましい。
　また、晶析槽壁面温度は晶析温度よりも高い温度で保つことが好ましい。晶析槽壁面温度を晶析温度よりも高い温度とすることにより、晶析壁面でコハク酸が析出することを防止し、安定に連続運転をすることが可能となり、壁面で析出したコハク酸が周期的に晶析槽内部に剥れ落ちることでコハク酸純度を不安定にしたり、悪化させたりすることを防止することが可能となる。
　晶析をする際の晶析槽内部の圧力は外気圧より低くすることが好ましい。晶析槽内部の圧力を外気圧より低くすることにより、溶液中の溶媒を揮発させてコハク酸の濃度を高めたり、溶媒の気化熱によりコハク酸含有液を冷却したりすることが可能となり、コハク酸を晶析することができる。
　また、晶析槽内部の圧力を外気圧より低くすることにより、例えば熱交換によりコハク酸含有液を冷却する方法に比べて、熱交換界面にコハク酸が析出することによる熱移動の阻害を防止することができる。それとともに、熱交換界面に析出したコハク酸がコハク酸含有液中の不純物を取り込むことを防止したり、コハク酸の固体を析出させる速度を制御したり、析出した固体の凝集を制御したりすることが可能となる。これにより得られるコハク酸の固体がコハク酸含有液中の不純物を伴うことを防止することが可能となり、より純度の高いコハク酸を製造することが可能となる。
　晶析槽内部の圧力を外気圧より低くする方法としては、コハク酸含有液からコハク酸を結晶として析出させる際に晶析槽内部の圧力を外気圧より低くすることができれば、どのような方法であっても構わず、例えば真空発生装置を利用することができる。
　また減圧下で晶析する方法における晶析槽内の圧力は、求める晶析温度によって決まり、通常０．５ｋＰａ以上２０ｋＰａ以下とすることが好ましく、１ｋＰａ以上２０ｋＰａ以下とすることがより好ましく、１ｋＰａ以上１５ｋＰａ以下とすることがさらに好ましく、１．５ｋＰａ以上１０ｋＰａ以下とすることが特に好ましい。
　また、例えば溶媒が水の場合は、通常３ｋＰａ以上２０ｋＰａ以下とすることが好ましく、４ｋＰａ以上１５ｋＰａ以下とすることがより好ましく、５ｋＰａ以上１０ｋＰａ以下とすることが特に好ましい。
　圧力を０．５ｋＰａ以上とすることにより、供給するコハク酸含有液の濃度により晶析槽内のスラリー濃度が高くなりすぎるのを防ぎ、ハンドリングが容易となるとともに、圧力の制御が容易となる。また減圧のための設備が限定されることなく、一般には設備費用を抑えることができ、経済的に好ましい。例えば減圧にスチームエゼクターを用いた場合は、減圧度が大きくなると、スチームエゼクターの段数を増やすなど設備費用が大きくなる。
　また、圧力を外気圧より低くすることにより、晶析槽内の温度が上昇するのを抑え、晶析槽内のスラリー濃度が低すぎることなく効率が向上する。
　真空発生装置は求められる圧力、水とともに蒸発する溶媒の有無とその種類などにより、公知の方法から選択することができる。公知の方法としては、例えば、設計・操作シリーズＮｏ．３改訂晶析（化学工学社）Ｐ２９２－２９３に挙げられる方法、例えば、水またはスチームエゼクター、および油封回転型真空ポンプなどが挙げられる。
　晶析操作では、コハク酸結晶の粒度分布を制御するためにコハク酸の核化、結晶成長を制御することが好ましい。コハク酸の核化、結晶成長は、通常、槽内のコハク酸の過飽和度により制御されるが、そのためには通常晶析時間を制御する方法が用いられる。晶析時間は通常０．５時間以上１０時間以下とすることが好ましく、１時間以上５時間以下とすることがより好ましい。
　晶析時間を前記下限以上とすることにより、槽内のコハク酸過飽和度が大きくなりすぎることなく、微結晶の発生を抑えるとともに、また過飽和度を残したままスラリーが晶析槽から抜き出されることで後続の工程でスケーリングしたりするなどのトラブルを防ぐことができる。また、晶析時間を前記下限以下とすることにより、無用に晶析槽が大きくなることなく、効率的である。
　例えば、バッチ操作による冷却晶析の場合ならコハク酸含有液を所定の温度まで下げるのに０．５時間以上５時間以下かけてコハク酸含有液を冷却し、さらに０．１時間以上５時間以下熟成することが好ましい。そのときのコハク酸含有液の冷却速度は通常０．０５℃／分以上２℃／分以下とすることが好ましく、０．１℃／分以上１．５℃／分以下とすることがより好ましく、０．２℃／分以上１℃／分以下とすることが更に好ましい。
　晶析は、晶析槽の中が空になることが無く連続的または間欠的にコハク酸含有液を供給するとともに、晶析槽内でコハク酸を結晶化させ、生成したコハク酸およびコハク酸含有液を含むコハク酸スラリーを連続的または間欠的に晶析槽から抜き出すことで連続操作を行うこともできる。
　晶析槽が空になることが無ければ、任意の時期に任意の量のコハク酸含有液を晶析槽に供給して構わないが、晶析槽の有効容積以上量とならないように調整する。連続操作は、スケール的に限界のあるバッチ操作と異なり、高い生産効率が求められる大規模な工業スケールの晶析操作においては必要不可欠な操作である。
　コハク酸含有液の供給方法に特に制限は無いが、例えば、コハク酸含有液を送液ポンプで送液する方法、および圧送する方法などが挙げられる。
　コハク酸含有液の供給速度は、晶析槽でのコハク酸含有液の平均滞留時間が１時間以上５時間以下となるように供給することが好ましい。
　平均滞留時間を前記下限以上とすることにより、槽内のコハク酸過飽和度が大きくなりすぎることなく、微結晶の発生を抑えるとともに、また過飽和度を残したままスラリーが晶析槽から抜き出されることで後続の工程でスケーリングしたりするなどのトラブルを防ぐことができる。また、平均滞留時間を前記上限以下とすることにより、無用に晶析槽が大きくなることなく、効率的である。
　コハク酸含有液は、晶析槽内部のスラリーからなる液相部へ供給することが好ましい。コハク酸含有液を晶析槽内部の液相部に供給することにより、コハク酸の微小な結晶が大量に発生したり、配管閉塞などのトラブルが発生したりすることを防止することが可能となる。
　（コハク酸スラリーの抜出）
　連続式で晶析を行う際に得られたコハク酸を晶析槽から抜き出す際には、通常コハク酸含有液とともにスラリーとして抜き出す。抜出は、晶析槽が空にならなければ任意の時期に任意の量を抜き出して構わない。この際の抜出は、晶析槽の中が空になることが無いように、供給したコハク酸含有液の量と適宜対比して、連続的または間欠的にスラリーポンプまたは晶析槽よりも減圧とした受槽に圧力差を利用して圧送などで抜出す方法などにより行われる。
　また、晶析槽の中が空になることが無いように、コハク酸含有液を晶析槽に供給し、且つ晶析槽から抜出す方法としては、供給量と抜出量を同一にする方法、および液面センサーなどにより晶析槽内の液面が一定以下になった場合に供給し、一定以上になった場合に抜出す操作を繰り返す方法などが挙げられる。
　＜固液分離＞
　晶析槽から抜出したコハク酸は、通常、コハク酸含有液との混合物として取り出されるため、通常コハク酸とコハク酸含有液とを固液分離工程で分離する。固液分離工程では、従前公知の方法でコハク酸結晶および母液を固液分離処理する。
　固液分離方法は、コハク酸とコハク酸含有液とを分離可能な方法であれば特に限定するものではなく、例えば、ろ過分離、沈降分離および遠心分離などが挙げられる。また、操作はバッチでも連続でもよい。効率の良い固液分離装置として、例えば、連続式の遠心ろ過機およびデカンター等の遠心沈降機などが挙げられる。
　また、固液分離操作で分離した固形分を冷水等でリンス処理して表面に付着したコハク酸含有液を除去することが、得られるコハク酸の純度を高めるという点で好ましい。
　＜乾燥＞
　固液分離工程で得られたコハク酸は、通常その表面にコハク酸含有液が付着しているため、必要に応じて冷水等でリンス処理した上で、乾燥してコハク酸を得る。乾燥方法は特に限定するものではないが、例えば、バンド式乾燥機、流動乾燥機のような対流伝熱式乾燥機およびドラム式乾燥機のような伝導伝熱式乾燥機などが挙げられる。
　特に大量かつ連続処理可能で、かつ乾燥処理の過程で結晶の破砕などが小さい流動乾燥機が好ましい。また、流動乾燥機を使用するときは、コハク酸の粉塵爆発防止の観点から窒素供給下で乾燥することが好ましく、その雰囲気酸素濃度は１２％以下とすることが好ましい。
　また、乾燥時のコハク酸温度は、分子内脱水により無水コハク酸が生成する虞があることから、コハク酸の温度が好ましくは１００℃以下、より好ましくは９０℃以下、更に好ましくは８０℃以下となるように乾燥する。
　本発明の製造方法により得られるコハク酸は、重量基準の粒径分布をＲｏｓｉｎ－Ｒａｍｍｌｅｒ分布で近似したときの均等数ｎが３．０以上であることが好ましく、３．０～６．０であることがより好ましく、特に３．２～５．０であるのがさらに好ましい。また、平均粒径が４００μｍ以下であることが好ましく、１００～３００μｍであることがより好ましい。ここで平均粒径とは、篩分級で得られる重量基準のメジアン径のことをいう。
　＜蒸発晶析によるコハク酸の製造方法の一例＞　
　以下に、図１３及び図１４を用いて蒸発晶析によるコハク酸の製造方法の一例を説明する。図１３（ａ）は実施の形態に係るコハク酸の製造方法に用いられる晶析装置の模式的な断面図、図１３（ｂ）は図１３（ａ）のＢ－Ｂ線に沿う水平断面図、図１４は実施の形態に係るコハク酸の製造方法の一例を説明するフロー図である。
　（晶析装置）　
　本発明に用いる晶析装置は、撹拌装置を備えている容器であればその構造としては特に限定されるものではなく、通常知られる撹拌装置を有する容器を使用することができるが、底部を有する円筒形の容器が好ましい。また効率的にスラリーに剪断を与えるため、槽内に邪魔板を設置することが好ましい。さらに晶析槽内の流れを整えるためにドラフトチューブと称するなど円筒形のガイドを有する容器も使うことができる。
　容器の形状に特に制限はないが、装置内でスラリーをより均一とし、さらに効率的に剪断を与えるために、通常容器の径と高さとの比（Ｌ／Ｄ）が好ましくは０．５以上３以下の容器が用いられ、より好ましくは０．７以上２．５以下、特に好ましくは１以上２以下の容器が用いられる。
　晶析槽としては、槽内コハク酸含有液の組成と抜出コハク酸含有液の組成が等しい、すなわち完全混合槽型反応機（以下、ＣＳＴＲ型と略記することがある）を用いることもできるし、晶析装置として広く用いられている分級機能をもつ晶析装置なども用いることができる。ここでは晶析装置として広く用いられているダブルプロペラ型晶析装置（以下、ＤＰ型と略記することがある）について図１３を用いて説明する。
　このＤＰ型晶析装置１０は、被処理液が供給される槽体１と、この槽体１内に設けられたドラフトチューブ２と、このドラフトチューブ２の内側及び外側に設けられた回転羽根３及び４と、を主に有する。
