生产有机酸的方法

专利名称：生产有机酸的方法
技术领域：
本发明涉及生产具有高熔点的有机酸的方法，比如是二元羧酸、三元羧酸或氨基酸(下文中有时通称为有机酸A)。更具体而言，本发明涉及一种生产有机酸的方法，该方法包括有机酸的新的分离/纯化步骤，该方法适合于通过微生物转化由诸如葡萄糖、果糖或纤维素等源自生物的物质来生产有机酸。
背景技术：
羧酸，比如琥珀酸或其衍生物，被广泛用作聚合物的材料，比如是聚酯或聚酰胺，特别是用作生物可降解聚酯的材料，或者作为食品、药物和化妆品的材料。此外，诸如柠檬酸等三元羧酸广泛地用作食品添加剂等。近年来，特别是琥珀酸以及乳酸被认为是生物可降解聚合物的材料。
迄今为止，琥珀酸一直通过马来酸的氢化来工业化制备，同时，马来酸是源自石油的一种材料。因此，作为一项以源自植物的材料来生产诸如有琥珀酸、马来酸、酒石酸或柠檬酸等有机酸的技术，使用发酵操作的技术一直在进行研究。此外，通过发酵方法已经生产出氨基酸，但是，氨基酸的分离和纯化一般通过等电点沉淀来进行，所述沉淀采用了硫酸。
另外，诸如二元羧酸或三元羧酸这样的有机酸具有至少两个羧基、或者羧基和氨基来作为官能团。由于这种氢键，其熔点通常是高的(通常至少120℃)，而在生产过程中，作为普通分离/纯化方法的蒸馏操作，并不能采用。此外，在使用发酵的这种有机酸生产中，由于诸如真菌或霉菌等用于发酵的微生物通常在低pH条件下不会表现出充足的活性，因而通常需要进行中和。因此，从发酵罐中获得的有机酸通常与用于中和的碱形成盐的形式。这是一个使得这种有机酸的分离/纯化变得更为困难的因素。
此前，对于由发酵形成的有机酸的盐来说，一种采用电渗析的方法(JP-A-2-283289)可作为普通的分离/纯化方法。然而，电渗析具有一个问题，即由于设备的大小与生产规模成比例，而即使以工业化规模生产，规模效益仍是小的，结果成本往往是高的。
另外，已经建议一种采用离子交换树脂的方法(美国专利6284904)。然而，该方法中，在再生该离子交换树脂的时候，会形成强酸和强碱的盐(比如NaCl)，结果则是，这种盐需要被除去或用电渗析来处理。
另外，已经建议了一种用硫酸来分解琥珀酸钙的方法(JP-A-3-030685)。然而在该方法中，硫酸钙将作为副产物而大量形成，而其处理是成问题的。
另外，作为一种有效的方法，已经建议了一种通过盐的交换反应来进行反应结晶的方法，所述交换反应使用了硫酸(JP-A-2001-514900，美国专利5958744)。换句话说，这是一种通过进行反应结晶来沉淀和分离有机酸的方法，其中使用了将硫酸加入有机酸的铵盐中的方式。
在这种方法中，在通过结晶来分离有机酸之后，可溶解量的有机酸铵盐将留在结晶母液中，并且硫酸铵也将包含于这种结晶母液中。为了增加整个处理的回收率，有必要回收保留在结晶母液中的这种有机酸铵盐，但即使再将结晶操作应用于这种结晶母液，要分离出固体形式的硫酸铵、而又使有机酸铵盐保留在液体中，这是极其困难的。否则，即使试图通过诸如蒸馏等气/液分离操作来进行分离，有机酸铵盐和硫酸铵具有非常高的熔点，在来使这些化合物蒸发的这种高温条件下，有机酸铵盐将发生脱水反应，从而要回收该有机酸将是不可能的。另外，使用这种方法，为了从硫酸铵中回收以及再利用硫酸，则需要特殊的设备来在至少300℃的温度下进行硫酸铵的热解。

发明内容
本发明的一个目的是解决这样的常规问题，并提供一种新的生产具有高纯度的有机酸A的方法，该方法通过在中和剂的存在下从有机酸A的盐中分离出并纯化游离的有机酸A，所述有机酸A的盐通过经碳源微生物转化的发酵方法而形成。
本发明的另一个目的是提供这样一种方法，通过分解和再利用在前述生产有机酸A的新方法中形成的副产品盐来有效地生产有机酸A，该方法成本低，而且出于环境的考虑，其废物量低。
作为对上述问题深入研究的结果，本发明人对由本发明获得的有机酸A的下述特性给予特别的关注在弱的一元羧酸(下文中称为酸B)比如乙酸或丙酸中，有机酸A的溶解度通常是低的，而其温度依赖性是高的，并且有机酸A的铵盐在酸B中具有高的溶解度。现已发现，通过利用这些特性，可通过使用酸B的反应结晶从而以酸的形式分离出有机酸A的铵盐，所述铵盐单从pKa(Ka电离常数，pKa＝log10Ka)判断应该是几乎不可分解的，并且，可在相对温和加热的条件下分解作为副产物形成的酸B的铵盐，并且可再利用分解所获得的氨。
在本发明中，除另有说明外，“铵盐”指单、二和/或三铵盐。
公知的是，一般而言，弱酸盐可被强酸通过交换反应所分解，从而产生作为副产物的强酸盐，并获得弱酸。这就是前述用来进行盐的交换反应的常规方法，其中使用了硫酸(美国专利5958744)。另外，在采用离子交换树脂的方法中，离子交换树脂还需是一种比二元羧酸或三元羧酸更强的酸。然后，正如前面所述，在这样的方法中，将形成比所需有机酸更强的酸的盐作为副产物。
如果以pKa作为酸强度的指数来作比较，例如，琥珀酸和乙酸的pKa见下面，显然，琥珀酸二铵(二级kPa)能与乙酸进行酸/碱交换反应，但是琥珀酸一铵则几乎不能与乙酸进行这样的酸/碱反交换反应。
琥珀酸 一级pKa 4.21琥珀酸 二级pKa 5.64乙酸 pKa 4.76因此，如前所述，采取使用强酸或具有强酸性的离子交换树脂的方法已经是常用的。如JP-A-2001-514900中所示，在采用无机酸的结晶中，通常要求通过单级结晶具有高的回收率，因为无机酸的铵盐通常是不易挥发的。因此，在琥珀酸的情况中，一级pKa为4.21，由此为获得足够的回收率，其pH必须小于2.1。因而在JP-A-2001-514900中，在反应结晶中使用硫酸。在这种方法中，pH要求在1.5-1.8。
然而，本发明人已经发现，单靠酸/碱反应很难获得的有机酸A可被轻松地分离出并纯化，所用方式是使用诸如一元羧酸等酸B来进行反应结晶，所述酸B是一种比所需酸A更弱的酸。
也就是说，在中和剂的存在下通过微生物转化而获得的有机酸A，在弱酸B中作为有机酸A的铵盐具有高的溶解度，而作为游离有机酸A则具有低的溶解度，注意到上述事实，本发明人已经发现，存在一个区域，其中在酸B中，作为有机酸A的铵盐是可溶的，但作为无氨有机酸A则是不可溶的。
另一方面，酸B可作为质子源，因而通过允许足量的酸B共存并降低pH，可以将有机酸A的铵盐通过与酸B的酸/碱反应来转化成无氨有机酸A。如果这种无氨有机酸A的存在超过了溶解度，则无氨有机酸A将沉淀出。此时，铵盐形式的有机酸A在酸B中具有足够高的溶解度，因而不会同时沉淀。
在上述发现的基础上，本发明人成功地通过反应结晶来分离出有机酸A，所述有机酸A单靠酸/碱反应是难以获得的，所述反应结晶中使用了比有机酸A更弱的酸B。
另一方面，在这种情况中，与通过采用强酸的常规结晶相比较，每级的回收可能是较低的。因此，优选的是，作为副产物形成的酸B的铵盐以及有机酸A的铵盐(这两者都包含在母液中)可通过工业化操作来从母液中分离和回收，以及再循环。另外，如果作为副产物形成的酸B的铵盐被除去，则将像常规技术一样产生所除去废物的问题，因此，优选分解和再利用作为副产物形成的酸B的铵盐。
本发明人发现，构成有机酸A的铵盐的氨是一种挥发性碱，而在挥发性酸(优选具有低沸点的饱和一元羧酸，比如乙酸或丙酸)被用作酸B的情况中，可以使酸B的铵盐蒸发。通过这个操作，成功地通过反应结晶从所含母液中回收了有机酸A。
因此，本发明通过具有下述特征来得以表征。
1.一种生产有机酸A的方法，该方法包括用满足下面公式(1)的酸B来使有机酸A的铵盐进行反应结晶，从而分离出固体形式的有机酸ApKa(A)≤pKa(B) (1)其中，pKa(A)和pKa(B)分别代表有机酸A和酸B的电离指数，假若它们具有多个值，则代表其中最小的pKa。
2.根据第1项所述的方法，其中，酸B是挥发性的。
3.根据第1或2项所述的方法，其中，有机酸A是熔点至少为120℃的有机酸。
4.根据第1或2项所述的方法，其中，有机酸A是C4-12的二元羧酸或三元羧酸，或者C4-12的氨基酸。
5.根据第1-4任一项所述的方法，其中，酸B是一元羧酸。
6.根据第1-4任一项所述的方法，其中，酸B是乙酸或丙酸。
7.根据第1-6任一项所述的方法，其中，以单级或多级的方式进行反应结晶，并且至少在一级中，pH为2.1-6.5。
8.根据第1-7任一项所述方法，其中，有机酸A的铵盐通过微生物转化步骤而获得，在该微生物转化步骤中，在至少一种中和剂的存在下，碳源被微生物转化，所述中和剂选自于氨、碳酸铵和尿素。
9.根据第1-7任一项所述方法，其中，有机酸A的铵盐以有机酸A的铵盐水溶液的形式而获得，其获得的方式是通过微生物转化步骤，来获得包含有机酸A的碱金属盐和/或碱土金属盐的反应溶液，在该微生物转化步骤中，碳源在至少一种中和剂的存在下被微生物转化，所述中和剂选自于碱金属氢氧化物、碱土金属氢氧化物、碱金属碳酸盐和碱土金属碳酸盐；将氨和二氧化碳和/或碳酸铵加入所述包含有机酸A的碱金属盐和/或碱土金属盐的反应溶液中，来进行反应结晶，从而沉淀出碱金属碳酸盐和/或碱土金属碳酸盐(索尔韦法处理步骤)；以及，分离所沉淀的碳酸盐。
10.根据第8或9项所述的方法，所述方法包括对在微生物转化步骤中获得的反应溶液进行浓缩的浓缩步骤，并且，使在浓缩步骤中获得的浓缩物进行反应结晶。
11.根据第1-7任一项所述的方法，其中，有机酸A的铵盐形成于一化学过程。
12.根据第1-11任一项所述的方法，其中，分离出通过反应结晶而沉淀的有机酸A；在分离之后，通过分解步骤来分解结晶母液中的酸B的铵盐，从而获得酸B；并将获得的酸B再循环用作反应结晶中的溶剂。
13.根据第12项所述的方法，其中，分离出通过反应结晶而沉淀的有机酸A；在分离之后，通过蒸发结晶母液中的酸B来浓缩结晶母液；然后，分解/蒸发酸B及其铵盐，以回收有机酸A及其铵盐。
14.根据第13项所述的方法，其中，在不高于酸B的铵盐的熔点的温度下，进行酸B的蒸发。
15.根据第13或14项所述的方法，其中，通过在0.001mmHg-200mmHg的减压下加热，来进行酸B及其铵盐的分解/蒸发。
16.根据第12-15任一项所述的方法，其中，分解步骤包括加热步骤，加热一种含有酸B的铵盐、酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐和水的液体，并排出碱性水溶液的气体；和在不高于酸B的铵盐的熔点的温度下，使从加热步骤中排出的碱性水溶液直接或冷凝之后，进行气/液分离、气/固分离或气/液/固分离的步骤。
17.根据第12-15任一项所述的方法，其中，分解步骤包括以下加热步骤将含有酸B的铵盐、酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐和水的液体供应到蒸馏塔，并从蒸馏塔的顶部排出碱性水溶液的气体，所述蒸馏塔具有至少两块塔板作为实际的塔板数。
18.根据第17项所述的方法，其中，在加热步骤中，将含有酸B的铵盐、酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐和水的液体供应到蒸馏塔的一个位置，该位置的温度不高于酸B的铵盐的熔点，所述蒸馏塔具有至少两块塔板作为实际的塔板数。
19.根据第16-18任一项所述的方法，其中，构成酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐的碱金属和/或碱土金属是选自于Na、K、Ca和Mg中的至少一种。
20.根据第16-18任一项所述的方法，其中，在加热步骤中排出碱性水溶液的气体之后的液体，通过分离步骤进行处理从而回收酸B，所述分离步骤在减压或常压以及至少125℃的温度下进行。
21.根据第20项所述的方法，其中，将分离步骤后的残留液体与一含有水的体系混合，从而水解酰胺化合物，然后再循环到加热步骤中，所述酰胺化合物在加热步骤和分离步骤中作为副产品形成。
22.根据第1-10和12-21任一项所述的方法，其中，有机酸A的铵盐通过微生物转化步骤作为包含有机酸A的铵盐的反应溶液而获得，在所述微生物转化步骤中，通过微生物并用氨作为中和剂来进行转化；分离通过反应结晶而沉淀的有机酸A，所述反应结晶通过加入酸B来进行；在分离之后，结晶母液中酸B的铵盐被分解，从而获得氨；以及将氨用作微生物转化步骤中的中和剂。
23.根据第1-10和12-21任一项所述的方法，其中，有机酸A的铵盐以有机酸A的铵盐水溶液的形式而获得，其获得的方式是通过微生物转化步骤，来获得包含有机酸A的碱金属盐和/或碱土金属盐的反应溶液，在该微生物转化步骤中，碳源在至少一种中和剂的存在下被微生物转化，所述中和剂选自于碱金属氢氧化物、碱土金属氢氧化物、碱金属碳酸盐和碱土金属碳酸盐；将氨和二氧化碳和/或碳酸铵加入所述包含有机酸A的碱金属盐和/或碱土金属盐的反应溶液中，来进行反应结晶，从而沉淀出碱金属碳酸盐和/或碱土金属碳酸盐(索尔韦法(Solvay)处理步骤)；分离所沉淀的碳酸盐；分离通过反应结晶而沉淀的有机酸A，所述反应结晶通过加入酸B来进行；在分离之后，结晶母液中酸B的铵盐被分解，从而获得氨；并将氨用作索尔韦法处理步骤中的氨源。
24.根据第1-23任一项所述的方法，其中，反应结晶以多级的方式来进行，并在第二级或其后级的反应结晶中，在分离沉淀的有机酸A之后，将结晶母液直接地或在下述步骤之后再循环到前级的用于反应结晶的结晶器中在通过包含酸B的反应结晶溶剂的汽化来浓缩酸B的铵盐之后，或者在分离出溶解于母液中的有机酸A或其盐之后。
25.在通过将酸B的铵盐分解成酸B和氨来分离和回收酸B和氨的过程中，一种用来分解酸B的铵盐的方法，所述方法包括加热步骤，加热含有酸B的铵盐、酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐和水的液体，并排出碱性水溶液的气体；和在不高于酸B的铵盐的熔点的温度下，使从加热步骤中排出的碱性水溶液的气体直接地或在冷凝之后，进行气/液分离、气/固分离或气/液/固分离的步骤。
26.在通过将酸B的铵盐分解成酸B和氨从而分离和回收酸B和氨的过程中，一种用来分解酸B的铵盐的方法，所述方法包括加热步骤，该加热步骤为，将含有酸B的铵盐、酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐和水的液体供应到蒸馏塔的一个位置，并从蒸馏塔的顶部排出碱性水溶液的气体，所述蒸馏塔具有至少两块塔板作为实际的塔板数，所述位置的温度不高于酸B的铵盐的熔点。
27.根据第25或26项所述的方法，其中，构成酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐的碱金属和/或碱土金属是选自于Na、K、Ca和Mg中的至少一种。
28.根据第25-27任一项所述的方法，其中，酸B是选自于甲酸、乙酸、丙酸和丁酸中的至少一种。
29.根据第25-28任一项所述的方法，该方法包括回收酸B的步骤，在该步骤中，使在加热步骤中排出碱性水溶液的气体之后的液体进行分离步骤，从而回收酸B，所述分离步骤在减压或常压以及至少125℃的温度下进行。
30.根据第25-29任一项所述的方法，其中，将分离步骤后的残留液体与一含有水的体系混合，从而水解酰胺化合物，然后再循环到加热步骤中，所述酰胺化合物在加热步骤和分离步骤中作为副产品形成。
31.有机酸A，其通过第1-24任一项所述的方法来生产。
32.使用有机酸A作为原料制备的聚合物，所述有机酸A通过第1-24任一项所述的方法来生产。


