DE4210611A1

DE4210611A1 - Verfahren zur Gewinnung von Phosphatidylcholin aus Phosphatidgemischen

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Publication number: DE4210611A1
Application number: DE19924210611
Authority: DE
Inventors: Siegfried Prof Dr Peter; Bernd Dipl Ing Dr Czech; Eckard Dipl Ing Dr Weidner; Zhengfeng Dipl Ing Zhang
Original assignee: Individual
Current assignee: Individual
Priority date: 1992-03-31
Filing date: 1992-03-31
Publication date: 1993-10-07
Anticipated expiration: 2012-04-01
Also published as: DE4210611C2; WO1993019617A1

Description

Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Abtren nung bzw. Anreicherung von Phosphatidylcholin (PC) aus bzw. in einer Phosphatidmischung durch Extraktion.

Die Phosphatide, im Handel als Lecithine bezeichnet, sind eine Gruppe von Phospholipiden, die sich aus den Strukturgruppen Glycerin, Fettsäuren, Phosphorsäure und Aminoalkohole bzw. Kohlehydrate zusammensetzen. Wichtige Vertreter der Phospha tide entsprechen den folgenden Strukturformeln:

In den obigen Strukturformeln sind R₁ und R₂ Fettsäurereste, wie sie im wesentlichen in den Begleitlipiden der Phosphatide, den Glycerinestern der Fettsäuren (Öle und Fette), vorkommen. Phosphatide pflanzlichen Ursprungs sind im allgemeinen stark ungesättigt. Neben den oben genannten Phosphatiden sind in pflanzlichen Produkten noch Phosphatidylserin (PS), Phospha tidsäure (PA), Phytoglykolipide und Lysophospholipide enthal ten. In Lecithinpräparaten tierischen Ursprungs findet man noch verschiedene Sphingolipide und Plasmalogene.

Wegen ihrer fettähnlichen Eigenschaften werden die Phospho lipide zu den Lipiden gerechnet. Sie sind im Organismus am Aufbau von Schichten und Strukturen, insbesondere von Membra nen, beteiligt. An Phosphatidylcholin reiche Phospholipide sind besonders reichlich in stoffwechselintensiven Organen wie Leber, Lunge, Herz und Hirn enthalten. Daraus wurde geschlos sen, daß mit einer gezielten Phospholipidtherapie die Funktion dieser Organe beeinflußt werden kann. Beschrieben wurden Le berschutz, Verminderung arteriosklerotischer Defekte, und Leistungssteigerung. Bei einer Verabreichung von 2,5 bis 4,0 g an Phospholipiden täglich über einige Monate wurde eine Erniedrigung des Serum-Cholesterinspiegels festgestellt. Auf grund des Phosphorgehalts wird den Phosphatiden therapeutische Wirkung auf den Nerven- und Hirnstoffwechsel sowie eine gün stige Wirkung auf Durchlässigkeit der Zellwände, Leistung des Herzmuskels, Wachstum, Entwicklung und Stoffumsatz, Blutarmut, Nervenleiden, Erschöpfungszustände usw. zugeschrieben.

Durch Auflösen von an Phosphatidylcholin reichen Lecithinen (in der Regel 70 bis 90 Gew.-% Phosphatidylcholin) in Wasser entstehen kugelförmige Gebilde aus einer oder mehreren Lipid doppelschichten mit wäßrigem Innenraum, die als Liposome be zeichnet werden. Diese können auch als Träger für Arzneimittel in Frage kommen, falls es gelingt, sie selektiv in bestimmten Organen anzureichern.

Phosphatide kommen als Begleitstoffe in allen natürlichen Fetten vor. In den vegetabilischen Ölen aus Ölsaaten, wie z. B. Sojabohnen, Raps, Sonnenblumensamen, Maiskörnern, Hanf und Leinsamen sind Phosphatide in Konzentrationen von 0,2 bis 0,6 Gew.-% enthalten.

Die obigen Materialien sind allesamt als Quelle von Phospha tidgemischen, die dem erfindungsgemäßen Verfahren unterzogen werden können, geeignet.

Der größte Teil der im Handel befindlichen Phosphatide wird gegenwärtig bei der Verarbeitung von Sojaöl und Rapsöl gewon nen. Weiterhin werden Hühnereier, Hefelipide und Bakterienbio masse zur Gewinnung von Phosphatiden herangezogen. Diese Phos phatidgemische tragen im Handel die Sammelbezeichnung "Leci thin".

Nach Abtrennung der Begleitstoffe, vor allem der Fette, werden die Phosphatide als gelbliches, meist etwas klebriges Produkt erhalten. Dieses als "Reinlecithin" gehandelte Produkt besteht aus einem Gemisch verschiedener Phosphatide.

Die prozentuale Zusammensetzung der Phosphatidgemische aus Soja einerseits und Ei andererseits kann der nachstehenden Tabelle entnommen werden:

Das Eilecithin zeichnet sich gegenüber den pflanzlichen Leci thinen durch seinen hohen Gehalt an Phosphatidylcholin aus. Deswegen ist es für die Verwendung in Medizin und Pharmazie von besonderem Interesse. Da das Ei bzw. das Eigelb ein teue res Ausgangsprodukt ist, ist das Eilecithin entsprechend kost spielig. In der Medizin und Pharmazie hat das an Phosphatidyl cholin reiche Lecithin als Therapeutikum bei Fettstoffwechsel störungen, als Diätetikum, als Stärkungsmittel und Gehirnnah rung, zur Senkung von Blutcholesterin- und Lipidspiegel usw. an Bedeutung gewonnen. Da PC und die durch ihren PE-Gehalt charakterisierten Kephaline in mancher Beziehung antagonis tisch wirken, ist das aus Rohlecithin gewonnene Produkt umso wertvoller, je größer das Verhältnis PC/PE ist.

Zur Fraktionierung von Rohlecithin ist verschiedentlich die Verwendung von aliphatischen Alkoholen vorgeschlagen worden (vgl. z. B. C.R. Scholfield, H.J. Rutton, F.W. Tanner jr. und J.C. Cowan, J. American Oilchemist′s Soc. 25, 386 (1948)). Eine Verfahrens- und Anlagenbeschreibung geben H. Liebing und J. Lau in "Fette, Seifen, Anstrichmittel", 78, 123 (1976). Das Rohlecithin wird vor der Flüssig-Flüssig-Extraktion mit eini gen Prozenten Monoglyceriden gemischt. Als Extraktionsmittel werden Methanol, Ethanol, Isopropanol, sowie Gemische aus Methanol und Isopropanol verwendet. Das PC/PE-Verhältnis wird bei der Extraktion mit Alkoholen von etwa 1 : 1 im Ausgangspro dukt nach 3 : 1 bis 5 : 1 verschoben. Es werden so Produkte mit einem PC-Gehalt von bis zu 40 Gew.-% erhalten. Die Extrak tionstemperaturen liegen bei 10 bis 40°C. Die als Extrakt erhaltene Miscella wird im Vakuum (3 bis 5 torr) im Dünn schichtverdampfer vom Lösemittel befreit. Im Extrakt sind bei den gegebenen Arbeitsbedingungen der Gegenstromextraktion etwa 2 bis 3% Phosphatide gelöst.