　槽体１は、略円筒状の上位部１ａと、該上位部１ａよりも大径の略円筒状であり、該上位部１ａの下半側を収容した中位部１ｂと、該中位部１ｂの下端に連なる下位部１ｃとを有している。この上位部１ａのうち中位部１ｂ内に収容された部分がバッフルプレート５となっている。この下位部１ｃは、中位部１ｂの下端から下側に向かって縮径するコーン部と、該コーン部の下端を閉止する底面部とからなる。この下位部１ｃのコーン部に原液供給口１ｄ及びスラリー抜出口１ｅが設けられ、この下位部１ｃの底面部に抜出口１ｈが設けられ、中位部１ｂに清澄母液出口１ｆが設けられ、上位部１ａの上端を覆う鏡部にベーパー出口１ｇが設けられている。
　ドラフトチューブ２の上端は清澄母液出口１ｆの上端よりも高位となっており、ドラフトチューブ２の下端は下位部１ｃの途中高さ位置まで延在している。このドラフトチューブ２は、上部ドラフトチューブ２ａと下部ドラフトチューブ２ｂとからなっており、上部ドラフトチューブ２ａの内周面及び外周面に回転羽根３及び４が固設されている。この内側の回転羽根３の中心に回転シャフト６が固設されており、この回転シャフト６をモータ７で回転させることにより、回転羽根３及び４が上部ドラフトチューブ２ａと共に回転可能とされている。これら回転羽根３及び４は該バッフルプレート５内に配置されている。
但し、図１４の通り、ドラフトチューブ２を上部、中間部及び下部に３分割し、中間部に回転羽根３及び４を設けてもよく、またドラフトチューブ２を一体物としてもよい。
　なお、晶析処理時には、図１３（ａ）のように、液位Ｌが中位部１ｂの上端及びドラフトチューブ２の上端よりも高位となり、上位部１ａのうち該液位Ｌよりも上方が蒸発室８となる。
　ＤＰ型晶析装置１０の主な仕様の一例は以下に示す通りである。
　　　主寸法（中位部１ｂ）の内径：φ３５０
　　　容量：２３０Ｌ
　　　回転数：９３～３７５回転／分
　　　動力：２．２ｋＷ、２００Ｖ
　　　材質：ＳＵＳ３１６
　なお、晶析装置の構成は上記のＤＰ型晶析装置１０に限定されるものではなく、例えば、日本国特公昭４３－１９８５１号公報や日本国特開２００４－１５４６１８号公報の晶出装置を用いてもよい。
　（蒸発晶析による製造例）
　次に、図１４を用いてコハク酸の蒸発晶析による製造例を説明する。
　（１）原液
　ジャケット付原料タンク２０内に、所定濃度のコハク酸含有液を貯留する。コハク酸濃度はその溶解温度にもよるが通常１０～５０重量％である。コハク酸溶解温度は、コハク酸が溶解すれば特に限定されるものではないが、通常３０～９０℃の温度範囲で行う。
　（２）晶析装置１０への液張り等
　このコハク酸含有液を、原液供給ポンプＰ１を作動させてタンク２０から抜き出し、上水を添加して希釈してから晶析装置１０に供給する。この希釈後の原液中のコハク酸濃度は、晶析装置１０内で析出しない濃度であれば特に限定されるものではないが、例えば５～４０重量％である。
　図１３（ａ）のように、晶析装置１０内の液位Ｌがドラフトチューブ２の上端よりも高位となるまで、コハク酸含有液の晶析装置１０への供給を行った後、所定の撹拌回転数（例えば、１００～３５０回転／分）で回転羽根３，４を回転させる。これにより、図１３（ａ）に示す通り、原液供給口１ｄからドラフトチューブ２内に供給されたコハク酸含有液は、回転羽根３の回転力によって上昇してドラフトチューブ２の上端から流出した後、回転羽根４の回転力によって該ドラフトチューブ２とバッフルプレート５との間を下降し、再度ドラフトチューブ２の下端から該ドラフトチューブ２内に流入する。このようにしてコハク酸含有液はドラフトチューブ２の内外を循環する。
　また、必要に応じてスラリー循環ポンプＰ２を稼動させ、コハク酸含有液の外部循環を開始する。このポンプＰ２としては晶析したコハク酸結晶の少なくとも一部を破砕するものが好ましく、たとえばスラリー用遠心ポンプなどがあげられる。またその流量は配管内で結晶が均一に流れれば特に指定されるものではなく、その結晶サイズにもよるが通常、線速０．２～５ｍ／秒となるよう設定する。また吐出圧力はポンプ、配管サイズ、流量等によって決まるものであるが通常０．０１～０．５ＭＰａである。スラリー熱交換器２１には、冷媒を流しても流さなくても構わず、熱媒を流してもよい。
　（３）晶析装置１０内の減圧及び濃縮
　晶析装置１０内の圧力を徐々に下げ溶媒を蒸発させてコハク酸含有液を濃縮するとともに、蒸発潜熱により液温を低下させ、コハク酸の晶析を開始する。晶析温度は特に限定されるものではなく通常５～５０℃である。ここで圧力を下げすぎると蒸発した溶媒を凝縮させるのが困難となり望ましくなく、逆に圧力が高すぎるとコハク酸回収率が低すぎて効率が悪くなる。なお、コハク酸含有液の外部循環を行う場合には、スラリー熱交換器２１に熱媒を流すことにより、コハク酸含有液の濃縮が促進される。
　減圧に伴って蒸発室８内に蒸発した蒸気を、ベーパー出口１ｇから抜き出す。抜き出した蒸気は、コンデンサー２２で凝縮され、分離器２３で気液分離された後に溶媒がタンク２４に貯留される。また、タンク２０内のコハク酸含有液を、希釈することなく晶析装置１０内に間欠的又は連続的に供給する。この供給量は、槽体１内の液位Ｌがドラフトチューブ２の上端よりも上位を維持する程度の量であり、例えば２０～２００Ｌ／時程度である。このようにして、晶析装置１０内のコハク酸含有液を濃縮する。
　（４）コハク酸の抜き出し
　晶析装置１０内のコハク酸含有スラリーが所定スラリー濃度（例えば２０～４０重量％）に達した後、必要に応じ、タンク２０から晶析装置１０内へのコハク酸含有液の供給量を変更する。供給量は、例えば２０～２００Ｌ／時程度である。このコハク酸含有液の供給は、間欠供給及び連続供給のいずれとしてもよいが、連続供給とした方がより安定してコハク酸を生産することができる。従って、上記（３）で間欠供給とした場合には、連続供給に切替えるのが好ましい。
　また、晶析装置１０内のスラリーを、液位Ｌレベル見合いで連続的又は間欠的にスラリー抜出口１ｈから抜き出す。スラリーの抜出量は、２０～２００Ｌ／時特に３０～１５０Ｌ／時が好ましい。間欠的に抜き出す場合、スラリー抜出頻度は５～３０分／回特に１０～２０分／回程度が好ましい。このとき、液位Ｌが晶析装置１０内のドラフトチューブ２上面高さより高いレベルを維持するように注意する。
　スラリーの抜出しは、晶析槽よりも減圧としたスラリー抜出槽へ晶析槽缶底弁から圧力差により間欠的に抜出したり、スラリーポンプにより連続的に抜出すことができる。さらにスラリーを循環するケースにおいては、循環するスラリーの一部を連続的に又は間欠的に抜出すことができる。ポンプの選定は、流量、揚程、求めるコハク酸粒子サイズなどから選定することができる。
　ポンプは、大きく分けて羽根車をケーシング内で高速回転させ、液体にエネルギーを与えるターボ型ポンプ、一定の空間容積にある液体を往復運動又は回転運動にて容積変化させ液体にエネルギーを与える容積型ポンプ、特殊形ポンプなどに分類され、流量、揚程の他コハク酸粒子の破砕度合いから目的に応じて選定するが、コハク酸粒子を積極的にポンプで破砕するには、高速回転する羽根車でコハク酸含有液にエネルギーを与えるターボ型ポンプを用い、逆にコハク酸粒子の破砕を極力抑えたいケースにおいては容積型ポンプなどを用いる。スラリーの抜出しにおいては、コハク酸粒子の破砕を極力抑制することができる容積式のポンプ、例えばスネークポンプなどを用いることが望ましい。
　抜き出したスラリーをバスケット型遠心分離機２３で固液分離し、湿潤ケーキと母液に分離する。回収した湿潤ケーキを真空乾燥機（図示略）で乾燥する（例えば８０℃／５０Ｔｏｒｒ）。このようにして、コハク酸粒子を製造する。
　なお、バッフルプレート５と晶析槽１の中位部１ｂとの間に、コハク酸粒子の含有量の少ない清澄母液が滞留する。この清澄母液を、ポンプＰ３を用いて清澄母液出口１ｆから連続的又は間欠的に抜き出してもよい。抜き出された清澄母液はジャケット付清澄母液タンク２５に貯留され、必要に応じ、ポンプＰ４によってジャケット付原液タンク２０に返送される。
　また、晶析装置１０内にコハク酸の種晶を添加してもよい。これにより、粒度分布が狭くハンドリング性に優れた粒度分布を有するコハク酸粒子を晶析させることができる。この種晶の体積平均粒子径は２００μｍ以下特に５０～１５０μｍであるのが好ましい。この種晶の添加量は、コハク酸の系外への回収量が０．００１～２０重量％であるのが好ましく、特に０．０１～１０重量％であるのが好ましい。
　この種晶の添加方法には特に限定はなく、例えば、種晶スラリー供給用ポット２６から、コハク酸の種晶を晶析装置１０内に添加してもよい。また、上記スラリー循環ポンプＰ２を稼動させてコハク酸含有液の外部循環を行う場合には、循環液中のコハク酸粒子を該スラリー循環ポンプＰ２によって粉砕して、これを種晶として作用させることもできる。このとき、スラリー熱交換器２１には冷媒や熱媒を流しても流さなくてもよく、冷媒や熱媒を流さない場合には、コハク酸含有液をスラリー熱交換器２１のバイパスライン（図示略）に通液するようにしてもよい。
　ここで用いるスラリー循環ポンプは、大きく分けて羽根車をケーシング内で高速回転させ液体にエネルギーを与えるターボ型ポンプ、一定の空間容積にある液体を往復運動又は回転運動にて容積変化させ液体にエネルギーを与える容積型ポンプ、特殊形ポンプなどから、流量、揚程の他コハク酸粒子の破砕度合いから目的に応じて選定することができる。
コハク酸粒子を積極的にポンプで破砕するには、高速回転する羽根車でコハク酸含有液にエネルギーを与えるターボ型ポンプを用いることが望ましい。逆にコハク酸粒子の破砕を極力抑えたいケースにおいては容積型ポンプなどを用いることが望ましい。
　コハク酸粒子を高速回転する羽根車で積極的に破砕するターボ型ポンプは、さらに羽根車から吐き出されるコハク酸含有液が主として主軸に垂直な内面にある遠心ポンプ、羽根車から吐き出されるコハク酸含有液が主軸の中心軸を軸とする円錐面内にある斜流ポンプ、羽根車から吐き出されるコハク酸含有液が主軸と同心の円筒面内にある軸流ポンプに分類され、ポンプの種類はその流量、揚程だけでなく、コハク酸粒子の破砕度から用途に応じて適切に選定され、特に効率的にコハク酸粒子を破砕したいケースにおいては通常遠心ポンプを選定することが望ましい。さらに遠心ポンプ、斜流ポンプでは羽根の形状が羽根の側板の有無によりオープンインペラ、クローズインペラなどに分類できるが、コハク酸粒子の破砕効果という観点ではクローズインペラが効率的と考えられるが、スラリーをハンドリングする場合、ポンプ内で閉塞するおそれがあるため通常はオープンインペラが用いられる。
　（冷却晶析方法の一例）　
　図１５は冷却晶析方法の一例を示すフロー図である。本例で示す晶析装置の仕様は、主寸法：φ３５０、容量：６３Ｌ、撹拌回転数：１０～１２０回転／分、動力：０．７５ｋＷ（２００Ｖ）、材質：ＳＵＳ３１６（ＪＩＳ）ステンレス鋼である。本例でも、ジャケット付原料タンク（図示略）内に、所定濃度（例えば１０～５０重量％）及び所定温度（例えば３０～９０℃）のコハク酸含有液を貯留する。