图1是表示一套设备的构造的示意流程图，所述设备适合用来进行分解本发明酸B的铵盐的方法。
图2是表示另一套设备的构造的示意流程图，所述设备适合用来进行分解本发明酸B的铵盐的方法。
图3是表示另一套设备的构造的示意流程图，所述设备适合用来进行分解本发明酸B的铵盐的方法。
图4是表示另一套设备的构造的示意流程图，所述设备适合用来进行分解本发明酸B的铵盐的方法。
图5是表示另一套设备的构造的示意流程图，所述设备适合用来进行分解本发明酸B的铵盐的方法。
图6是表示在测试例2-2和2-3中所采用设备的构造的流程图。
符号的含义1、1A、1B蒸馏塔 2汽化器3乙酰胺分解器4薄膜蒸发器 5闪蒸罐10蒸馏塔 12油浴13烧瓶 16喂料罐 17预热器具体实施方式
现在，将详细表述根据本发明来生产有机酸的方法的实施方式。
有机酸A的铵盐的形成通过本发明来生产的有机酸A可以是，例如，一种熔点优选为至少120℃的有机酸。其碳数目优选为4-12，并优选具有直链的形式。典型的例子有例如二元羧酸或三元羧酸。优选的二元羧酸或三元羧酸具有2或3个与饱和或不饱和脂肪烃相结合的羧基，并且可具有支链或环状结构，以及可具有取代基。另外，有机酸A包括熔点优选至少120℃的氨基酸。
详细而言，有机酸A可以是，例如，琥珀酸、富马酸、马来酸、苹果酸、酒石酸、天冬氨酸、戊二酸、谷氨酸、己二酸、辛二酸、柠檬酸、衣康酸、对苯二酸、苯丙氨酸、色氨酸、天冬酰胺酸、缬氨酸、异亮氨酸、亮氨酸、组氨酸、蛋氨酸或酪氨酸。这些酸可以是它们中两种或多种的混合物。其中，优选作为有机酸A的是，例如，琥珀酸、己二酸、谷氨酸、辛二酸、酒石酸或柠檬酸。特别优选的是琥珀酸、己二酸、谷氨酸或辛二酸。
这种有机酸A可通过，例如，使用碳源作为起始原料的微生物转化来形成。作为碳源，可使用例如，可发酵的碳水化合物，比如半乳糖、乳糖、葡萄糖、果糖、甘油、蔗糖、saccharose、淀粉或纤维素等碳水化合物，或者诸如甘油(glycerine)、甘露醇、木糖醇或核糖醇等多元醇。其中，优选葡萄糖、果糖或甘油。特别优选葡萄糖。作为更广义的来自植物的材料，优选纤维素这种纸的主要成分。另外，也可使用含有上述可发酵碳水化合物的淀粉糖化液体或糖蜜。这种可发酵碳水化合物可以单独使用，或者以它们两种或多种的混合物来结合使用。
所用于这种微生物转化的微生物没有特别的限制，只要其具有产生有机酸A的能力即可。例如，可使用厌氧细菌，比如厌氧螺菌属(Anaerobiospirillum)(美国专利5143833)；兼性厌氧细菌，比如放线杆菌属(Actinobacillus)(美国专利5504004)或埃希氏菌属(Escherichia)(美国专利5770435)；或者好氧细菌，比如棒状杆菌属(Corynebacterium)(JP 11113588)。微生物转化中的反应条件，比如反应温度、压力等，取决于所选择的真菌、霉菌等的活性，但是为获得相应有机酸A的合适条件可根据各自情况来合适地选择。
在上面的微生物转化中，如果pH变低，则微生物的代谢活动趋于变低，或者微生物趋向于停止其活动，从而产品收得率可能变差，或者微生物可能死亡。因此，使用了中和剂。通常，反应体系中的pH通过pH传感器来测定，并且每当加入中和剂时，将pH调节在指定的pH范围内。在本发明中，添加中和剂的方法没有特别的限制，其可以是连续添加或间断添加。
中和剂可以是，例如，氨、碳酸铵、尿素、碱金属氢氧化物、碱土金属氢氧化物、碱金属碳酸盐或碱土金属碳酸盐。优选氨、碳酸铵或尿素。也就是说，如上所述，在采用碱金属氢氧化物或碱土金属氢氧化物或者碱金属碳酸盐或碱土金属碳酸盐的情况中，在使用酸B的反应结晶中，酸B的碱金属盐或碱土金属盐将作为副产物而形成，而用于中和的碱金属或碱土金属不能被直接回收。因此，在索尔韦法处理步骤中，需要一个获得有机酸A的铵盐的步骤。另外，碱金属氢氧化物或碱土金属氢氧化物可以是，例如，NaOH、KOH、Ca(OH)2、Mg(OH)2或其混合物。碱金属碳酸盐或碱土金属碳酸盐可以是，例如，Na2CO3、K2CO3、CaCO3、MgCO3、NaKCO3或其混合物。
通过这种中和剂来调节的pH值，根据所用真菌或霉菌的类型，被调节在最大效率获得其活性的范围内。通常，pH在4-10的范围内，优选6-9。
作为通过本发明生产的有机酸A的起始原料，有机酸A的铵盐并不限制于由上述微生物转化而获得的有机酸A的铵盐，而可以是从石化过程或其它各种过程中产生的或作为副产物产生的有机酸A的铵盐。
反应结晶一般而言，结晶指的是一种将必要成分沉淀而非必要成分溶解于溶剂中的操作。而在本发明中，“反应结晶”指的是一种通过反应来获得必要成分、同时进行结晶的操作。也就是说，其指的是一种操作，在该操作中，在进行一反应来获得待结晶的所需产物的同时，进行所需产物的结晶。在本发明中，如前所述，这种有机酸A的分离和纯化通过反应结晶来进行，所述反应结晶采用了酸B，这是一种比有机酸A弱的酸。所用的酸B，需满足下面的公式(1)pKa(A)≤pKa(B) (1)此处公式(1)中，Ka(A)和Ka(B)分别代表有机酸A和酸B的电离常数，在它们具有多个值的情况中，则代表其中最小的pKa。虽然取决于有机酸A的官能团，但在满足上面公式(1)的同时，优选pKa(B)比pKa(A)大0-3。
作为酸B的实例，优选C1-6、特别优选C1-4的一元羧酸。可列举选自于甲酸、乙酸、丙酸、正丁酸和异丁酸中的至少一种。其中，从对设备的材料的腐蚀性和蒸发潜热的角度来看，优选乙酸或丙酸。更优选的是，它是一种由用于微生物转化的真菌产生的作为副产物的酸。例如，在JP-A-11-206385或JP2002-34826所公开真菌的情况中，优选乙酸。
另外，酸B必须是挥发性的，这样它就可从其碱金属盐中分离。此外，优选它是热稳定的。不优选以下酸具有碳-碳双键或三键，且在不高于200℃的条件下在碱金属或碱土金属的存在下能进行聚合或分解的酸；或者具有过氧官能团，且在不高于200℃的条件下在碱金属或碱土金属的存在下能进行自分解的酸；或者在一个分子如乳酸、酒石酸或氨基酸中具有多个官能团且可形成聚合物(比如聚酯或聚酰胺)的酸。
如上所述，有机酸A从发酵罐中作为一种稀水溶液以盐的形式而获得，并伴有在微生物转化中采用的中和剂。因此，从该发酵罐放出的反应溶液中分离和纯化有机酸A，由此生产出作为商品的有机酸A。在此，将表述一种情况，其中选自于氨、碳酸铵和尿素的至少一种物质被用作中和剂(下文中有时称为氨型中和剂)。
在该情况中，来自发酵罐的含有机酸A的铵盐的反应溶液通常是稀的水溶液，优选浓缩这种反应溶液。用来浓缩的方法没有特别的限制，例如，可提及蒸发、用醇等来结晶、使用反渗透的膜分离、或使用离子交换膜的电渗析。其中，如前所述，电渗析具有困难，即不能获得规模效益，并且设备或操作的成本是高的。使用醇等的结晶中，需要另外的蒸馏设备来回收醇。从这种观点及成本的观点看，优选蒸馏，优选地，可提及使用多效蒸发器来蒸馏。
关于反应溶液浓缩的程度，甚至在高浓度的水溶液这种情况中，例如，对于有机酸A的铵盐的浓度至少为40重量％的高度浓缩的水溶液，也可进行浓缩，直到有机酸A的铵盐以固体形式沉淀出。在高度浓缩的水溶液中，有个优点是，溶解进入酸B是容易的，并且该操作相对于浆体或固体而言是容易的。另一方面，在有机酸A的铵盐被制成固体形式的情况中，可避免水和酸B的混合，这是有利的，即，即便过量的氨或酸B的铵盐作为副产物形成，这种氨或铵盐也可在干燥/蒸发步骤中通过汽化来除去，例如，通过使用薄膜蒸发器来进行汽化。合适地确定浓缩的程度，可将包括微生物转化的反应条件在内的整个过程最优化，这些反应条件对于杂质的类型和量都具有影响。
根据有机酸A或酸B的类型，可以单级或多级(多数级)来进行反应结晶。由于诸如初期投资、操作条件或回收率等的限制，通常以多级来进行，在许多情况中特别优选以2-4级来进行。另外，在进行多级结晶的情况中，pH不高于7的结晶符合本发明中的反应结晶。当pH不高于7时，例如，如果有机酸A是琥珀酸，则琥珀酸一铵盐可从琥珀酸二铵盐中获得，由此，在随后的反应结晶中，可以获得更高回收率的琥珀酸。因此，这符合结晶反应。
在最后一级反应结晶中(以单一级来进行反应结晶时，是指该单一级结晶)，加入反应溶液中的酸B的量可以是这样的量通过酸B的添加从而使有机酸A沉淀，即对于通过酸B与有机酸A的铵盐的酸/碱反应来形成有机酸A而言，量是足够的，并且足够使形成的有机酸A没有溶解地沉淀出。酸B的量根据酸B的类型和pKa、酸A的类型和pKa、发酵反应溶液浓缩的程度等而变化，并且没有特别的限制。从操作效率、沉淀效率等的观点看，当浓缩物为固体形式时，所添加酸B的量以摩尔计为有机酸A的铵盐的大约1-100倍，优选以摩尔计为大约1.5-30倍，更优选以摩尔计为大约2-20倍。
另外，在沉淀上述有机酸A的体系中，可含有水。尤其在氨大量存在的条件下，为溶解作为副产物形成的酸B的铵盐，在许多情况下系统中含有水是理想的，而当所用酸B的量小的时候，也可添加水。
对于通过添加酸B的有机酸A反应结晶的条件而言，并没有特别的限制。然而，通常，可将酸B加入上述反应溶液的浓缩物中，接着加热，然后将该混合物放置冷却。另外，可加入水从而溶解有机酸A的铵盐，然后加入酸B来结晶。后面的方法对于这样的有机酸A比如谷氨酸而言是有效的，谷氨酸酸形式在水中具有低的溶解度，当形成盐时则具有高的溶解度，它的溶解度差别是显著的。
结晶时加热温度、加热时间和冷却温度还可以根据浓缩物中有机酸A的类型、所添加酸B的类型和量等来变化。然而，通常优选的是，在60-130℃的温度下完全溶解，然后在最高50℃、优选最高40℃且至少0℃、优选至少10℃的温度下放置冷却。
在采用乙酸作为酸B的情况中，其熔点为16℃，但通过凝固点降低的影响，可将冷却温度降低至接近10℃。对于实际过程来说，冷却温度优选至少15℃来作为安全条件，以避免酸B的凝固。尤其是在连续过程的情况中，优选热交换器的导热剂(utility)(冷却介质)温度具有与目标温度大约10℃的温差，当酸B是乙酸时，冷却温度更优选为至少20℃。
本发明中的反应结晶可根据通常的方法、使用平常采用的结晶设备来进行。然而，对于一些有机酸A，特别是琥珀酸而言，结晶速度是缓慢的，因此，优选采用一些措施来改善结晶的量，比如使晶种循环或使用长的保留时间。
通过进行反应结晶，具有在酸B中低溶解度的有机酸A将形成，并通过酸B与酸A的铵盐的酸/碱反应来沉淀出，所述酸A通过采用氨型中和剂的微生物转化而获得。因此，使用比如过滤从该结晶溶液中分离出沉淀，通过上述处理，可回收得作为目标产物的高纯度有机酸A。所得有机酸A可被纯化，例如，根据情况需要，通过采用比如酸B的重结晶，来获得最终产物。
另外，在通过微生物转化的有机酸A的生产中，根据微生物，可通过中和剂来改变生产率。因此，存在下述情况优选使用碱金属和/或碱土金属的氢氧化物或者碳酸盐(下文中有时称为碱金属或碱土金属型中和剂)而不是上面的氨型中和剂，来作为中和剂。在采用碱金属或碱土金属型中和剂的情况中，通过微生物转化的有机酸A将以碱金属盐或碱土金属盐的形式而形成，但碱金属或碱土金属是不挥发的，由此，要从母液中分离出有机酸A和酸B的碱金属盐或碱土金属盐，这是困难的，所述母液含有有机酸A和作为该反应结晶的副产物而形成的酸B的碱金属盐或碱土金属盐。
因此，在采用碱金属或碱土金属型中和剂的情况中，采用索尔韦法法作为第一反应结晶步骤，其中进行碱的交换来获得有机酸A的铵盐，然后在第二反应结晶步骤将该有机酸A的铵盐经过使用酸B的反应结晶，从而获得有机酸A。同样在该情况中，优选将在微生物转化步骤中获得的反应溶液在进行浓缩之后，供应到第一反应结晶步骤。
在第一反应结晶步骤中，首先，将氨和二氧化碳和/或碳酸铵加入在浓缩步骤中获得的浓缩物中，从而从有机酸A的碱金属盐或碱土金属盐水溶液中沉淀出碱金属的碳酸盐或碱土金属的碳酸盐。在该第一反应结晶步骤中，氨和二氧化碳和/或碳酸铵的添加量并没有特别的限制，只要其足够来沉淀碱金属的碳酸盐或碱土金属的碳酸盐。
通过该第一反应结晶，从有机酸A的碱金属盐或碱土金属盐中，碱金属碳酸盐或碱土金属碳酸盐将沉淀，有机酸A的铵盐将形成。在接下来第二反应结晶步骤中，从在第一反应结晶步骤中形成的有机酸A的铵盐中，有机酸A将通过反应结晶而沉淀，该反应结晶使用了酸B，其使用方式与采用上述氨型中和剂的情况中的反应结晶中的相同。
在经分离的母液中酸B、有机酸A和其铵盐的分离、回收和再循环在从反应结晶溶液中分离出有机酸A之后，经分离的母液(下文中有时称为“结晶母液”或“母液”)包含有机酸A的铵盐、随酸/碱反应形成的酸B的铵盐、过量的酸B和残留的有机酸A。在本发明中，酸B及其铵盐通过下面的方法从该经分离的母液中有效地分离出，由此，可回收有机酸A的铵盐和有机酸A。另外，将该分离出的酸B的铵盐分解，从而获得氨，并再利用。
在本发明中，首先，酸B被汽化，并从结晶母液中除去，接着进一步加热来汽化酸B的铵盐。酸B从结晶母液中的汽化优选在不高于酸B的铵盐的熔点的温度下进行，并且可通过比如，釜式蒸发器、薄膜蒸发器、具有加热部分的闪蒸罐、热交换器和闪蒸罐的结合、或它们的结合来进行。在采用具有蒸馏塔形式的设备的情况中，如果塔内部不高于酸B的铵盐的熔点，可将结晶母液供应到任何位置，比如冷凝器部分、回流管道等。设备的规格和形式可以是任意的，只要其能满足下述条件能在不高于酸B的铵盐熔点的温度下将酸B汽化。
酸B汽化的温度范围优选至少20℃、并且最高为酸B的铵盐的熔点。乙酸铵作为本发明中酸B的铵盐的典型实例，其熔点为114℃。熔点在分子运动中具有特殊的意义，如果乙酸铵超过了其熔点，则将被汽化同时被热解。酸B的铵盐的沸点在理论上必定存在，也涉及诸如升华等现象。很难根据热解和蒸发或升华的贡献来将其分开。因此，酸B的铵盐的汽化在本发明中有时可称为“分解/汽化”。另一方面，丙酸铵具有强的潮解性，而其熔点尚不知道。然而，考虑到与乙酸铵的相似性，很难来简单地认为乙酸和丙酸间熔点的差别就是它们铵盐间的差别。然而，略低于114℃的温度，比如100℃，被推测是丙酸铵的熔点。
乙酸熔点16.6℃乙酸铵熔点 114℃丙酸熔点-20.8℃因此，酸B汽化的温度也根据酸B的类型(即酸B的铵盐的类型)而变化，但是，通常优选在40-100℃的范围内。在这种温度下汽化的同时，除温度之外的操作条件并没有特别的限制。然而，关于压力条件，优选减压或常压，因为如果压力升高，设备的材料的腐蚀将是猛烈的。特别优选的是10-400mmHg的减压，更优选40-200mmHg。
在酸B汽化的同时，包含于结晶母液中的具有比酸B更低熔点的物质，比如水等，也将被汽化。
这样，结晶母液中的酸B被汽化并回收，但从随后操作的观点看，即酸B的铵盐的汽化、残留有机酸A的铵盐或有机酸A的回收等，酸B从结晶母液中汽化和除去的量也可根据酸B和其它成分在结晶母液中的量而变化，但汽化可以达到使母液成为浆状物的程度。如果用通常的方法通过第二气化设备来继续汽化而获得固体，导热率往往变差(例如，薄膜蒸发器)，这是不尽人意的。作为一个指数，有机酸A的溶解度将在气化温度下饱和。根据对应于所除去氨的量的酸B的铵盐的量和结晶温度下有机酸A的溶解量来测定饱和溶解度。在下文中，汽化酸B之后的结晶母液有时被称为“第一残留液”在酸B汽化之后的酸B的铵盐汽化期间，保留时间是重要的。也就是说，从下文中给出的测试例中显然可看出，通过在大约120℃的温度下加热，将迅速地促进酰胺化反应。另一方面，为了将酸B的铵盐与有机酸A及其铵盐相分离，需要更高的温度，因而特别优选至少为酸B的铵盐熔点的温度。
因此，作为一种汽化酸B的铵盐的方法，优选具有短的加热时间的方法，以便防止比如在这样高温度条件下的酰胺化等副反应。另外，优选在过热状态下进行汽化，即将过程流体置于减压条件下，并用具有足够高温度的热源对其加热。作为这样的热源，通常可考虑，例如，蒸汽或加热用油。在这种情况中，考虑到例如酸B的腐蚀，考虑将加热温度优选为最高200℃。另外，例如在通过使用电磁波来赋予分子振动中，温度将迅速上升。然而，加热温度可至少是熔点，保留时间可以不具有上限，只要其足够短即可。
因此，关于工作流体，操作范围为至少0.001mmHg(0.133Pa)和最高200mmHg(26.7kPa)，更优选最高100mmHg(13.3kPa)。更优选的，其为20mmHg(2.67kPa)-90mmHg(12.0kPa)。
