专利名称：蛋氨酸或蛋氨酸衍生物的连续生产方法
技术领域：
本发明涉及一种优选地是可连续进行的方法，此方法适于大规模工业生产可直接使用的例如可用作食物添加剂的碱金属或碱土金属蛋氨酸盐溶液，或者适于分离适用作食物添加剂的氨基酸或其盐。此方法特别适于蛋氨酸溶液的生产，蛋氨酸和蛋氨酸盐水溶液，特别是蛋氨酸钠盐水溶液(DE 31 05 009 C)以及例如蛋氨酸羟基类似物(MHA)的代替物已广泛地用作家禽、猪以及农业经济动物的饲养中的食物添加剂并主要是用于动物蛋白的产生。特别是考虑到世界人口的不断增长以及食物供应问题的日益突出，作为动物生长过程中必需氨基酸的一种，蛋氨酸及其各种形式，以及它们更经济的制备将会变得特别重要。根据需要，此产品优选是以固体或液体形式使用。
商业上可获得的蛋氨酸钠溶液的浓度为40%蛋氨酸重量比，与代替物MHA对照，以等摩尔为基准测定，具在生物价值上与固体蛋氨酸等同。适于制备此蛋氨酸钠溶液的方法主要有下列三种方法;
1.简单地溶解分离的蛋氨酸。
尽管此方法可制得最纯的产品形式，但是因为增添了工序，此方法较制备固体形式更昂贵，因而与蛋酸氨本身的制备相比更不经济。
2.用NaOH或NaOH/CA(OH)2混合物碱解5-(β-甲硫基乙基)乙内酰脲，为此必需使用约2-3当量的氢氧化物以避免生成不需要的副产物。
当使用CA(OH)2时，过量的皂化剂应可从碳酸钙的形式除去(DE 3105006 C)，但是必须是作为实际上没用的废盐除去或者转化成氢氧化物形式，此氢氧化物形式可再次使用，但这需要昂贵的步骤例如煅烧或淬火。相反，当单独使用氢氧化钠溶液时，过量的皂化剂必须以生成的碳酸钠形式除去(DE 31 04 997 A)或者其必须以在用硫酸中和碳酸钠后形成的硫酸钠除去(EP 253 740)盐的生成和除去此盐的昂贵方法以及在产品的溶液中不需要的残余的危害物构成了此方法的缺点。
3.蛋氨酸酰胺的碱解。
此方法可以按例如EP 0 228 938中的已知方法用不增加过量的副产物生成的约化学计量的氢氧化物进行。与方法2相比，这里有一个重要的优点。
蛋氨酸酰胺的制备可以按已知的方法通过蛋氨酸腈化物的水解进行，此蛋氨酸腈化物可依次通过由常规起始原料，甲硫基丙醛(MMP)，氢氰酸或氰化铵和直接合成获得。
由于在碱性腈化物的水解反应优选是通过加入催化活性的羰基化合物，特别是酮进行时不可避免地会引起中性盐的生成，因而将不能使用酸催化的腈化物的水解方法(Houben-wey Methoden der Organischen chemce，enlarged，supplementary volumes to the 4th edition，1985，vol.E5，PP.535以及其中所引述的文献)。
纯净地分离出蛋氨酸并随即如专利EP228 938所述用NAOH将其水解成为NaMet这需要相当大的支出和损耗，此方法是不经济的。
在同一个专利的其它一些实例中，首先用常规方法在500ml压力容器中由MMP和HCN制得MMP-氰醇，然后再通过通入浓缩NH3将MMP-氰醇转变成蛋氨酸腈化物。释放压力并由60℃冷却至10℃后，将此产物(见Houben-weyl)与丙酮和NaOH的水溶液反应，于180℃加入氢氧化钠溶液后，在所得蛋氨酰胺被水解成蛋氨酸钠之前，真空除去剩余的氨和丙酮。随后释放压力并真空除去剩余的氨，结果产生除了含有蛋氨酸的蛋氨酸钠溶液，这溶液仍然含有至少10种不同而又不可忽略浓度的其它的副产物。此实试室方法对于通常每个工厂每年蛋氨酸产量为几万吨的大规模工业生产是不适合的。而且，更不用说丙酮剩余物和其再循环的可能或者反应中投入的大量过量的NH3的再循环可能性。除了优先安排产率和选择性方面所希望的合成路线外，最大可能地回收过量使用的氨和再循环中所需的酮催化剂以及随后回收氨和酮这两者是采用经济方法的前提条件这应该能够以所需的规模连续进行。
至今还没有有关均相酮催化的碱氨基腈化物水解的连续方法的报导。很显然，其原因在于至今还没有获得能够对所得酮、氨、水和可能的副产物的混合物连续进行纯化的有效的工业方法。
这个问题的重要性可由下列事实说明，即含有羰基基因的催化活性聚合物树脂已经开发成为酮替代物(EP 84 470 DD 208 349，其可以通过过滤由反应介质中很容易地除去或者可以将其制成固体垫令基质溶液不断地流过。
但是，这种初看起来十分吸引人的想法存在下列缺点。首先这种催化剂至今还没有投放市场并且可以推测要到生产以适于大规模工业生产的量将是十分昂贵的，相反酮则是十分便宜的，另外，所述聚合物树腈很快会由于在羰基基团上的副反应而中毒并且必须通过昂贵的方法再生。
在各种此类方法中(EP168 282，US 4，677，224)，通过以在随后的皂化阶段中生产的产物溶液由约1M至0.1M用于水解的大量的反稀释氨基腈化物溶液为代价实现了催化剂寿命的提高。
这对于大规模工业生产也是一个缺点。首先，它需要使用一个装填了聚合物催化剂的庞大柱子，并且这些柱子必须至少参与两次，而催化剂的再生问题仍然还没有彻底解决。其次，约80℃大约90%产物溶液必须被再次冷却到30℃，这是初始步骤所需的温度，而且在其经过初始步骤后，此溶液必须再次加热到原来的皂化温度。
在此方法中，对于经济上原因以及现代生态学的需要求两者来讲最佳的反应控制和避免或最小限度地产生废气是十分必要的。
因此，问题就在于需要提供一种生产蛋氨酸或其盐或者蛋氨酸前体如蛋氨酸腈化物或酰氨的方法，此方法直接以已述的基本化学物为基础并应能够以巨大的工业规模进行而不需要中间的分离步骤。此方法应该是经济的并且特别是应可以连续地进行而反应中加入的过量氨和酮应能够以最可能小的损耗回收并能再次使用。
本发明权利要求书中提出的方法解决了此问题，特别是各种权利要求能够结合使用同时又保留它们的各自的优点。
此方法，其优选可连续或部分连续地进行但也可以分批进行，其包括总共下列5或6个生主要反应步骤1)由MMP和HCN制得MMP-氰醇(CH)粗品(初始步骤)。
2)由粗MMP-CH和NH3或NH3/水混合物或者由MMP.HCN和NH3或NH3/水的混合物以一步制得MMP-氨基腈化物粗品(初始步骤)。
3)将粗MMP-氨基腈化物(AN)酮催化碱解成蛋氨酸酰胺粗品。
4)任意地用同时部分或全部地脱除酮、NH3以及任意其它的挥发性组分，将由3)获得的含有蛋氨酸酰胺(Met-AM)的粗产物混合物碱皂化。
5)然后任意在处理由4)获得的粗品蛋氨酸盐溶液后，例如，通过后反应，纯化或蒸发浓缩成所需的最终浓度。