　このコハク酸含有液を原液供給配管３１から晶析槽３０内に所定量（例えば１０～５０Ｌ）供給する。次いで、撹拌機３０ａにより所定撹拌回転数（例えば１０～１００回転／分）にて撹拌を開始すると共に、ポンプ３２ａを備えた循環配管３２を介し、晶析槽３０内のコハク酸含有液を熱交換器３３に循環させる。この循環量は、例えば０．５～５ｍ３／時程度である。
　次いで、温度制御器（ＴＩＣ）を用いて熱交換器３３の冷媒の流量を制御することにより、所定時間（例えば１～５時間）をかけて晶析槽３０内の液温を所定温度（例えば１０～４０℃）まで下げる。その後、晶析槽３０内の液温をこの所定温度に維持し、所定時間熟成する。この熟成時間は１～５時間程度が好ましい。
　次いで、原液供給配管３１からコハク酸含有液を間欠的又は連続的に供給すると共に、晶析槽３０内のスラリーを液位レベル見合いで連続的又は間欠的に抜き出す。例えば、循環配管３２の途中に電磁弁３４を備えた抜出ライン３４ａを設けておき、該電磁弁３４をタイマー制御により所定頻度で開とすることにより、晶析槽３０内のスラリーを液位レベル見合いで抜き出す。この原液供給配管３１からの供給量は１０～１００Ｌ／時程度が好ましく、抜出ライン３４ａから抜き出すときの該所定頻度は５～３０分／回程度が好ましい。
　抜き出したスラリーは、図１４の場合と同様に、バスケット型遠心分離機で固液分離し、湿潤ケーキと母液に分離する。回収した湿潤ケーキは真空乾燥機で乾燥する。このようにして、コハク酸粒子を製造する。
［実施例］
　以下に、実施例を挙げて本発明をさらに詳細に説明するが、本発明はこれら実施例により制限されるものではない。
　＜粒径分布の測定＞
　得られたコハク酸の粒径分布は、ＪＩＳ　Ｚ８８０１で規定された内径２００ｍｍ、深さ４５ｍｍの目開き８５０μｍ、７１０μｍ、５００μｍ、３００μｍ、１５０μｍの標準網篩および受け皿と蓋を用い、ＪＩＳ　Ｚ８８１５　に準拠した方法で、振動数３００ｒｐｍ、ハンマー打数１５０回／分のロータップ式篩振盪機（テラオカ製Ｆ２－０００３　ｔｙｐｅＳ－２）を１５分間振盪することで篩分けを行い、粒径分布を測定した。
　メジアン径（以下、ｄ５０と略記することがある）の算出は、粒径を横軸（対数）にとり、篩下重量分率を縦軸にとり、篩下重量分率が５０％となる粒径を内挿法により算出した。同様に篩下重量分率２０％にあたる径（以下、ｄ２０と略記することがある）、篩下重量分率８０％にあたる径（以下、ｄ８０と略記することがある）を算出した。
　＜コハク酸およびフマル酸の定量＞
　カラム；信和化工（株）製　ＵＬＴＲＯＮ　ＰＳ－８０Ｈ　８．０ｍｍＩ．Ｄ．×　３０ｃｍ
　溶離液：水（過塩素酸添加）（過塩素酸６０％水溶液１．８ｍｌ／１Ｌ－Ｈ２Ｏ）
　温度：６０℃
　＜アンモニウムイオンの定量＞
　本実施例におけるアンモニウムイオンの定量分析は、下記の条件によるイオンクロマトグラフィ－により行った。
　カラム；ＧＬ－ＩＣ－Ｃ７５（４．６ｍｍＩ．Ｄ　×　１５０ｍｍ）
　溶離液；３．５ｍｍｏｌ／Ｌ硫酸
　カラム温度：４０℃
　＜コハク酸結晶の観察＞
　本実施例により得られたコハク酸結晶は、キーエンス社製デジタルマイクロスコープ　ＶＨ－８０００　を用いて観察、撮影した。
　＜晶析槽＞
　本実施例では、晶析槽として容量１Ｌまたは７Ｌのガラス製ジャケット付セパラブルフラスコ、または容量６３Ｌまたは２３０Ｌのステンレス製攪拌槽を用いた。容量１Ｌまたは７Ｌの晶析槽における攪拌所用動力の測定は下記方法に従い行った。
　＜攪拌所要動力の測定＞
　容量１Ｌまたは７Ｌの晶析槽における攪拌所要動力は、攪拌翼をトルク測定可能なトルク変換器付攪拌機（新東科学株式会社スリーワンモーター　ＢＬ６００Ｔｅ）に接続し、連続的にトルクを測定しながら攪拌した。トルクはデータロガー（グラフテック株式会社ＧＬ８００）に晶析操作中２０秒に１回の頻度で連続的に取込み、ＰｖをトルクＴから以下の式により算出した。
　Ｐｖ＝Ｔ×（２ｎπ／６０）／Ｖ
　Ｐｖ：単位体積あたりの攪拌所要動力［ｋＷ／ｍ３］
　Ｔ：攪拌トルク［Ｎ・ｍ］
　ｎ：攪拌回転数［回転／分］
　Ｖ：コハク酸含有液体積［ｍ３］
　＜ポリエステルの製造およびポリマーの評価＞
　［重縮合用触媒の調製］
　撹拌装置付き５００ｃｍ３のガラス製ナス型フラスコに酢酸マグネシウム・４水和物を６２．０ｇ入れ、更に２５０ｇの無水エタノール（純度９９重量％以上）を加えた。更にエチルアシッドホスフェート（モノエステル体とジエステル体の混合重量比は４５：５５）を３５．８ｇ加え、２３℃で撹拌を行った。１５分後に酢酸マグネシウムが完全に溶解したことを確認後、テトラ－ｎ－ブチルチタネートを７５．０ｇ添加した。更に１０分間撹拌を継続し、均一混合溶液を得た。この混合溶液を、１０００ｃｍ３のナス型フラスコに移し、６０℃のオイルバス中でエバポレーターによって減圧下で濃縮を行った。１時間後に殆どのエタノールが留去され、半透明の粘稠な液体が残った。
　オイルバスの温度を更に８０℃まで上昇させ、５Ｔｏｒｒの減圧下で更に濃縮を行った。粘稠な液体は表面から粉体状へと徐々に変化し、２時間後には完全に粉体化した。その後、窒素を用いて常圧に戻し、室温まで冷却し、淡黄色粉体１０８ｇを得た。得られた触媒の金属元素分析値は、チタン原子含有量が１０．３重量％、マグネシウム原子含有量が６．８重量％、リン原子含有量が７．８重量％であり、モル比としては、Ｔ／Ｐ＝０．７７，Ｍ／Ｐ＝１．０であった。更に、粉体状の触媒を１，４－ブタンジオールに溶解させ、チタン原子として３４、０００ｐｐｍとなるように調製した。
　［脂肪族ポリエステルの製造］
　攪拌装置、窒素導入口、加熱装置、温度計及び減圧用排気口を備えた反応容器に、原料としてコハク酸１００重量部、三菱化学社製工業グレードの１，４－ブタンジオール９９．２重量部、リンゴ酸０．３８重量部（コハク酸に対して総リンゴ酸量０．３３ｍｏｌ％）を仕込み、窒素－減圧置換によって系内を窒素雰囲気下にした。
　次に、系内を撹拌しながら１時間かけて２３０℃まで昇温し、この温度で１時間反応させた。その後、上記の触媒溶液を添加した。添加量は得られるポリエステルあたりチタン原子として５０ｐｐｍとなる量とした。反応温度を２５０℃まで徐々に昇温し、同時に２時間かけて０．０６×１０３Ｐａになるように減圧し、更に同減圧度で２．５時間反応を行い、重合を終了し、ポリエステルを得た。
　［ポリマーの評価］
・黄色度（以下、ＹＩと略記することがある）
　得られたポリエステルのＹＩをＪＩＳ　Ｋ７１０５の方法に基づいて日本電色工業株式会社製　Ｃｏｌｏｒ　ｍｅｔｅｒ　ＺＥ－６０００を用いて、セルにポリマーのチップを入れて、反射法により４回測定し、その平均値をＹＩとした。
・ポリエステル還元粘度
　得られたポリエステルを濃度０．５ｇ／ｄＬとなるようにフェノール／テトラクロロエタン（１／１（質量比）混合液）に溶解し、溶液が３０℃の恒温槽中で粘度管を落下する時間ｔ（ｓｅｃ）を測定した。また溶媒のみの落下する時間ｔ０（ｓｅｃ）を測定し３０℃での還元粘度ηｓｐ／Ｃ（＝（ｔ－ｔ０）／ｔ０・Ｃ）を算出した（Ｃは溶液の濃度）。
・ポリエステル末端カルボキシル基量
　得られたポリエステルをベンジルアルコールに溶解し０．１Ｎ　ＮａＯＨにて滴定した値であり、１×１０６ｇ当たりのカルボキシル基当量である。
　＜コハク酸含有液（晶析供給液）の作成＞
　・ピルビン酸カルボキシラーゼ（ＰＣ）増強株の作製
　（Ａ）ブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３株ゲノムＤＮＡの抽出
　ブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３は、１９７５年４月２８日に通商産業省工業技術院微生物工業技術研究所（現独立行政法人　産業技術総合研究所　特許生物寄託センター）（〒３０５－８５６６　日本国茨城県つくば市東１丁目１番地１　中央第６）に受託番号ＦＥＲＭ　Ｐ－３０６８として寄託され、１９８１年５月１日にブダペスト条約に基づく国際寄託に移管され、ＦＥＲＭ　ＢＰ－１４９７の受託番号で寄託されている。
　Ａ培地［尿素　２ｇ、（ＮＨ４）２ＳＯ４　７ｇ、ＫＨ２ＰＯ４　０．５ｇ、Ｋ２ＨＰＯ４　０．５ｇ、ＭｇＳＯ４・７Ｈ２Ｏ　０．５ｇ、ＦｅＳＯ４・７Ｈ２Ｏ　６ｍｇ、ＭｎＳＯ４・４－５Ｈ２Ｏ６ｍｇ、ビオチン　２００μｇ、チアミン　１００μｇ、イーストエキストラクト　１ｇ、カザミノ酸　１ｇ、グルコース　２０ｇ、蒸留水１Ｌに溶解］１０ｍＬに、ブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３株を対数増殖期後期まで培養し、遠心分離（１００００ｇ、５分）により菌体を集めた。得られた菌体を１０ｍｇ／ｍＬの濃度にリゾチームを含む１０ｍＭ　ＮａＣｌ／２０ｍＭトリス緩衝液（ｐＨ８．０）／１ｍＭ　ＥＤＴＡ・２Ｎａ溶液０．１５ｍＬに懸濁した。
　次に、上記懸濁液にプロテナーゼＫを、最終濃度が１００μｇ／ｍＬになるように添加し、３７℃で１時間保温した。さらにドデシル硫酸ナトリウムを最終濃度が０．５％になるように添加し、５０℃で６時間保温して溶菌した。この溶菌液に、等量のフェノール／クロロフォルム溶液を添加し、室温で１０分間ゆるやかに振盪した後、全量を遠心分離（５，０００Ｇ、２０分間、１０～１２℃）し、上清画分を分取し、酢酸ナトリウムを０．３Ｍとなるように添加した後、２倍量のエタノールを加え混合した。遠心分離（１５，０００Ｇ、２分）により回収した沈殿物を７０％エタノールで洗浄した後、風乾した。得られたＤＮＡに１０ｍＭトリス緩衝液（ｐＨ７．５）－１ｍＭ　ＥＤＴＡ・２Ｎａ溶液５ｍＬを加え、４℃で一晩静置し、以後のＰＣＲの鋳型ＤＮＡに使用した。
　（Ｂ）ＰＣ遺伝子プロモーター置換用プラスミドの構築
　ブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３株由来ピルベートカルボキシラーゼ遺伝子のＮ末端領域のＤＮＡ断片の取得は、上記（Ａ）で調製したＤＮＡを鋳型とし、全ゲノム配列が報告されているコリネバクテリウム・グルタミカム　ＡＴＣＣ１３０３２株の該遺伝子の配列（ＧｅｎＢａｎｋ　Ｄａｔａｂａｓｅ　Ａｃｃｅｓｓｉｏｎ　Ｎｏ．ＢＡ００００３６のＣｇｌ０６８９）を基に設計した合成ＤＮＡ（配列番号１および配列番号２）を用いたＰＣＲによって行った。尚、配列番号１のＤＮＡは５’末端がリン酸化されたものを用いた。
　反応液組成：鋳型ＤＮＡ１μＬ、ＰｆｘＤＮＡポリメラーゼ（インビトロジェン社製）０．２μＬ、１倍濃度添付バッファー、０．３μＭ各々プライマー、１ｍＭ　ＭｇＳＯ４、０．２５μＭｄＮＴＰｓを混合し、全量を２０μＬとした。