作为满足这样条件的设备，可提及薄膜蒸发器，其通常适合于在减压下短时间加热。另外，可提及例如，具有喷雾功能的加热器或者在导热剂和工作流体间具有至少20℃温差的蒸发器。加热方法没有特别的限制，其可以是一种通过赋予分子振动的快速加热方法，其中以微波炉同样的原理使用了电磁波。可采用任何其它的操作，只要其满足减压条件和高温条件，关于设备、原理或其结构也没有特别的限制，只要加热时间是短的，并能提供足够的热量。
加热温度也可根据酸B的铵盐的类型或压力条件而变化。然而在乙酸铵的情况中，优选为115-180℃，更优选120-160℃，并在丙酸铵的情况中，优选100-180℃。
以这种方式从第一残留液中汽化酸B的铵盐，由此获得的液体或浆状物(下文中有时称为“第二残留液”)中包含有机酸A及其铵盐、残留的酸B及其铵盐，可将其循环至反应结晶步骤并进行处理，从而进一步回收有机酸A。
在本发明中，在有机酸A的铵盐和酸B的反应结晶中沉淀并分离有机酸A之后，通过汽化从结晶母液中分离出酸B，优选将酸B再循环至反应结晶步骤并再利用。这种酸B可含有水和其它物质。所回收的酸B通常被纯化，然后作为溶剂来再利用于结晶。然而，根据杂质的类型和量，可不进行该纯化而将其作为溶解而用于结晶。
酸B的铵盐的分解通过汽化从结晶母液中分离出酸B的铵盐，将酸B的铵盐分解成酸B和氨。下面对用来分解酸B的铵盐的方法作出表述，但其不限于从经分离的有机酸A母液中获得的酸B的铵盐，并且可相似地应用于从其它过程中获得的酸B的铵盐。
在本发明用来分解酸B的方法中，在一加热步骤中，将一种液体加热而排出碱性水溶液的气体，所述液体为一种含有酸B的铵盐、碱金属或碱土金属和水的液体，优选一种在酸B的铵盐和水混合液中加入酸B的碱金属盐或碱土金属盐的液体(下文中有时称为“喂料液”)，。下文中，这个加热步骤称为“加热步骤”，此时的操作有时可称为“加热操作”。
如果在加热步骤中排出的碱性水溶液的气体的温度高于酸B的铵盐的熔点，则可一起排出部分的酸A。因此，将所排出的碱性水溶液的气体经受酸B的铵盐的气/液分离、气/固分离或气/液/固分离，上述分离直接地或冷凝之后在不高于酸B的铵盐的温度下、以及减压或常压下进行。这个分离步骤在下文中称为“分离步骤”，其操作有时可称为“分离操作”。
形成酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐的碱金属和/或碱土金属，优选是选自于Na、K、Ca和Mg中的至少一种。特别优选的是Na或K。
该加热步骤中所用的设备可以是任何设备，只要其能进行加热操作并能分离气相和液相即可。该加热和气/液分离可以在分离设备中进行，或通过热交换器和闪蒸罐的结合来进行。在釜式热交换器的情况中，加热和气/液分离可在一个设备中进行。另外，加热装置没有特别的限制，其可以是，例如，带有套的闪蒸罐或者热传导盘管。
为了有效率地进行加热和气/液分离，最优选蒸馏塔。蒸馏塔可以是填充塔或者是板式塔，而对于结构也没有特别的限制。然而，为了确保下文中所述的保留时间，优选板式塔。另外，可在内部或外部附加再沸器。如果采用外部的再沸器，则可以是强制循环型再沸器、热虹吸管型再沸器或者釜式再沸器，但并不限制于这些。在本发明中，通过蒸馏塔和再沸器的结合来进行的操作，被认为是加热操作。
对于是否存在冷凝器，这没有限制，冷凝器不是构成加热操作的一部分。理论上，釜式热交换器或装有加热器的闪蒸罐可被认为是一种单一塔板式蒸馏塔。
从加热步骤中排出的气体含有氨，并且必定具有高于7的pH。因此，在本发明中，这被称为排出碱性水溶液气体的加热步骤。
在进行这种加热操作来排出这种碱性水溶液气体的设备中，最优选的是蒸馏塔。因此，下面的表述将根据一个主要采用蒸馏塔的情况来进行。
为了获得通过盐效应来分离酸B和水的效果、同时将酸B的铵盐分解，蒸馏塔是合适的。氨被认为不处于通常的气/液平衡(蒸发和冷凝等量)，而是相当大程度受到保留时间和气/液界面面积大小的影响，因此，为了更有效率地进行加热步骤，确保液体的滞留量或更长的保留时间是重要的。出于这个目的，优选塔板式(盘式)塔作为蒸馏塔。即使用填充塔，也可在一定程度上获得液体的滞留量，但是，采用塔板式(盘式)塔而非填充塔时，能同时更确定地获得通过盐效应来分离酸B和水的效果以及分解酸B的铵盐的效果。
关于板式塔的盘型，如果考虑在起始或关闭时的操作范围，则筛盘实际上是较差的，因为漏液可能发生。即使运行率是低的或为0，液体也可滞留在盘上并且漏液很少发生，这样的盘是优选的。作为这样的盘，鼓泡塔盘可提及为一个固定塔盘的实例。使用鼓泡塔盘，为了改善盘上的气/液接触，除了用于降液管的堰之外，在来自鼓泡部分结构的盘的气孔上也存在堰，由此可保持液体的深度。另外，如阀盖盘一样，盘上的孔可通过可移动的阀盖关闭的这种类型的盘，很少发生漏液，因而优选应用于本发明。
然而，当考虑塔内的温度分布曲线时，如果温度在水很少的状态下变得高，则酰胺化发生，因此，优选缩短在塔较低部分的保留时间，脱水在该部分进行。因此，优选的是，塔的上部是板式塔，而塔下部则是填充塔。它们的比例或塔板数根据温度或压力而变化，并可合适地进行最优化。
为了使用整个设备通过盐效应来获得分离酸B和水的效果，在蒸馏塔的情况中，优选从塔顶供应原料，即以所谓的提取蒸馏的形式来进行分离。然而，对于供应原料所在的塔板没有特别的限制。
塔的压力没有特别的限制，但为了酸B的铵盐的充分分解，压力必须保证至少塔底温度是至少80℃，优选115-180℃。另外，如果塔顶温度低于酸B的铵盐熔点和酸B沸点中较高的温度，则塔顶部分可被认为是加热步骤之后分离步骤中的气/液分离设备，由此，在一个设备中进行加热步骤和分离步骤成为可能，而设备的数目得以减少，这从投资的观点看是合乎需要的。在这种情况中，塔顶的温度条件为，当酸B的铵盐是乙酸铵时，该温度不高于114℃(乙酸铵的沸点)，或者在丙酸铵的情况中不高于141℃(丙酸的沸点)。
满足塔顶条件的压力条件随例如酸B或者碱金属或碱土金属的类型和量、水的量、水/酸B分离的所需程度而变化，但是通常最高为2.0atm(0.2MPa)，优选最高为常压(1atm(0.1MPa))。另外，满足上述塔底条件的压力条件同样随例如酸B或者碱金属或碱土金属的类型和量、水的量、水/酸B分离的所需程度和由于盘或填充材料而导致的压力损失而变化，但通常为至少80mmHg(10.6kPa)，优选至少200mmHg(26.7kPa)。
当将喂料供应到塔顶部分时，酸B或其铵盐有时可通过反萃取效应或夹带(喷溅夹杂物)而被蒸馏出来。在这种情况中，即使加热操作和分离操作的条件可单独通过蒸馏塔来满足，但采取一些措施，比如降低进料塔板或另外安装气/液分离设备，这也可能是必要的，上述气/液分离设备对应于以通过反萃取除去盐为目标的分离操作。
然而，在作为加热设备之一的蒸馏塔和气/液分离设备彼此分离的情况中，从蒸馏塔顶部排出的碱性水溶液气体可立即通过冷凝器来冷凝，然后供应到气/液、气/液/固、气/固分离设备中。另外，根据情况需要，可在来自塔顶的排出管中安装压力调节器，从而可将冷凝器制成气/液、气/液/固或气/固分离设备。在前者的情况中，供给气/液分离设备的物料主要是液体，但其可以以气/液来供应。在后者的情况中，供给气/液分离设备的物料可以伴有夹带(喷溅夹杂物)，但主要是气体。
从气/液、气/液/固或气/固分离设备中排出的液体、固体或浆状物主要是这样的物质，其具有通过反萃取效应而蒸馏出并经浓缩的酸B的铵盐。这种浓缩物可返回到加热设备中来进行加热步骤，或被混合成酸B的铵盐的水溶液，从而被新供应，或者成为酸B的水溶液，并经再循环处理，直至被分解。
在下述情况中，即用于加热步骤的蒸馏塔和用于分离步骤的气/液、气/液/固或气/固分离设备是整体的，或者在它们是分离的设备的情况中，从塔底排出的液体被分离成酸B和酸B的碱金属盐或碱土金属盐，分离通过通常的方法来进行，比如使用蒸发器或薄膜蒸发器的方法。另外，可从作为加热器的蒸馏塔的回收部分(回收塔板)排出气体。
经过了在此阶段之前的热处理之后，酸B的铵盐部分被酰胺化。这种酰胺化合物具有高的沸点，大部分具有与酸B的碱金属盐或碱土金属盐相似的特性。因为作为典型酰胺化合物的乙酰胺的沸点是222℃，所以酸B中基本上不包含乙酰胺。即使这种酰胺化合物被少许包含在酸B中，例如，通过夹带，其已经可通过通常方法比如蒸馏来分离出。
当添加水和加热时，在碱金属或碱土金属的存在下，这种酰胺化合物将被水解。也就是说，酸B的碱金属盐或碱土金属盐被回收用于再循环，使之与新加入的酸B的铵盐水溶液或酸B水溶液混合，在其供应到加热步骤之前，即供应到与分离设备相互分开提供的加热设备、作为加热器的蒸馏塔或蒸馏设备之前，可对其进行预热，或者可在加热设备或蒸馏设备中加热，由此，酰胺化合物可被水解并除去。
在本发明中，碱金属和碱土金属的类型没有特别的限制，可单独使用一种类型，也可两种或多种类型相结合来使用。同样地在碱金属和碱土金属之间，碱土金属可能产生桥联结构，从而产生高粘度或结晶的问题。因此，优选碱金属。在碱金属中，在应用本方法的产品是食品添加剂或药物的情况中，或者当考虑经济效益或处理效率时，特别优选钠或钾。此外，它们也可混合使用。
在下述条件下加热酸B的铵盐而使氨汽化温度为至少80℃，优选100-160℃；pH为至少6.5，优选pH7-pH10；共存有酸B的碱金属盐(比如钠盐或钾盐)和/或碱土金属盐(比如镁盐或钙盐)；在适量的水存在下，比如为酸B的铵盐的0.3-10倍重量，优选0.5-5倍重量。
尤其是，当采用反应结晶设备时，塔顶部分为至少pH7，塔底部分为最高pH7。关于这种条件，可通过使用相对于酸B的铵盐的0.3-5倍重量、优选0.5-3倍重量的水，和0.2-2倍重量、优选0.5-1.5倍重量的酸B的碱金属盐(比如钠盐或钾盐)和/或碱土金属盐(比如镁盐或钙盐)，来分解酸B的铵盐。
水的量越小，则能量消耗越小，但酰胺化更可能发生。因此，根据酸B的类型、碱金属或碱土金属的类型和量、设备的结构、保留时间分布等，来合适地对其进行控制。
另外，通过将氨混合入比如乙酸水溶液中来获得乙酸铵水溶液，本发明的方法也可被用作一种在经济上有效率的方法来分离工业上重要的乙酸水溶液。在这种情况中，所排出的氨水或含有氨的蒸汽被分离成纯水和浓缩的氨水，所述分离通过通常方法，比如蒸馏，并且，浓缩的氨水或氨气被返回到新加入的乙酸水溶液中，从而被再循环使用。因此，该方法对于乙酸含量低的水的纯化而言，是特别有效的。
另外，在本发明中，在加热步骤中排出碱性水溶液气体之后，该液体主要含有游离酸B，所述游离酸B通过酸B的碱金属盐或碱土金属盐和未分解的酸B的铵盐的分解而获得。可对该液体在减压或常压下加热，优选在减压下、更优选最高100mmHg、特别优选75mmHg，并在至少125℃的温度下、优选至少135℃、更优选至少160℃、特别优选180-220℃，由此可分离和回收酸B。由此回收的酸B可在上述反应结晶步骤中再利用。如果在高温(至少180℃)和充分的减压(最高100mmHg)下进行该操作，则酸B酰胺化合物和未反应的酸B的铵盐将与酸B一起被汽化。通过通常方法(比如蒸馏)将它们分离，从而可获得具有更高纯度的酸B。
另外，如上所述在分离和回收酸B之后的残留物中，含有碱金属或碱土金属、未分解的酸B的铵盐和作为副产物的酸B酰胺化合物，这种残留物可再循环来用作碱金属或碱土金属源。在这种情况中，该反应残留物含有作为副产物的酸B酰胺化合物。在碱金属和水的存在下可容易地水解该酰胺化合物。在往上述残留物中加入水或含有酸B和水的液体之后，作为副产物的酸B酰胺化合物可在至少125℃、优选至少140℃、更优选至少150℃的温度下进行水解。
现在参考附图，对进行用来分解酸B的铵盐的方法的设备的具体结构进行说明。然而应当理解，本发明并不限制于附图中所示的方法。另外，在下文中，乙酸铵将被作为酸B的铵盐的实例，而钠将被作为碱金属或碱土金属。然而，毋庸赘言，本发明并不局限于乙酸铵和钠，其可应用于其它酸B的铵盐和碱金属或碱土金属。
在图1的方法中，乙酸铵和水通过乙酰胺分解器3被供应到蒸馏塔1。将来自后一级的薄膜蒸发器4的残留物(含有乙酸钠、作为副产物的乙酰胺和未分解的乙酸铵)再循环到该乙酰胺分解器3中，并将该残留物与乙酸铵水溶液混合，输送到蒸馏塔1，并引入蒸馏塔1的上部。如上所述，在该乙酰胺分解器3中，乙酰胺与水混合，从而进行乙酰胺的分解。
来自乙酰胺分解器3的混合液体在上述蒸馏条件下在蒸馏塔1中经加热操作和分离操作处理，从而一种含有氨、水和少量乙酸铵的碱性水溶液气体从蒸馏塔1的顶部被蒸出。在汽化器2中，将该碱性水溶液气体在不高于乙酸铵熔点的温度下进行气/液分离，从而将水和氨分离。将残留的乙酸铵供应到乙酰胺分解器3，并进行再循环处理。
来自蒸馏塔1底部的底部液体，含有乙酸、未分解的乙酸铵、作为副产物的乙酰胺和乙酸钠。在薄膜蒸发器4中，分离出乙酸，并将残留物再循环到乙酰胺分解器3。
图2中所示的方法与图1中所示的方法具有下述区别从汽化器2出来的乙酸铵被返回到蒸馏塔1。但是，加热操作和分离操作则与图1中相同的方式来进行。
图3中所示的方法与图1中所示的方法具有下述区别在蒸馏塔1A中进行汽化和蒸馏，而省略了汽化器2。但是，加热操作和分离操作则与图1中相同的方式来进行。另外，在该方法中，来自乙酰胺分解器3的混合液体可被引入到汽化部分或到蒸馏塔1A的蒸馏部分的上部。
图4中所示的方法与图1中所示的方法具有下述区别在蒸馏塔1B中，从中间塔板中排出乙酸，也进行乙酸的分离，从而省略了薄膜蒸发器4。但是，加热操作和分离操作则与图1中相同的方式来进行。
图5中所示的方法与图1中所示的方法具有下述区别采用闪蒸罐来代替蒸馏塔。但是，加热操作和分离操作则与图1中相同的方式来进行。
在这些方法的任一种中，在蒸馏塔或闪蒸罐等中进行的加热步骤中，通过在碱金属或碱土金属、氨的存在下，回流比例是小的，因而可大量降低在加热和分离操作中消耗的能量。
分离母液的再循环在本发明中，在以多级的方式来进行反应结晶的情况中，在后面级的反应结晶中的母液作为下面(1)-(3)所示的再循环液，与新供应的有机酸A的铵盐混合。
(1)后面级的母液按原样被再循环，并与新供应的有机酸A的铵盐混合。在该后面级母液中，含有酸B及其铵盐、有机酸A及其铵盐。其中，酸B将与所供应的有机酸A的铵盐反应，从而转化成酸B的铵盐，并沉淀出有机酸A的一铵盐，在其后的汽化步骤中，其将与后面级母液中的酸B的铵盐一起被除去。然而，有机酸A及其铵盐将与所新供应的有机酸A的铵盐一起，在反应结晶步骤中作为有机酸A和/或其一铵盐被分离出。
(2)从后面级母液中，将酸B汽化、分离并回收，然后将残留物再循环并与新供应的有机酸A的铵盐混合。
在这种情况中，优选将酸B在下述程度上保留在残留物中在汽化和分离之后残留物将保持液相。也就是说，在再循环液体中，酸B以这样的量存在是必要的酸B的铵盐、有机酸A及其铵盐能被充分地溶解于其中。
同样在该情况中，如(1)的情况一样，再循环液体中的酸B将与新供应的有机酸A的铵盐反应，并被转化成有机酸B的铵盐，该有机酸B的铵盐将在之后的汽化步骤中与后面级母液中的酸B的铵盐一起被除去。然而，有机酸A及其铵盐将与所新供应的有机酸A的铵盐一起，在反应结晶步骤中作为有机酸A和/或其铵盐被分离出。
(3)从经分离母液中，将酸B汽化、分离并回收，然后将酸B的铵盐汽化并与有机酸A及其铵盐相分离，将酸B的铵盐的馏出物再循环并与新供应的有机酸A的铵盐混合。
在这种情况中，在酸B的铵盐的馏出物中，在下述程度上含有酸B该馏出物将保持液相。也就是说，在再循环液体中，酸B以这样的量存在是必要的酸B的铵盐能被充分地溶解于其中。
同样在该情况中，如(1)的情况一样，再循环液体中的酸B将与新供应的有机酸A的铵盐反应，并被转化成有机酸B的铵盐，该酸B的铵盐将在之后的汽化步骤中与结晶母液中的酸B的铵盐一起被除去。
另外，从结晶母液中汽化酸B的条件，与上面(2)的情况中相同。另外，为汽化酸B的铵盐从而将其与有机酸A及其铵盐分离，优选采用与后面提到的汽化步骤中相同的操作条件。通过该方法分离的有机酸A及其铵盐，被再循环到反应结晶步骤并处理，从而回收有机酸A。上面(1)和(3)的再循环液体与所新供应的有机酸A的铵盐的混合条件，没有特别的限制，可通过在混合容器中20-40℃、优选40-110℃的温度下搅拌的方式，来进行混合。
有机酸A的应用通过本发明方法而获得的、作为所需产物的有机酸A在多种应用中是有用的。其中，二元羧酸可用作聚酯或聚酰胺的原料。