Pardun berichtet in "Fette, Seifen, Anstrichmittel", 86, 55 bis 62 (1984), daß sich durch eine Flüssig-Flüssig-Extraktion mit Alkoholen eine Anreicherung von PC erzielen läßt. Die besten Ergebnisse wurden dabei mit reinem Methanol erhalten. Durch einen Wasserzusatz von ca. 15 Gew.-% konnte die Selek tivität erheblich gesteigert werden, allerdings unter Abnahme des Wirkungsgrades. Die Löslichkeit von PC im wasserhaltigen Alkohol ist sehr gering. Durch Gegenstromführung läßt sich ein auf etwa 45 Gew.-% PC angereichertes Produkt erzeugen. Wenn gleich dies für die Verwendung im Lebensmittelsektor ausrei chend ist, werden für die Verwendung in Medizin und Pharmazie jedoch Produkte mit einem PC-Gehalt von 70 Gew.-% und mehr benötigt.

Ein weiteres, in den DE-A-16 17 679 und 16 17 680 beschriebe nes Verfahren besteht in der Auflösung der ölhaltigen Rohphos phatide (Rohlecithin des Handels) in Essigester oder einem dichlorierten Kohlenwasserstoff mit 1 bis 2 Kohlenstoffatomen bzw. einer Mischung dieser Lösungsmittel, wobei die letztere bis zu 6 Vol.-% Alkohol enthalten kann. Die erhaltene Lösung wird mit der 5fachen Menge Aluminiumoxid, bezogen auf den Rohphosphatidgehalt, versetzt und gerührt. Anschließend wird das hochgereinigte Phosphatidylcholin mit Alkohol vom Adsor bens eluiert. Anstelle des Zusatzes von granuliertem Alumini umoxid kann die erhaltene Rohphosphatidlösung auch auf eine Aluminiumoxidsäule gegeben werden.

Eine weitere in der Literatur beschriebene Möglichkeit zur Lecithinfraktionierung ist die präparative Säulen- oder Ver teilungschromatographie an Silicagel. Bei Verwendung von To luol/Methanol-Gemischen als Lösungsmittel kann durch Vertei lungschromatographie 97 bis 99%iges PC gewonnen werden.

Nach einem anderen Verfahren (DE-A-10 47 597) extrahiert man den Aceton-unlöslichen Anteil des Rohlecithins mit Ethanol und läßt den Extrakt, der 2 bis 3 Gew.-% Phosphatide enthält, durch eine Säule aus Al₂O₃ und MgO perkolieren. Nach dem Ein dampfen des Perkolats bleibt ein Gemisch aus Phosphatidylcho linen zurück.

Die DE-A-32 27 001 beschreibt ein Verfahren zur Gewinnung von Phosphatidfraktionen, die mit PC hoch angereichert sind. Der aus handelsüblichen entölten Phosphatiden pflanzlicher Her kunft erhaltene Ethanolextrakt wird mit der 2,5- bis 3,5fa chen Menge an Aluminiumoxid bei einer Temperatur oberhalb von 50°C behandelt. Nach Einstellung des Gleichgewichts wird das beladene Aluminiumoxid abgetrennt. Durch Eindampfen der Lösung im Vakuum wird eine Phosphatidfraktion mit einem PC-Anteil von 70 bis 75 Gew.-% erhalten.

Ein anderes Verfahren (DE-A-16 92 568) sieht die Zugabe von 5 bis 30% eines Monoglycerids mit einem Gehalt von mindestens 50% an ungesättigten Fettsäuren zu pflanzlichen Rohphosphati den vor. Anschließend wird aus der Lösung mit niedermolekula ren aliphatischen Alkoholen, die 10 Vol.-% Wasser enthalten, PC extrahiert. Die Anwesenheit von 10% Monoglyceriden erhöht den Wirkungsgrad der Alkoholextraktion. Der erhaltene Extrakt weist ein PC/PE-Verhältnis von etwa 4 bis 6 auf. Der Gehalt des Extraktes an PC beträgt dabei 30 bis 40%. Die zugesetzten Monoglyceride gehen zum größten Teil in das extrahierte Leci thin über. Für viele technische Zwecke kann das erhaltene Ge misch aus Lecithin und Monoglyceriden unmittelbar verwendet werden.

Die genannten Verfahren zur Gewinnung von hochprozentigen Phosphatidylcholinen sind sehr kostenintensiv, weil dazu ein Adsorptionsschritt mit hochaktiven Feststoffen erforderlich ist und diskontinuierlich gearbeitet werden muß. Sojalecithin mit einem PC-Gehalt von 45% ist um den Faktor 4 bis 5 teurer als entöltes Lecithin. Sojalecithin mit einem PC-Gehalt von 70% ist sogar um den Faktor von etwa 25 teurer als entöltes Lecithin. Es besteht demnach ein großes Interesse an einem Verfahren, das die Herstellung von an PC reichen Lecithinen zu wirtschaftlich günstigen Bedingungen ermöglicht.

In US-A-4 714 571 wird ein Verfahren zur Abtrennung und Reini gung bestimmter Phosphatide, insbesondere von PC, aus Phospha tidmischungen beschrieben, bei welchem eine Extraktion des PC mit Hilfe von Acetonitril, Acetonitril-Kohlenwasserstoff-Gemi schen oder Acetonitril-Fluorkohlenwasserstoff-Gemischen er folgt. Das extrahierte PC wird vom Extraktionsmittel durch Vakuumdestillation bei einem Druck von 1,0 mm Hg abgetrennt. Zur vollständigen Beseitigung des Acetonitrils aus dem PC wird mehrmaliges Auflösen in einem Kohlenwasserstoff mit anschlie ßendem Lösen in heißem Aceton und darauffolgender Kristalli sation des PC durch Abkühlen vorgeschlagen. Die vollständige Befreiung des Produkts vom Extraktionsmittel ist somit ein komplizierter und aufwendiger Prozeß, der mit erheblichen Kosten verbunden ist.