6)将氨/酮纯化并再循环R＝(CH2)2SCH3到1)和2)从由醛与氢氰酸和氨反应(Strecker合成)或者由最初形成的氰醇和氨(Tieman变化)制得作为α-氨基酸前体步骤的氨基腈化物生成是公知的并有大量的实例进行过研究(Houben-WeylMethoden der Organischen，Chemie第4板，1952，Vol.8，P.274等和P.279等以及第4版的增补版，E5 P.1425等)，若选择合适的反应条件，两种反应的产率可以达到＞90%。
在此情况下，Tieman变化具有这样一个优点，即它能收集氰醇形成反应中相当多的热量。特别是在连续方法中，它能使随后形成氨基腈化物的反应温度，其也是放热反应，调节得更准确。
MMP-氰醇的形成MMP-氰醇于PH5-9和最高50℃的温度下可由MMP和液态或气态氢氰酸自发地生成，但反应优选在PH5.5-7.5和20-30℃的温度下进行。
如果必要，可加入少量碱将PH保持在所需的标定范围内。适宜的碱有有机碱如氨基化合物，例如三乙胺或吡啶，以及无机碱如碱金属或碱土金属氢氧化物或氰化物，例如NaOH或NaCN，特别适合的是它们的水溶液形式。
反应应当以约等摩尔量进行。应尽可能地避免醛过量，因为它会在随后的反应步骤中或在最终产物中导致副产物并降解产物。
大量过量的HCN也应当避免，因为氢氰酸必须在合适的步骤除去或者破坏掉，这将需要另外的能量并使反应方法复杂化。现已发现稍微过量的HCN，特别是高达5%是有利的，因为它能够使MMP的定量转化以达到实际上≥99.9%的选择性。
如上所述，由MMP和气态或液态氢氰酸制备MMP-CH可以分批进行，例如，在一个搅拌的容器中或者特别有利地是连续地在一个管状或环状反应器中或者两者组合的反应器中进行。用伴随的PH和温度控制，把反应物彻底混合是优选进行这个步骤的前提。
通过常规分析方法例如HPLC或TLC测定的产率为99.9%。
氨基腈化物的形成将所得粗品MMP-氰醇以同样方法与氨或氨/水混合物反应可被转化成粗品MMP-氨基腈化物，作为约等摩尔MMP和HCN混合物或者例如在MMP-CH还没有完全形成时的氰醇步骤可以得到的粗品MMP-氰醇和MMP/HCN的任意混合物。
早先过去专利公开中主要描述了液NH3与MMP/HCN或MMP-CH的反应，而最近则更强调氨基腈化物形成过程中使用氨水的优越性。
DE-OS1643535描述了使用以MMP为基准4.6-55等当量的NH3过量并且NH3浓度大约50%重量比，于超压下在可高到最大温度为60℃的温度下而优选15-40℃进行的反应。然而，特别是对于一个连续方法，4.5-5.5小时的停留时间就太长了。而且所述的方法伴随有相当多的副产物产生(DN和DNMA)，这对于连续的大规模生产是不可以接受的，对氨基腈化物酸水解后的蛋氨酸收率以MMP计为97-99%。DE-OS20 06 979描述了一种在基本上相同的条件下进行的方法，但此方法是在连续操作搅拌的容器中进行的，而本发明的要点在于在氨基腈化物粗品的相分离后，部分地再回到所得水相的反应容器中，此水相富集在NH3中并仍含有AN。这也就是说在随后的酸皂化期间减少了形成的盐的量。而特别是考虑到所希望的酸皂化，已经形成的产物的部分再循环使得此方法相对不够经济。
DE-26 45 544中作为优点描述了使用NH3浓度为24-48.6%重量比，特别是32-42%重量比的氨水，并且NH3相对于所用预先制备的氰醇超过4-7当量，温度为50-100℃而压力为1-10巴的方法。尽管生成氨基腈化物的反应可以连续地并在一个管状反应器中进行而反应时间低于30分钟，但氨基腈化物的产率，基于反应中加入的MMP-氰醇最好只能有96%。从经济学和生态学上来讲，考虑到未反应的析出物或从中生成的副产物必须经过昂贵的方法分离出并处理掉一个中间体的产率明显低于100%这对于多步反应是不够的。这一点特别是对通常为蛋氨酸的大规模生产是不能接受的。
在上述所有的先前的专利文献中，提到产率都大于90%，但根本不谈在平衡中这产生的差额。
现在，根据本发明业已发现氨基腈化物粗品中的主要有机副产物包括在本步中形成的相应取代的亚氨基二腈(DN)(DN＝2，2′-双-(2-甲硫乙基)亚氨基二乙腈)、由此衍生的二腈单酰胺(DNMA)(DNMA＝2，2′-双-(2-甲硫乙基)亚氨基二乙腈-单酰胺)和蛋氨酸酰胺。
R为上述定义。
到目前为止在文献中还不曾公开过的亚氨基二腈化合物DN和DNMA在随后的步骤中将部分地或全部被水解成相应的亚氨基二酸(DS1＝2，2′-双-(2-甲硫乙基)亚氨基二乙酸)，此酸为不纯成分而在产物中的浓度应当尽可能地小。因此，为了基本上定量地产生氨基腈化物，特别是当考虑到经济方法的重要方面，最佳地进行氨基腈化物的步骤主要取决于使副产物的产生尽可能地少。
现已发现，如果一次操作NH3/CH或NH3/醛的摩尔比至少为4∶1，特别是5∶1至15∶1，而所用NH3的浓度为＞50%重量比，优选55-85%重量比，特别是NH3/H2O摩尔比大于1.5，温度大于40℃但为超过80℃，而反应时间为至少5分钟但不大于60分钟，通常以参与反应的醛做基准，DN+DNMA的比例可接受地低值占加入反应中的氰醇的≤2mol%，AN产率为≥98mol%。特别是在高温下或用降低NH3浓度或过量可提高二腈的含量，但也可以用增加停留时间来提高二腈的含量，而较少的水含量增加了所需反应时间。优选地是最终反应应在已有2%理论量的DN+DNMA(以MMP-CH为基准的mol%)形成时终止，因为，不然的话最终产物中DS的比例会变得太高。通常反应在所给出的限定条件下进行，所用方法以便使DN+DNMA的比例保持尽可能地低。此反应步骤的一个优选实例为使用浓度为55-85%重量比，特别是60-80%重量比的5-8当量的NH3，温度范围为50-70℃，反应时间为10-50分钟而压力为在这些条件下在此系统中确定的压力。在此范围内，DN+DNMA的比例甚至可以低到＜1mol%。
在此首次选择的条件能够使得连续方法以大于96%的产率进行，此条件对于大规模生产极为重要。洁净的管状反应器或环状和管状反应器的结合装置可用于本方法。管状反应器应当具有环状反应器多重停留时间，因为这样能够使得生成的二腈保持在较低的水平。此外所述的方法还有这样一个显著特点，即可以用由随后再循环步骤回收的氨或氨/水混合物代替新的氨/水。
如此获得的粗品氨基腈化物/水/氨的混合物可以直接或者在减压到常压下或减压到氨基腈化物步骤反应系统压力和常压之间的压力后用于随后的水解反应。在此减压过程中，也许已经从氨基腈化物步骤中回收了过量的NH3部分。
氨基腈化物的水解二蛋氨酸酰胺的形成在专利DE26 37 204和27 53 828中建议在通过酮催化水解相应的氨基腈化物生产氨基酸酰胺时使用脂肪族或环状脂肪族酮，表明它们在对氨基腈化物水解的适用性上有明显的差别。