例如，草酸、琥珀酸、衣康酸、戊二酸、己二酸、癸二酸、十二烷酸或它们的低级醇酯、琥珀酐、己二酸酐等，作为通过本发明所产生的二元羧酸，是用于高分子量聚酯的原料。特别是从聚酯物理性能的方面看，优选琥珀酸、己二酸、癸二酸或它们的酸酐。这种通过本发明经过天然碳源的生物发酵方法所产生的酸，不会给环境带来负担。
另外，用于例如聚酯共聚物生产的二醇，比如1，4-丁二醇、1，5-戊二醇、1，6-己二醇、1，4-环己二醇、1，6-环己基二甲醇，也可通过将由本发明生产的上述有机酸A进行氢化来获得。
具体优选实施方案本发明的具体优选实施方案如下。
1.一种通过碳源的微生物转化来生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其包括微生物转化步骤，其中，在至少一种中和剂的存在下通过微生物来转化碳源，从而获得一种含有二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐的反应溶液，所述中和剂选自于氨、碳酸铵和尿素；反应结晶步骤，其中，通过将一元羧酸加入在微生物转化步骤中获得的二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐中，来进行反应结晶，从而沉淀所需的二元羧酸和/或三元羧酸；和分离步骤，其中，在反应结晶步骤中沉淀的二元羧酸和/或三元羧酸被分离出。
2.根据第1项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其包括浓缩步骤来对微生物转化步骤中获得的反应溶液进行浓缩，其中，在浓缩步骤中获得的浓缩物被供应到反应结晶步骤。
3.根据第1或2项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其包括氨回收步骤，其中，在分离步骤中分离出二元羧酸和/或三元羧酸之后，将一元羧酸汽化并从液体中除去，然后，将液体中的一元羧酸铵盐汽化并收集，将该一元羧酸铵盐与水和该一元羧酸的碱金属盐和/或碱土金属盐混合，接着加热汽化，从而回收氨；和再循环步骤，其中，在氨回收步骤中回收的氨被用作上面微生物转化步骤中的中和剂。
4.一种通过碳源的微生物转化来生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其包括微生物转化步骤，其中，在至少一种中和剂的存在下通过微生物来转化碳源，从而获得一种含有二元羧酸和/或三元羧酸的碱金属盐和/或碱土金属盐的反应溶液，所述中和剂选自于碱金属氢氧化物、碱土金属氢氧化物、碱金属碳酸盐和碱土金属碳酸盐；第一反应结晶步骤，其中，通过将氨和二氧化碳和/或碳酸铵加入在微生物转化步骤中获得的二元羧酸和/或三元羧酸的碱金属盐和/或碱土金属盐中，来进行反应结晶，从而沉淀出碱金属的碳酸盐和/或碱土金属的碳酸盐，将该碳酸盐分离，从而获得二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐的水溶液；第二反应结晶步骤，其中，在第一反应结晶步骤中除去碱金属的碳酸盐和/或碱土金属的碳酸盐的液体中，加入一元羧酸来进行反应结晶，从而沉淀出所需的二元羧酸和/或三元羧酸；和分离步骤，其中，在第二反应结晶步骤中沉淀的二元羧酸和/或三元羧酸被分离出。
5.根据第4项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其包括浓缩步骤来对微生物转化步骤中获得的反应溶液进行浓缩，其中，在浓缩步骤中获得的浓缩物被供应到第一反应结晶步骤。
6.根据第4或5项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其包括氨回收步骤，其中，在分离步骤中分离出二元羧酸和/或三元羧酸之后，将一元羧酸汽化并从液体中除去，然后，将液体中的一元羧酸铵盐汽化并收集，将该一元羧酸铵盐与水和该一元羧酸的碱金属盐和/或碱土金属盐混合，接着加热汽化，从而回收氨；和再循环步骤，其中，在氨回收步骤中回收的氨被用作上面第一反应结晶步骤中的氨源。
7.一种生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，二元羧酸和/或三元羧酸从二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐中获得，该方法包括反应结晶步骤，其中，将一元羧酸加入二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐中，来进行反应结晶，从而沉淀出二元羧酸和/或三元羧酸；分离步骤，其中，在反应结晶步骤中沉淀的二元羧酸和/或三元羧酸被分离出；回收氨和一元羧酸的步骤，其中，在分离步骤中分离出二元羧酸和/或三元羧酸之后，将一元羧酸铵盐从含有一元羧酸铵盐的液体中分离出，然后，将该一元羧酸的碱金属盐和/或碱土金属盐加入这种分离出的一元羧酸铵盐中，从而获得一元羧酸和氨；和再循环步骤，其中，在回收氨和一元羧酸的步骤中回收的氨和一元羧酸，被分别用作二元羧酸和/或三元羧酸铵盐的氨源和上面反应结晶步骤中的一元羧酸。
8.根据第7项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐系采用选自于氨、碳酸铵和尿素中的至少一种作为中和剂通过碳源的微生物转化而获得。
9.根据第7项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐通过索尔韦法方法而获得，在所述索尔韦法方法中，二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐系采用选自于碱金属氢氧化物、碱土金属氢氧化物、碱金属碳酸盐和碱土金属碳酸盐中的至少一种作为中和剂通过碳源的微生物转化而获得。
10.根据第1-9中任一项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，二元羧酸和/或三元羧酸的碳数目为4-12。
11.根据第10项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中二元羧酸和/或三元羧酸为选自于琥珀酸、己二酸、苹果酸、酒石酸、富马酸、马来酸、柠檬酸、天冬氨酸和谷氨酸中的至少一种。
12.根据第1-11中任一项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，一元羧酸的碳数目为1-6。
13.根据第12项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，一元羧酸是乙酸和/或丙酸。
14.一种生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，二元羧酸和/或三元羧酸从二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐中获得，该方法包括反应结晶步骤，其中，将一元羧酸加入二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐中，来进行反应结晶，从而沉淀出二元羧酸和/或三元羧酸；分离步骤，其中，在反应结晶步骤中沉淀的二元羧酸和/或三元羧酸被分离出；第一汽化步骤，其中，在分离步骤中分离出二元羧酸和/或三元羧酸的结晶母液中，进一步汽化一元羧酸；第二汽化步骤，其中，在第一汽化步骤之后的结晶母液中汽化一元羧酸铵。
15.根据第14项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，第一汽化步骤是一个在不高于该一元羧酸铵熔点的温度下、从结晶母液中汽化一元羧酸的步骤。
16.根据第14或15项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，第二汽化步骤是一个在0.001mmHg(0.133Pa)-200mmHg(26.7kPa)的减压下通过加热上面的结晶母液从而汽化一元羧酸铵的步骤。
17.根据第14-16中任一项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，二元羧酸和/或三元羧酸的碳数目为4-12。
18.根据第17项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中二元羧酸和/或三元羧酸为选自于琥珀酸、己二酸、苹果酸、酒石酸、富马酸、马来酸、柠檬酸、天冬氨酸、戊二酸和谷氨酸中的至少一种。
19.根据第14-18中任一项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，一元羧酸的碳数目为1-6。
20.根据第19的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，一元羧酸是乙酸和/或丙酸。
21.一种生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，二元羧酸和/或三元羧酸从二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐中获得，该方法包括
反应结晶步骤，其中，将一元羧酸加入二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐中，来进行反应结晶，从而沉淀出二元羧酸和/或三元羧酸；供应步骤，其中，将二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐供应到反应结晶步骤；和分离步骤，其中，在反应结晶步骤中沉淀的二元羧酸和/或三元羧酸被分离出；并且，该方法包括再循环步骤，其中，在分离步骤中分离出二元羧酸和三元羧酸之后，将该结晶母液再循环到上面的供应步骤；混合步骤，其中，在再循环步骤中所循环的液体，与在供应步骤中被新供应的二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐一起混合；和汽化步骤，其中，将一元羧酸铵盐从混合步骤中获得的混合物中汽化，其中，在汽化步骤中汽化并除去一元羧酸铵盐之后，将残留物供应到上面的反应结晶步骤。
22.一种生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，二元羧酸和/或三元羧酸从二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐中获得，该方法包括反应结晶步骤，其中，将一元羧酸加入二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐中，来进行反应结晶，从而沉淀出二元羧酸和/或三元羧酸；供应步骤，其中，将二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐供应到反应结晶步骤；和分离步骤，其中，在反应结晶步骤中沉淀的二元羧酸和/或三元羧酸被分离出；并且，该方法包括一元羧酸回收步骤，其中，在分离步骤中分离出二元羧酸和/或三元羧酸之后，将一元羧酸从结晶母液中汽化并分离出；再循环步骤，其中，在一元羧酸回收步骤中除去一元羧酸之后，将残留物再循环到上面的供应步骤；混合步骤，其中，在再循环步骤中所循环的液体，与在供应步骤中被新供应的二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐一起混合；和汽化步骤，其中，将一元羧酸铵盐从混合步骤中获得的混合物中汽化，其中，在汽化步骤中汽化并蒸发除去一元羧酸铵盐之后的残留物被供应到上面的反应结晶步骤。
23.一种生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，二元羧酸和/或三元羧酸从二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐中获得，该方法包括反应结晶步骤，其中，将一元羧酸加入二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐中，来进行反应结晶，从而沉淀出二元羧酸和/或三元羧酸；供应步骤，其中，将二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐供应到反应结晶步骤；和分离步骤，其中，在反应结晶步骤中沉淀的二元羧酸和/或三元羧酸被分离出；并且，该方法包括第一回收步骤，其中，在分离步骤中分离出二元羧酸和/或三元羧酸之后，将一元羧酸从结晶母液中汽化并分离出；第二回收步骤，其中，在第一回收步骤中除去一元羧酸之后，将二元羧酸和/或三元羧酸及其铵盐从残留液中分离出；再循环步骤，其中，在第二回收步骤中分离出二元羧酸和三元羧酸及其铵盐之后，将该残留液再循环到上面的供应步骤；混合步骤，其中，在再循环步骤中所循环的液体，与在供应步骤中被新供应的二元羧酸和/或三元羧酸的铵盐一起混合；和汽化步骤，其中，将一元羧酸铵盐从混合步骤中获得的混合物中汽化，其中，在汽化步骤中汽化并除去一元羧酸铵盐之的残留物被供应到上面的反应结晶步骤。
24.根据第21-23的任一项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，在上面的混合步骤中，再循环液体中一元羧酸的摩尔数，相对于新供应的二元羧酸和/或三元羧酸的摩尔数，最高为30倍。
25.根据第21-24的任一项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，汽化步骤是一个在0.001mmHg(0.133Pa)-200mmHg(26.7kPa)的减压下通过加热上面的混合物从而汽化一元羧酸铵盐的步骤。
26.根据第21-25中任一项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，二元羧酸和/或三元羧酸的碳数目为4-12。
27.根据第26项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中二元羧酸和/或三元羧酸为选自于琥珀酸、己二酸、苹果酸、酒石酸、富马酸、马来酸、柠檬酸、天冬氨酸、戊二酸和谷氨酸中的至少一种。
28.根据第21-27中任一项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，一元羧酸的碳数目为1-6。
29.根据第28项的生产二元羧酸和/或三元羧酸的方法，其中，一元羧酸是乙酸和/或丙酸。
30.一种将一元羧酸铵盐分解从而分离和回收一元羧酸和氨的方法，该方法包括加热步骤，其中，加热一种含有一元羧酸铵盐、碱金属和/或碱土金属以及水的液体，从而排出碱性水溶液的气体；和分离步骤，其中，在不高于一元羧酸铵盐熔点的温度下，将从加热步骤中排出的碱性水溶液的气体直接地或浓缩之后，再经历气/液分离、气/固分离或气/液/固分离。
31.根据第30项的分解一元羧酸铵盐的方法，其中，含有一元羧酸、一元羧酸的碱金属盐和/或碱土金属盐、或者由其产生的离子以及水的液体，被供应到蒸馏塔中，并且从蒸馏塔顶部排出碱性水溶液的气体。
32.根据第30或31项的分解一元羧酸铵盐的方法，其中，碱金属和/或碱土金属为选自于Na、K、Ca和Mg中的至少一种。
33.根据第30-32的任一项的分解一元羧酸铵盐的方法，其中，一元羧酸是选自于乙酸、丙酸和丁酸中的至少一种。
34.根据第30-33的任一项的分解一元羧酸铵盐的方法，该方法包括一元羧酸回收步骤，其中，在加热步骤中排出碱性水溶液气体之后，在减压或常压下将在至少125℃的温度下加热该液体，从而分离并回收该一元羧酸。
35.根据第34项的分解一元羧酸铵盐的方法，其中，在一元羧酸回收步骤中分离一元羧酸之后，将一元羧酸铵盐和水混合入残留物中，并将该混合物再循环到上面的加热步骤。
36.根据第35项的分解一元羧酸铵盐的方法，其中，将一元羧酸铵盐和水混入上面的残留物，然后在至少90℃的温度下对该混合物进行预热，然后再循环到上面的加热步骤。
实施例现在，参考实施例更详细地对本发明进行表述。
表1