In der EP-A-372 327 wird ein Verfahren zur Fraktionierung von Phosphatidmischungen beschrieben, bei dem durch Extraktion mit wasserhaltigem Alkohol, wie z. B. Ethanol, die Selektivität durch Einstellung des pH-Wertes kontrolliert wird. Bei pH 8 werden vorzugsweise PC und PE extrahiert, während bei pH 5 vorwiegend PA extrahiert wird. PI ist vollständig unlöslich im Lösemittel und wird hauptsächlich als Extraktionsrückstand gewonnen. Zur Einstellung des pH-Wertes werden Ammoniak und Salzsäure verwendet. Ebenso sind wäßrige Alkalihydroxidlösun gen und wäßrige Alkalisilikatlösungen zur Erzeugung hoher pH- Werte geeignet. Es werden Produkte mit einem PC-Gehalt von 51% erhalten. Das Extraktionsmittel wird durch Destillation vom Produkt getrennt, wobei die vollständige Beseitigung der Reste des Extraktionsmittels aus dem Produkt jedoch zahlreiche Schritte erfordert.

In der EP-A-431 709 wird die Extraktion eines Phosphatidgemi sches mit einem überkritischen Lösungsmittel, insbesondere mit überkritischem Kohlendioxid und darin enthaltenem Schleppmit tel, beschrieben. Das Verfahren ist dadurch gekennzeichnet, daß die Mischung der Phosphatide vor der Extraktion auf einen pH-Wert unterhalb 4 gebracht wird. Als Schleppmittel wird Ethanol bevorzugt. Das extrahierte Produkt ist Phosphatidsäu re (PA).

In Shokuhin Sangyo Senta Gÿutsu Kenkyu Hokoku, 17, 61-72 (1991), wird die Fraktionierung und Reinigung von pflanzlichem Lecithin mit flüssigem oder überkritischem Kohlendioxid und Ethanol als Schleppmittel beschrieben. Vor der Extraktion muß das (Soja-) Lecithin an einem inaktiven Pulver aus z. B. Dex trin, Cellulose oder Perlite adsorbiert werden, um reprodu zierbare Ergebnisse und bessere Ausbeuten zu erhalten. Optima le Bedingungen für den Erhalt von hochgereinigtem PC (PC-Ge halt 80 bis 90%) waren 40 bis 60°C und 10 bis 30 MPa (über kritische Bedingungen) bzw. -20 bis 30°C und 5 bis 8 MPa (flüssige Bedingungen). Die effektive Konzentration von Etha nol als Schleppmittel betrug 4 bis 20%. PE wurde später elu iert als PC und eine verhältnismäßig hohe Konzentration wurde erhalten. Wenn Lysolecithin, das durch die Behandlung von PC mit Phospholipase erzeugt wurde, als Ausgangsmaterial diente, wurde durch dasselbe Verfahren hochgereinigtes Lysolecithin erhalten. Obwohl Phosphatidsäure unter den obigen Bedingungen nicht eluiert wurde, konnte es fraktioniert werden, wenn das Lecithin mit Kationenaustauscherharzen behandelt wurde, um anorganische Kationen zu entfernen. Die Fraktionierungs- und Reinigungstechnik konnte erfolgreich auch für Lecithin aus Rapssaat und Korn angewendet werden.

Phosphatide sind in Ethanol nur relativ wenig löslich. Die Mischung aus Ethanol und Phosphatiden ist sehr viskos. Deshalb führt die Extraktion mit dichtem Kohlendioxid und Ethanol als Schleppmittel zu Ergebnissen, die schwierig reproduzierbar sind. Die Adsorption des Lecithins an Feststoffen hat den Nachteil, daß eine Extraktion nur absatzweise durchgeführt werden kann. Aus wirtschaftlichen Gründen ist jedoch ein kon tinuierliches Verfahren bevorzugt. Letzteres hat zur Voraus setzung, daß die Viskosität der koexistierenden flüssigen Phase gering ist.

Es ist bekannt, daß PC in niedermolekularen aliphatischen Alkoholen bevorzugt löslich ist. Jedoch wird nach den bekann ten Verfahren kein Produkt erhalten, das mehr als 50% PC ent hält, wenn man einmal von den Verfahren der präparativen Chro matographie absieht. Letztere sind aber sehr kostenintensiv. Vermutlich geht bei der Extraktion mit höherem PC-Gehalt die Selektivität verloren. Außerdem ist die Löslichkeit der Phos phatide in Alkohol relativ gering.

Der vorliegenden Erfindung lag somit die Aufgabe zugrunde, ein technisch und wirtschaftlich vorteilhaftes Verfahren zur Ge winnung von PC aus leicht zugänglichen und in den gewünschten Mengen verfügbaren Ausgangsmaterialien bereitzustellen. Außer dem sollen in diesem Verfahren nach Möglichkeit nur Stoffe verwendet werden, die nach der Verordnung der Kommission der Europäischen Gemeinschaft zur Gruppe der für die Lebensmittel technologie ohne Einschränkung zugelassenen Stoffe (Gruppe 1) gehört.

Erfindungsgemäß wird die obige Aufgabe durch ein Verfahren zur Abtrennung bzw. Anreicherung von PC aus bzw. in einer Phospha tidmischung durch Extraktion gelöst, das dadurch gekennzeich net ist, daß man

(i) die Phosphatidmischung bei einem Druck von 2 bis 50 MPa mit
- (a) mindestens einem aliphatischen Alkohol mit 1 bis 12 Kohlenstoffatomen;
- (b) mindestens einem aliphatischen Kohlenwasserstoff mit 2 bis 16 Kohlenstoffatomen; und
- (c) einem aus CO₂, Methan, Ethan, N₂O und Mischungen derselben ausgewählten Gas
in Kontakt bringt, wobei die Komponente (c) in solchen Mengen verwendet wird, daß die resultierende Mischung in mindestens zwei Phasen vorliegt, von denen eine gasförmig ist; und
(ii) die gasförmige Phase abtrennt und die darin enthaltenen Phosphatide zurückgewinnt.

Zur Erzeugung von reinem PC mit Hilfe (vorzugsweise kontinu ierlich arbeitender) Extraktionsverfahren aus beispielsweise Sojalecithin müssen Bedingungen aufgefunden werden, bei denen ausreichende Trennfaktoren auch bei hohen PC-Gehalten vorhan den sind. Überraschenderweise findet man gute Selektivitäten für PC auch bei hohen Gehalten desselben, wenn dem System aus aliphatischem Alkohol (z. B. Ethanol) und Phosphatidmischung (z. B. Lecithin) ein aliphatischer kurzkettiger Kohlenwasser stoff zugegeben und danach durch Zugabe eines Gases (z. B. Kohlendioxid) dafür gesorgt wird, daß das System zweiphasig wird.

Als Ausgangsmaterial für das erfindungsgemäße Verfahren eignen sich insbesondere Phosphatidmischungen natürlichen (tierischen oder pflanzlichen) Ursprungs. Besonders bevorzugt werden Phosphatidmischungen pflanzlichen Ursprungs.

Bevorzugt wird es auch, wenn es sich bei der Ausgangs-Phospha tidmischung um Rohlecithin oder Reinlecithin (d. h. entöltes Rohlecithin) handelt.