使用丙酮可以得到最高的反应速度，而丙酮是不太贵的酮并对健康危害最小，因而对于工业目的是较优选的。
当在0.2-2.0当量的丙酮存在下于10-30℃温度下用稀氢氧化钠溶液将如上所述制备的氨基腈化物水解时，所得产物混合物主要含有蛋氨酸酰胺，蛋氨酸钠，咪唑烷二酮(imidazolidinone)化合物IM1和IM2，MMP以及较低浓度的其它组份。
R如上述定义。
尽管咪唑烷二酮也可以通过随后于升温下的皂化转变成蛋氨酸，但所含IM1和MMP会导致最终产率降低并可引起纯度问题。根据本发明，通过保持温度和较低的碱含量可以明显降低醛反生成(backformation)和IM1的生成，从而可以提高反应全过程的选择性。专利DE27 53 829中所述的制备α-氨基酸的方法很可能是在现有情况下产生的更差结果。文献中氨基腈化物皂化所需碱的总量，即基本上为1当量氢氧化物，已经加到粗品氨基腈化物混合物中而皂化反应以一步进行。另外，当温度升高到40℃以上时，可以发现醛含量值可高到7mol%，然而，当温度低于30℃时，醛含量可降低到低于2%。如众所周知的，因氨基腈化物水解的反应速度随着酮的浓度大大提高(Commeyras等，Tetrahedron 1978，34，2275开始，给出了丙酮和α-丙氨酸腈化物的实例)，此特性也可用于控制所要的反应。但是，从经济上和对产物的纯度来讲，特别过量的酮，例如过量几倍摩尔数是不可取的。现已发现，当在加入中等酮的过量H2O的范围内并优选地有少量氢氧化物的情况下可以实现在AN水解步骤的高反应速度和因而产生良好的选择性。总之，最佳范围如下所限定(以腈化物为基准)。
H2O为15-50当量，优选20-30当量;酮为0.2-2当量，优选0.3-1.0当量;OH-为0.1-1.1当量，优选0.15-0.4当量，特别是0.15-0.3当量;NH3为1-7当量，优选2-5当量，温度为10-30℃，优选15-28℃而反应时间为10-90分钟，优选20-60分钟。此处所述的方法特别是，可以用在随后的再循环步骤得到的其中含有副产物的酮水溶液，特别是丙酮溶液代替所用的酮和水。
用如上所述的方法，粗品氨基腈化物的水解可以批量进行或者，优选连续地进行，批量的方法是在例如一个搅拌的反应容器中进行。对于连续方法，可以使用单的反应管但优选的是环状反应器，特别是环状反应器和反应管的结合装置。尽管优选地是使用所给方法的系统中所确定的压力，此步骤的压力没有限制并且如上所述根据所用方法可选择压力。
氨基酸酰胺的水解二蛋氨酸盐的形成如此获得的溶液可直接用于随后用碱金属或碱土金属氢氧化物的皂化反应。为此，应通过加入另外当量的氢氧化物提高在前步水解中已调节的羟基含量，以使所得的羟基含量比率以加入反应中的MMP为基准达到0.95-1.1当量，优选1.0-1.05当量。皂化温度应至少为85℃，优选不低于90℃但通常大于100℃，特别是110-140℃。一般温度不超过200℃，酰胺浓度较有利地是10-35%重量比，优选≤30%重量比而特别是≤25%重量比，当皂化温度为≥160℃时，≤25%重量比的浓度是较优选的。任意地用通过蒸发的反应溶液的伴随物质浓度，将压力调节到与所选择温度相应的1至几个巴的系统压力，反应时间至少为10分钟但最多90分钟，在碱金属氢氧化物情况下优选20-40分钟而在碱土金属后氢氧化物情况下高到180分钟。
本发明方法的特点在于在酰胺皂化期间和/或其后，氨、酮和水于≥85℃温度下和/或真空下一起被除去。氨优选基本上不含有酮并被转移到腈化物的合成中(如上述)。本发明的方法可用于其中特别是在低于60℃温度下，蛋氨酸腈化物在酮的存在下首先皂化成酰胺的所有蛋氨酸的合成。
现已发现，根据本发明根本不必要象例如Ep-B228938对制备的蛋氨酸酰胺溶液施用真空进行和象DE26 37 204C2建议的那样(低PH)首先分离出存在于粗品蛋氨酸酰胺混合物中的酮。正如本发明发现的，由于酮部分(占反应加入量的2-10%)在任何情况下必然结合成咪唑烷二酮(在丙酮情况下为IM2)并只在皂化步骤释放出来，出于经济和生态上的原因在此再回收也是有必要的，本方法选择了将酰胺皂化期间或其后不含酮和释放的酮再回收。在酰胺皂化步骤之前优选不除去酮，这样就免了第二部分含有酮的蒸汽流产生和再还需要附加设备。皂化可以在搅拌的压力反应器中分批进行，但优选是在例如皂化柱中连续进行。当使用连续法时，其特殊的优点在于与此同时可以除去残留的NH3，包括反应中形成的NH3以及仍然残存的酮和皂化温度下就地产生的蒸汽或加料时任意注入的过热蒸汽。收集在顶部泄出的混合物并用作再循环的氨和酮。从柱子中排出物，此柱子含有没有了氨和酮的浅黄色氨基酸盐溶液，其中根据蒸发程度的不同浓度各不相同，而其中氨基酸含量为10-45%重量比。
由于粗品氨基酸盐溶液中可能仍含有浓度为几百个ppm的氨化物残余物，因而就不得不把它们除去。根据本发明，其可以通过加热处理进行，优选在大于150℃至优选200℃间和停留时间高达40分钟，特别是至少10分钟的情况下直接得到氢基酸盐溶液。通常，在≥160℃时处理时间为至少15分钟，在≥180℃时为至少7分钟，在≥190℃时为至少4分钟。
虽然由DE-OS33 34 328已经知道残存的氰化物浓度可以通过提高碱溶液的温度除去，但是DE-OS33 34 328涉及的是对粗品乙腈中结合的氢氰酸和丙腈的破坏，为此，除了考虑氨基酸反应还必须考虑到温度和PH值的显著差别。
以含有40%重量比的氨基酸为基准，如此获得的溶液只含有＜10ppm氰化物。这个数值明显地低于许可的限量，热后处理以成功地在所得10-45%重量比，但优选15-30%重量比的任何浓度的氨基酸中进行。此处理可以在随后的步骤中，例如在另外的反应管中，或者在适当的皂化期间，例如通过升高皂化柱较低部分的温度来进行，氰化物的皂化结果导致在产物的溶液中有少量的碱金属或碱土金属甲酸盐，但这并没有什么问题。因为甲酸盐，特别是甲酸钙本身就是饲料添加剂。
如果排出物含有＜40%重量比的氨基酸，则有必要通过蒸发来再浓缩。此蒸发过程优选是在常压或减压下和较温和的条件任意的沸点下，例如利用降膜蒸发器进行。此步所得的蒸汽可以返回到其它步骤的反应中。
也业已发现过滤产品溶液是有利的，优选在活性炭上。这个可有利于在柱上进行，特别是当方法连续的时候。除了除去轻度浑浊和少量付产品外，在此阶段还出现颜色进一步变浅。这个步骤通过必要的蒸发于浓缩前和浓缩后进行。用这里所述的方法，以加入该过程中的醛为基准，蛋氨酸总收率至少为95%。以蛋氨酸为基准当皂化连续进行时，在溶液中可以检测到的非毒性亚氨基二乙酸化合物DS1和DS2(N-(1-羧基-1-甲乙基)蛋氨酸)的总量低于1%重量比。