乙酸 pKa 4.76丙酸 pKa 4.86二元羧酸和丙酸的pKa化学和物理手册(Handbook of Chemistryand Physics)在下面的实施例1-1中，琥珀酸二铵(由和光纯药社生产)被用作在浓缩步骤中通过浓缩有机酸A的铵盐而获得的浓缩物，该有机酸A的铵盐由微生物转化步骤中获得。另外，乙酸(由和光纯药社生产)或丙酸(由和光纯药社生产)被用作酸B。
实施例1-1将180g琥珀酸二铵(琥珀酸78重量％，氨22重量％)溶解于720g水中，从而制成900g的20重量％琥珀酸二铵溶液。
在140℃的油浴(蒸发器内部100℃)中将该水溶液蒸发并浓缩到256.5g的水平。从其中取249g，并将173g乙酸加入琥珀酸中，接着彻底搅拌。将该混合物(415.5装料量)放入结晶设备中，并在100℃下保持10分钟，然后在40℃下保持18小时，并搅拌。
然后，进行真空过滤，然后排出固体成分。滤液为296.6g，固体成分为93.4g。通过液相色谱法来分析所获固体成分的有机成分，用离子色谱法来分析其中的氨，由此，乙酸为28.4重量％，琥珀酸为58.3重量％，氨为10.4重量％。总量不是100％，这被认为是由于测量误差所致，因为氨和有机物质是分开分析的。同样地，发现母液中含有59.9重量％的乙酸、25.3重量％的琥珀酸和6.7重量％的氨。
很难相信母液中含有如此大量的乙酸，据信，大量的乙酸铵共同沉淀了。因此，计算出摩尔比率(假定为100g)并发现结果如下。
乙酸28.4/60＝0.473 羧酸47mol琥珀酸58.3/118＝0.494羧酸98mol(49×2)氨10.4/17＝0.611 氨61mol如果假定60％的乙酸为乙酸铵(28mol)的形式，则氨相对于琥珀酸的羧酸98mol而言为33mol，因而16mol(所获固体的1/3)已经是通过盐分解而形成的琥珀酸自身，而余下部分是琥珀酸的一铵盐。实际上，母液也含有氨，据信，通过反应结晶，盐的分解将更为彻底。
另外，将所获得的90g固体在大约80℃的温度下溶解于80g乙酸中，并将该溶液(165g)放入结晶设备中，并在80℃下保持10分钟，然后在40℃下保持7小时，并搅拌。
然后，进行真空过滤，然后排出固体成分。滤液为129.6g，固体成分为16.2g。通过液相色谱法来分析所获固体成分的有机成分，用离子色谱法来分析其中的氨，由此，乙酸为10.9重量％，琥珀酸为87.4重量％，氨为2.8重量％。同样地，发现母液中含有90.2重量％的乙酸、25.2重量％的琥珀酸和6.0重量％的氨。
乙酸10.9/60＝0.182 羧酸18mol
琥珀酸87.4/118＝0.741羧酸148mol(74×2)氨2.8/17＝0.165 氨16mol在该实施例中，从琥珀酸铵中获得琥珀酸而又不采用电渗析或无机酸，这是可能的，由此证实了成为琥珀酸的分解是单独通过反应结晶来进行的。
实施例1-2用100ml试剂瓶，在加热下将15.2g(0.1mol)琥珀酸二铵混合到15.2g(0.25mol)乙酸和6g水中，并在90℃下溶解。将该溶液在水浴中(40℃)放置12小时。从而通过过滤来收集沉淀出的白色固体。所回收的固体为6.1g，分析的结果是，琥珀酸为69重量％，氨为12.8重量％。
将3.1g这种固体再次放入100ml试剂瓶中，并与5.4g乙酸在加热下混合，并在75℃下溶解。将该溶液在水浴中(40℃)静置8小时。通过过滤来收集沉淀出的白色固体。所回收的固体为0.5g，分析的结果是，琥珀酸为97重量％，氨为1.6重量％。
实施例1-3用100ml试剂瓶，在加热下将15g(0.1mol)琥珀酸二铵与35g(0.58mol)乙酸和10g水混合，并在95℃下溶解。将该溶液在水浴中(40℃)静置12小时。通过过滤来收集沉淀出的白色固体。所回收的固体为4.3g。
将4g这种固体再次放入100ml试剂瓶中，并在加热下加到16g的乙酸中，并在70℃下溶解。将该溶液在室温下(大约15℃)静置8小时。通过过滤来收集沉淀出的白色固体。所回收的固体为2.2g，分析结果是，琥珀酸为90重量％，氨为0.8重量％。
从上述结果中显然可看出，通过使用乙酸的反应结晶来回收高纯度的琥珀酸，这是可能的。
实施例1-4将50.35g琥珀酸二铵和269.72g乙酸放入结晶设备中，在85℃下溶解并保持10分钟，然后边搅拌边冷却到15℃。在冷却到15℃之后的第22分钟结束时，放入1.03g琥珀酸试剂(由和光纯药社生产)作为晶种，将该混合物保持4小时。
滤液为299.8g，所回收固体的量为13.1g。通过液相色谱法来分析所获固体成分的有机成分，通过离子色谱法来分析其中的氨，由此，乙酸为19.5重量％，琥珀酸为82.4重量％，氨为1.1重量％。同样地，发现母液中含有80.7重量％的乙酸、9.9重量％的琥珀酸和4.0重量％的氨。
琥珀酸的回收率(13.1×0.824)/(50.35×118/152)＝0.276(27.6％回收率)固体摩尔组成琥珀酸 13.1×0.824/118＝0.0195乙酸13.1×0.195/60＝0.0425氨 13.1×0.011/17＝0.0084实施例1-5将50.46g己二酸二铵(由和光纯药社生产)和269.83g酸放入结晶设备中，在85℃下溶解，并保持10分钟，然后边搅拌边冷却到15℃。立即开始沉淀，将该系统静置4小时23分钟。
滤液为253.4g，所回收固体的量为55.4g。通过液相色谱法来分析所获固体成分的有机成分，通过离子色谱法来分析其中的氨，由此，乙酸为47.1重量％，己二酸为61.8重量％，氨为2.0重量％。同样地，发现母液中含有85.0重量％的乙酸、5.1重量％的己二酸和3.7重量％的氨。
己二酸的回收率(55.4×0.618)/(50.465×150.1/184.2)＝0.832(83.2％回收率)固体摩尔组成己二酸 55.4×0.618/150.1＝0.228乙酸55.4×0.471/60＝0.434氨 55.4×0.02/17＝0.065在16℃下用149.78g乙酸对50.21g所获固体成分进行洗涤30分钟，接着过滤。所获得的固体为25.9g，冲洗液为169.5g。对固体进行分析，由此，乙酸为11.6重量％，己二酸为80.3重量％，氨为0.2重量％。同样地，发现冲洗液中含有89.4重量％的乙酸、3.9重量％的己二酸和0.5重量％的氨。
己二酸的回收率(25.9×0.803)/(50.46×150.1/184.2)＝0.505(50.5％回收率)固体摩尔组成己二酸25.9×0.803/150.1＝0.139乙酸 25.9×0.116/60＝0.050氨25.9×0.002/17＝0.003实施例1-6将6.08g谷氨酸一铵(由Sigma Co.生产)溶解于10.08g水中。将399.69g乙酸放入结晶设备中，并保持在60℃，并往其中引入15.72g谷氨酸一铵水溶液。立即变浑浊，将该系统边搅拌边冷却到16℃。将该系统在16℃下静置4小时18分钟。
滤液为387.1g，所回收固体的量为19.3g。通过液相色谱法来分析所获固体成分的有机成分，通过离子色谱法来分析其中的氨，由此，乙酸为68.2重量％，谷氨酸为24.7重量％，氨为0.15重量％。同样地，发现母液中含有92.3重量％的乙酸、和1.4重量％的氨，未检出谷氨酸。估计剩余的母液是水。
谷氨酸的回收率(19.3×0.247)/(6.08×197.1/214.2×15.72/16.16)＝0.876(87.6％回收率)固体摩尔组成谷氨酸 19.3×0.247/197.1＝0.0247乙酸19.3×0.682/60＝0.224氨 19.3×0.0015/17＝0.0017实施例1-7用100ml试剂瓶，将52.42g的28％氨水(由Kanto Kagaku K.K.生产)(0.83mol氨)加入15g(0.086mol)的辛二酸(由Acros OrganicsCo.生产)中来溶解。将该溶液在减压以及80℃下干燥，从而获得一种盐。根据分析，辛二酸为77重量％，氨为9.2重量％，并发现，62％的辛二酸的羧基成为铵盐。
将5.01g这种辛二酸铵盐在加热下溶解于25.05g乙酸中，并将该溶液在常温容器中在15℃下静置18小时。通过过滤收集沉淀出的白色固体。所回收的固体为0.46g，分析结果是，辛二酸为55重量％，乙酸为40重量％，氨为0.2重量％。母液为29.60g，分析结果是，辛二酸为2.6重量％，乙酸为93重量％，氨为1.3重量％。
辛二酸的回收率(0.46×0.55)/(5.01×0.62)＝0.081(8.1％回收率)固体摩尔组成辛二酸0.46×0.55/174＝0.00145乙酸 0.46×0.40/60＝0.00307氨0.46×0.002/17＝0.00005实施例1-8将50.20g己二酸二铵(由和光纯药社生产)和399.29g乙酸放入结晶设备中，在95℃下溶解，并保持10分钟，然后边搅拌边冷却到15℃。在温度变为15℃之后的第55分钟结束时，加入0.5g己二酸(由和光纯药社生产)作为晶种。将该系统静置3小时，然后用过滤处理。
母液(滤液)为420.5g，所回收固体的量为25.65g。通过液相色谱法来分析所获固体成分的有机成分，通过离子色谱法来分析其中的氨，由此，丙酸为35.3重量％，己二酸为56.8重量％，氨为5.5重量％。同样地，发现母液中含有90.6重量％的丙酸、6.2重量％的己二酸和2.2重量％的氨。
己二酸的回收率(25.65×0.568)/(50.20×150.1/184.2)＝0.356(35.6％回收率)固体摩尔组成己二酸 25.65×0.568/150.1＝0.097乙酸25.65×0.353/74＝0.127氨 25.65×0.055/17＝0.086用99.99g丙酸在95℃下将25.2g所获固体成分溶解，然后冷却到15℃。沉淀立即开始。将该系统静置3小时53分钟，然后用过滤处理。获得的固体为16.48g，母液为104.4g。分析该固体，由此，丙酸为28.2重量％，己二酸为69.0重量％，氨为0.4重量％。同样地，发现母液中含有94.4重量％的丙酸、3.3重量％的己二酸和1.1重量％的氨。
己二酸的回收率(16.48×0.568)/(25.2×0.690)＝0.794(79.4％回收率)固体摩尔组成己二酸 16.48×0.690/150.1＝0.076乙酸 16.48×0.282/74＝0.063氨 16.48×0.004/17＝0.004实施例2下面，将表述一个关于一元羧酸和该一元羧酸铵盐的蒸馏的测试。
模型母液的制备①模型母液1的制备反应结晶后的母液组成会受到反应结晶中溶剂的量和再循环时溶剂纯度的影响，并决定于导热剂条件等最佳操作条件。为观察基于一元羧酸铵盐的熔点的分离特性，选择乙酸作为一元羧酸，乙酸在具有1-6个碳原子一元羧酸中被认为是优选的，这在JP-A-2002-135656已公开。二元/三元羧酸的类型对于一元羧酸和一元羧酸铵盐的分离没有影响，虽然其在沸点上的影响略有区别。在本测试例中，作为二元/三元羧酸，选择琥珀酸作为标准物质。
琥珀酸铵在乙酸中的溶解度证实如下在100℃下溶解直到33重量％，在16℃下溶解直到10重量％。因此，在工业用水的温度为大约20℃的假定上，推测结晶温度为大约30-50℃，并推测在结晶操作之后的结晶母液中，其将保持在大约20重量％的浓度。因此，假定一种通过分离琥珀酸而获得的结晶母液，所述琥珀酸通过使用乙酸而沉淀，将大约120g乙酸和大约30g琥珀酸铵混合、加热并完全溶解，从而获得一种具有大约20重量％琥珀酸铵浓度的溶液，这被指定为“模型母液1”，上述乙酸和琥珀酸铵都由和光纯药社生产。如上所述
琥珀酸一级pKa4.21琥珀酸二级pKa5.64乙酸pKa4.76因此，认为这种模型母液1含有装料 乙酸 120g(2mol)琥珀酸二铵30.4g(0.2mol，大约20重量％)将该琥珀酸二铵与乙酸反应，从而具有大概下面的组成所溶解液体 乙酸108g(1.8mol)琥珀酸一铵27g(0.2mol)乙酸铵15.4g(0.2mol)②模型母液2的制备将丙酸、琥珀酸二铵和28％氨水按下面的比例混合、加热并完全溶解，从而获得一种溶液，其被指定为“模型母液2”，上述丙酸、琥珀酸二铵和28％氨水都由和光纯药社生产。
装料丙酸 98.75g(1.33mol)琥珀酸二铵 20.29g(0.133mol)28％氨水 13.32g(0.22mol氨)该模型母液2含有琥珀酸一级pKa4.21琥珀酸二级pKa5.64丙酸pKa4.67因此，认为将琥珀酸二铵与丙酸反应，从而具有大概下面的组成所溶解液体 丙酸1.2mol(88.8g)琥珀酸一铵0.133mol乙酸铵0.35mol(0.22mol+0.133mol)水9.6g(7.2重量％)蒸馏测试测试例2-1下限温度制备模型母液1(乙酸120.00g，琥珀酸二铵30.42g)，然后将该母液放入200ml茄形烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中，并在10mmHg下经简单蒸馏处理。采用水冷型冷凝器。在简单蒸馏设备中不断循环极小量的氮气，从而防止爆沸和增加蒸馏效率。
当烧瓶内温度变为36℃，蒸馏开始，当变为69℃时，没有观察到大量的馏出物，结束蒸馏。在烧瓶中，观察到沉淀发生和凝固。
馏出量为40ml(45.65g)。根据烧瓶自重的扣除以及测试前后的差额，烧瓶中成分的量为64.78g。据信，剩余物没有在冷凝器中彻底冷凝，而是从减压管释放到了通流装置(draft)，因为冷凝器中冷却水的温度与减压程度相比较而言是高的。
测试例2-2上限温度制备模型母液1(乙酸120.18g，琥珀酸二铵30.40g)，然后将该母液放入200ml茄形烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中，并在150mmHg下经简单蒸馏处理。采用水冷型冷凝器。在简单蒸馏设备中不断循环极小量的氮气，从而防止爆沸和增加蒸馏效率。
当烧瓶内温度变为85℃，蒸馏开始，在油浴温度变为105℃之后，继续蒸馏，但以每次10mmHg来降低压力。在1小时45分钟后，馏出量达到40ml。此时，回收第一馏出物样本。在那个时候，烧瓶中温度为89℃，压力为120mmHg。
此后，当蒸馏停止时，重复降低压力的操作，从而使烧瓶的温度不会超过100℃。考虑到温度计的波动或误差，控制油浴温度不超过熔点(114℃)，并且109℃是最大值。从第一次取样开始后1小时47分钟结束时，当40ml被蒸馏出时收集样本。在那个时候，烧瓶内温度为95℃，压力为60mmHg。
将压力恢复到常压，收集到2.55g底部样本。根据烧瓶自重的扣除以及测试前后的差额，烧瓶内成分的量为64.96g。在简单蒸馏期间没有观察到结晶沉淀。
测试例2-3温度超过制备模型母液1(乙酸120.03g，琥珀酸二铵30.41g)，然后将该母液放入200ml茄形烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中，并在380mmHg下经简单蒸馏处理。采用水冷型冷凝器。在简单蒸馏设备中不断循环极小量的氮气，从而防止爆沸和增加蒸馏效率。
当烧瓶内温度变为110℃，蒸馏开始，在大约1小时后，温度达到114℃。此后，蒸馏速率没有增大，再过45分钟，馏出量达到40ml(与测试2-1相一致)。此时，收集第一馏出物样本。在那个时候，温度为118℃。当另一个40ml蒸馏出时，(132℃；从第一次取样开始1小时10分钟结束时)，立即将压力恢复到常压，并收集第二馏出物样本以及2.55g的底部样本。在此将压力降低到380mmHg，并当2.97g被蒸馏出时，终止蒸馏。根据烧瓶自重的扣除以及测试前后的差额，烧瓶内成分的量为54.47g。在简单蒸馏期间没有观察到结晶沉淀。
测试例2-4水的作用以模型母液1中相同的方式，使用30.40g琥珀酸。用72.02g乙酸(而不是用模型母液1中的120g乙酸)和48.01g水来溶解该琥珀酸。
将该溶液放入200ml茄形烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中，并在常压下经简单蒸馏处理。采用水冷型冷凝器。在简单蒸馏设备中不断循环极小量的氮气，从而防止爆沸和增加蒸馏效率。
当烧瓶内温度变为132℃时(油浴温度158℃)，蒸馏开始，并在20分钟后，蒸馏出40ml(42.64g)，收集样本。另外，在34分钟后，蒸馏出40ml(41.88g)(烧瓶内温度150℃，油浴180℃)，收集样本。在那时，从底部取样2.71g。另外，继续加热，当蒸馏出20ml(20.08g)时(烧瓶内温度169℃，油浴206℃)，终止蒸馏。分别对馏出物和底部取样。根据烧瓶自重的扣除以及测试前后的差额，底部残液为39.27g。
测试例2-5在丙酸的情况中将模型母液2放入200ml茄形烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中。在降低压力到100mmHg后，加热开始。采用水冷型冷凝器。在简单蒸馏设备中不断循环极小量的氮气，从而防止爆沸和增加蒸馏效率。
当烧瓶内温度变为72℃时，蒸馏开始。当烧瓶内温度变为83℃，降低压力来保持该温度，因而压力被降低到50mmHg。之后，当温度变为90℃时和从蒸馏开始55分钟结束时，对馏出物取样。此时，油浴温度为100℃。在蒸馏开始1小时结束时，升高温度到105℃继续蒸馏20分钟，并通过升高温度到108℃来再蒸馏20分钟，此时对底部残液和馏出物取样。在蒸馏完成时，烧瓶内温度为95℃。
回收的第一馏出物为37.0g，第二馏出物为15.25g，底部残液为79.7g。
在测试例2-5中，根据关于分析的相同基础，即基于酸和碱各自存在的假定，装料包括丙酸 98.75g氨 20.29×34/152+13.32×0.28＝8.27g琥珀酸 20.29×118/152＝15.75g水 13.32×0.72＝9.59g测试例2-6乙酸氨汽化的最低温度考虑到测试例2-1和2-2的结果，通过下面的模型溶液来研究乙酸铵在乙酸-琥珀酸体系中的汽化。
为更精确地掌握乙酸铵的汽化，将29.99g乙酸、15.19g琥珀酸铵以及另外7.69g乙酸铵加入200ml茄形烧瓶中，并安装在旋转式汽化器上。将压力降低到30mmHg，并将烧瓶浸入已加热到108℃的油浴中，并加热27分钟。
白色固体沉淀出并附着在冷凝器部分。底部是沉淀出并凝固的白色固体，其量为27.93g。
根据关于分析的相同基础，即基于酸和碱各自存在的假定，装料包括乙酸 29.99+7.69×60/77＝35.98g氨 15.19×34/152+7.69×17/77＝5.10g琥珀酸 15.19×118/152＝11.79g测试例2-7乙酸铵汽化的最高温度在测试例2-1和2-2的结果的基础上，而且考虑到，鉴于测试例2-3和2-4，在高温条件下添加水可能是具有优势的，因此，用下面的模型溶液来研究乙酸铵在乙酸-琥珀酸体系中的汽化。
为更精确地掌握乙酸铵的汽化，将24.00g酸、15.20g琥珀酸铵、6.11g去离子水以及另外7.68g乙酸铵加入200ml茄形烧瓶中，并安装在旋转式汽化器上。将压力降低到150mmHg，并将烧瓶浸入已加热到150℃的油浴中，将油浴加热到178℃。蒸馏速率立即变慢，但考虑与测试例2-6的比较，继续加热30分钟。
白色固体沉淀出并附着在冷凝器部分。底部是沉淀出并凝固的白色固体，其量为16.07g。
根据关于分析的相同基础，即基于酸和碱各自存在的推定，装料包括乙酸 24.00+7.68×60/77＝35.98g氨15.20×34/152+7.68×17/77＝5.10g琥珀酸15.20×118/152＝11.80g测试例2-8为更精确地掌握乙酸铵的汽化，将30.00g乙酸、15.18g琥珀酸铵以及另外7.71g乙酸铵加入200ml茄形烧瓶中，并安装在旋转式汽化器上。将压力降低到50mmHg，并将烧瓶浸入已加热到100℃的油浴中。当油浴温度变为132℃时，蒸馏开始，在25分钟之后，在139℃下底部经历沉淀和凝固，然后终止蒸馏。底部残液的量为22.71g。色固体沉淀出并附着在冷凝器部分。
根据关于分析的相同基础，即基于酸和碱各自存在的假定，装料包括乙酸 30.00+7.71×60/77＝36.01g氨15.18×34/152+7.71×17/77＝5.10g琥珀酸15.18×118/152＝11.78g测试例2-9水的作用在测试例2-1和2-2的结果的基础上，考虑到鉴于测试例2-3和2-4，在高温条件下添加水可能是具有优势的，因此，假定水被加入或将被加入结晶溶液，使用下面的模型溶液来研究乙酸铵在乙酸-琥珀酸体系中的汽化。
为更精确地掌握乙酸铵的汽化，将7.50g乙酸、15.23g琥珀酸铵、35.99g去离子水以及另外7.68g乙酸铵加入200ml茄形烧瓶中，并安装在旋转式汽化器上。将压力降低到50mmHg，并将烧瓶浸入已加热到137℃的油浴中。在该测试中，油浴温度在137-138℃范围内变化。
蒸馏在17分钟内完成，底部是沉淀出并凝固的白色固体，其量为27.96g。白色固体沉淀出并附着在冷凝器部分。
根据关于分析的相同基础，即基于酸和碱各自存在的推定，装料包括乙酸 7.50+7.68×60/77＝13.48g氨15.23×34/152+7.68×17/77＝5.10g琥珀酸15.23×118/152＝11.82g测试例2-10丙酸铵的汽化丙酸铵并不是市场上有售的。
因此，39.99g丙酸、15.23g琥珀酸铵和由和光纯药社生产的15.16g 28％的氨水被用作模型溶液。
将该模型溶液加入茄形烧瓶中，并安装在旋转式汽化器上。将压力降低到40mmHg，并将烧瓶浸入已加热到157℃的油浴中。测试期间温度为160℃。在这个状态下，进行蒸馏25分钟。
白色固体沉淀出并附着在冷凝器部分。底部是沉淀出并凝固的白色固体，其量为25.38g。
根据关于分析的相同基础，即基于酸和碱各自存在的假定，装料包括丙酸 39.99g氨15.20×34/152+15.16×0.28＝3.41g琥珀酸15.23×118/152＝11.82g结果上述蒸馏测试的结果见表2-1-2-4
表2-1简单蒸馏对应于釜式蒸发器