Als Komponente (a) werden (vorzugsweise gesättigte) aliphati sche Alkohole mit 1 bis 6 Kohlenstoffatomen bevorzugt, wobei Alkohole mit 1 bis 3 Kohlenstoffatomen, insbesondere Methanol, Ethanol und Isopropanol, besonders bevorzugt werden.

Die (bevorzugt gesättigten) Kohlenwasserstoffe (b) werden vorzugsweise aus solchen mit 3 bis 10, insbesondere 3 bis 6 Kohlenstoffatomen ausgewählt, wobei Propan, Butan, Isobutan und Mischungen derselben besonders bevorzugt sind.

Unter den Gaskomponenten (c) wird CO₂ bevorzugt, wobei die alleinige Verwendung von CO₂ als Komponente (c) besonders bevorzugt wird.

Das Gewichtsverhältnis von Komponente (b) zu Komponente (c) liegt normalerweise im Bereich von 1 : 1 bis 1 : 20, wobei der Bereich von 1 : 1,5 bis 1 : 15 bevorzugt und der Bereich von 1 : 3 bis 1 : 10 besonders bevorzugt wird.

Das erfindungsgemäße Verfahren wird vorteilhafterweise bei einem Druck von 4 bis 40 MPa, insbesondere von 5 bis 30 MPa durchgeführt, wobei der Druckbereich von 6 bis 20 MPa beson ders bevorzugt wird.

Wenngleich das erfindungsgemäße Verfahren prinzipiell bei jeder Temperatur oberhalb des Gefrierpunkts der eingesetzten Komponenten durchgeführt werden kann, sind dieser Temperatur nach oben durch die thermische Stabilität insbesondere der Phosphatide Grenzen gesetzt. Demgemäß wird das erfindungsge mäße Verfahren normalerweise bei einer Temperatur im Bereich von 0 bis 120°C, insbesondere 20 bis 90°C, durchgeführt. Be sonders bevorzugt wird der Temperaturbereich von 20 bis 70°C (z. B. 40 bis 60°C).

Das Gewichtsverhältnis von Komponente (a) zu Phosphatidmi schung beträgt im allgemeinen 1 : 10 bis 10 : 1 und insbesondere 1 : 5 bis 5 : 1. Ist das Ausgangsmaterial Rohlecithin, so wird ein Gewichtsverhältnis von Komponente (a) zu Rohlecithin von 1 : 5 bis 4 : 1, insbesondere von 1 : 2 bis 2 : 1 bevorzugt, während im Falle von Reinlecithin das entsprechende Gewichtsverhältnis vorzugsweise im Bereich von 1 : 4 bis 10 : 1 und insbesondere von 1 : 3 bis 4 : 1 liegt.

Bei 20°C und einem Druck von 4 MPa sind Kohlenwasserstoffe mit 3 bis 10 Kohlenstoffatomen mit (aliphatischen) Alkoholen mischbar. Infolge der Anwesenheit eines Kohlenwasserstoffs ist die Löslichkeit der Phosphatide gegenüber derjenigen in einem Alkohol, der keinen Kohlenwasserstoff gelöst enthält, um den Faktor 2 bis 5 erhöht. Dies ist für die Wirtschaftlichkeit des vorliegenden Verfahrens von erheblichem Vorteil. Unter den genannten Bedingungen entstehen in Gegenwart von z. B. Kohlen dioxid zwei Phasen, von denen die Gasphase einen höheren Ge halt an Phosphatidylcholin, bezogen auf die gelösten Phospha tide, besitzt als die flüssige Phase. PE, PI, PS und PA rei chern sich in der flüssigen Phase an. Ist Rohlecithin das Ausgangsprodukt, werden die die Phosphatide begleitenden Fett säureglyceride und die freien Fettsäuren ebenfalls in der Gasphase angereichert.

Da entöltes Lecithin eine sehr pastöse Masse ist, muß es vor der (bevorzugt angewendeten kontinuierlichen) Gegenstromex traktion in Lösung gebracht werden. Dies kann z. B. in der Weise geschehen, daß das Reinlecithin in einer Alkohol-Kohlen wasserstoff-Mischung oder in einem flüssigen Kohlenwasserstoff bzw. in niedrigviskosen Triglyceriden gelöst wird. Die Anwe senheit von Kohlenwasserstoffen im Extraktionsmittel ernied rigt die Viskosität der flüssigen Phase erheblich. Auf diese Weise wird die Extraktion in einer Gegenstromkolonne möglich, was für die Wirtschaftlichkeit des Verfahrens von großer Be deutung ist.

Das erfindungsgemäße Verfahren wird vorzugsweise als kontinu ierliche Gegenstromextraktion durchgeführt, insbesondere in einer Apparatur, wie sie in Fig. 1 schematisch dargestellt ist. (In Fig. 1 stehen die Bezugszeichen für folgende Einhei ten: 1 = Beschickungsbehälter; 2 = Beschickungspumpe; 3 = Extraktionskolonne; 4 = Regenerierkolonne; 5 = Kreisgaskom pressor; 6 = Extraktbehälter; 7 = Rücklaufpumpe; 8 = Raffinat behälter.) Diese Apparatur besteht aus zwei Kolonnen, von denen die erste (Extraktionskolonne) zur Abtrennung des PC und die zweite (Regenerierkolonne) zur Regenerierung des Extrak tionsmittels dient. Das regenerierte Extraktionsmittel kann in die Extraktionskolonne zurückgeführt werden. Die schwere flüssige Phase fließt in der Extraktionskolonne nach unten und die leichte Gasphase im Gegenstrom aufwärts. Das Ausgangsmate rial wird etwa in der Mitte der Extraktionskolonne aufgegeben. Auf dem Weg nach oben reichern sich die in der Gasphase gelö sten Phosphatide, insbesondere das PC, immer mehr an. Die abwärts strömende flüssige Phase verarmt an PC.

Die Regenerierung des Extraktionsmittels bzw. die Stufe (ii) des erfindungsgemäßen Verfahrens erfolgt vorzugsweise durch Temperaturerhöhung und/oder Teilentspannung. Dabei fallen die gelösten Phosphatide und die gegebenenfalls vorhandenen Tri glyceride aus und werden als Sumpfprodukt aus der Regenerier kolonne abgezogen. Das Sumpfprodukt enthält Alkohol und Koh lenwasserstoff in dem dem Gleichgewicht entsprechenden Umfang gelöst. Der gelöste Kohlenwasserstoff (z. B. Propan) kann durch Entspannung der Produkte auf Atmosphärendruck vollständig zurückgewonnen werden. Der gelöste Alkohol kann z. B. durch Destillation, Strippen oder Versprühen zurückgewonnen werden.