R定义同上。
产品溶液的品质与已用于饲料添加剂的等同。
氨-酮纯化和再循环如果这个方法是经济的话，这个方法最基本的应能再次使用过量氨，特别能把过量氨送回到氨基腈形成阶段。由于NH3在氨基腈皂化过程中又重新形成，在顺利的再循环情况下，进行整个过程而不消耗NH3甚至是可能的，因此，最后分析中氨基酸分子上的氮是从氢氰酸衍生而来的。
出于经济原因尽可能把作催化剂的酮全部再循环，也是必要的。
根据本发明业已发现用于氨基腈形成的氨必须基本上不含酮，因为少量酮会导致氨基腈产量减少及在粗品氨基腈中会显然地检测到醛的部分，由此会减少最终产品的产量和降低质量。再循环氨应该优选含小于25毫克当量酮，特别是小于10毫克当量酮，以氰醇和/或醛为基础。这就意味着汽提的(Stripped)NH3/酮/水的混合物不可能再循环。是否在酰胺皂化之前、期间或之后进行汽提不重要，但酰胺皂化期间或酰胺皂化之后这两个所提的方法是优选的。事实上，基本上不含酮的氨通过合适的分离方法，首先必须获得尽可能多的产量，而再循环的酮可同时含有水和NH3。
这个分离通过蒸馏进行。从皂化而来的蒸汽首先收集于吸附阶段的水中，生成的溶液然后装到塔头和槽之间的蒸馏柱的某个地方，优选在柱的中间区到低区。如果，例如酮是丙酮，为了分离得到基本上不含酮且无水氨，将含5-30%重量比酮和0-5%重量比NH3的水溶液放入柱中;如果使用合适的回流条件，氨可在柱的塔头部分或全部冷凝并连续流出，而含5-30%重量比酮和0-5%重量比NH3的水溶液是在柱槽中得到并继续从那里取出，柱的操作温度的槽温100-200℃，超压1-20巴，塔头温度从-20到+55℃。
压力优选超压5-18巴，特别是超压9-25巴;槽温度相应地为140-190℃，或150-180℃。用水稀释以调节到标定浓度＞50%重量比NH3之后。头留分的产品可以直接回到氨基腈形式阶段。当使用此方法时加入此过程中的大于95%丙酮可以在槽排出管中回收。此溶液可以代替新的丙酮或者直接用于，或者，如果需要，任意选择如活性炭作吸附剂，蒸馏后再用于氨基腈的水解。在此情况下，如果需要，可取的是首先用水稀释此溶液，补偿少量损失的丙酮，直到所得浓度，此浓度可与粗氨基腈混合物在一起，形成在氨基腈水解阶段所要的丙酮和水的标定深度。所要的氢氧化物当量数可以向水解步骤或者通过直接把氢氧化物加到由此生成的酮水溶液中再加入，或者分别导入合适碱金属氢氧化物溶液或碱土金属氢氧化物悬浮液。当延长再循环时，比例会增加且主要由各种吡啶化合物组成的付产品的比例，基本上对本发明方法中氨基腈水解的产量没有付作用。然而，付产量的水平可于可接受的值上保持不变，方法是通过连续排出从压力蒸馏中所得少量，如1-10%，槽溶液，和用相应量新鲜溶液代替这些少量的排出液。排出料或者除去，或者再综合加工，特别是排出料可以不含付产品，然后可再使用。
业已表明当操作过程进行某些时间，头馏分产品也可能含聚积的付产品，当它们返回这个过程时，头馏分产品可以导致反应中产量减少。为了避免这个情况，在过程的这一阶段中，进行另一个纯化步骤是有利的。
因此，甲基硫醇CH3SH特别可以聚积在头馏产品中，并在氨基酸酰胺水介中可以产生为付产品，有各种方法可除去甲基硫醇。一方面，用蒸馏可以除去，在这种情况下，例如，富甲基硫醇的侧线馏分可在柱的某个位置除去，另一方面，通过合适的方法，如用碱金属氢氧化物水溶液可将甲基硫醇从头馏分产品中洗出去。然后，洗涤母液可以再生及再循环，如通过加热或化学上氧化排出甲硫醇及通过回收母液到该过程中。用上面所述的方法，从氨中除去付产品对于连续进行该方法，也是有利的方法。
整个方法的叙述;
在上面所述的条件下进行的方法，在工艺上可以再分成十一个阶段，列于下面图表中。这些阶段优选是连续进行。但也可以任意选择批量地或部分连续进行。在氰醇反应器1中，在MMP和HCN之间的反应是碱催化(KAT.)以生成MMP-氰醇，然后在氨基腈反应器之中，与从吸附和混合的11阶段中所得到氨水溶液进行反应，其浓度为＞50%重量比。氰醇反应器1和氨基腈反应器2可以合并成一个阶段(Single stage)。所得粗蛋氨酸腈/水/氨混合物的压力或者在压力减少阶段3被降压，及由此所得的NH3分别由(a)或b))除去，或者粗混合物直接导入随后的水解阶段4而不释放压力。在这个阶段4中，氨基腈水解的进行，是借助于同时导入的碱金属氢氧化物水溶液或碱土金属氢氧化物悬浮液(MOH)和酮水溶液，优选是从蒸馏10中所得槽产品的混合物形式，并任意加入新鲜酮(△＞C＝0)和/或水(△)。所得的酮溶液，任意的NH3和上面提到的水中产品与合适的碱金属氢氧化物溶液或碱土金属氢氧化物悬浮液(MOH)在一起导入皂化反应器5中，并在此进行反应。这里产生的碱金属或碱土金属蛋氨酸盐溶液在已经通过热后处理区6后通过过滤器7，也可与皂化反应器5汇集，所述溶液接着在8阶段用蒸发进一步浓缩。换句话说，蒸发阶段8a可以安装在后处理6的下游，在这种情况，过滤器7具有液体物料通过量的速率较低。过滤器使用新的吸付剂(C＝活性炭和/或过滤器辅助剂)和/或任意过滤辅助剂并除去(C-废料)用过的吸附剂。
从皂化反应器5除去的蒸汽(此蒸汽含氨、酮、水和副产品)是溶解在吸附阶段9中如此多的水中，如果需要，与阶段3释放压力而来的NH3和从蒸发阶段8或8a中来的蒸汽混合在一起，以致所得NH3的浓度至少20%重量比，接着，这个溶液转移到蒸馏阶段10。如蒸馏槽所得含酮溶液然后转移到水解阶段4中，如果需要，通过吸附作用和/或过滤器辅助剂，过滤(7a)之后1或者任意地在少量废料排出之后。作为头馏分产品所得的NH3转移到吸附和混合阶段11中，任意地与阶段3释放压力所得NH3部分气流(b)混在一起，以及如果需要，在除去付产品，特别甲基硫醇之后。在这个吸附和混合阶段11中，通过加水调节NH3到所要的浓度，以及如果需要，替代少量损失的NH3(△NH3)。
根据DE-OS 31 05 009通过这个方法所产生的蛋氨酸盐溶液可以直接有作饲料添加剂的液体蛋氨酸配剂，或者，如果需要，用文献中已知法，它可以用来分离蛋氨酸或蛋氨酸衍生物。
现在用下面实施例较详细说明这里所述的方法。
实施例12-羧基-4-甲硫基丁腈(MMP-氰醇)(表位置1)。将250.0kg(2400mol)新蒸馏的3-(甲硫基)-丙醛(MMP)和110ml三乙胺导入在20℃，PH7.0的400升容器中，该容器装有锚式浆叶搅拌器、PH电极、温度计、回流冷凝器、定量给料装置和附加氢氰酸蒸发器。搅拌下，在7小时内，以罐温度不超过30℃的这样速度导入66.0kg(2442mol)新蒸的气相氢氰酸。同时加入130ml三乙胺，保持PH5.5到7.5。根据HPLC分析，MMP转化100%，MMP-氰醇产量316kg，其中含氰醇99.6%重量比。这个氰醇用于下面实施例。