*丙酸表2-2简单蒸馏对应于釜式蒸发器

*丙酸**(部分漏出而没有被冷凝)
表2-3旋转式蒸发器对应于薄膜型蒸发器

*丙酸表2-4旋转式蒸发器对应于薄膜型蒸发器

*丙酸***(冷凝器中沉淀的固体)
讨论在琥珀酸-乙酸体系中，酸B的铵盐指的是乙酸铵，其熔点公知是114℃。在测试例2-3中，油浴为134℃-149℃，烧瓶中液体温度超过114℃，最高为132℃。经过时间为大约2小时。在那时，形成的乙酰胺为7.4重量％，另外，形成了琥珀酸酰胺等。所引入的琥珀酸为30.4g(等于0.2mol)，同时，保留在底部残液中的琥珀酸下降到0.09mol的水平。然而，在测试例2-2中，油浴温度即烧瓶的壁温为109℃，烧瓶中液体的温度为95℃，经过时间为3.3小时。不过，仅形成了0.4重量％的水平的乙酰胺，同样，对应于琥珀酸铵为30.4g(等于0.2mol)，在未从馏分中检出的状态下，琥珀酸对应于0.186mol。因此，区别是明显的。
从这些结果中，本发明人认为必定存在一个温度，操作期间在大约120℃的水平上作为平均温度，其对于羧酸铵的酰胺化具有特殊的影响，所述温度高于测试例2-2中95℃的液体温度，并且不高于测试例2-3中132℃的液体温度。
乙酸铵的熔点是114℃，如前所述，丙酸铵的熔点被认为是大约100℃。
在这些测试中，操作温度被推定大约是熔点或略高于熔点。因此，尤其在馏出物2中，据认为，氨通过热解而被轻微蒸发。然而，在大部分经过时间中，观察到酰胺化并没有彻底进行。在测试例2-2中乙酸的情况中，保留时间超过3小时，大约1.5小时中温度至少为90℃。在测试例2-5的情况中，考虑到大约40分钟的保留时间，酰胺化比例在分析误差内可被认为实质上相同。
重要的是，作为酸B的乙酸或丙酸以不含有氨的状态来排出，并且，浓缩有机酸A及其铵盐，同时又避免酰胺化或酰亚胺化。对于这种目的来说，有必要以反应特异点约110℃或酸B熔点中较低的温度作为基准。因此，在乙酸的情况中，反应特异点在严格意义上是不清楚的，而基本上与熔点是相同的温度，因此，将操作条件调整在不高于作为乙酸熔点的114℃。在丙酸的情况中，丙酸的熔点是不清楚的，在测试例中，尽管经过了长达1小时40分钟的保留时间，但氨所蒸发的量不高于所装料量的1/10，这被认为是实际上在允许范围内，因此，在这个测试例中该水平的温度被认为是上限温度。也就是说，考虑壁表面的温度(油浴温度)，其为110℃。壁表面的温度通常并不进行测量，因此，110℃作为用来加热的导热剂温度就是上限。这对应于100℃的液体温度，其被认为等于丙酸铵的熔点。因此，在采用丙酸的情况中，工作流体最高100℃将是操作条件。仅仅要求满足导热剂或工作流体的操作条件。
另外，作为对比例，进行了测试例2-3和2-4。这是基于一个观点，即当含有水时酰胺化和酰亚胺化可能被抑制。在测试例2-1和2-2的条件下，酰胺化和酰亚胺化是轻微的，在分析误差范围内没有观察到显著的区别。因此，研究有意在酰胺化或酰亚胺化发生的条件下进行。从结果看，清楚地观察到了明显的区别。因此，可以这么说，建议在酸B汽化期间存在一定程度的水。
在酸B从结晶母液中汽化之后，在对汽化酸B的铵盐的方法进行的测试中，保留时间是不可忽略的。如上所述，酰胺化反应在大约120℃的温度下变快。另一方面，需要更高的温度来将酸B的铵盐从有机酸A及其铵盐中分离出，因为至少为酸B的铵盐熔点的温度是理想的。
在简单蒸馏设备的情况中，从作为加热部分的烧瓶出来到冷凝器部分的连接部分，暴露于外部空气中，因此，外部空气和该过程进行了热交换，从而引起内回流。结果是，除非连接部分的热释放与烧瓶部分的加热之间的差是十分巨大的，否则，保留时间增加。在测试例2-3中，油浴温度快速升高，加热量是巨大的。尽管如此，保留时间是长的，因为过程与外部空气间的温度差也变得巨大，并且在连接部分的热释放同样变得巨大。
因此，本发明人进行了一个测试，其中，使用了旋转式蒸发器。在旋转式蒸发器中，将烧瓶倾斜地安装到油浴中并旋转，从而使烧瓶直到接近连接部分的部分均能均匀受热。另外，从烧瓶连接部分到冷凝器间的一部分通过传动部分被遮蔽起来，与外部空气隔离，因此，与外部空气的热交换实质上被最小化。结果，内回流最小化，并且保留时间可能缩短。
然而，在旋转烧瓶中的液体温度不能被测量。也就是说，为了缩短保留时间，与烧瓶尺寸相比，有意减小装料量，因此，即使可插入温度计，液体温度也不能连续测量，因为液体表面总是在烧瓶内壁附近。另外，烧瓶是旋转的，在蒸发的最后阶段，有机酸A及其铵盐将凝固，因此，要测量烧瓶内温度是困难的。
酸B的铵盐发生热解，因此，精确测定诸如沸点等物理特性是困难的。然而，本发明人认为，在理论上沸点是必定存在的，并且诸如升华等现象会发生，因此，可能仅仅是由于热解因而不能区别开汽化或者升华的作用。因此，进行一个测试，其中，通过缩短保留时间将酸B的铵盐在减压系统下蒸发。测试例2-6、2-7和2-8是使用旋转式蒸发器的实施例。
在测试例2-6中，已发现通过充分降低压力并使用油浴——即大约110℃的热源，可将乙酸铵气化。这是一种在温度不高于熔点下的现象，据推测，发生了升华。在测试例2-7中，甚至在150mmHg水平的相对轻微减压条件下，乙酸铵被充分气化。在实际过程中，保留时间可被缩短，并已证实在该条件下可进行设计。然而，在这个测试中，出于比较的目的，将保留时间延长到与测试例2-6相一致，同时，油浴即热源被设定在180℃，因此酰胺化在一定程度上发生。这意味着如果热源的温度设高，则必须相应地缩短保留时间。
在测试例2-9中，水快速蒸发，因此很难决定抑制酰胺化的因素，即是否是由于短时间或是由于水存在下脱水反应受抑制。然而，已经证实，两种作用都实质性地起了促进作用，并且在水存在下酰胺化得以降低。
因此，作为一种在浓缩结晶母液之后汽化酸B的方法，优选具有短加热时间的方法。另外，优选在过热状态下汽化，即在减压条件下通过足够高温度的热源来加热工作流体。
实施例3测试例3-1证实乙酸铵存在的测试(通过旋转式蒸发器来分离)
将6.00g乙酸、15.18g琥珀酸铵、20g水放入200ml茄形烧瓶中，并安装在旋转式汽化器上，上述乙酸和琥珀酸铵都由和光纯药社生产。将压力降低到50mmHg，并将烧瓶浸入已加热到140℃的油浴中。蒸馏时间为5分钟。白色固体沉淀出并附着在冷凝器部分。底部残液为20.8g。该固体的组成为56.1重量％(0.099mol)琥珀酸、19.6重量％(0.068mol)乙酸和15.4重量％(0.189mol)氨。
测试例3-2反应结晶使用100ml试剂瓶，将4.5g(0.03mol)琥珀酸二铵与30g(0.5mol)乙酸在加热下混合，并在80℃下溶解。将该溶液在室温(17℃)下静置2小时。白色固体沉淀出，并通过过滤来收集该固体。所回收的固体为1.92g，分析结果是，其被证实含有96重量％的乙酸和1重量％的氨。
测试例3-3结晶之后的气/液分离和浓缩将120g乙酸和30g琥珀酸铵混合、加热、并完全溶解，从而获得一种溶液，其被指定为结晶母液，上述乙酸和琥珀酸都由和光纯药社生产。另外，琥珀酸一级pKa4.21琥珀酸二级pKa5.64乙酸pKa4.76因此，考虑当装料为乙酸 120g，2mol琥珀酸二铵30.4g，0.2mol(大约20重量％)时，琥珀酸二铵与乙酸反应，从而大致形成下面的组合物(作为氨2重量％)所溶解的液体乙酸 108g 1.8mol琥珀酸一铵 27g 0.2mol乙酸铵 15.4g 0.2mol将该溶液放入200ml茄形烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中，并在150mmHg下经简单蒸馏。采用水冷型冷凝器。在简单蒸馏设备中不断循环极小量的氮气，从而防止爆沸和增加蒸馏效率。
当烧瓶内温度变为85℃，蒸馏开始，在变为105℃之后，进行蒸馏同时以每次10mmHg来降低压力。在1小时45分钟后，馏出量达到40ml。此时，回收第一馏出物样本。在那个时候，烧瓶中温度为89℃，压力为120mmHg。
此后，当蒸馏停止时，重复降低压力的操作，从而烧瓶的温度不会超过100℃。考虑到温度计的波动或误差，进行该操作时使油浴温度不超过熔点(114℃)，并且109℃是最大值。从第一次取样开始后1小时34分钟期间(总时间3小时19分)，蒸馏出40ml，此时收集样本。在那个时候，烧瓶内温度为95℃，压力为60mmHg。
将压力恢复到常压，收集到2.55g底部残液样本。根据烧瓶自重的扣除以及测试前后的差额，烧瓶内成分的量为64.96g。在简单蒸馏期间没有观察到结晶沉淀。
在第一馏出物的组成中，乙酸为102％(由于分析误差而超过100％)；在第二馏出物的组成中，乙酸为103％(由于分析误差而超过100％)，在最终底部残液的组成中，乙酸为54％，乙酰胺0.4％，琥珀酸34％，琥珀酸单酰胺1.8％，氨9.8％。
测试例3-4气/液或气/固分离从而获得二元/三元羧酸及其铵盐通过下面的模型溶液来研究乙酸铵在乙酸-琥珀酸体系中的汽化。
为更精确地掌握乙酸铵的汽化，将30.00g乙酸、15.18g琥珀酸铵以及另外7.71g乙酸铵加入200ml茄形烧瓶中，并安装在旋转式汽化器上，上述乙酸和琥珀酸铵都由和光纯药社生产。将压力降低到50mmHg，并将烧瓶浸入已加热到100℃的油浴中，将油浴加热到140℃。当油浴温度达到132℃时，蒸馏开始。蒸馏时间为17分钟。
白色固体沉淀出并附着在冷凝器部分。底部残液为22.71g。
底部残液的组成为34％的乙酸，0.3％的乙酰胺，54％的琥珀酸，0.7％的琥珀酸单酰胺和12.7％的氨。
测试例3-5酰胺化条件将120g乙酸和30g琥珀酸铵混合、加热、并完全溶解从而获得一种溶液，其被指定为结晶母液，上述乙酸和琥珀酸都由和光纯药社生产。另外，琥珀酸一级pKa4.21琥珀酸二级pKa5.64乙酸pKa4.76因此，考虑当装料为乙酸 120g，2mol琥珀酸二铵30.4g，0.2mol(大约20重量％)时，琥珀酸二铵与乙酸反应，从而大致形成下面的组合物(作为氨2重量％)所溶解的液体乙酸 108g 1.8mol琥珀酸一铵27g 0.2mol乙酸铵15.4g 0.2mol将该溶液放入200ml茄形烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中，并在380mmHg下经简单蒸馏处理。采用水冷型冷凝器。在简单蒸馏设备中不断循环极小量的氮气，从而防止爆沸和增加蒸馏效率。