Nach dem erfindungsgemäßen Verfahren kann auch so vorgegangen werden, daß man z. B. Rohlecithin mit einem Gehalt von 65% Lecithin und 35% (Soja-) Öl in einem Vorsättiger mit einem Kohlenwasserstoff (beispielsweise Propan) belädt und die re sultierende Lösung als Ausgangsmaterial verwendet. Bei der (Gegenstrom-) Extraktion werden das Öl und PC bevorzugt über den Kopf der Kolonne ausgetragen. Im Sumpfprodukt der Extrak tionskolonne sind die übrigen Phosphatide angereichert. Das Kopfprodukt wird unter Entspannung abgezogen. Dabei entweicht Komponente (c) (z. B. Kohlendioxid) und ein großer Teil des Kohlenwasserstoffs (b) und die Lösefähigkeit der Gasphase wird so stark herabgesetzt, daß die gelösten Phosphatide und gege benenfalls vorhandenen Triglyceride des Öls vollständig aus fallen. Aus der dabei entstehenden Lösung können Alkohol (a) und Kohlenwasserstoff (b) z. B. durch Destillation im Vakuum abgetrennt werden.

Vorzugsweise wird zumindest ein Teil des bei der Regenerierung des Extraktionsmittels anfallenden Produktes zur Extraktions kolonne als Rücklauf zurückgeführt. Da mit zunehmendem Gehalt der Phosphatide an PC das Zweiphasengebiet schrumpft, besteht die Gefahr, daß im Verstärkerteil der Extraktionskolonne Ein phasigkeit entsteht. Zur sicheren Verhütung des Auftretens von Einphasigkeit kann in der Extraktionskolonne durch ent sprechende Maßnahmen ein Temperaturprofil in der Weise erzeugt werden, daß am Extraktaustritt (Kolonnenkopf) eine höhere Temperatur als am Raffinataustritt (Kolonnensumpf) herrscht. Zweckmäßigerweise beträgt die Temperaturdifferenz zwischen Raffinataustritt und Extraktaustritt 15 bis 50°C, vorzugsweise 20 bis 30°C. Die optimale Differenz kann im konkreten Einzel fall aufgrund der Phasengleichgewichte festgelegt werden.

Die folgenden Beispiele und Bezugsbeispiele dienen der näheren Erläuterung der vorliegenden Erfindung, ohne diese zu be schränken.

Beispiel 1 (Bezugsbeispiel)

Reinlecithin, das 25 Gew.-% PC, 30 Gew.-% PE, 16 Gew.-% PI, 11 Gew.-% PA und 12 Gew.-% andere Phosphatide enthielt, wurde in verschiedenen Verhältnissen mit Ethanol vermischt und in einen 1-Liter-Autoklaven eingefüllt. Die Temperatur des Auto klaven wurde durch einen Regler konstant gehalten. Nach dem Erreichen der gewünschten Temperatur wurde Kohlendioxid bis zum gewünschten Druck zugepumpt. Durch Schütteln des Autokla ven wurde für gute Durchmischung gesorgt und so das Gleichge wicht zwischen den entstehenden zwei Phasen eingestellt. Die Zusammensetzung des Lecithins in den beiden Phasen wurde mit Hilfe von Dünnschichtchromatographie (DC) ermittelt. Die Ver suchsbedingungen und die eingesetzten Mengen an Ethanol und Lecithin sowie die Zusammensetzung der Gasphase sind in der nachfolgenden Tabelle 1 zusammengefaßt.

Tabelle 1

Aus den obigen Ergebnissen folgt, daß der Phosphatidgehalt in der Gasphase zunimmt, wenn der Ethanolgehalt des Systems an steigt (vgl. Versuche 1, 2 und 3), die Temperatur erniedrigt (vgl. Versuche 3 und 5) oder der Druck erhöht (vgl. Versuche 3 und 4) wird. Je größer der Phosphatidgehalt der Gasphase, desto kleiner ist der PC-Gehalt des Extraktes. Die Extrakte enthielten praktisch keine Phosphatidsäure.

Wie aus den obigen Versuchen hervorgeht, ist die Selektivität des Phasenübergangs im System Sojalecithin/Ethanol/Kohlendi oxid sehr attraktiv. Leider ist jedoch die Viskosität der Raffinatphase nach Verminderung des Gehalts an PC so hoch, daß eine kontinuierliche Extraktion nicht realisierbar ist.

Beispiel 2 (Bezugsbeispiel)

In einer weiteren Versuchsreihe wurde geprüft, ob bei Anwesen heit von Sojaöl die Löslichkeit der Phospholipide erhöht wird. Zu diesem Zweck wurden die Phasengleichgewichte bei Verwendung von Rohlecithin anstelle von Reinlecithin untersucht.

Insbesondere wurde Rohlecithin, das 14 Gew.-% PC, 13 Gew.-% PE, 14 Gew.-% PI, 11 Gew.-% PS, 1,1 Gew.-% Lyso-PC und 35 Gew.-% Sojaöl enthielt, im Gewichtsverhältnis 1 : 1 mit Ethanol gemischt und in einen 1-Liter-Autoklaven eingefüllt. Nach Einstellung der gewünschten Temperatur wurde bis zum Erreichen des Versuchsdruckes Kohlendioxid in den Autoklaven eingepumpt. Durch Schütteln des Autoklaven wurde für gute Durchmischung gesorgt. Nachdem das Gleichgewicht sich eingestellt hatte, wurden aus beiden Phasen Proben entnommen und mit Hilfe von DC analysiert. Die genauen Versuchsbedingungen und die erhal tenen Ergebnisse sind in der folgenden Tabelle 2 zusammenge stellt.

Tabelle 2

Beim Versuch 6 entstanden drei Phasen, nämlich eine an Kohlen dioxid reiche Phase, eine mittlere an Ethanol reiche Phase und eine untere, an Lecithin reiche Phase. Mit zunehmendem Gehalt der Gasphase an Phosphatiden nimmt die Selektivität für PC ab. Bei geringeren Drücken als bei Abwesenheit von Sojaöl wird die gleiche Konzentration an Phosphatiden in der Gasphase erhal ten.

Das Sojaöl erhöht die Konzentration der Phosphatide im Extrak tionsmittel. Dabei bleibt überraschenderweise die Selektivität des Phasenübergangs unverändert. Deshalb kann eine Anreiche rung des PC auf hohe Konzentrationen (etwa 90%) ohne vorherige Entölung des Ausgangsprodukts erzielt werden. Die Erhöhung der Phosphatidkonzentration im Extraktionsmittel kann auch durch die Zugabe eines leichtflüchtigen Alkans als Schleppmittel erreicht werden. Besonders vorteilhaft ist eine Kombination von dichtem Gas und Schleppmittel, bei denen die Verteilungs koeffizienten zwischen den beiden Phasen gleich sind. Diese Forderung ist im Fall der Sojaphosphatide überraschenderweise für ein Gemisch aus Kohlendioxid und Propan nahezu erfüllt, wie das folgende Beispiel 3 zeigt.