　反応温度条件：ＤＮＡサーマルサイクラー　ＰＴＣ－２００（ＭＪＲｅｓｅａｒｃｈ社製）を用い、９４℃で２０秒、６０℃で２０秒、７２℃で１分らなるサイクルを３５回繰り返した。但し、１サイクル目の９４℃での保温は１分２０秒、最終サイクルの７２℃での保温は４分とした。
　増幅産物の確認は、０．７５％アガロース（ＳｅａＫｅｍ　ＧＴＧ　ａｇａｒｏｓｅ：ＦＭＣＢｉｏＰｒｏｄｕｃｔｓ製）ゲル電気泳動により分離後、臭化エチジウム染色により可視化することにより行い、約０．９ｋｂの断片を検出した。ゲルからの目的ＤＮＡ断片の回収は、ＱＩＡＱｕｉｃｋ　Ｇｅｌ　Ｅｘｔｒａｃｔｉｏｎ　Ｋｉｔ（ＱＩＡＧＥＮ製）を用いて行い、これをＰＣ遺伝子Ｎ末端断片とした。
　一方、ブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３株由来で構成的に高発現するＴＺ４プロモーター断片はプラスミドｐＭＪＰＣ１（日本国特開２００５－９５１６９号公報）を鋳型とし、配列番号３および配列番号４に記載の合成ＤＮＡを用いたＰＣＲにより調製した。尚、配列番号４のＤＮＡは５’末端がリン酸化されたものを用いた。
　反応液組成：鋳型ＤＮＡ１μＬ、ＰｆｘＤＮＡポリメラーゼ（インビトロジェン社製）０．２μＬ、１倍濃度添付バッファー、０．３μＭ各々プライマー、１ｍＭ　ＭｇＳＯ４、０．２５μＭｄＮＴＰｓを混合し、全量を２０μＬとした。
　反応温度条件：ＤＮＡサーマルサイクラー　ＰＴＣ－２００（ＭＪＲｅｓｅａｒｃｈ社製）を用い、９４℃で２０秒、６０℃で２０秒、７２℃で３０秒分らなるサイクルを２５回繰り返した。但し、１サイクル目の９４℃での保温は１分２０秒、最終サイクルの７２℃での保温は３分とした。
　増幅産物の確認は、１．０％アガロース（ＳｅａＫｅｍ　ＧＴＧ　ａｇａｒｏｓｅ：ＦＭＣＢｉｏＰｒｏｄｕｃｔｓ製）ゲル電気泳動により分離後、臭化エチジウム染色により可視化することにより行い、約０．５ｋｂの断片を検出した。ゲルからの目的ＤＮＡ断片の回収は、ＱＩＡＱｕｉｃｋ　Ｇｅｌ　Ｅｘｔｒａｃｔｉｏｎ　Ｋｉｔ（ＱＩＡＧＥＮ製）を用いて行い、これをＴＺ４プロモーター断片とした。
　上記にて調製したＰＣ遺伝子Ｎ末端断片とＴＺ４プロモーター断片を混合し、ライゲーションキットｖｅｒ．２（宝酒造製）を用いて連結後、制限酵素ＰｓｔＩで切断し、１．０％アガロース（ＳｅａＫｅｍ　ＧＴＧ　ａｇａｒｏｓｅ：ＦＭＣＢｉｏＰｒｏｄｕｃｔｓ製）ゲル電気泳動により分離し、約１．０ｋｂのＤＮＡ断片をＱＩＡＱｕｉｃｋ　Ｇｅｌ　Ｅｘｔｒａｃｔｉｏｎ　Ｋｉｔ（ＱＩＡＧＥＮ製）を用いて回収し、これをＴＺ４プロモーター：：ＰＣ遺伝子Ｎ末端断片とした。さらにこのＤＮＡ断片と大腸菌プラスミドｐＨＳＧ２９９（宝酒造製）をＰｓｔＩで切断して調製したＤＮＡと混合し、ライゲーションキットｖｅｒ．２（宝酒造製）を用いて連結した。
　得られたプラスミドＤＮＡで大腸菌（ＤＨ５α株）を形質転換した。この様にして得られた組換え大腸菌を５０μｇ／ｍＬ
　カナマシンおよび５０μｇ／ｍＬ　Ｘ－Ｇａｌを含むＬＢ寒天培地に塗抹した。この培地上で白色のコロニーを形成したクローンを、常法により液体培養した後、プラスミドＤＮＡを精製した。得られたプラスミドＤＮＡを制限酵素ＰｓｔＩで切断することにより、約１．０ｋｂの挿入断片が認められ、これをｐＭＪＰＣ１７．１と命名した。
　ブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３株由来ピルベートカルボキシラーゼ遺伝子の５’上流領域のＤＮＡ断片の取得は、上記（Ａ）で調製したＤＮＡを鋳型とし、全ゲノム配列が報告されているコリネバクテリウム・グルタミカム　ＡＴＣＣ１３０３２株の該遺伝子の配列（ＧｅｎＢａｎｋ　Ｄａｔａｂａｓｅ　Ａｃｃｅｓｓｉｏｎ　Ｎｏ．ＢＡ００００３６）を基に設計した合成ＤＮＡ（配列番号５および配列番号６）を用いたＰＣＲによって行った。
　反応液組成：鋳型ＤＮＡ１μＬ、ＰｆｘＤＮＡポリメラーゼ（インビトロジェン社製）　０．２μＬ、１倍濃度添付バッファー、０．３μＭ各々プライマー、１ｍＭ　ＭｇＳＯ４、０．２５μＭｄＮＴＰｓを混合し、全量を２０μＬとした。
　反応温度条件：ＤＮＡサーマルサイクラー　ＰＴＣ－２００（ＭＪＲｅｓｅａｒｃｈ社製）を用い、９４℃で２０秒、６０℃で２０秒、７２℃で３０秒からなるサイクルを３５回繰り返した。但し、１サイクル目の９４℃での保温は１分２０秒、最終サイクルの７２℃での保温は５分とした。
　増幅産物の確認は、１．０％アガロース（ＳｅａＫｅｍ　ＧＴＧ　ａｇａｒｏｓｅ：ＦＭＣＢｉｏＰｒｏｄｕｃｔｓ製）ゲル電気泳動により分離後、臭化エチジウム染色により可視化することにより行い、約０．７ｋｂの断片を検出した。ゲルからの目的ＤＮＡ断片の回収は、ＱＩＡＱｕｉｃｋ　Ｇｅｌ　Ｅｘｔｒａｃｔｉｏｎ　Ｋｉｔ（ＱＩＡＧＥＮ製）を用いて行った。
　回収したＤＮＡ断片は、Ｔ４　ポリヌクレオチドキナーゼ（Ｔ４　Ｐｏｌｙｎｕｃｌｅｏｔｉｄｅ　Ｋｉｎａｓｅ：宝酒造製）により５’末端をリン酸化した後、ライゲーションキットｖｅｒ．２（宝酒造製）を用いて大腸菌ベクターｐＵＣ１１９（宝酒造製）のＳｍａＩ部位に結合し、得られたプラスミドＤＮＡで大腸菌（ＤＨ５α株）を形質転換した。この様にして得られた組換え大腸菌を５０μｇ／ｍＬ　アンピシリンおよび５０μｇ／ｍＬ　Ｘ－Ｇａｌを含むＬＢ寒天培地に塗抹した。この培地上で白色のコロニーを形成したクローンを、常法により液体培養した後、プラスミドＤＮＡを精製した。
　得られたプラスミドＤＮＡを、配列番号７および配列番号６で示した合成ＤＮＡをプライマーとしたＰＣＲ反応に供した。反応液組成：上記プラスミド１ｎｇ、Ｅｘ－ＴａｑＤＮＡポリメラーゼ（宝酒造社製）　０．２μＬ、１倍濃度添付バッファー、０．２μＭ各々プライマー、０．２５μＭｄＮＴＰｓを混合し、全量を２０μＬとした。反応温度条件：ＤＮＡサーマルサイクラー　ＰＴＣ－２００（ＭＪＲｅｓｅａｒｃｈ社製）を用い、９４℃で２０秒、６０℃で２０秒、７２℃で５０秒からなるサイクルを２０回繰り返した。但し、１サイクル目の９４℃での保温は１分２０秒、最終サイクルの７２℃での保温は５分とした。このようにして挿入ＤＮＡ断片の有無を確認した結果、約０．７ｋｂの増幅産物を認めるプラスミドを選抜し、これをｐＭＪＰＣ５．１と命名した。
　次に、上記ｐＭＪＰＣ１７．１およびｐＭＪＰＣ５．１をそれぞれ制限酵素ＸｂａＩで切断後混合し、ライゲーションキットｖｅｒ．２（宝酒造製）を用いて連結した。これを制限酵素ＳａｃＩおよび制限酵素ＳｐｈＩで切断したＤＮＡ断片を０．７５％アガロース（ＳｅａＫｅｍ　ＧＴＧ　ａｇａｒｏｓｅ：ＦＭＣＢｉｏＰｒｏｄｕｃｔｓ製）ゲル電気泳動により分離し、約１．７５ｋｂのＤＮＡ断片をＱＩＡＱｕｉｃｋ　Ｇｅｌ　Ｅｘｔｒａｃｔｉｏｎ　Ｋｉｔ（ＱＩＡＧＥＮ製）を用いて回収した。このＰＣ遺伝子の５’上流領域とＮ末端領域の間にＴＺ４プロモーターが挿入されたＤＮＡ断片を、ｓａｃＢ遺伝子を含むプラスミドｐＫＭＢ１（日本国特開２００５－９５１６９号公報）をＳａｃＩおよびＳｐｈＩで切断して調製したＤＮＡと混合し、ライゲーションキットｖｅｒ．２（宝酒造製）を用いて連結した。
　得られたプラスミドＤＮＡで大腸菌（ＤＨ５α株）を形質転換した。この様にして得られた組換え大腸菌を５０μｇ／ｍＬカナマシンおよび５０μｇ／ｍＬＸ－Ｇａｌを含むＬＢ寒天培地に塗抹した。この培地上で白色のコロニーを形成したクローンを、常法により液体培養した後、プラスミドＤＮＡを精製した。得られたプラスミドＤＮＡを制限酵素ＳａｃＩおよびＳｐｈＩで切断することにより、約１．７５ｋｂの挿入断片が認められ、これをｐＭＪＰＣ１７．２と命名した。
　（Ｃ）ＰＣ増強株の作製
　ブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３／ΔＬＤＨ（ラクテートデヒドロゲナーゼ遺伝子破壊株：日本国特開２００５－９５１６９号公報）の形質転換に用いるプラスミドＤＮＡは、ｐＭＪＰＣ１７．２のプラスミドＤＮＡを用いて塩化カルシウム法（Ｊｏｕｒｎａｌ　ｏｆ　Ｍｏｌｅｃｕｌａｒ　Ｂｉｏｌｏｇｙ，５３，１５９，１９７０）により形質転換した大腸菌ＪＭ１１０株から再調製した。ブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３／ΔＬＤＨ株の形質転換は電気パルス法（Ｒｅｓ．Ｍｉｃｒｏｂｉｏｌ．、Ｖｏｌ．１４４，　ｐ．１８１－１８５，　１９９３）によって行い、得られた形質転換体をカナマイシン　２５μｇ／ｍＬを含むＬＢＧ寒天培地［トリプトン１０ｇ、イーストエキストラクト５ｇ、ＮａＣｌ　５ｇ、グルコース　２０ｇ、及び寒天１５ｇを蒸留水１Ｌに溶解］に塗抹した。この培地上に生育した株は、ｐＭＪＰＣ１７．２がブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３株菌体内で複製不可能なプラスミドであるため、該プラスミドのＰＣ遺伝子とブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３株ゲノム上の同遺伝子との間で相同組み換えを起こした結果、ゲノム上に該プラスミドに由来するカナマイシン耐性遺伝子およびｓａｃＢ遺伝子が挿入されているはずである。
　次に、上記相同組み換え株をカナマイシン２５μｇ／ｍＬを含むＬＢＧ培地にて液体培養した。この培養液の菌体数約１００万相当分を１０％ショ糖含有ＬＢＧ培地に塗抹にした。結果、２回目の相同組み換えによりｓａｃＢ遺伝子が脱落しショ糖非感受性となったと考えられる株を数十個得た。この様にして得られた株の中には、そのＰＣ遺伝子の上流にｐＭＪＰＣ１７．２に由来するＴＺ４プロモーターが挿入されたものと野生型に戻ったものが含まれる。ＰＣ遺伝子がプロモーター置換型であるか野生型であるかの確認は、ＬＢＧ培地にて液体培養して得られた菌体を直接ＰＣＲ反応に供し、ＰＣ遺伝子の検出を行うことによって容易に確認できる。ＴＺ４プロモーターおよびＰＣ遺伝子をＰＣＲ増幅するためのプライマー（配列番号８および配列番号９）を用いて分析すると、プロモーター置換型では６７８ｂｐのＤＮＡ断片を認めるはずである。
　上記方法にてショ糖非感受性となった菌株を分析した結果、ＴＺ４プロモーターが挿入された株を選抜し、該株をブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３／ＰＣ－４／ΔＬＤＨと命名した。
　（Ｄ）ピルベートカルボキシラーゼ酵素活性の測定
　上記（Ｃ）で得られた形質転換株ブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３／ＰＣ－４／ΔＬＤＨ株をグルコース２％、カナマイシン２５ｍｇ／Ｌを含むＡ培地１００ｍＬで終夜培養を行った。得られた菌体を集菌後、５０ｍＭ　リン酸カリウム緩衝液（ｐＨ７．５）５０ｍＬで洗浄し、同組成の緩衝液２０ｍＬに再度懸濁させた。懸濁液をＳＯＮＩＦＩＥＲ　３５０（ＢＲＡＮＳＯＮ製）で破砕し、遠心分離した上清を無細胞抽出液とした。