当烧瓶内温度达到110℃，第一滴被蒸馏出，但此后，由于热释放导致的内回流，蒸馏明显减慢。从第一滴开始后1小时40分钟时间内，馏出量变为40ml(与测试例3-1相一致)。此时，回收第一馏出物样本。在那个时候，烧瓶中温度为118℃。当再蒸馏出40ml时(132℃，总时间3小时47分)，立即将压力恢复到常压，此时，收集到第二馏出物样本和2.55g底部残液样本。此外，立即将压力再次降低到380mmHg，并当蒸馏出2.97g时，终止蒸馏。根据烧瓶自重的扣除以及测试前后的差额，烧瓶内成分的量为54.47g。在简单蒸馏期间没有观察到结晶沉淀。
在第一馏出物的组成中，乙酸为100％；在第二馏出物的组成中，乙酸为97％(在误差范围内几乎是100％)，在最终底部残液的组成中，乙酸为49％，乙酰胺7.3％，琥珀酸18％，琥珀酸单酰胺16％，氨6.1％。
实施例4下面，乙酸铵、乙酸钠和乙酸钾使用由和光纯药社生产的高等级试剂。
测试例4-1将15.22g(0.198mol)乙酸铵、20.01g去离子水和由和光纯药社生产5.20g 28％氨水(以氨计为0.086mol)加入200ml烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中。将压力降低到150mmHg，并将烧瓶浸入已加热到90℃的油浴中。当烧瓶内液体温度变为62℃时，蒸馏开始。当烧瓶内液体温度变为75℃时，对馏出物取样。馏出物被取样。量为15.79g。然后，将压力降低到100mmHg，从而获得3.35g的馏出物和18.54g的底部残液。
第一馏出物中含有的乙酸为0.34重量％，第二馏出物中含有的乙酸为0.72重量％，并且底部残液中含有的乙酸为62.4重量％(0.193mol)。底部残液中的氨为13.9重量％(0.152mol)。
根据该结果，证实了乙酸以乙酸铵的形式存在，其在不高于乙酸铵熔点(114℃)的温度下不能大量汽化，因此，乙酸铵可被分离出。
测试例4-2通过图6所示的测试设备来进行测试。
作为蒸馏塔10，使用具有20块塔板的Oldarshow蒸馏塔。为改善液体保持和蒸馏效率，来自钢瓶11惰性气体通过浸入油浴12中塔底烧瓶13进入该蒸馏塔10中，并且，未压缩气体经冷凝器14从气体吹扫管15进入通流装置。
装料为249.9g的乙酸铵、150.0g的乙酸钠、250.0g的去离子水，并预先在装有温度保持装置的喂料箱16中加热到90℃。塔底烧瓶的容量为500ml，开始时，装入30.06g乙酸铵、20.27g乙酸钠和70.16g乙酸。
当塔底烧瓶13内温度变为120℃时，以165cm3/小时的流速通过预热器17从蒸馏塔10顶部供应喂料箱中的喂料。在那时，预热器17的温度为110℃。
从供应喂料开始51分钟的操作后，排出63.6g馏出物和烧瓶中的120.5g底部残液作为第一排出物。再过37分钟的操作后，排出43.6g馏出物和烧瓶中的71.1g底部残液作为第二排出物。
此后，假定为稳定的状态。
另外，36分钟的操作后，排出44.5g馏出物和烧瓶中的60.3g底部残液作为第一分析样本。再过36分钟的操作后，排出43.6g馏出物和烧瓶中的74.5g底部残液作为第二分析样本。
各自分析样本的组成见表4-1。
表4-1

从表4-1中显然可看出，在第一和第二分析样本间在组成上没有实质性的差别，因此，该操作可被认为是基本稳定的。在该操作基本上为稳定状态的基础上，如果所供应喂料的组成与第二分析样本的组成进行比较，则质量平衡见下面的表4-2。在此，通过使用喂料1.14的比重，将165cm3/小时的供应料转换成g/小时的单位。
另外，乙酰胺化的氨的量通过下述计算而获得。也就是说，如图4-1所示，底部残液中乙酰胺为8.1重量％，其通过摩尔量计算出，然后将其转换成重量，从而得出1.7g。
表4-2

从表4-2中显然可看出，氨的总分析值为8.5g/小时(＝3.8+3.0+1.7)，这与9.7g/小时的供应量有显著差别，并且，与其它物质相比较，该差别是明显的。这主要是因为下述事实部分氨与未压缩气体一起进入通流装置而丧失了，并且在取样期间或在用于分析的标准溶液制备期间被蒸发了。
当考虑保留在底部残液(从塔底排出)中的乙酸铵和乙酰胺不被分解和蒸发时，显然，作为乙酸铵提供的51.3％的氨被蒸发或者被作为未压缩空气而分离，同时，通过仅具有20块塔板的蒸馏塔，来获得具有出乎意料低含水量的乙酸以及不含乙酸的氨水，这是可能的。
测试例4-3通过图6所示的测试设备，以与测试例4-2种相同的方式来进行测试，不同之处在于，使用乙酸铵、乙酸钠、乙酸钾作为喂料，并改变喂料的装料量和操作条件。
装料为250g的乙酸铵、150.0g的乙酸钾、250.0g的去离子水，并预热到90℃。开始时，往塔底烧瓶中装入30.04g乙酸铵、20.28g乙酸钾和70.27g乙酸。
当塔底烧瓶内温度变为120℃时，以150cm3/小时的流速从塔顶部供应喂料。在那时，预热器的温度为110℃。
从供应喂料开始59分钟的操作后，排出65.7g馏出物和烧瓶中的133.4g底部残液作为第一排出物。再过40分钟的操作后，排出43.5g馏出物和烧瓶中的76.2g底部残液作为第二排出物。
此后，假定为稳定的状态。
另外，40分钟的操作后，排出42.6g馏出物和烧瓶中的68.5g底部残液作为第一分析样本。再过40分钟的操作后，排出43.5g馏出物和烧瓶中的68.1g底部残液作为第二分析样本。
各自分析样本的组成见表4-3。
表4-3

从表4-3中显然可看出，在第一和第二分析样本间在组成上没有实质性的差别，因此，该操作可被认为是基本稳定的。在该操作基本上为稳定状态的基础上，如果所供应喂料的组成与第二分析样本的组成进行比较，则质量平衡见下面的表4-4。在此，通过使用喂料1.14的比重，将150cm3/小时的供应料转换成g/小时的单位。
另外，乙酰胺化的氨的量通过下述计算而获得。也就是说，如图4-3所示，底部残液中乙酰胺为5.0重量％，其通过摩尔量计算出，然后将其转换成重量，从而得出1.0g。
表4-4

从表4-4中显然可看出，氨的总分析值为6.2g/小时(＝3.8+1.4+1.0)，这与9.7g/小时的供应量有显著差别，并且，与其它物质相比较，该差别是明显的。如在测试例4-2的情况中一样，这主要是因为下述事实部分氨与未压缩气体一起进入通流装置而丧失了，并且在取样期间或在用于分析的标准溶液制备期间被蒸发了。钾的量明显差别的原因不清楚。
当考虑保留在底部残液(从塔底排出)中的乙酸铵和乙酰胺不被分解和蒸发时，显然，作为乙酸铵提供的75.4％的氨被蒸发或者被作为未压缩空气而分离，同时，通过仅具有20块塔板的蒸馏塔，来获得具有出乎意料低含水量的乙酸以及不含乙酸的氨水，这是可能的。
测试例4-4通过图6所示的测试设备，以与测试例4-2种相同的方式来进行测试，不同之处在于，使用乙酸铵、乙酸钾作为喂料，并改变喂料的装料量和操作条件。
装料为250.1g的乙酸铵、150.1g的乙酸钾、160.0g的去离子水，并预热到90℃。开始时，往塔底烧瓶中装入30.1g乙酸铵、20.1g乙酸钾和70.0g乙酸。
当塔底烧瓶内温度变为138.4℃时，以174cm3/小时的流速从塔顶部供应喂料。在那时，预热器的温度为109.5℃。
从供应喂料开始22分钟的操作后，排出19.1g馏出物和烧瓶中的95.0g底部残液作为第一排出物。再过37分钟的操作后，排出32.0g馏出物和烧瓶中的90.4g底部残液作为第二排出物。
此后，假定为稳定的状态。
另外，35分钟的操作后，排出22.8g馏出物和烧瓶中的74.6g底部残液作为第一分析样本。再过34分钟的操作后，排出28.4g馏出物和烧瓶中的77.7g底部残液作为第二分析样本。
各自分析样本的组成见表4-5。
表4-5

从表4-5中显然可看出，在第一和第二分析样本间在组成上没有实质性的差别，该操作可被认为是基本稳定的。在该操作基本上为稳定状态的基础上，如果所供应喂料的组成与第二分析样本的组成进行比较，则质量平衡见下面的表4-6。在此，通过使用喂料1.18的比重，将174cm3/小时的供应料转换成g/小时的单位。
另外，乙酰胺化的氨的量通过下述计算而获得。也就是说，如图4-5所示，底部残液中乙酰胺为2.2重量％，其通过摩尔量计算出，然后将其转换成重量，从而得出0.72g。
表4-6

从表4-6中显然可看出，氨的总分析值为4.5g/小时(＝2.1+1.7+0.7)，这与11.4g/小时的供应量有显著差别，并且，与其它物质相比较，该差别是明显的。如在测试例4-2的情况中一样，这主要是因为下述事实部分氨与未压缩气体一起进入通流装置而丧失了，并且在取样期间或在用于分析的标准溶液制备期间被蒸发了。钾的量明显差别的原因不清楚。
当考虑保留在底部残液(从塔底排出)中的乙酸铵和乙酰胺不被分解和蒸发时，显然，作为乙酸铵提供的78.7％的氨被蒸发或者被作为未压缩空气而分离，同时，通过仅具有20块塔板的蒸馏塔，来获得具有出乎意料低含水量的乙酸以及不含乙酸的氨水，这是可能的。
测试例4-5通过图6所示的测试设备，以与测试例4-2种相同的方式来进行测试，不同之处在于，使用乙酸铵、乙酸钾作为喂料，并改变喂料的装料量和操作条件。
装料为250.1g的乙酸铵、150.1g的乙酸钾、150.0g的去离子水，并预热到90℃。开始时，往塔底烧瓶中装入30.1g乙酸铵、20.0g乙酸钾和70.1g乙酸。
当从温度升高开始后21分钟结束时，以160cm3/小时的流速从塔顶部供应喂料，11分钟后，获得第一馏出物。在那时，塔底烧瓶内温度为137.2℃，预热器的温度为108.5℃。
从供应喂料开始19分钟的操作后，排出10.7g馏出物和烧瓶中的102.8g底部残液作为第一排出物。再过30分钟的操作后，排出31.1g馏出物和烧瓶中的79.8g底部残液作为第二排出物。
此后，假定为稳定的状态。
另外，37分钟的操作后，排出31.8g馏出物和烧瓶中的76.9g底部残液作为第一分析样本。再过38分钟的操作后，排出31.1g馏出物和烧瓶中的79.4g底部残液作为第二分析样本。
各自分析样本的组成见表4-7。
表4-7

从表4-7中显然可看出，在第一和第二分析样本间在组成上没有实质性的差别，该操作可被认为是基本稳定的。在该操作基本上为稳定状态的基础上，如果所供应喂料的组成与第二分析样本的组成进行比较，则质量平衡见下面的表4-8。在此，通过使用喂料1.20的比重，将160.0cm3/小时的供应料转换成g/小时的单位。
另外，乙酰胺化的氨的量通过下述计算而获得。也就是说，如图4-7所示，底部残液中乙酰胺为2.2重量％，其通过摩尔量计算出，然后将其转换成重量，从而得出1.05g。
表4-8