实施例2(位置1)，用类似实施例1的条件，在装有锚式浆叶搅拌器、PH电极、温度计、回流冷凝器、定量给料装置和含液体HCN附加储料容器的250升罐中，在4小时内，将133.9kg(1285mol)MMP和400ml(＝0.29kg)三乙胺与35.8kg(1324mol)液体氢氰酸反应。MMP-氰醇产量170.0kg，其中含氰醇99.2%重量。
实施例32-氨基-4-甲硫基丁酸腈(D，L-蛋氨酸腈)(位置2)在44℃，将51.0g(2.40mol)80%氨水导入250ml不锈钢高压釜中，该高压釜装有搅拌测压计、内湿度计、进料管、泵、储料容器和热浴。然后，在2分钟内，用泵加入51.5g(0.391mol)MMP-氰醇中。边搅拌，边升至57℃;压力13巴超压。在相同温度，将反应混合物继续搅拌20分钟，然后在冰浴中冷却，减压到常压，HPLC分析反应混合物，表明99.1%理论量的蛋氨酸腈。0.0%理论量的蛋氨酸酰胺(AM).0.8%理论量的二腈(DN)和0.0%二腈单酰胺(DNMA)。
实施例4(位置2).如实施例3的设备在50℃，将68.0g(2.40mol)的60%氨水导入到高压釜中。然后在2分钟内边搅拌用泵加入53.6g(0.407mol)MMP-氰醇，温度升到58℃。压力是7巴超压，在相同温度，将反应混合物继续搅拌10分钟，然后在冰浴上冷却，降至常压，HPLC分析反应混合物表明99.0%理论量蛋氨酸腈、0.0%理论量的AM、0.9%理论量二腈(DN)和0.0%理论量DNMA。
实施例5(对照)用类似实施例3的方法，将102.0g(2.40mol)40%氨水与55.2g(0.419mol)MMP-氰醇反应。HPL(分析表明98.0%理论量蛋氨酸腈、0.3%理论量的蛋氨酸酰胺、1.4%理论量的DN和0.3%理论量的二腈单酰氨。
实施例6(对照)用类似实施例3的方法，将122.4g(1.80mol)25%氨水与41.1g(0.312mol)MMP-氰醇反应。HPLC表示95.8%理论量的蛋氨酸腈，1.6%理论量的蛋氨酸酰胺，1.6%理论量的DN和1.0%理论量的DNMA。
实施例7(对照)(位置2没有位置1)。在实施例3所述的设备中，在42℃，将122.4g(1.80mol)25%氨水导入到高压釜中。然后在4分钟内边搅拌用泵注入8.5g(0.314mol)HCN的31.7g(0.304mol)MMP的溶液，温度升至53℃。压力1巴超压，在相同温度，反应混合物继续搅拌10分钟，然后在冰浴中冷却，降至一般压力。HPLC分析反应混合物，表明91.9%理论量蛋氨酸腈、1.8%理论量蛋氨酸酰胺、1.7%理论量的DN和1.2%理论量的DNMA。
实施例8(位置2没有位置1).用类似实施例7的方法，在32℃，将51.0g(1.80mol)60%氨水导入高压釜中。在0.7分钟之内，边搅拌用泵注入8.5g(0.314mol)HCN的32.2g(0.309mol)MMP溶液，温度升到54℃。压力5巴超压，在相同温度下，反应混合物继续搅拌10分钟，然后在冰浴中冷却，降至常压，HPLC分析反应混合物表明97.6%理论量蛋氨酸腈、0%理论量蛋氨酸酰胺。1.5%理论量DN，0.5%DNMA、0.2%理论量MMP和0.2%理论量CH。
实施例9(位置2)。在31℃，将68.0g(2.40mol)60%氨水导入到装有搅拌，测压计、内温度计、进料管、样品移动装置、泵、储料容器和热浴的250ml不锈钢高压釜中。然后，在2分钟内，边搅拌用泵注入52.9g(0.402mol)MMP-氰醇，温度升至39℃。在40℃，反应混合物继续搅拌60分钟。取出样品，分别在10和60分钟后进行HPLC分析。得到如下收率蛋氨酸腈 MMP MMP-CH DN10分钟后: 63.5 2.4 34.0 0.1%理论量
60分钟后: 97.4 0.6 0.4 1.6%理论量.
实施例10(对照)(位置2)在68℃，用类似实物例3的方法，将116.3g(2.60mol)38%氨水导入高压釜中。然后，在1.6分钟内，边搅拌用泵注入54.3g(0.412mol)MMP-氰醇，温度升到80℃，压力5巴超压，在相同温度，将反应混合物继续搅拌10分钟。然后，在冰浴中冷却，降至常压，HPLC分析反应在混合物，表明93.0%理论量蛋氨酸腈、0.45%理论量蛋氨酸酰胺、1.35%理论量的MMP、4.60%理论量的ND和0.55%理论量的DNMA。
实施例11(对照)(位置2)用类似实施例3的方法，在44℃，将68.0g(2.40mol)60%氨水和4.7g(0.08mol)丙酮导入到高压釜中。然后在2分钟内，边搅拌用泵注入53.7g(0.408mol)MMP-氰醇，温度升到56℃，压力6巴超压，在相同温度，将反应混合物继续搅拌10分钟，然后在冰浴中冷却，降至常压，HPLC分析反应混合物，表明91.6%理论量蛋氨酸腈和8.4%理论量的MMP。
实施例12(位置2)。用连续法。将予热到40℃的每小时2.55kg(89.8mol)60%氨水和每小时1.923kg(14.60mol)MMP-氰醇在同时导入到混合在先的热反应管中，该加热管备有内温度测量设备、样品移动装置和带储料容器的附加MMP-CH进料管和带储料容器的NH3进料管和插入温度交换器。在反应管入口处，把反应温度调节到55℃。管出口末端温度为56℃，压力7.8巴超压，仃留时间17.3分钟，HPLC分析管出口处取出的样品，表明97.2%理论量蛋氨酸腈、0.3%理论量蛋氨酸酰胺，0.5%理论量MMP和1.8%理论量DN。
实施例13(位置2).用类似实施例12的方法，仃留时间21.8分钟，将2.45kg(86.3mol)每小时60%氨水与2.371kg(18.0mol)每小时MMP-氰醇进行反应。HPLC分析表明95.2%理论量蛋氨酸腈、0.0%理论量蛋氨酸酰胺，1.7%理论量DN0.7%理论量的MMP-CH和0.4%理论量MMP.
实施例14(位置2)。用类似于实施例12的方法，将每小时2.07kg(92.2mol)80%予热到53℃的氨水和每小时1.917kg(14.56mol)MMP-氰醇同时导入。反应温度在管入口调到57℃，管出口温度到56℃。压力14.4巴超压，仃留时间24.5分钟。HPLC分析管出口移出的样品，表明98.2%理论量蛋氨酸腈、0.0%理论蛋氨酸酰胺、1.3%理论量DN和0.4%理论量MMP.