　得られた無細胞抽出液を用いピルベートカルボキシラーゼ活性を測定した。酵素活性の測定は１００ｍＭ　Ｔｒｉｓ／ＨＣｌ緩衝液（ｐＨ７．５）、０．１ｍｇ／１０ｍｌビオチン、５ｍＭ　塩化マグネシウム、５０ｍＭ　炭酸水素ナトリウム、５ｍＭ　ピルビン酸ナトリウム　、５ｍＭ　アデノシン３リン酸ナトリウム、０．３２　ｍＭ　ＮＡＤＨ、２０ｕｎｉｔｓ／１．５ｍｌリンゴ酸デヒドロゲナーゼ（ＷＡＫＯ製、酵母由来）及び酵素を含む反応液中で２５℃で反応させることにより行った。１Ｕは１分間に１μｍｏｌのＮＡＤＨの減少を触媒する酵素量とした。ピルベートカルボキシラーゼの発現を強化した無細胞抽出液における比活性は０．１Ｕ／ｍｇ蛋白質であった。尚、親株であるＭＪ２３３／△ＬＤＨ株を同様に培養した菌体では、本活性測定方法検出限界以下であった。
　以下、ブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３／ＰＣ－４／ΔＬＤＨ株を有機酸生産菌として菌体調製用培養、および有機酸生産反応に用いた。
　・コハク酸塩含有培養液の調製
　（種培養）
　尿素：４ｇ、硫酸アンモニウム：１４ｇ、リン酸１カリウム：０．５ｇ、リン酸２カリウム０．５ｇ、硫酸マグネシウム・７水和物：０．５ｇ、硫酸第一鉄・７水和物：２０ｍｇ、硫酸マンガン・水和物：２０ｍｇ、Ｄ－ビオチン：２００μｇ、塩酸チアミン：２００μｇ、酵母エキス：５ｇ、カザミノ酸：５ｇ、及び蒸留水：１０００ｍＬの培地１００ｍＬを５００ｍＬの三角フラスコにいれ、１２０℃、２０分加熱滅菌した。これを室温まで冷やし、あらかじめ滅菌した５０％グルコース水溶液を４ｍＬ添加し、上記で構築したブレビバクテリウム・フラバムＭＪ２３３／ＰＣ－４／ΔＬＤＨを接種して２４時間３０℃にて種培養した。
　（本培養）
　硫酸アンモニウム：１．０ｇ、リン酸１カリウム：１．５ｇ、リン酸２カリウム１．５ｇ、塩化カリウム：１．６７ｇ、硫酸マグネシウム・７水和物：０．５ｇ、硫酸第一鉄・７水和物：４０ｍｇ、硫酸マンガン・水和物：４０ｍｇ、Ｄ－ビオチン：１．０ｍｇ、塩酸チアミン：１．０ｍｇ、酵母エキス１０ｇ、消泡剤（ＣＥ４５７：日本油脂製）：１．０ｇ及び蒸留水：１０００ｍＬの培地４００ｍＬを１Ｌの発酵糟に入れ、１２０℃、２０分加熱滅菌した。これを室温まで冷やした後、あらかじめ滅菌した７２％グルコース水溶液：２０ｍＬを添加し、これに前述の種培養液を２０ｍＬ加えて、３０℃に保温した。ｐＨは９．３％アンモニア水を用いて７．０以下にならないように保ち、通気は毎分３００ｍＬ、攪拌は毎分６００回転で２４時間本培養を行った。
　溶存酸素濃度は培養開始直後から徐々に低下し、培養開始後４時間でほぼ０となった。その後、培養開始後１５時間で溶存酸素濃度が上昇したため、あらかじめ滅菌した７２％グルコース水溶液を３８０μＬ添加したところ、再び急速に低下し、ほぼ０となった。約１３分後同様に溶存酸素濃度の上昇が観察されため、あらかじめ滅菌した７２％グルコース水溶液を３８０μＬ添加し再び低下させた。以後、約１３分毎に同様の上昇が見られたが、その都度同様の方法で低下させた。培養２４時間後のＯＤ６６０は８７．３であった。
　（有機酸生産培養）
　リン酸１アンモニウム：８４．４ｍｇ、リン酸２アンモニウム：７５．８ｍｇ、塩化カリウム１４９．１ｍｇ、硫酸マグネシウム・７水和物：０．２ｇ、硫酸第一鉄・７水和物：８ｍｇ、硫酸マンガン・水和物：８ｍｇ、Ｄ－ビオチン：８０μｇ、塩酸チアミン：８０μｇ及び蒸留水：２００ｍＬの培地を５００ｍＬの三角フラスコに入れ、１２０℃、２０分加熱滅菌した。室温まで冷やした後、１Ｌのジャーファーメンターに入れた。この懸濁液２００ｍＬに上記の本培養により得られた培養液９０ｍＬ、あらかじめ滅菌した７２％グルコース溶液：４０ｍＬ、滅菌水：１２５ｍＬを添加して混合し、３５℃に保温した。ｐＨは炭酸アンモニウム：１５４ｇ、２８％アンモニア水：２３９ｍｌ、蒸留水：６５０ｍＬの水溶液を用いて７．６に保ち、毎分２００回転で攪拌しながら有機酸生産反応を行った。反応開始後２１時間における生産コハク酸濃度は３４．８ｇ／Ｌであり、少量のフマル酸が含有されていた。
　このようにして調整したコハク酸発酵液を遠心分離（１０，０００Ｇ、１０分）処理して得られたコハク酸アンモニウムを含有する水溶液を得た。
　・コハク酸含有流液（晶析供給液）の調製
　培養で得られたコハク酸アンモニウム水溶液を減圧加温下で濃縮を行った。濃縮された培養液を攪拌しながら、４７％硫酸を培養液に滴下して溶液のｐＨを２とした。硫酸を添加した培養液に有機溶媒として培養液と等容量のメチルエチルケトン（以下、ＭＥＫと略記することがある）を添加し、２５℃で、約３０分攪拌した。得られた液を静置後、有機層と水層とに分け、分液された水層に水層の体積の半分の容量のＭＥＫを加え、２５℃で、３０分攪拌した。同様に液を静置後、有機層と水層とに分けた。同様の操作を更に３回繰り返し、全有機層をあわせた。有機層を液体クロマトグラフィー（ＬＣ）で分析した結果、有機層には、使用ブロス中に含有していた９７．９％量のコハク酸が抽出された。
　次に得られたＭＥＫ抽出液から７０℃にて４００ｍｍＨｇから１００ｍｍＨｇへ減圧度を調整しながらＭＥＫを留去して、ＭＥＫ抽出有機層を濃縮した。その後、得られた溶液を７０℃から４０℃まで３０分かけて降温し、その後、４０℃で、１時間攪拌した。析出した結晶を濾過後、冷水でリンスして、粗結晶を得た。一方、濾液は、さらに４０℃から１０℃まで３０分かけて降温し、１０℃で、１時間攪拌した。析出した結晶を濾過後、冷水でリンスして、粗結晶を得た。得られた粗結晶は先に得られた粗結晶と均一に混合し、次工程に用いた。
　得られた粗結晶は、３０重量％の粗コハク酸含有液となるよう純水を加え８０℃で溶解した後、コハク酸に対して０．３重量％量の粉末活性炭（三菱化学カルゴン株式会社製：ダイヤホープ８ＥＤ）を加えた。活性炭処理は、８０℃に保温した恒温式振盪器を用いて３時間実施した。その後、８０℃で活性炭を濾別した。
　さらに得られたコハク酸含有液をＳＵＳ３１６製５００ｍｌ誘導攪拌オートクレーブに仕込み、５％Ｐｄ／Ｃ（和光カタログ３２６－８１６７２、触媒量：コハク酸に対して０．０６重量％）存在下、水素圧が０．８ＭＰａ、反応温度が８０℃、反応時間が３時間の条件下で水素処理を実施した。その結果、粗コハク酸中にコハク酸に対して１．８重量％量含有されていたフマル酸はすべてコハク酸へ誘導された。反応終了後、触媒を濾別した。ここで得られたコハク酸含有液を以下の実施例、比較例に供した。ここでコハク酸含有液のコハク酸濃度は３２重量％であり、アンモニウムイオン濃度は３０ｐｐｍ（対コハク酸９４ｐｐｍ）であった。また、３２重量％コハク酸水溶液の飽和温度は７０℃であった。このようにして得られたコハク酸を含む溶液を以下の実施例、比較例に供した。
　実施例１－１
　前記コハク酸含有液５００ｍｌ（５４０ｇ）を、巾１０ｍｍの邪魔板４枚、および径５０ｍｍ、巾１５ｍｍの下向４５°４枚パドル翼を２段有する攪拌装置を備えた、内径８６ｍｍのジャケット付セパラブルフラスコからなる、図１に示すような晶析装置に仕込み、５００回転／分の撹拌下、ジャケットに温水を流すことで８０℃に保温した。その後、ジャケットの通水温度を１℃／分の速度で１時間かけて２０℃まで冷却し、その後晶析槽内の温度が２０℃となるようにさらに１時間冷却保持した。晶析終了後にトルクＴから単位体積あたりの撹拌所要動力Ｐｖを算出したところ１ｋＷ／ｍ３であった。
　その後コハク酸スラリーを濾別してコハク酸ウェットケーキ１５５ｇと母液３８０ｇを分離回収した。得られたコハク酸ウェットケーキ１５５ｇは７００ｇの純水とともに１Ｌビーカー内で懸濁洗浄し、さらにそのスラリーを濾別した。得られたウェットケーキは７０℃、１２時間真空乾燥し白色の無臭のコハク酸を得た。得られた結晶を顕微鏡で観察したところ、図２に示すような平滑表面の結晶が得られたことがわかった。また、コハク酸中のＮＨ４ ＋イオン量を測定したところ０．２ｐｐｍであった。
　実施例１－２
　実施例１－１において、ジャケットの通水温度を０．４℃／分の速度で２．５時間かけて２０℃まで冷却し、その後晶析槽内の温度が２０℃となるようにさらに１時間冷却保持した以外は、実施例１と同じ方法で晶析操作を行った。単位体積あたりの攪拌所要動力Ｐｖは１．０ｋＷ／ｍ３であった。得られた結晶を顕微鏡で観察したところ、図３に示すような平滑表面の結晶が得られたことがわかった。また、コハク酸中のＮＨ４ ＋イオン量を測定したところ０．２ｐｐｍであった。
　実施例１－３
　実施例１－１において、攪拌回転数を４００回転／分とする以外は同じ方法で晶析操作を行った。単位体積あたりの攪拌所要動力Ｐｖは０．５ｋＷ／ｍ３であった。得られた結晶を顕微鏡で観察したところ、図４に示すような平滑表面の結晶が得られたことがわかった。また、コハク酸中のＮＨ４ ＋イオン量を測定したところ０．２ｐｐｍであった。
　比較例１－１
　前記コハク酸含有液５Ｌ（５４００ｇ）を、図５に示すような径１２０ｍｍ、高さ５０ｍｍ、巾１５ｍｍのアンカー翼を有する攪拌装置を備えた、内径１５０ｍｍのジャケット付セパラブルフラスコからなる、図６に示すような晶析装置に仕込み、３００回転／分の撹拌下、ジャケットに温水を流すことで８０℃に保温した。
　その後、ジャケットの通水温度を０．４℃／分の速度で２．５時間かけて２０℃まで冷却し、その後晶析槽内の温度が２０℃となるようにさらに１時間冷却保持した。晶析終了後にトルクＴから単位体積あたりの動力Ｐｖを算出し、さらに晶析操作中の攪拌所要動力Ｐｖの平均値を算出したところ０．３ｋＷ／ｍ３であった。晶析により得られたコハク酸スラリーを濾別して、コハク酸ウェットケーキ１５００ｇと母液３９００ｇを分離回収した。得られたコハク酸ウェットケーキ１５００ｇは７０００ｇの純水とともに１０Ｌポリ容器内で懸濁洗浄し、さらにそのスラリーを濾別した。得られたウェットケーキは７０℃、１２時間真空乾燥し白色の無臭のコハク酸を得た。得られた結晶を顕微鏡で観察したところ、図７に示すようないくつかの結晶が凝集しているような凹凸が多い結晶であることが分かった。また、コハク酸中のＮＨ４ ＋イオンを分析したところ１．０ｐｐｍであった。
　実施例２－１
　前記コハク酸含有液を、図８に示すような、巾１０ｍｍの邪魔板４枚、および径５０ｍｍ、巾１５ｍｍの下向４５°４枚傾斜パドル翼を２段有する攪拌装置を備えた、内径８６ｍｍのジャケット付セパラブルフラスコからなる晶析装置に内部が空になることがないように供給して冷却晶析を行った。
　ジャケットに８０℃温水を流した攪拌槽に、前記コハク酸含有液を５００ｍｌ入れ、パドル翼を５００回転／分で攪拌し、コハク酸含有液を固形分が観察されなくなる状態に完全に溶解した。