Die leichtflüchtigen Alkane Propan und Butan sind als Schleppmittel auch deswegen gut geeignet, weil sie einen sehr niedrigen Siedepunkt besitzen und zudem physiologisch unbe denklich sind. Sie sind nach den EG-Richtlinien für Lebens mittel in der Gruppe der Lösemittel eingeordnet, die ohne Einschränkung zur Behandlung von Lebensmitteln zugelassen sind. Außerdem vermindern sie die Viskosität der Lecithin/ Ethanol-Gemische schon bei relativ kleinen Konzentrationen sehr stark (um mehrere Zehnerpotenzen).

Die Extraktionsbedingungen werden vorzugsweise so gewählt, daß das quasiquartäre System Lecithin/(Soja-)öl/Alkohol (z. B. Ethanol)/Kohlenwasserstoff (z. B. Propan) eine niedrigviskose Lösung bildet.

Beispiel 3

Reinlecithin, das 20 Gew.-% PC, 19 Gew.-% PE, 21 Gew.-% PI, 17 Gew.-% PS und 0,8 Gew.-% Lyso-PC enthielt, wurde mit Metha nol vermischt und in einen 1-Liter-Autoklaven eingefüllt. Danach wurde ein Gasgemisch aus 90 Gew.-% Kohlendioxid und 10 Gew.-% Propan bis zum gewünschten Druck zugepumpt. Durch Schütteln des Autoklaven wurde für rasches Einstellen des Gleichgewichts gesorgt. Die genauen Versuchsbedingungen und die erhaltenen Ergebnisse sind nachfolgend tabelliert (Tabelle 3).

Tabelle 3

Der Gehalt der Phosphatide in der Gasphase wird durch die Zugabe von Propan deutlich erhöht. Dabei ist das Verhältnis von Propan zu Kohlendioxid in beiden Phasen etwa gleich. Die Erhöhung der Temperatur hat bei Anwesenheit von Propan eine Erhöhung der Löslichkeit in der Gasphase zur Folge. Entspre chend der Erhöhung der Konzentration der Phosphatide in der Gasphase ist die Selektivität vermindert.

Beispiel 4

Reinlecithin, das 20 Gew.-% PC, 21 Gew.-% PE, 17 Gew.-% PI, 8 Gew.-% PS und 7,5 Gew.-% andere Phosphatide enthielt, wurde mit Isopropanol im Gewichtsverhältnis 1 : 1 vermischt und in einen 1-Liter-Autoklaven eingefüllt. Bei der gewünschten Tem peratur wurde ein Gasgemisch aus 80 Gew.-% Kohlendioxid und 20 Gew.-% Butan bis zum gewünschten Druck in den Autoklaven gepumpt. Durch Schütteln des Autoklaven wurde für gute Durch mischung gesorgt. Nach Erreichen des Gleichgewichts wurde die Phasentrennung abgewartet und danach wurden aus beiden Phasen Proben entnommen. Die Proben wurden mit Hilfe von DC analy siert. In der nachfolgenden Tabelle 4 sind die genauen Ver suchsbedingungen und die erhaltenen Ergebnisse zusammengefaßt.

Tabelle 4

Der Gehalt der Gasphase an Phosphatiden ist bei vergleichbaren Drücken und Temperaturen höher als bei der Verwendung von Propan in Kombination mit Methanol oder Ethanol als Schlepp mittel. Mit zunehmender Konzentration der Phosphatide in der Gasphase nimmt auch hier die Selektivität des Phasenübergangs ab. Der Einfluß von Druck und Temperatur auf die Beladung der Gasphase entspricht den in den Beispielen 1 bis 3 erhaltenen Ergebnissen.

Beispiel 5 (Bezugsbeispiel)

Sojalecithin, das 60 Gew.-% PC, 20 Gew.-% PE, 5 Gew.-% PS, 5 Gew.-% PI und 4 Gew.-% PA enthielt, wurde mit Ethanol ver mischt und in einen 1-Liter-Autoklaven gefüllt. Bei 50°C wurde Kohlendioxid bis zu einem Druck von 15 MPa zugepumpt. Durch Schütteln des Autoklaven wurde für gute Durchmischung gesorgt. Nachdem sich das Gleichgewicht eingestellt hatte und eine Phasentrennung eingetreten war, wurden Proben aus beiden Pha sen entnommen und mit DC analysiert. Die folgende Tabelle 5 zeigt die Ergebnisse.

Tabelle 5

Der hohe PC-Gehalt im Ausgangsprodukt führt zu einer merkli chen Veränderung im Phasenverhalten. Der Phosphatidgehalt in der Gasphase ist fast um eine Größenordnung höher. Im Ver gleich dazu betrug der Phosphatidgehalt beim Versuch 4 1,9% und beim Versuch 21 20,7%. Bei niedrigem Ethanol/Lecithin- Verhältnis wird in einer Stufe ein PC hohen Reinheitsgrades erhalten. Die Extrakte enthielten praktisch kein PS, PI und PA. Mit Eilecithin als Ausgangsprodukt wurden ähnliche Ergeb nisse erhalten.

Bei hohen PC-Gehalten ist die Viskosität des Gemisches mit Ethanol vermindert. Durch die Extraktion des PC wird die Vis kosität des Raffinats so stark erhöht, daß zur Erzielung kom merzieller Ausbeuten die Zugabe von Kohlenwasserstoffen un erläßlich ist.

Beispiel 6

4 kg Reinlecithin, das 25 Gew.-% PC, 30 Gew.-% PE, 11 Gew.-% PA, 15 Gew.-% PI und 9 Gew.-% andere Phosphatide enthielt, wurde mit 2 kg Ethanol vermischt und in einen etwa 13 l fas senden Autoklaven (Durchmesser 11,5 cm, Höhe 1,33 m) einge füllt. In der unteren Hälfte des Autoklaven waren 5 Statoren und 5 rotierende Flügelscheiben abwechselnd übereinander ange bracht. Der Rotor wurde durch eine permanent-magnetische Kraftübertragung angetrieben. Die Rotationsgeschwindigkeit konnte stufenlos geregelt werden. Der Autoklav wurde von einem Gemisch aus 25 Gew.-% Ethanol, 8 Gew.-% Propan und 67 Gew.-% Kohlendioxid bei einem Druck von 15 MPa und einer Temperatur von 55°C von unten nach oben durchströmt. Die den Autoklaven am Kopf verlassende Gasphase enthielt zu Beginn 4 Gew.-% Phos phatide, 35 Gew.-% Ethanol, 6,5 Gew.-% Propan und 54,5 Gew.-% Kohlendioxid. Bei konstant gehaltenem Ethanolgehalt nahm der Phosphatidgehalt der Gasphase mit zunehmender Extraktions dauer ab.