实施例15D、L-蛋氨酸酰胺溶液(位置2，3和4)。在45℃，将50.0g(1.76mol)60%氨水导入到装有搅拌、测压计、内温度计、进料管、泵、储料容器和热浴的250ml不锈钢高压釜中。在1.5分钟内，边搅拌用泵注入37.25g(0.283mol)MMP-氰醇，温度升到54℃。压力7巴超压，在相同温度，将反应混合物继续搅拌10分钟，然后用伴随物冷却，将压释放到常压。
将2.5g(0.063mol)NaOH和8.8g(0.152mol)丙酮的110g(6.11mol)水的溶液，用泵注入混合物中。温度15℃，同时用水冷却混合物，温度升到27℃。在25℃，将反应混合物继续搅拌30分钟。并且马上进行分析，清亮浅黄色溶液(201.1g)具有如下组分19.93%重量比蛋氨酸酰胺 95.6%理论量0.38%重量比蛋氨酸 1.80%理论量0.06%重量比IM1 0.35%理论量0.46%重量比IM2 1.70%理论量0.05%重量比MMP 0.35%理论量实施例16(位置2，3和4)。用类似实施例15的方法，在45℃，将51.0g(1.80mol)60%氨水导入到高压釜中。然后，在1.5分钟内，边搅拌用泵注入42.0g(0.319mol)MMP-氰醇，温度升到54℃，压力7巴超压，在相同温度下，将反应混合物继续搅拌10分钟，用伴随物冷却，将压力释放到常压。
将12.0g(0.31mol)NaOH和8.8g(0.152mol)丙酮的113g(6.27mol)水的溶液用泵注入到混合物中，温度15℃，温度升高到27℃，在25℃，反应混合物继续搅30分钟，立即分析，混浑浅黄色溶液(208.3g)具有如下组分18.8%重量比蛋氨酸酰胺 82.8%理论量2.8%重量比蛋氨酸 12.2%理论量0.0%重量比IM10%理论量0.77%重量比IM22.7%理论量0.17%重量比MMP 1.1%理论量实施例17与储料容器相连的MMP-CH进料管和经热交换器与吸附及混合阶段(位置11)相连的氨进料管，通过混合路径接到装有内温测量装置的可加热流动管上。流动管通过自动压力单向阀接到搅拌的减压容器(位置3)上，减压容器气体空间通过管子与吸附阶段(位置9)相连接，而减压容器的下出料通过泵导至水解阶段(位置4)。水解阶段可以恒温控制。水解阶段由带循环泵环形反应器和向下液流流动管组成。环形反应器在其输入末端通过进料管和泵接到丙酮/NaOH水溶液的储料容器上，而流动管通过压力控制装置接到接受器上。吸附阶段(位置9)是NH3吸附系统，该吸附系统，是由与循环泵和骤冷器及安装的泡罩(蒸馏)塔在一起的槽容器组成。
柱的头馏分通过输送管和泵，从新鲜水罐中供应。槽排出管道到接受器。
每小时导入流动管(位置2)的平均量是从位置11予热到40℃的1.925g(14.61mol)MMP-氰醇和2.55kg(89.8mol)60%氨。这两个物质的量是有规律的流动。反应温度调节为管入口为55℃，管出口为56℃，压力7.8巴超压，仃留时间23分钟。减压容器(位置3)的压力是1.2巴超压，温度35℃。在减压容器中的粗氨基腈量通过恒量供给到水解阶段(位置4)的方式保持常量。
在水解阶段(位置4)环形反应器中，除了压力释放阶段(位置3)的粗氨基腈混合物外，从储料容器中用泵注入含7.25%重量比(0.464kg，7.99mol)再循环丙酮.2.0%重量比(0.128kg，3.2mol)NaOH和3.3%重量比NH3(0.211kg，12.4mol)的每小时6.40kg水溶液，环形反应器的温度是27℃，反应管26℃，总仃留时间是50分钟。
NH3吸附(位置9)的温度，维持22℃，压力1.2巴超压。在水解阶段(位置4)排料管中，可以得到平均每小时具有如下组分的10.58kg浅黄色产品水溶液。
19.19%重量比蛋氨酸酰胺 93.8%理论量0.31%重量比蛋氨酸 1.5%理论量0.38%重量比IM2 1.5%理论量0.26%重量比MMP 1.8%理论量实施例18D，L-蛋氨酸钠溶液(位置2，3，4，5，和6)。带泵的进料管和储料容器与装有搅拌、测压器、内温计和热浴的250ml不锈钢高压釜连接。
将38.3g(1.8mol)80%氨水导到在42℃高压釜中，然后，在1.5分钟内边搅拌用泵注入37.80g(0.287mol)MMP-氰醇，在56℃继续搅拌反应混合物20分钟，然后将11巴超压降至常压，在相同时间内冷却。回收14.4g(0.84mol)NH3。用伴随物冷却的2.5g(0.063mol)NaoH和8.8g(0.152mol)丙酮的122g(6.77mol)水的溶液用泵注入到该混合物中，混合物温度20℃，将反应温度升到25℃，在相同温度下，继续搅拌又35分钟。然后用泵注入18.6g(0.232mol)50%氢氧化钠溶液，在常压和100-105℃，将反应混合物搅拌30分钟，在160℃和15巴超压继续搅拌30分钟，过滤所得黄色溶液常压蒸发浓缩，所得到具有下面组分的102.3g黄色溶液。
40.15%重量比蛋氨酸 95.9%理论量微量DS10.42%重量比DS20.64%理论量＜10ppm氰化物实施例19用类似实施例18的方法，在44℃，将51.0g(1.8mol)60%氨水导入高压釜中，然后，在1.5分钟内，边搅拌下，用泵注入38.5g(0.292mol)MMP-氰醇，在55℃，搅拌反应混合物又11分钟，用伴随物冷却下将6巴超压降到常压。回收12.3gNH3。将2.5g(0.063mol)NaOH和8.8g(0.152mol)丙酮的115g水的溶液用伴随物冷却方法用泵注到该混合物，该混合物温度20℃，将温度升到25℃。在相同温度，继续搅拌又32分钟，然后，用泵注入18.6g(0.233mol)50%氢氧化钠溶液，在160℃和21巴超压，继续搅拌45分钟。过滤和常压蒸发浓缩所得浅黄色溶液。冷至室温后，得到具有如下组分的100.8g黄色溶液41.7%重量比蛋氨酸 96.5%理论量＜0.04%重量比DS1 ＜0.01%理论量0.42%重量比DS20.6%理论量＜10ppm氰化物实施例20用类似实施例19的方法，从50.0g(1.76mol)60%氨，39.3g(0.298mol)MMP-氰醇、2.5g(0.063mol)NaOH和3.6g(0.062mol)丙酮的79.6g(4.42mol)水的溶液，及18.8g(0.235mol)50%氢氧化钠溶液，制备蛋氨酸钠溶液，得到具有如下组分的浅褐色101.8g溶液。