从表4-8中显然可看出，氨的总分析值为5.6g/小时(＝2.6+2.1+1.1)，这与11.7g/小时的供应量有显著差别，并且，与其它物质相比较，该差别是明显的。如在测试例4-2的情况中一样，这主要是因为下述事实部分氨与未压缩气体一起进入通流装置而丧失了，并且在取样期间或在用于分析的标准溶液制备期间被蒸发了。钾的量差别大的原因不清楚。
当考虑保留在底部残液(从塔底排出)中的乙酸铵和乙酰胺不被分解和蒸发时，显然，作为乙酸铵提供的72.8％的氨被蒸发或者被作为未压缩空气而分离，同时，通过仅具有20块塔板的蒸馏塔，来获得具有出乎意料低含水量的乙酸以及不含乙酸的氨水，这是可能的。
对比测试例4-1将15.23g(0.198mol)乙酸铵、15.21g(0.185mol)乙酸钠、5.02g(0.051mol)乙酸钾和50.01g去离子水放入200ml烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中。将其浸入以加热到180℃的油浴中。当烧瓶内液体温度变为180℃时，蒸馏开始。当烧瓶内液体温度变为150℃时，停止加热，并对馏出物和底部残液取样。蒸馏时间为63分钟。馏出物的量为53.18g，底部残液的量为30.28g。从第一蒸馏起大约30分钟后，开始沉淀，因而不可能测定pH。
馏出物中含有的乙酸为5.47重量％(0.049mol)，氨为2.98重量％(0.093mol)。底部残液中含有的乙酸为79.32重量％(0.400mol)，氨为0.64重量％。
如果排除以碱金属盐形式存在的乙酸(0.236mol；根据装料量)，则其为0.164mol，这表明24.7重量％应被分解的乙酸铵(0.198mol；根据装料量)中的乙酸被蒸发掉了。部分氨未经冷凝便被排放，这就是不平衡的原因。
对比测试例4-2将15.22g(0.198mol)乙酸铵、10.00g(0.102mol)乙酸钾和50.05g去离子水放入200ml烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中。将其浸入以加热到180℃的烧瓶中。当烧瓶内液体温度变为106℃时，蒸馏开始。当烧瓶内液体温度变为150℃时，停止加热，并对馏出物和底部残液取样。蒸馏时间为51分钟。馏出物的量为53.19g，底部残液的量为20.26g。取样之后沉淀立即开始，因而不可能测定pH。
馏出物中含有的乙酸为5.05重量％(0.045mol)，氨为3.22重量％(0.101mol)。底部残液中含有的乙酸为76.51重量％(0.258mol)，氨则未检出。
如果排除以碱金属盐形式存在的乙酸(0.102mol；根据装料量)，则其为0.156mol，这表明22.7重量％应被分解的乙酸铵(0.198mol；根据装料量)中的乙酸被蒸发掉了。部分氨未经冷凝便被排放，这就是不平衡的原因。
对比测试例4-3将15.20g(0.197mol)乙酸铵、5.00g(0.061mol)乙酸钠、15.00g(0.153mol)乙酸钾和50.04g去离子水放入200ml烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中。将其浸入以加热到180℃的油浴中。当烧瓶内液体温度变为108℃时，蒸馏开始。当烧瓶内液体温度变为150℃时，停止加热，并对馏出物和底部残液取样。蒸馏时间为41分钟。馏出物的量为53.32g，底部残液的量为31.32g。取样之后沉淀立即开始，因而不可能测定pH。
馏出物中含有的乙酸为5.72重量％(0.050mol)，氨为3.68重量％(0.113mol)。底部残液中含有的乙酸为72.21重量％(0.377mol)，氨则未检出。
如果排除以碱金属盐形式存在的乙酸(0.214mol；根据装料量)，则其为0.163mol，这表明25.4重量％应被分解的乙酸铵(0.197mol；根据装料量)中的乙酸被蒸发掉了。部分氨未经冷凝便被排放，这就是不平衡的原因。
对比测试例4-4将15.20g(0.197mol)乙酸铵、10.02g(0.102mol)乙酸钾和15.27g去离子水放入200ml烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中。将其浸入以加热到180℃的油浴中。当烧瓶内液体温度变为116℃时，蒸馏开始。当烧瓶内液体温度变为150℃时，停止加热，并对馏出物和底部残液取样。蒸馏时间为23分钟。馏出物的量为16.65g，底部残液的量为21.76g。取样之后沉淀立即开始，因而不可能测定pH。
馏出物中含有的乙酸为8.43重量％(0.023mol)，氨为7.00重量％(0.069mol)。底部残液中含有的乙酸为75.62重量％(0.274mol)，氨为2.13重量％。
如果排除以碱金属盐形式存在的乙酸(0.102mol；根据装料量)，则其为0.172mol，这表明11.7重量％应被分解的乙酸铵(0.197mol；根据装料量)中的乙酸被蒸发掉了。部分氨未经冷凝便被排放，这就是不平衡的原因。
对比测试例4-5将15.20g(0.197mol)乙酸铵、10.01g(0.122mol)乙酸钾和15.19g去离子水放入200ml烧瓶中，并安装在简单蒸馏设备中。将其浸入以加热到180℃的油浴中。当烧瓶内液体温度变为116℃时，蒸馏开始。当烧瓶内液体温度变为135℃时，观察到固体沉淀。当烧瓶内液体温度变为150℃时，停止加热，并对馏出物和底部残液取样。蒸馏时间为23分钟。馏出物的量为17.17g，底部残液的量为21.25g。沉淀开始，因而不可能测定pH。
馏出物中含有的乙酸为11.33重量％(0.032mol)，氨为6.02重量％(0.061mol)。底部残液中含有的乙酸为83.97重量％(0.297mol)，氨为2.13重量％(0.027mol)。
如果排除以碱金属盐形式存在的乙酸(0.122mol；根据装料量)，则其为0.175mol，这表明16.2重量％应被分解的乙酸铵(0.197mol；根据装料量)中的乙酸被蒸发掉了。部分氨未经冷凝便被排放，这就是不平衡的原因。
工业实用性根据本发明，可从高熔点有机酸A的铵盐获得固体形式的有机酸A，所述有机酸比如是二元羧酸、三元羧酸或氨基酸，其通过碳源的微生物转化而产生，而有机酸A的制备通过反应结晶来进行，在反应结晶中利用了酸/碱反应，在该反应中采用了弱酸B，比如一元羧酸，所述酸B是比有机酸A更弱的酸。这在常规的酸碱反应中是意料不到的。
另外，在通过用反应结晶来沉淀和分离有机酸A之后，可以从结晶母液中回收有机酸A及其铵盐，所用方式是汽化和有效分离酸B(比如一元羧酸)和酸B的铵盐(比如一元羧酸铵盐)。通过防止在该汽化操作中的副反应，可以增加分离以及各物质回收的效率。可以再循环和再利用分离出的酸B、有机酸A及其铵盐，而无需麻烦的操作。
另外，提供了一种方法，其中，利用碱金属盐或碱土金属盐将分离出的酸B的铵盐(比如一元羧酸铵盐)分解成酸B(比如一元羧酸)和氨。在那时，可以容易地分离出存在于反应体系中的水和酸B(比如一元羧酸)，并且有效率地回收低含水量的酸B以及不含该酸的氨水。
权利要求
1.一种生产有机酸A的方法，该方法包括以下步骤用满足下面公式(1)的酸B来使有机酸A的铵盐进行反应结晶，从而分离出固体形式的有机酸ApKa(A)≤pKa(B) (1)其中，pKa(A)和pKa(B)分别代表有机酸A和酸B的电离指数，假若它们具有多个值，则代表其中最小的pKa。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，酸B是挥发性的。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，有机酸A是熔点至少为120℃的有机酸。
4.据权利要求1或2所述的方法，其中，有机酸A是C4-12的二元羧酸或三元羧酸，或者C4-12的氨基酸。
5.根据权利要求1-4任一项所述的方法，其中，酸B是一元羧酸。
6.根据权利要求1-4任一项所述的方法，其中，酸B是乙酸或丙酸。
7.根据权利要求1-6任一项所述的方法，其中，以单级或多级的方式进行所述反应结晶，并且至少在一级中，pH为2.1-6.5。
8.根据权利要求1-7任一项所述的方法，其中，有机酸A的铵盐通过微生物转化步骤而获得，在该微生物转化步骤中，在至少一种中和剂的存在下，碳源被微生物转化，所述中和剂选自于氨、碳酸铵和尿素。
9.根据权利要求1-7任一项所述的方法，其中，有机酸A的铵盐以有机酸A的铵盐水溶液的形式而获得，其获得的方式是通过微生物转化步骤，来获得包含有机酸A的碱金属盐和/或碱土金属盐的反应溶液，在该微生物转化步骤中，碳源在至少一种中和剂的存在下被微生物转化，所述中和剂选自于碱金属氢氧化物、碱土金属氢氧化物、碱金属碳酸盐和碱土金属碳酸盐；将氨和二氧化碳和/或碳酸铵加入包含有机酸A的碱金属盐和/或碱土金属盐的所述反应溶液中，来进行反应结晶，从而沉淀出碱金属碳酸盐和/或碱土金属碳酸盐，此即索尔韦法处理步骤；和分离所沉淀的碳酸盐。
10.根据权利要求8或9所述的方法，该方法包括对在所述微生物转化步骤中获得的反应溶液进行浓缩的浓缩步骤，并且其中，使在该浓缩步骤中获得的浓缩物进行反应结晶。
11.根据权利要求1-7任一项所述的方法，其中，有机酸A的铵盐形成于一化学过程。
12.根据权利要求1-11任一项所述的方法，其中，分离出通过所述反应结晶而沉淀的有机酸A；在该分离之后，通过分解步骤来分解结晶母液中的酸B的铵盐，从而获得酸B；并将获得的酸B再循环用作所述反应结晶中的溶剂。
13.根据权利要求12所述的方法，其中，分离出通过所述反应结晶而沉淀的有机酸A；在该分离之后，通过蒸发所述结晶母液中的酸B来浓缩该结晶母液；然后，分解/蒸发酸B及其铵盐，以回收有机酸A及其铵盐。
14.根据权利要求13所述的方法，其中，在不高于酸B的铵盐的熔点的温度下，进行酸B的蒸发。
15.根据权利要求13或14所述的方法，其中，通过在0.001mmHg-200mmHg的减压下加热，来进行酸B及其铵盐的分解/蒸发。
16.根据权利要求12-15任一项所述的方法，其中，所述分解步骤包括加热步骤，即加热一种含有酸B的铵盐、酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐和水的液体，并排出碱性水溶液的气体；以及气/液分离、气/固分离或气/液/固分离的步骤，即，在不高于酸B的铵盐的熔点的温度下，使从该加热步骤中排出的碱性水溶液的气体直接或将其冷凝之后，进行气/液分离、气/固分离或气/液/固分离。
17.根据权利要求12-15任一项所述的方法，其中，所述分解步骤包括以下加热步骤将含有酸B的铵盐、酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐和水的液体供应到蒸馏塔，并从该蒸馏塔的顶部排出碱性水溶液的气体，所述蒸馏塔具有至少两块塔板作为实际的塔板数。
18.根据权利要求17所述的方法，其中，在所述加热步骤中，将含有酸B的铵盐、酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐和水的液体供应到蒸馏塔的一个位置，该位置的温度不高于酸B的铵盐的熔点，所述蒸馏塔具有至少两块塔板作为实际的塔板数。
19.根据权利要求16-18任一项所述的方法，其中，构成酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐的碱金属和/或碱土金属是选自于Na、K、Ca和Mg中的至少一种。
20.根据权利要求16-18任一项所述的方法，其中，对在所述加热步骤中排出碱性水溶液的气体之后的液体，通过分离步骤进行处理从而分离和回收酸B，所述分离步骤在减压或常压以及至少125℃的温度下进行。
21.根据权利要求20所述的方法，其中，将所述分离步骤后的残留液体与一含有水的体系混合，从而水解酰胺化合物，然后再循环到所述加热步骤中，所述酰胺化合物是在所述加热步骤和分离步骤中形成的副产品。
22.根据权利要求1-10和12-21任一项所述的方法，其中，有机酸A的铵盐通过微生物转化步骤作为包含有机酸A的铵盐的反应溶液而获得，在所述微生物转化步骤中，通过微生物并用氨作为中和剂来进行转化；分离通过反应结晶而沉淀的有机酸A，所述反应结晶通过加入酸B来进行；在所述分离之后，将结晶母液中酸B的铵盐分解，从而获得氨；并且将所得的氨用作所述微生物转化步骤中的中和剂。
23.根据权利要求1-10和12-21任一项所述的方法，其中，有机酸A的铵盐以有机酸A的铵盐水溶液的形式而获得，其获得的方式是通过微生物转化步骤，来获得包含有机酸A的碱金属盐和/或碱土金属盐的反应溶液，在该微生物转化步骤中，碳源在至少一种中和剂的存在下被微生物转化，所述中和剂选自于碱金属氢氧化物、碱土金属氢氧化物、碱金属碳酸盐和碱土金属碳酸盐；将氨和二氧化碳和/或碳酸铵加入包含有机酸A的碱金属盐和/或碱土金属盐的所述反应溶液中，来进行反应结晶，从而沉淀出碱金属碳酸盐和/或碱土金属碳酸盐，此即索尔韦法处理步骤；分离所沉淀的碳酸盐；分离通过所述反应结晶而沉淀的有机酸A，所述反应结晶通过加入酸B来进行；在该分离之后，将结晶母液中酸B的铵盐分解，从而获得氨；并将所述氨用作索尔韦法处理步骤中的氨源。
24.根据权利要求1-23任一项所述的方法，其中，所述反应结晶以多级的方式来进行，并在第二级或其以后级的反应结晶中，在分离沉淀的有机酸A之后，将结晶母液直接地或在下述步骤之后再循环到前级的用于反应结晶的结晶器中在通过包含酸B的反应结晶溶剂的汽化来浓缩酸B的铵盐之后，或者在分离出溶解于该母液中的有机酸A或其盐之后。
25.在通过将酸B的铵盐分解成酸B和氨从而分离和回收酸B和氨的过程中，一种用来分解酸B的铵盐的方法，所述方法包括加热步骤，即加热含有酸B的铵盐、酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐和水的液体，并排出碱性水溶液的气体；以及气/液分离、气/固分离或气/液/固分离的步骤，即，在不高于酸B的铵盐的熔点的温度下，使从该加热步骤中排出的碱性水溶液的气体直接地或在将其冷凝之后，进行气/液分离、气/固分离或气/液/固分离。
26.在通过将酸B的铵盐分解成酸B和氨从而分离和回收酸B和氨的过程中，一种用来分解酸B的铵盐的方法，所述方法包括加热步骤，该加热步骤为，将含有酸B的铵盐、酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐和水的液体供应到蒸馏塔的一个位置，并从该蒸馏塔的顶部排出碱性水溶液的气体，所述蒸馏塔具有至少两块塔板作为实际的塔板数，所述位置的温度不高于酸B的铵盐的熔点。
27.根据权利要求25或26所述的方法，其中，构成酸B的碱金属盐和/或碱土金属盐的碱金属和/或碱土金属是选自于Na、K、Ca和Mg中的至少一种。
28.根据权利要求25-27任一项所述的方法，其中，酸B是选自于甲酸、乙酸、丙酸和丁酸中的至少一种。
29.根据权利要求25-28任一项所述的方法，该方法包括回收酸B的步骤，在该步骤中，对在所述加热步骤中排出碱性水溶液的气体之后的液体，通过分离步骤进行处理，从而回收和分离酸B，所述分离步骤在减压或常压以及至少125℃的温度下进行。
30.根据权利要求25-29任一项所述的方法，其中，将所述分离步骤后的残留液体与一含有水的体系混合，从而水解酰胺化合物，然后再循环到所述加热步骤中，所述酰胺化合物是所述加热步骤和分离步骤中形成的副产品。
31.有机酸A，其通过权利要求1-24任一项所述的方法制得。
32.使用有机酸A作为原料制备的聚合物，所述有机酸A通过权利要求1-24任一项所述的方法制得。
全文摘要
一种制备有机酸的新方法，该方法包括以下步骤用满足下面公式(1)的酸B(比如一元羧酸)来使有机酸A(比如二元羧酸、三元羧酸或氨基酸)铵盐进行反应结晶，从而分离出固体形式的有机酸ApKa(A)≤pKa(B)(1)，其中，pKa(A)和pKa(B)分别代表有机酸A和酸B的电离指数，假若它们具有多个值，则代表其中最小的pKa。沉淀和分离出有机酸A后，从所得母液中分离出酸B，再分离出酸B的铵盐，之后，被再循环利用于反应结晶步骤。将酸B的铵盐分解成酸B和氨，它们分别被再循环用作反应结晶步骤和作为微生物转化步骤中的中和剂。
文档编号C07C51/02GK1653027SQ0381059
公开日2005年8月10日 申请日期2003年5月9日 优先权日2002年5月10日
发明者矶谷笃志 申请人:三菱化学株式会社