Die die Kolonne am Kopf verlassende Gasphase wurde in eine Regenerierkolonne übergeführt. Dort wurden die gelösten Phos phatide und ein großer Teil des Ethanols bei 5 MPa und 50°C abgeschieden. Das regenerierte Kohlendioxid wurde in den Sumpf des Autoklaven zurückgeführt. Das in der Regenerierkolonne abgeschiedene Gemisch aus Ethanol und Phosphatiden wurde stun denweise getrennt gesammelt. Das Ethanol wurde durch Destilla tion im Vakuum von den Phosphatiden abgetrennt. Das bei der Extraktion in der ersten Stunde erhaltene Phosphatidgemisch enthielt 80 Gew.-% PC, das in der zweiten Stunde erhaltene Phosphatidgemisch enthielt 70 Gew.-% PC.

Beispiel 7

Reinlecithin mit 23 Gew.-% PC, 25 Gew.-% PE, 13 Gew.-% PI, 15 Gew.-% PS, 6 Gew.-% PA und 0,6 Gew.-% Lyso-PC wurde mit Etha nol und einem Gasgemisch aus 85 Gew.-% Kohlendioxid und 15 Gew.-% Propan im Gewichtsverhältnis 65/20/15 in einem Druckbe hälter vermischt. Das flüssige Gemisch wurde einer Gegenstrom kolonne in der Mitte kontinuierlich zugepumpt. Die mit Packun gen versehene Kolonne verfügte über etwa vier theoretische Bö den sowohl im Verstärker- als auch im Abtriebsteil. Der Kolon ne wurde ein Gemisch aus 25 Gew.-% Ethanol, 64 Gew.-% Kohlen dioxid und 11 Gew.-% Propan am Sumpf zugeführt. Bei einem Druck von 12 MPa und einer Temperatur von 50°C wurde die Ko lonne von dem Gemisch von unten nach oben durchströmt. Das PC reicherte sich mit einem Verteilungsfaktor von 3 in der Gasphase an. Die den Kopf der Extraktionskolonne verlassende Gasphase wurde in die Regenerierkolonne übergeführt. Dort wurden bei einem Druck von 4 MPa und einer Temperatur von 60°C die gelösten Phosphatide und ein Teil des Ethanols abgeschie den. Die regenerierte Gasphase aus Kohlendioxid, Propan und Ethanol wurde in den Sumpf der Extraktionskolonne zurückge führt. Aus einem Teil des Sumpfproduktes der Regenerierkolonne wurde durch Destillation die Hauptmenge des Ethanols entfernt und das erhaltene Konzentrat mit ca. 20% Ethanol als Rücklauf auf den Kopf der Extraktionskolonne zurückgegeben. Der andere Teil des Sumpfproduktes der Regenerierkolonne wurde bei hohem Vakuum in Ethanol und Phosphatide zerlegt. Das vom Ethanol befreite Phosphatidgemisch enthielt 90 Gew.-% PC.

Die phosphatidreiche flüssige Phase durchströmte die Extrak tionskolonne im Gegenstrom zur Gasphase von oben nach unten. Dabei wurde die Konzentration an PC stark vermindert. Das am Sumpf der Extraktionskolonne abgezogene Raffinat enthielt noch 7 Gew.-% PC.

Beispiel 8

Eilecithin, das 65 Gew.-% PC, 19 Gew.-% PE, 5 Gew.-% PA und 4 Gew.-% PS enthielt, wurde in einem Gewichtsverhältnis von 7: 3 mit Methanol vermischt. Das flüssige Gemisch wurde einer Gegenstromkolonne etwa in der Mitte kontinuierlich zugeführt. Die Kolonne war mit einer Sulzerpackung CY versehen. Sie ver fügte im Abtriebs- wie auch im Verstärkerteil über drei theo retische Trennstufen. Die Kolonne wurde von einer Gasphase aus 68 Gew.-% Kohlendioxid, 12 Gew.-% Propan und 20 Gew.-% Metha nol bei 15 MPa und 50°C von unten nach oben durchströmt. Das PC reicherte sich in der Gasphase mit einem Verteilungsfaktor von 4,5 an. Die den Kopf der Extraktionskolonne verlassende Gasphase mit einem Phosphatidgehalt von etwa 10 Gew.-% wurde in eine Regenerierkolonne übergeführt. Dort wurden die gelö sten Phosphatide bei einem Druck von 1 MPa und einer Tempera tur von 60°C quantitativ abgeschieden. Ebenso fiel ein Teil des Methanols aus.

Die regenerierte Gasphase wurde in die Extraktionskolonne zurückgeführt.

Ein Teil des Sumpfproduktes der Regenerierkolonne wurde durch Abdestillieren des Methanols auf einen Phosphatidgehalt von etwa 75% aufkonzentriert und als Rücklauf auf den Kopf der Extraktionskolonne zurückgegeben. Der andere Teil des Sumpf produktes der Regenerierkolonne wurde durch Vakuumdestillation in methanolfreies Phosphatidgemisch und Methanol zerlegt. Das so erhaltene Phosphatidgemisch enthielt 96,5 Gew.-% PC. Mit einem Sojalecithin, das 65 Gew.-% PC enthielt, konnte auf gleichem Wege etwa die gleiche PC-Reinheit erhalten werden. Die phosphatidreiche flüssige Phase durchströmte die Extrak tionskolonne von oben nach unten, wobei sich ihr Gehalt an PC verminderte. Das aus dem Sumpf der Extraktionskolonne abgezo gene Raffinat hatte einen PC-Gehalt von 15 Gew.-%.

Beispiel 9

Rohlecithin, das 35 Gew.-% Sojaöl und 65 Gew.-% Phosphatide enthielt, wurde einer Gegenstromkolonne etwa in der Mitte zugeführt. Der Phosphatidanteil hatte folgende Zusammenset zung: 21 Gew.-% PC, 20 Gew.-% PE, 21,8 Gew.-% PI, 17 Gew.-% PS und 1,7 Gew.-% Lyso-PC. Die Extraktionskolonne enthielt als Einbauten eine Sulzerpackung CY. Die Zahl der theoretischen Trennstufen im Abtriebs- und Verstärkerteil betrug jeweils 4. Ein Gasgemisch aus 20 Gew.-% Ethanol, 8 Gew.-% Isobutan und 72 Gew.-% Kohlendioxid durchströmte die Kolonne bei 15 MPa und 55°C von unten nach oben. Bei Rücklauf betrug die Beladung dieses Gasgemisches mit schwer flüchtigem Material (Phosphati de+Sojaöl) etwa 12 Gew.-%. Die die Extraktionskolonne am Kopf verlassende Gasphase wurde in eine Regenerierkolonne überge führt. Bei 60°C und 50 bar wurden hier die in der Gasphase gelösten Phosphatide und das gelöste Sojaöl abgeschieden. Ebenso fiel ein erheblicher Teil des Ethanols aus. Das abge schiedene Gemisch wurde zur Entfernung des Ethanols im Vakuum destilliert. Ein Teil des so erhaltenen Gemisches aus den Phosphatiden und dem Sojaöl wurde als Rücklauf auf den Kopf der Extraktionskolonne gegeben. Die regenerierte Gasphase wurde in den Sumpf der Extraktionskolonne zurückgeführt. Die phosphatidreiche flüssige Phase durchströmte im Gegenstrom zur Gasphase die Extraktionskolonne von oben nach unten und wurde als Raffinat am Sumpf der Kolonne abgezogen. Auf dem Weg nach oben reicherten sich Sojaöl und PC in der Gasphase an.