41.2%重量比蛋氨酸 94.3%理论量0.20%重量比DS1 0.5%理论量0.66%重量比DS2 1.0%理论量实施例21(对照)用类似于实施例18的方法，在50℃，将122.2g(1.80mol)25%氨水导入到高压釜中，然后在1.5分钟内，边搅拌下，用泵注入39.4g(0.299mol)MMP-氰醇。在55℃和2巴超压，继续搅拌反应混合物10分钟，然后再冷却。用泵将6.2g(0.062mol)40%氢氧化钠溶液和3.6g(0.062mol)丙酮注入到温度为20℃的没有压力的混合物中，反应温度升到36℃。在33℃搅拌混合物60分钟，然后用泵注入19.1g(0.239mol)50%氢氧化钠溶液，在160℃和21巴超压，继续搅拌45分钟，所得溶液过滤并常压蒸发浓缩，冷至室温后，得到具有下面组分的104.2g红棕色溶液39.65%重量比蛋氨酸 92.6%理论值0.59%重量比DS1 1.5%理论值0.56%重量比DS2 0.8%理论值实施例22与储料容器相连接的MMP-CH进料管和通过热交换器与吸附和混合阶段(位置11)相连接的氨进料管，是通过上游混合路径接到装有内温测量装置(位置2)的可加热流动管上。流动管(位置2)直接与水解阶段(位置4)连接，水解阶段是恒温控制阶段由带循环泵的环形反应器，紧接的流动管所组成。环形反应器在其入口末端通过进料管和泵与装有丙酮/NaOH溶液储料容器相连接，而在其出口末端通过流动管和压力调节装置接到皂化反应器(位置5)上。皂化反应器由泡罩蒸馏塔组成，泡罩蒸馏塔最主要的挡板通过进料管和泵与装有氢氧化钠溶液的储料容器相连接，而柱的塔头通过压力制动装置连到吸附阶段(位置9)上。槽部分是由循环蒸发器组成。皂化反应器的水平控制槽排出管通过中间容器和泵连到后处理区(位置6)。后处理区是由予热器和其停留时间路径下流组成，后处理区通过恒温控制管和压力制动装置直接连到过滤器(位置7)上。过滤器是精制过滤器，过滤器排出物流到蒸发浓缩的阶段(位置8)。这个蒸发浓缩阶段是蒸发系统，蒸发系统是由降膜式蒸发器，下游冷凝器和产品收集容器组成。吸附阶段(位置9)用作吸附NH3，吸附阶段是由带循环泵的槽容器、骤冷器和安装的泡罩蒸馏塔组成。从新鲜水容器通过进料管和泵输送到柱头，此管中载有从皂化柱(位置5)的柱头中来的蒸汽而蒸发阶段(位置8)的冷凝管通到骤冷器。及吸附阶段(位置9)槽排料管通过泵接到蒸馏厂(位置10)，蒸馏厂是作为从输入混合物中连续分离NH3的压力蒸馏系统，它被设计成泡罩蒸馏塔，吸附阶段(位置9)的输入口与柱中间相连。
槽部分由循环蒸发器组成，循环蒸发器备有一个水平控制的，可冷却的排出管，并通过这个排出管与接受器接在一起，这个接受容器依次接到丙酮/NaOH水溶液储料容器上。
塔头部分由连有吸收器的冷凝器组成，接受器通过流动控制接到吸附和混合阶段(位置11)，混合阶段是由备有供料液态氨和新鲜水的压力稳定搅拌罐组成。
在控制流动下，将从位置11，予热到60℃每小时平均1.774kg(13.47mol)MMP-氰醇和每小时2.55kg(89.8mol)60%氨水导到流动管中，反应温度在管入口调节为55℃，在管出口为50℃，压力7.8巴超压，停留时间23分钟。将含7.25%重量比(7.50mol)丙酮和2.0%重量比(3.00mol)NaOH的以每小时6.0kg水溶液，从储料容器用泵注到环形反应器(位置4)。环形反应器温度是29℃，反应管温度25℃，总停留时间50分钟。每小时0.86kg(10.75mol)50%氢氧化钠水溶液用泵注入皂化反应器内(位置5)。槽温132℃，拄塔头118℃压力1.7巴超压，总停留时间26分钟。
蒸发吸附温度(位置9)保持19-22℃，通过冷却和泵每小时注入平均1升水的方式使压力在0.3-1.0巴超压，以每小时5.5-6.5升溶液从蒸发吸附阶段进到压力蒸馏柱中。槽温度161-163℃，塔头温度28-29℃，压力10巴超压，回流比0.5-0.6，含11-12%重量比丙酮和2.0-2.7%重量比NH3的以每小时平均4.0kg水溶液，收集在槽排出管的接受器内，将水，丙酮和氢氧化钠溶液加到这个溶液中，直到总浓度等于上面提到标定浓度，然后，将所得溶液导入水解阶段(位置4)的储料容器中。以每小时2.5升将从蒸馏柱塔头的接受器而来的冷凝氨与以每小时1升新鲜水在一起导入位置11。通过不时地通入少量新鲜NH3和新鲜水是较好的。后反应器温度(位置6)是180℃，压力12巴超压，停留时间20分钟。释放压力到一般压力和冷到90-95℃之后，过滤溶液(位置7)，然后在降膜蒸发器(位置8)135°-140℃/0.5巴中浓缩。从蒸发阶段(位置8)排出管得到具有如下组分的平均每小时4.69kg黄色蛋氨酸钠水溶液。
40.7%重量比蛋氨酸 95.0%理论量0.15%重量比DS1 0.4%理论量
0.18%重量比DS2 0.3%理论量6.74%重量比钠＜5ppm氰化物实施例23方法与实施例22相同，只是在流动管(位置2)和水解阶段之间插入降压阶段(位置3)。
降压阶段(位置3)是搅拌降压容器，而降压容器气相空间接到吸附阶段(位置9)上，而下出料通过泵接到水解阶段(位置4)。
过滤器(位置7)是由装有二个连续流过的活性碳过滤柱所组成，流体流动从低向上，以致从第二个柱的排出进入蒸发阶段(位置8)。
把予热到40℃(从位置11)的平均1.931kg(14.66mol)MMP-氰醇和2.61kg(92.0mol)60%氨导入流动管(位置2)中，每一个控制流动下。调节反应温度管入口为55℃，管出口为56℃，压力7.8巴超压，停留时间23分。在减压阶段(位置3)，在30℃，把反应混合物降到0.9-1.2巴超压，并用泵注入环形反应器(位置4)中，与此同时，从储料容器将含7.25%重量比(7.5mol)丙酮和2.0%重量比(3.0mol)NaOH的水溶液6.0kg用泵注入。环形反应器温度26℃，反应管温度25℃，整个停留时间50分钟。
将每小时0.92kg(11.50mol)50%氢氧化钠溶液用泵注入到皂化反应器(位置5)中，槽温度135℃，柱塔头122℃，压力1.7巴超压，总停留时间26分钟。
蒸发吸附阶段(位置9)的温度维持21-27℃，和压力为0.9-1.2巴超压，是通过冷却和用泵以平均1.8升水的方式进行的。以每小时5.5-6.5升溶液从位置9导到压力蒸汽柱中。槽温度160-161℃，塔头28-29℃，压力10巴超压，回流比调至0.5-0.6。将10-12%重量比丙酮和2.0-3.0%重量比NH3的平均4.0kg水溶液收集到每小时槽排出物的接受器中，把水、丙酮和氢氧化钠溶液加到这个溶液中，直到总浓度等于上面提到的标定浓度，而所得溶液然后导入到水解阶段(位置4)的储料容器中。将蒸馏柱塔头部分的接受器中的每小时2.5升冷凝氨与每小时1升新鲜水在一起导入到位置11中。通过适当不时添加少量新鲜NH3和新鲜水是较好的。后反应器(位置6)的温度180℃，压力12巴超压，停留时间20分钟。释放压力到常压和冷却到80℃之后，在这个温度于总共13kg活性炭(位置7)上通过该溶液，然后，在135-140℃/0.5巴降膜式蒸馏塔中浓缩(位置8)。在位置8的排出管中，得到具有下面组分的平均每小时4.945kg浅黄色蛋氨酸钠溶液。