　コハク酸が溶解したことを確認した後、ジャケットへ供給している温水を約１時間かけ２０℃まで下げ、晶析槽内の温度を２０℃まで冷却した。２０℃に到達後、温度を維持しながらさらに１時間攪拌を続けた。
　その後、晶析槽内の温度を２０℃に維持できるようジャケットに通液する冷水温度を調整しながら、前記コハク酸含有液を２５０ｍｌ／分で連続的に供給するとともに、約１５分に一回の頻度で攪拌槽内のコハク酸スラリー容積がほぼ一定となるように固体コハク酸含有スラリーをスラリー抜出槽へ間欠的に抜き出した。抜き出したコハク酸含有スラリーは真空ろ過し、その都度コハク酸ウェットケーキと晶析母液に分離した。
　晶析槽内の温度２０℃を維持するようジャケットへ供給する冷水温度を調整しながら、この連続晶析操作を７時間継続した。その後、前記コハク酸含有液の連続供給およびコハク酸スラリーの間欠抜出しを停止し、さらに温度２０℃を保ちながら１時間攪拌を続けた。
　ここで晶析操作中の単位体積あたりの攪拌所要動力Ｐｖの平均値は１．０ｋＷ／ｍ３で、連続晶析操作の６時間目から７時間目までの間に得られたコハク酸ウェットケーキは７６ｇであった。このコハク酸ウェットケーキは３５０ｇの冷水で懸濁洗浄した後、当該スラリーを真空ろ過した。こうして得られたウェットケーキを８０℃で真空乾燥し、コハク酸５５ｇを回収した。
　乾燥したコハク酸の粒径分布を前記粒径分布の測定方法により測定した結果を、下記表１に示す。また、アンモニウムイオンの量を測定したところ、０．２ｐｐｍであった。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000001
　実施例２－２
　攪拌回転数を４００回転／分にした以外は、実施例２－１と同じ方法に従い、コハク酸を製造した。この場合の単位体積あたりの攪拌所要動力Ｐｖの平均値は、０．５ｋｗ／ｍ３であった。得られたコハク酸の粒径分布を前記粒径分布の測定方法により測定した結果を、下記表２に示す。アンモニウムイオンの量を測定したところ、０．３ｐｐｍであった。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000002
　実施例２－３
　前記コハク酸含有液を、図９に示すような、巾１０ｍｍの邪魔板４枚、および径５０ｍｍ、巾１５ｍｍの下向４５°４枚傾斜パドル翼を２段有する攪拌装置を備えた、内径８６ｍｍのジャケット付セパラブルフラスコからなる晶析装置に、内部が空になることがないように供給して、以下の手順で真空冷却晶析を行った。
　ジャケットに８０℃温水を流した攪拌槽に、前記コハク酸含有液を５００ｍｌ入れ、パドル翼を５００回転／分で攪拌し、コハク酸含有液を固形分が観察されなくなる状態に完全に溶解した。
　コハク酸が溶解したことを確認した後、ジャケットへの温水供給を止め、攪拌槽内の圧力を大気圧から徐々に減圧し、槽内を冷却した。減圧に伴い留出した蒸気は５℃の冷水を通水したコンデンサーに導入し、凝縮、回収した。約１時間かけて圧力を２ｋＰａまで減圧することで、晶析槽内の温度を２０℃まで冷却した。その後、さらに圧力、温度を保ちながら１時間攪拌を続けた。
　その後、晶析槽内の圧力２ｋＰａ、温度２０℃を保ちながら、コハク酸水溶液を３００ｍｌ／分の速度で連続供給するとともに、晶析槽内の液面レベルが一定となるように約１５分に一回の頻度で攪拌槽からコハク酸スラリーをスラリー抜出槽へ間欠的に抜き出した。
　晶析槽内の温度２０℃を維持するよう圧力を調整しながら、この連続晶析操作を７時間継続した。その後、前記コハク酸含有液の連続供給およびコハク酸スラリーの間欠抜出しを停止し、圧力を大気圧に戻した後ジャケットに冷水を流すことで晶析槽内の温度を２０℃に保ちながら１時間攪拌を続けた。
　ここで晶析操作中の単位体積あたりの攪拌所要動力Ｐｖの平均値は１．０ｋＷ／ｍ３であった。連続晶析操作の６時間目から７時間目までの間に得られたコハク酸ウェットケーキを冷水で懸濁洗浄し、当該スラリーを真空ろ過し、さらに得られたウェットケーキを８０℃で真空乾燥しコハク酸を回収した。
　乾燥したコハク酸の粒径分布を前記粒径分布の測定方法により測定した結果を、下記表３に示す。また、アンモニウムイオンの量を測定したところ、０．３ｐｐｍであった。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000003
　比較例２－１
　攪拌回転数を３００回／分にした以外は、実施例２－１と同じ方法に従い、コハク酸を製造した。この場合の単位体積あたりの攪拌所要動力Ｐｖの平均値は、０．２ｋＷ／ｍ３であった。得られたコハク酸の粒径分布を前記粒径分布の測定方法により測定した結果を、下記表４に示す。表４に示すように、得られたコハク酸の粒径分布は広く、得られたコハク酸結晶は実施例のものに比べ均一性に劣るものであった。また、アンモニウムイオンの量を測定したところ、０．４ｐｐｍであった。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000004
　比較例２－２
　実施例２－１において用いた、新東科学株式会社スリーワンモーター　ＢＬ６００Ｔｅの代わりに、スリーワンモーターＢＬ１２００（新東科学株式会社）を用いて、攪拌回転数を８００回転／分とした以外は、実施例２－１と同様の方法に従い、コハク酸を晶析し回収した。ただし、攪拌所要動力は、一般に攪拌所要動力Ｐｖ∝攪拌回転数ｎ３であることから、Ｐｖ＝１×（８００／５００）３＝４ｋＷ／ｍ３であるとした。
　攪拌されている状態では晶析槽の中は一見均一に見えたが、攪拌を止めるとコハク酸結晶に気泡が多量に付着しており、コハク酸結晶は殆ど浮かんだ状態で、結晶を間欠的に抜き出そうとしてもスラリー状態が不安定で、安定的に抜き出すことができなかった。
　得られたコハク酸の粒径分布を前記粒径分布の測定方法により測定した結果を、下記表５に示す。表５に示すように、得られたコハク酸の粒径分布は広く、得られたコハク酸結晶は実施例のものに比べ均一性に劣るものであった。またアンモニウムイオン含量は０．３ｐｐｍであった。　
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000005
　比較例２－３
　内径６３ｍｍのマックスブレンド翼（邪魔板無し）を用い３００回／分で攪拌した以外は、実施例２－１と同じ方法に従い、コハク酸を製造した。ここで単位体積あたりの攪拌所要動力Ｐｖの平均値は、０．３ｋＷ／ｍ３であった。得られたコハク酸の粒径分布を前記粒径分布の測定方法により測定した結果を、下記表６に示す。表６に示すように、得られたコハク酸の粒径分布は広く、かつ粗大粒子が多いもので、コハク酸結晶は実施例のものに比べ均一性に劣るものであった。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000006
　比較例２－４
　晶析槽内に内径６０ｍｍのドラフトチューブを挿入し、巾１５ｍｍの下向４５°４枚傾斜パドル翼で５００回／分攪拌した以外は、実施例２－１と同じ方法に従い、コハク酸を製造した。ここで単位体積あたりの攪拌所要動力Ｐｖの平均値は、０．２ｋＷ／ｍ３であった。得られたコハク酸の粒径分布を前記粒径分布の測定方法により測定した結果を、下記表７に示す。表７に示すように、得られたコハク酸の粒径分布は広く、かつ粗大粒子が多いものでコハク酸結晶は実施例のものに比べ均一性に劣るものであった。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000007
　以上示したとおり、本発明の製造方法で連続的に製造されたコハク酸は、粒子径の均一性に優れ、かつ純度の高いものであった。
　実施例３－１
　前記コハク酸を含む溶液を、図８に示すような巾１０ｍｍの邪魔板４枚および径５０ｍｍ、巾１５ｍｍの下向４５°４枚傾斜パドル翼を２段備えた内径８６ｍｍのジャケット付セパラブルフラスコを用いて、内部が空になることがないように冷却晶析を行った。
　ジャケットに８０℃温水を流した攪拌槽に、前記３２重量％のコハク酸を含む溶液を５００ｍｌ入れ、パドル翼を５００回転／分で攪拌し、コハク酸を含む溶液を固形分が観察させなくなる状態に完全に溶解した。
　コハク酸が溶解したことを確認した後、ジャケットへ供給している温水を約１時間かけ４０℃まで下げ、晶析槽内の温度を４０℃まで冷却した。４０℃に到達後、温度を維持しながらさらに１時間攪拌を続けた。
　その後、晶析槽内の温度を４０℃に維持できるようジャケットに通液する冷水温度を調整しながら、前記コハク酸を含む溶液を２５０ｍｌ／分で連続的に供給するとともに、約１５分に一回の頻度で攪拌槽内のコハク酸スラリー容積がほぼ一定となるように固体コハク酸含有スラリーをスラリー抜出槽へ間欠的に抜き出した。抜き出したコハク酸含有スラリーは真空ろ過し、その都度コハク酸ウェットケーキと晶析母液に分離した。
　晶析槽内の温度４０℃を維持するようジャケットへ供給する冷水温度を調整しながら、この連続晶析操作を７時間継続した。その後、前記コハク酸を含む溶液の連続供給およびコハク酸スラリーの間欠抜出しを停止し、さらに温度２０℃を保ちながら１時間攪拌を続けた。
　連続晶析操作の５時間目から７時間目までの間に得られたコハク酸ウェットケーキ１２４ｇについて、６００ｇの冷水で懸濁洗浄した後、当該スラリーを真空ろ過した。得られたウェットケーキを８０℃で真空乾燥し、コハク酸８０ｇを回収した。
　得られたコハク酸を原料に、前記［脂肪族ポリエステルの製造］に従いポリエステルを製造し、得られたポリマーを評価したところ、ＹＩは３、還元粘度（ηｓｐ／ｃ）は２．３、末端カルボキシル基量は２４当量／トンであった。
　実施例３－２
　晶析温度を３０℃にした以外は、実施例３－１と同じ方法に従い、コハク酸を製造した。さらに得られたコハク酸を用い、ポリエステルを製造し、ポリマーの評価を行った結果、ＹＩは５、還元粘度（ηｓｐ／ｃ）は２．２、末端カルボキシル基量は２４当量／トンであった。
　実施例３－３
　実施例３－２において、晶析槽へのコハク酸を含む溶液の供給を１６７ｍｌ／分とする以外は実施例３－２と同じ方法に従い、コハク酸を製造した。さらに得られたコハク酸を用い、ポリエステルを製造し、ポリマーの評価を行った結果、ＹＩは５、還元粘度（ηｓｐ／ｃ）は２．２、末端カルボキシル基量は２４当量／トンであった。
　比較例３－１
　晶析温度を２０℃にした以外は、実施例３－１と同じ方法に従い、コハク酸を製造した。さらに得られたコハク酸を用い、ポリエステルを製造し、ポリマーの評価を行った結果、ＹＩは１０、還元粘度（ηｓｐ／ｃ）は２．３、末端カルボキシル基量は２４当量／トンであった。
　比較例３－２