Der andere Teil des in der Regenerierkolonne vom Ethanol be freiten Produktes wurde in eine weitere Extraktionskolonne gegeben. Hier wurden Phosphatide und Sojaöl mittels eines Gasgemisches aus Propan und Kohlendioxid im Gewichtsverhältnis von 1 : 1 bei 12 MPa und 40°C getrennt. Das entölte Phosphatid gemisch enthielt 91 Gew.-% PC. Die Abtrennung des Sojaöls vom Phosphatidgemisch kann auch auf anderem Wege erfolgen, z. B. durch Extraktion mit Aceton.

Claims

1. Verfahren zur Abtrennung bzw. Anreicherung von Phosphati dylcholin aus bzw. in einer Phosphatidmischung durch Extraktion, dadurch gekennzeichnet, daß man

(i) die Phosphatidmischung bei einem Druck von 2 bis 50 MPa mit
- (a) mindestens einem aliphatischen Alkohol mit 1 bis 12 Kohlenstoffatomen;
- (b) mindestens einem aliphatischen Kohlenwasser stoff mit 2 bis 16 Kohlenstoffatomen; und
- (c) einem aus CO₂, Methan, Ethan, N₂O und Mischun gen derselben ausgewählten Gas
in Kontakt bringt, wobei die Komponente (c) in sol chen Mengen verwendet wird, daß die resultierende Mischung in mindestens zwei Phasen vorliegt, von denen eine gasförmig ist; und
(ii) die gasförmige Phase abtrennt und die darin enthal tenen Phosphatide zurückgewinnt.

2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die Phosphatidmischung natürlichen und insbesondere pflanzlichen Ursprungs ist.

3. Verfahren nach Anspruch 2, dadurch gekennzeichnet, daß es sich bei der Phosphatidmischung um Reinlecithin oder Rohlecithin handelt.

4. Verfahren nach irgendeinem der Ansprüche 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, daß die Alkohole (a) aus solchen mit 1 bis 6 Kohlenstoffatomen und insbesondere aus Methanol, Ethanol, Isopropanol und Mischungen davon ausgewählt werden.

5. Verfahren nach irgendeinem der Ansprüche 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, daß die Kohlenwasserstoffe (b) aus sol chen mit 3 bis 10, vorzugsweise 3 bis 6 Kohlenstoffato men, insbesondere aus Propan, Butan, Isobutan und Mi schungen davon ausgewählt werden.

6. Verfahren nach irgendeinem der Ansprüche 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, daß die Komponente (c) CO₂ umfaßt bzw. daraus besteht.

7. Verfahren nach irgendeinem der Ansprüche 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, daß ein Gewichtsverhältnis von Komponente (b) zu Komponente (c) von 1 : 1 bis 1 : 20 und insbesondere von 1 : 1,5 bis 1 : 15 gewählt wird.

8. Verfahren nach irgendeinem der Ansprüche 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, daß es bei einem Druck von 4 bis 40 MPa, vorzugsweise 5 bis 30 MPa und insbesondere 6 bis 20 MPa durchgeführt wird.

9. Verfahren nach irgendeinem der Ansprüche 1 bis 8, dadurch gekennzeichnet, daß es bei einer Temperatur von 0 bis 120°C, insbesondere 20 bis 70°C durchgeführt wird.

10. Verfahren nach irgendeinem der Ansprüche 1 bis 9, dadurch gekennzeichnet, daß ein Gewichtsverhältnis von Komponente (a) zu Phosphatidmischung von 1 : 10 bis 10 : 1 und insbeson dere von 1 : 5 bis 5 : 1 gewählt wird.

11. Verfahren nach Anspruch 10, dadurch gekennzeichnet, daß ein Gewichtsverhältnis von Komponente (a) zu Rohlecithin von 1 : 5 bis 4 : 1 und insbesondere von 1 : 2 bis 2 : 1 oder ein Gewichtsverhältnis von Komponente (a) zu Reinlecithin von 1 : 4 bis 10 : 1 und insbesondere von 1 : 3 bis 4 : 1 gewählt wird.

12. Verfahren nach irgendeinem der Ansprüche 1 bis 11, da durch gekennzeichnet, daß Stufe (ii) unter Druckverminde rung und/oder Temperaturerhöhung zwecks Abscheidung von flüssigem Produkt durchgeführt wird, worauf die im flüs sigen Produkt teilweise vorhandenen Komponenten (a) und/ oder (b) gegebenenfalls abdestilliert werden.

13. Verfahren nach irgendeinem der Ansprüche 1 bis 12, da durch gekennzeichnet, daß es kontinuierlich und insbeson dere in Form einer Gegenstromextraktion durchgeführt wird.

14. Verfahren nach Anspruch 13, dadurch gekennzeichnet, daß es in mindestens zwei Kolonnen durchgeführt wird, wobei in einer ersten Kolonne (Extraktionskolonne) die Extrak tion und in einer zweiten Kolonne (Regenerierkolonne) die Abtrennung der extrahierten Stoffe von Extraktionsmittel komponenten stattfindet.

15. Verfahren nach Anspruch 14, dadurch gekennzeichnet, daß die Sumpftemperatur der Extraktionskolonne von 15 bis 50°C, vorzugsweise 20 bis 30°C, unterhalb der Temperatur des Kolonnenkopfes liegt.

16. Verfahren nach irgendeinem der Ansprüche 1 bis 15, da durch gekennzeichnet, daß die von extrahierten Stoffen befreiten Komponenten (a) bis (c) ganz oder teilweise zur Extraktionsstufe zurückgeführt werden.

17. Verfahren nach irgendeinem der Ansprüche 1 bis 16, da durch gekennzeichnet, daß das Ausgangsmaterial vor der Durchführung der Extraktion mit einem Teil oder allen der Komponenten (a) bis (c) gemischt wird.