42.16%重量比蛋氨酸 95.3%理论量0.18%重量比DS1 0.4%理论量0.20%重量比DS2 0.3%理论量6.74%重量比钠＜2ppm氰化物实施例24用类似于实施例23的方法，在控制流动下，将平均每小时1.978kg(15.02mol)MMP-氰醇和2.01kg(94.4mol)80%氨予热到40℃(从位置11)导入到流动管(位置2)中。管子入口反应温度调到58℃，管出口温度56℃，压力14.2巴超压，停留时间24.6分钟。在降压阶段(位置3)于30℃，把反应混合物降到0.9-1.0巴超压，并用泵注入环形反应器(位置4)。同时，从储料容器注入含6.55%重量比(7.56mol)丙酮和1.8%重量比(3.02mol)NaOH的每小时6.7kg水溶液。环形反应器温度26℃，反应管温度25℃，总停留时间50分钟。
将每小时0.96kg(11.98mol)50%氢氧化钠溶液用泵注入到皂化反应器(位置5)中。槽温133℃，柱的塔头118℃，压力1.7巴超压，总停留时间26分钟。
通过冷却和用泵以平均每小时2.4升水柱入蒸发吸附阶段(位置9)的方式，此阶段的温度维持在19-22℃，压力0.9-1.0巴超压，将位置9的每小时5.5-6.5升溶液导到压力蒸馏柱中。槽温159-161℃，塔头温28-29℃，压力10巴超压，调节回流比0.4-0.5，含10-12%重量比丙酮和2.0-3.0%重量比NH3的平均每小时4.0kg水溶液收集到槽排出的接受器中，将水、丙酮、氢氧化钠溶液加到这个水溶液中，直到所得总浓度等于上面所提标定浓度，然后，把所得溶液导到水解阶段(位置4)的储料容器中。将每小时2.5升蒸馏柱塔头部分的接受器中的冷凝氨与每小时0.4升新鲜水在一起导入到位置11中。通过适当不时地添加少量新鲜NH3和新鲜水是较好的。后反应器(位置6)的温度是180℃，压力12巴超压，停留时间20分钟，释放压力到常压和冷至80℃之后，在这个温度于总共13kg活性炭(位置9)上通过溶液，然后在135-140℃/0.5巴于降膜式蒸馏塔(位置8)上浓缩。在位置8的排出管中，可以得到具有如下组分的平均每小时4.87kg浅黄色蛋氨酸钠。
44.25%重量比蛋氨酸 96.2%理论量0.14%重量比DS1 0.3%理论量0.18%重量比DS2 0.2%理论量7.08%重量比钠＜5ppm氰化物实施例25蛋氨酸钙溶液(位置5)。将13.1(0.170mol)Ca(OH)2(96%)加到搅拌着的50.0g(0.330mol)蛋氨酸酰胺(97.8%)的223.2g水中，反应混合物加热到130℃之后，在这个温度和2巴超压下搅拌120分钟。反应混合物降至常压，同时冷却，得到含17.06%重量比蛋氨酸，99.2%理论量和0.08%重量比蛋氨酸酰胺，0.5%理论量的286.2g浅黄色过滤物。
权利要求
1.一种在酮存在下通过将蛋氨酸腈化物水解成蛋氨酸酰胺，随后用碱皂化生产蛋氨酸或一种蛋氨酸盐的方法，其特征在于在酰胺的皂化期间和/或其后于≥85℃温度下和/或通过真空将氨、酮和水一起除去。
2.根据权利要求1的方法，其特征在于蛋氨酸腈化物可以通过甲硫基丙醛(MMP)与氢氰酸和氨反应或者通过相应的氰酮(CH)与氨反应或者通过MMP/氢氰酸和相应的氰醇的混合物与氨反应获得。
3.根据权利要求1或2的方法，其特征在于酮从氨中分离出。
4.根据权利要求3的方法，其特征在于将基本上不含酮的氨转移到按照权利要求2的腈化合物合成中。
5.一种通过甲硫基丙醛(MMP)与氢氰酸和氨反应或者相应的氰醇(CH)与氨反应或者MMP、CH、氢氰酸和氨的混合物反应形成蛋氨酸腈化物，随后在酮存在下将此腈化物水解成酰胺，随后任意地将酰胺皂化，分离出氨并且将后者至少部分地回复到腈化物的合成步骤来生产蛋氨酸酰胺;蛋氨酸或一种蛋氨酸盐的方法，其特征在于回复以前的氨基本上不含有酮。
6.根据权利要求5的方法，其特征在于引入到腈化物合成步骤中再循环的氨以氰醇和/或醛为基准含有不超过25meg的酮。
7.一种在碱存在下通过水解蛋氨酸腈化物或蛋氨酸酰胺生产蛋氨酸或蛋氨酸盐的方法，其特征在于若皂化温度为160℃或更高，酰胺的起始浓度应保持在≤25%重量比。
8.根据权利要求7的方法，其特征在于皂化温度不超过200℃。
9.一种由氨/酮/水混合物，特别是在氨基酸酰胺或氨基酸腈化物皂化反应之后或其间分离出的混合物中分离氨的方法，其特征在于将混合物置于塔头与槽之间的一根柱子中，其中柱子超压保持在1-20巴之间，槽温度保持在100-200℃，而酮、水和任意少量的氨由槽中被排出。
10.根据权利要求9的方法，其特征在于可存在于氨中的甲硫醇可以通过蒸馏除去或被洗涤掉。
11.根据权利要求9或10的方法，其特征在于所用压为5-18巴，特别是为9-15巴，而温度为140-190℃，特别是150-180℃。
12.根据权利要求8-10其中之一的方法，其特征在于混合物被放置到柱子的中部或下半部。
13.一种通过甲硫基丙醛(MMP)与氢氰酸和氨反应和/或MMP-氰醇与氨反应生成蛋氨酸腈化物并任意地水解此腈化物来生产，特别是连续生产蛋氨酸腈化物，蛋氨酸酰胺，蛋氨酸或一种蛋氨酸盐的方法，其特征在于加入反应中的氨和氰醇或者氨和MMP的摩尔比至少为4∶1，其中所用氨的浓度为50%以上重量比，反应温度为40℃至80℃，而反应时间从5分钟至60分钟。
14.根据权利要求13的方法，其特征在于最迟在2%理论量的2，2′-双-(2-甲硫乙基)亚氨基二乙腈和/或2，2′-双-(2-甲硫乙基)亚氨基二乙腈-酰胺已经生成时，终止反应。
15.一种在酮存在下通过将蛋氨酸腈化物水解成蛋氨酸酰胺，随后任意地用碱皂化来生产蛋氨酸酰胺，蛋氨酸或一种蛋氨酸盐的方法，其特征在于腈化物的水解反应在15-50eq.H2O，0.2-2eq.酮、0.1-1.1eq氢氧化物和1-7eq.NH3(每一个都以腈化物为基准)的存在下进行，而温度为10-30℃，反应时间从10分钟至90分钟。
16.一种通过适合的醛与氢氰酸和氨反应或者通过相应的醛与氢氰酸反应随后将氨与氨基酸的腈化物反应，将氨基酸的腈化物水解成氨基酸的酰胺并随后用碱皂化来生产氨基酸或其盐的方法，其特征在于将皂化溶液加热到大于150℃的温度至多加热40分钟直到溶液中所含腈化物以40%重量比的氨基酸溶液为基准，被减少到低于10ppm。
17.根据权利要求16的方法，其特征在于在≥160℃加热进行至少15分钟。
全文摘要
本发明涉及连续生产蛋氨酸或其衍生物的方法，该方法适于大规模工业生产，该方法的详细描述见说明书。
文档编号C07C319/20GK1103066SQ93120388
公开日1995年5月31日 申请日期1993年10月20日 优先权日1992年10月20日
发明者H·A·哈斯伯格, K·胡希玛彻, S·若坦伯格, H·比奇, H·威盖尔 申请人:底古萨股份公司