　前記コハク酸を含む溶液５００ｍｌ（５４０ｇ）を、実施例３－１と同じ巾１０ｍｍの邪魔板４枚および径５０ｍｍ、巾１５ｍｍの下向４５°４枚パドル翼を２段備えた内径８６ｍｍのジャケット付セパラブルフラスコに仕込み、５００回転／分の撹拌下、ジャケットに温水を流すことで８０℃に保温した。その後、ジャケットの通水温度を１℃／分の速度で１時間かけて２０℃まで冷却し、更に晶析槽内の温度が２０℃となるように１時間冷却保持しコハク酸を晶析させた。
　得られたコハク酸スラリーを濾別してコハク酸ウェットケーキ１５５ｇと母液３８０ｇを分離回収した。得られたコハク酸ウェットケーキ１５５ｇは７００ｇの純水とともに１Ｌビーカー内で懸濁洗浄し、さらにそのスラリーを濾別した。得られたウェットケーキを真空乾燥してコハク酸１１０ｇを回収した。得られたコハク酸を用い、ポリエステルを製造し、ポリマーの評価を行った結果、ＹＩは２、還元粘度（ηｓｐ／ｃ）は２．３、末端カルボキシル基量は２４当量／トンであった。
　比較例３－３
　晶析温度を４０℃にした以外は、比較例３－２と同じ方法に従い、コハク酸を製造した。さらに得られたコハク酸を用い、ポリエステルを製造し、評価を行った結果、ＹＩは２、還元粘度（７ｓｐ／ｃ）は２．４、末端カルボキシル基量は２５当量／トンであった。
　以上のように、晶析槽内が空になることが無いようにコハク酸を含む溶液を晶析槽に供給するとともに、該固体のコハク酸を晶析槽から抜出す工程を有するコハク酸の製造方法においては、晶析槽内のコハク酸含有液の温度を３５℃以上５０℃以下にすることにより、ＹＩ値の小さい着色の少ないポリマーを得ることができる。
　実施例４－１
　所定量の食品添加グレードのコハク酸（川崎化成）を所定量の８０℃温水に溶解して、コハク酸含有液を調製した。
　内径８６ｍｍのガラス製（熱伝導度：１Ｗ／（ｍ・℃）、肉厚約１．５ｍｍ）ジャケット付フラスコおよびＪＩＳ　Ｇ　４３０４に規定されるＳＵＳ３０４ステンレス鋼製（熱伝導度：１５Ｗ／（ｍ・℃））の径５０ｍｍ、巾１５ｍｍの下向き４５°４枚パドル翼２段、巾１０ｍｍの邪魔板４枚を備えた攪拌槽を用いてコハク酸の断熱減圧冷却晶析を以下の手順で行った。装置フローを図１１に示す。
　ジャケットに８０℃温水を流した攪拌槽に予め調整した３０重量％コハク酸含有液を５００ｍｌを添加し、パドル翼を５００回転／分で攪拌し、コハク酸含有液を完全に溶解した。コハク酸が溶解したことを確認した後、ジャケットへの温水供給を止め、攪拌槽内の圧力を大気圧から徐々に減圧し、槽内を冷却した。減圧に伴い留出した蒸気は５℃の冷水を通水したコンデンサーに導入し、凝縮、回収した。約１時間かけて圧力を２ｋＰａまで減圧することで、晶析槽内の温度を２０℃まで冷却した。
　その後、さらに圧力、温度を保ちながら１時間攪拌を続けた。その後、晶析槽内の圧力２ｋＰａ、温度２０℃を保ちながら、コハク酸含有液を３００ｍｌ／分で連続供給するとともに、晶析槽内の液面レベルが一定となるように約１５分に一回の頻度で攪拌槽からコハク酸スラリーをスラリー抜出槽へ間欠的に抜き出した。
　本連続晶析を６時間継続したのち、コハク酸含有液の連続供給およびコハク酸スラリーの間欠抜出しを停止し、さらに圧力を保ちながら１時間攪拌を続けた。スラリー全量抜き出した後、晶析槽の内部を観察したところ晶析槽内部には目立ったコハク酸のスケーリングは見られなかった。
　比較例４－１
　実施例４－１と同じ装置を用い、以下の手順でコハク酸の間接冷却晶析を行った。ジャケットに８０℃の温水を流した攪拌槽に予め調整した３５重量％コハク酸含有液を添加し、パドル翼を５００回転／分で攪拌し、コハク酸含有液を完全に溶解した。コハク酸が溶解したことを確認した後、ジャケットへ供給している温水を約１時間かけ２０℃まで下げ、晶析槽内の温度を２０℃まで冷却した。２０℃に到達後、温度を維持しながらさらに１時間攪拌を続けた。
　その後、晶析槽内の温度を２０℃に維持できるようジャケットに通液する冷水温度を調整しながら、コハク酸含有液を２５０ｍｌ／分で連続供給するとともに、約１５分に一回の頻度で攪拌槽からコハク酸スラリーをスラリー抜出槽へ間欠的に抜き出した。晶析槽にコハク酸含有液を連続供給し始めたときの冷水温度は１９．０℃だった。
　晶析槽内の温度２０℃を維持するようジャケットへ供給する冷水温度を調整しながら、連続晶析を６時間継続した。６時間後にジャケットに流す冷水温度は１７．５℃であった。コハク酸含有液の連続供給およびコハク酸スラリーの間欠抜出しを停止し、さらに温度２０℃を保ちながら１時間攪拌を続けた。
　スラリー全量抜き出した後、晶析槽の内部を観察したところ晶析槽内部には一面に厚さ数ｍｍのコハク酸結晶のスケーリングが見られた。
　比較例４－２
　ＳＵＳ３０４製アンカー翼を備えた（邪魔板無）内径３５０ｍｍ、容量６３Ｌの完全混合型攪拌槽、外部熱交換器（二重管熱交、伝熱面積０．８ｍ２（内管：内径３５．７ｍｍ、外径４２．７ｍｍ、肉厚３．５ｍｍ、外管：内径６７．９ｍｍ、外径７６．３ｍｍ、肉厚４．２ｍｍ））、晶析槽と熱交換器にスラリーを循環させるための遠心式ポンプを備えた晶析装置を用いて、以下の手順でコハク酸の外部熱交換器による冷却晶析を行った。装置フローを図１２に示す。
　コハク酸含有液供給槽にコハク酸および水を加え、３０重量％　のコハク酸含有液を調製した。ここでジャケットには蒸気を流し温度を約７０℃に調製した。調製したコハク酸含有液を晶析槽に約５０Ｌ仕込み５０回転／分で攪拌を開始するとともに、熱交換機へのスラリー循環を開始した。温度制御器（ＴＩＣ）の設定温度を少しずつ下げながら約３時間かけて晶析槽温度を２０℃まで下げ、さらにその後ＴＩＣの設定温度を２０℃とし約１時間熟成した。その後、コハク酸含有液供給槽から晶析槽へコハク酸含有液を約２５Ｌ／時で供給するとともに、スラリーを約１５分に一回の頻度で晶析槽の液面レベル見合いで抜出した。抜出したスラリーはバスケット型遠心分離機で固液分離し、湿潤ケーキと母液に分離した。この連続運転を約４時間継続した。
　連続運転開始直後の冷媒入口の温度は１３℃であったのが、４時間連続運転時には６℃まで下がっていた。
　また、本晶析操作の過程における熱交換器の総括伝熱係数Ｕを下記計算式に従い算出した。
　総括伝熱係数Ｕ［ｋｃａｌ／時／ｍ２／℃］＝Ｑ［ｋｃａｌ／時］／伝熱面積Ｓ［ｍ２］／△Ｔ［℃］
　ここで、Ｑは熱交換器における交換熱量［ｋｃａｌ／時］を表し、下記計算式で計算される。
　熱交換器における交換熱量Ｑ［ｋｃａｌ／時］＝冷媒熱量Ｆ［ｋｇ／時］×冷媒比熱［ｋｃａｌ／ｋｇ／℃］×（冷媒出口温度［℃］－冷媒入口温度［℃］）
　また△Ｔは熱交換器における対数平均温度差を表し、下記計算式で計算される。
　対数平均温度差△Ｔ［℃］＝（△Ｔ１－△Ｔ２）／ｌｎ（△Ｔ１／△Ｔ２）
　ここで、
　熱交換器入口温度差△Ｔ１＝熱交換器プロセス入口温度［℃］－熱交換器冷媒出口温度［℃］
　熱交換機出口温度差△Ｔ２＝熱交換器プロセス出口温度［℃］－熱交換器冷媒入口温度［℃］
　算出された総括伝熱係数Ｕは、連続晶析直後３５０ｋｃａｌ／時／ｍ２／℃であったが、４時間後には１７０ｋｃａｌ／時／ｍ２／℃となっていた。
　実施例５－１
　図１３および図１４に示す蒸発晶析によるコハク酸の製造方法に従い、以下の要領でコハク酸を製造した。
　（１）原液
　コハク酸（川崎化成製（食品添加物グレード））と上水とをジャケット付原料タンク２０内で混合し、ジャケットに蒸気を流してタンク２０内を約７０℃に保持することにより、３０重量％のコハク酸水溶液を調製した。
　（２）晶析装置１０への液張り等
　このように調製したコハク酸水溶液を原液供給ポンプＰ１でタンク２０から抜き出し、上水を添加してコハク酸濃度を約６．５重量％に希釈してから晶析装置１０に供給した。図１３（ａ）のように、晶析装置１０内の液位Ｌがドラフトチューブ２の上端よりも高位となるまで、コハク酸水溶液の晶析装置１０への供給を行った後、回転羽根３及び４を２２５回転／分にて回転させた。このようにして、コハク酸水溶液を図１３（ａ）の矢印の方向に循環させた。
　（３）晶析装置１０内の減圧及び濃縮
　晶析装置１０内の真空度を徐々に下げ、圧力を２ｋＰａ、液温を２０℃に低下させた。減圧に伴って蒸発室８内に蒸発した水蒸気を、ベーパー出口１ｇから抜き出した。また、晶析装置１０内の液位Ｌを所定範囲内に維持するように、タンク２０内のコハク酸水溶液を上水で希釈することなく間欠的に供給した。このようにして、晶析装置１０内のコハク酸水溶液を濃縮した。
　（４）コハク酸の抜き出し
　晶析装置１０内のコハク酸スラリー濃度が３０重量％に達した後、タンク２０から晶析装置１０内へのコハク酸水溶液の供給を、間欠供給から連続供給に切り替えた。コハク酸水溶液の供給流量は５０Ｌ／時とした。また、晶析装置１０内のスラリーを、液位Ｌレベル見合いで間欠的にスラリー抜出口１ｅから抜き出した。スラリー抜出頻度は１５分に１回とした（滞留時間：２時間）。このコハク酸の抜出運転を、６時間（滞留時間の３倍）継続した。このとき、液位Ｌを晶析装置１０内のドラフトチューブ２上面高さより高いレベルに維持した。なお、清澄母液出口１ｆからの排出は行わなかった。
　この抜出運転を上記時間継続した後に抜き出したスラリーを、バスケット型遠心分離機２２で固液分離し、湿潤ケーキと母液に分離した。回収した湿潤ケーキを真空乾燥機（図示略）で乾燥した（８０℃／５０Ｔｏｒｒ）。次いで、篩い分け法（ＪＩＳ：Ｚ　８８１５）に従い、粒度分布を測定した。この粒度分布からメジアン径を得ると共に、粒度分布をＲｏｓｉｎ－Ｒａｍｍｌｅｒ分布で近似し、均等数を算出した。その結果を表８に示す。
　実施例５－２
　上記（４）において、コハク酸水溶液の供給流量を６７Ｌ／時とし、スラリー抜出頻度を１５分に１回とし（滞留時間：１．５時間）、このコハク酸の抜出運転を４．５時間（滞留時間の３倍）継続したこと以外は、実施例５－１と同様の操作を行った。その結果を表８に示す。
　実施例５－３　
　回転羽根３及び４の回転数を３３７回転／分としたこと以外は実施例５－１と同様の操作を行った。その結果を表８に示す。
　実施例５－４　
　（４）において以下の要領でコハク酸の種晶スラリーを添加したこと以外は、実施例５－３と同様の操作を行った。その結果を表８に示す。
　（コハク酸種晶の添加）　
　予めコハク酸（川崎化成製（食品添加物グレード））を、卓上カッターミルを用いて粉砕し、１００ｍｅｓｈ（１５０μｍ）アンダーのコハク酸種晶を得た。このコハク酸種晶を、予め調製したコハク酸飽和水溶液に対してスラリー濃度が３０重量％となるように添加し、種晶スラリーを調製した。
　上記（４）において、この種晶スラリーを３０分に１回の頻度で晶析装置１０内に間欠的に添加した。添加量は２．５Ｌ／時（晶析装置１０から抜き出されたコハク酸の約５重量％に相当する。）とした。
　実施例５－５　
　種晶スラリーの添加量を１．２Ｌ／時（晶析装置１０から抜き出されたコハク酸の約２重量％に相当する。）としたこと以外は実施例５－４と同様の操作を行った。その結果を表８に示す。
　実施例５－６　
　（４）において以下の要領でコハク酸水溶液の外部循環を行ったこと以外は実施例５－３と同様の操作を行った。その結果を表８に示す。
　（コハク酸水溶液の外部循環）
　上記（４）において、スラリー循環ポンプＰ２（オープンインペラの遠心ポンプ、吐出圧：０．２ＭＰａＧ）を作動させ、外部循環を行った。ここではスラリー循環用配管（５０Ａ）でのスラリーの線速が１．０ｍ／秒となるよう約８ｍ３／時で循環を行った。なお、スラリー熱交換器２１には冷媒を流さなかった。
　実施例５－７
　図１５に示す冷却晶析によるコハク酸の製造方法に従い、以下の要領でコハク酸を製造した。
　晶析槽としては、撹拌翼としてアンカー翼を供えた邪魔板完全混合型（ＣＳＴＲ型）晶析槽（内径３５０φ、容量６３Ｌ、高さ６００ｍｍ）を用いた。熱交換器３３としては、二重管熱交換器（伝熱面積０．８ｍ２。内管：内径３５．７ｍｍ、外径４２．７ｍｍ、肉厚３．５ｍｍ。外管：内径６７．９ｍｍ、外径７６．３ｍｍ、肉厚４．２ｍｍ）を用いた。ポンプ３２ａとしては、遠心式ポンプを用いた。
　コハク酸（川崎化成製（食品添加物グレード））と上水とをジャケット付原料タンク２０内で混合し、ジャケットに蒸気を流してタンク２０内を約７０℃に保持することにより、３０重量％のコハク酸水溶液を調製した。
　このコハク酸水溶液を原液供給配管３１から晶析槽３０内に５０Ｌ供給した。撹拌機３０ａを撹拌回転数５０回転／分にて回転させた。また、ポンプ３２ａを作動させ、晶析槽３０内のコハク酸水溶液を循環配管３２及び熱交換器３３に循環させた。この外部循環は、流量４ｍ３／時（吐出圧０．１５ＭＰａ）にて行った。
　次いで、温度制御器（ＴＩＣ）を用いて熱交換器３３の冷媒の流量を制御することにより、２時間をかけて晶析槽３０内の液温を２０℃まで下げた。その後、晶析槽３０内の液温を２０℃に維持し、１時間熟成した。
　次いで、この外部循環量を４ｍ３／時に維持した状態で、原液供給配管３１からコハク酸水溶液を流量５０Ｌ／時にて連続供給すると共に、１５分に１回の頻度（滞留時間：２時間）で晶析槽３０内のスラリーを液面見合いで抜出ライン３４ａから間欠的に抜き出した。このコハク酸の抜出運転を、６時間（滞留時間の３倍）継続した。
　この抜出運転を上記時間継続した後に抜き出したスラリーを、バスケット型遠心分離機で固液分離し、湿潤ケーキと母液に分離した。回収した湿潤ケーキを真空乾燥機で乾燥した（８０℃／５０Ｔｏｒｒ）。次いで、篩い分け法（ＪＩＳ：Ｚ　８８１５）に従い、粒度分布を測定した。この粒度分布からメジアン径を得ると共に、粒度分布をＲｏｓｉｎ－Ｒａｍｍｌｅｒ分布で近似し、均等数を算出した。その結果を表８に示す。
　比較例５－１　
　市販のコハク酸（キシダ化学製）について、篩い分け法（ＪＩＳ：Ｚ　８８１５）に従い、粒度分布を測定した。この粒度分布からメジアン径を得ると共に、粒度分布をＲｏｓｉｎ－Ｒａｍｍｌｅｒ分布で近似し、均等数を算出した。その結果を表８に示す。
　比較例５－２　
　７０℃、３０重量％のコハク酸水溶液２００ｇを、幅１０ｍｍの邪魔板４枚、および径５０ｍｍで巾１５ｍｍの下向き４５°の傾斜パドル翼４枚を２段有する撹拌翼を備えた、内径８６ｍｍのガラス製５００ｍＬジャケット付セパラブルフラスコに入れ、ジャケットに７０℃の温水（プログラム付恒温循環槽）を流すとともに、撹拌回転数３００回転／分で撹拌、ホールドした。
　その後ジャケットに通液する温水をプログラム付恒温循環槽で７０℃から２０℃まで２時間かけて直線的に降温し、２０℃に到達後さらに１時間熟成させた。その後スラリーは真空ろ過機でろ過し、湿潤ケーキと母液に分離した。湿潤ケーキは真空乾燥機で乾燥し、篩い分け法（ＪＩＳ：Ｚ　８８１５）に従い、粒度分布を測定した。この粒度分布からメジアン径を得ると共に、粒度分布をＲｏｓｉｎ－Ｒａｍｍｌｅｒ分布で近似し、均等数を算出した。その結果を表８に示す。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000008
　表８に示すように、実施例５－１～５－７のコハク酸は、均等数が３以上であり、比較例５－１（均等数２．１９）と比べて分布の幅が狭くて粒径の均一性が高いものであった。
　また、実施例５－４～５－７のコハク酸は、平均粒径（メジアン径）が４００μｍ以下であった。これに対し、比較例５－２のコハク酸は、平均粒径（メジアン径）が５８４μｍと過大であった。
　実施例５－３（種晶無添加）、実施例５－４（種晶添加量２．５Ｌ／時）及び実施例５－５（種晶添加量１．２Ｌ／時）を比較すると、実施例５－４の場合に均等数が最大となった。また、種晶の添加量が多くなるほど、平均粒径（メジアン径）が小さくなった。
　本発明を特定の態様を用いて詳細に説明したが、本発明の意図と範囲を離れることなく様々な変更および変形が可能であることは、当業者にとって明らかである。
　なお本出願は、２０１０年３月１６日付で出願された日本特許出願（特願２０１０－０５９５７８）、２０１０年３月１７日付で出願された日本特許出願（特願２０１０－０６０６７４）、２０１０年４月１日付で出願された日本特許出願（特願２０１０－０８５５６１）、２０１０年４月７日付で出願された日本特許出願（特願２０１０－０８９０４８）および２０１０年８月１１日付で出願された日本特許出願（特願２０１０－１７９８９６）に基づいており、その全体が引用により援用される。
　１　槽体
　２　ドラフトチューブ
　３，４　回転羽根
　５　バッフルプレート
　６　回転シャフト
　７　モータ
　８　蒸発室
　１０　晶析装置
　２０　ジャケット付原料タンク
　２１　スラリー熱交換器
　２２　コンデンサ
　２３　バスケット型遠心分離機
　２５　清澄母液タンク
　３０　晶析槽
　３３　熱交換器

Claims (20)

  1. 　攪拌装置を備えた晶析槽内で、コハク酸含有液からコハク酸を攪拌下で晶析させて製造する方法であって、晶析槽内の該コハク酸含有液の単位体積あたりの該攪拌所要動力が、０．４ｋＷ／ｍ３以上３ｋＷ／ｍ３以下であることを特徴とするコハク酸の製造方法。
  2. 　晶析槽内においてコハク酸含有液からコハク酸を晶析させて製造する方法であって、
    　晶析したコハク酸を該晶析槽から連続的又は間欠的に抜き出すと共に、該晶析槽内にコハク酸含有液を連続的又は間欠的に供給して該晶析槽内の液位を所定範囲内に維持する晶析工程を有することを特徴とするコハク酸の製造方法。
  3. 　攪拌装置を備えた晶析槽内において、コハク酸含有液から固体のコハク酸を生成させる晶析工程を有するコハク酸の製造方法であって、晶析したコハク酸を該晶析槽から連続的又は間欠的に抜き出すと共に、該晶析槽内にコハク酸含有液を連続的又は間欠的に供給して該晶析槽内の液位を所定範囲内に維持し、かつ該晶析工程中の少なくとも一部でコハク酸含有液の単位体積あたりの攪拌所要動力が０．４ｋＷ／ｍ３以上３ｋＷ／ｍ３以下の攪拌条件下で操作する、コハク酸の製造方法。
  4. 　該晶析槽内のコハク酸含有液の温度を２５℃以上６０℃以下となるように操作することを特徴とする請求項２または３に記載のコハク酸の製造方法。
  5. 　晶析に際して、前記晶析槽内のコハク酸含有液の温度と、晶析槽に投入するコハク酸含有液がコハク酸飽和溶液となる温度との差が１０℃以上４５℃以下であることを特徴とする、請求項４に記載のコハク酸の製造方法。
  6. 　前記コハク酸含有液の、晶析槽における平均滞留時間が、１時間以上５時間以下であることを特徴とする請求項２～５のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
  7. 　晶析操作中に晶析槽内の圧力を外気圧より低くする減圧工程を有する請求項２～６のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
  8. 　前記晶析槽内の圧力が、０．５～２０ｋＰａである請求項７に記載のコハク酸の製造方法。
  9. 　前記晶析工程において、コハク酸の種晶を前記晶析槽内に連続的又は間欠的に添加することを特徴とする請求項２～８のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
  10. 　前記種晶が、前記晶析槽から抜き出したコハク酸の少なくとも一部を粉砕処理したものを含有することを特徴とする請求項９に記載のコハク酸の製造方法。
  11. 　前記粉砕処理を湿式粉砕機で行うことを特徴とする請求項１０に記載のコハク酸の製造方法。
  12. 　前記粉砕処理を、該晶析槽内のコハク酸スラリーを抜き出して該晶析槽内に戻す循環手段及び晶析槽内にコハク酸含有液を供給する手段に設けられたポンプから選ばれる少なくとも１つによって行うことを特徴とする請求項１０または１１に記載のコハク酸の製造方法。
  13. 　前記種晶の体積平均粒子径が２００μｍ以下であり、該種晶の添加量がコハク酸の回収量の０．００１重量％以上２０重量％以下であることを特徴とする請求項９～１２のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
  14. 　前記コハク酸含有液中のコハク酸濃度が、１０重量％以上４５重量％以下である、請求項１～１３のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
  15. 　前記コハク酸含有液の溶媒が、比誘電率１０以上の液体であることを特徴とする、請求項１～１４のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
  16. 　晶析に際して、前記コハク酸含有液を、晶析槽に投入する際の温度より１０℃以上冷却することを特徴とする、請求項１～１５のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
  17. 　前記コハク酸含有液を晶析槽の液相に供給する、請求項１～１６のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
  18. 　前記晶析槽内部の液温が、晶析槽壁面温度よりも低い温度である、請求項１～１７のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法。
  19. 　請求項１～１８のいずれか１項に記載のコハク酸の製造方法によって製造されたコハク酸であって、粒径分布をＲｏｓｉｎ－Ｒａｍｍｌｅｒ分布で近似したときの均等数ｎが３．０以上であることを特徴とするコハク酸。
  20. 　請求項１９において、重量基準のメジアン径が４００μｍ以下であることを特徴とするコハク酸。
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