ES2210550T3 - Procedimiento y aparato de produccion de acidos organicos. - Google Patents

Abstract

LA INVENCION SE REFIERE A UN APARATO Y UN PROCEDIMIENTO CONTINUO PARA PREPARAR ACIDOS ORGANICOS Y SUS SALES A PARTIR DE BIOMASA. EN EL INTERIOR DE UN APARATO DE FERMENTACION, DICHA BIOMASA FLUYE DESDE UNA REGION DE BIOMASA BRUTA Y ELEVADA CONCENTRACION DE ACIDO Y DE SAL DE ACIDO, HASTA UNA REGION DE BIOMASA DIGERIDA Y BAJA CONCENTRACION DE ACIDO Y DE SAL DE ACIDO, BAJO CONDICIONES ANAEROBIAS. LOS ACIDOS ORGANICOS Y SALES ACIDAS PRODUCIDAS A TRAVES DEL PROCESO DE LA PRESENTE INVENCION SON ACIDOS GRASOS VOLATILES, COMO ACIDO ACETICO, BUTIRICO Y PROPIONICO, Y SUS SALES, COMO ACETATO CALCICO, PROPIONATO CALCICO Y BUTIRATO CALCICO. EL APARATO DE LA PRESENTE INVENCION CONTIENE AL MENOS DOS REACTORES DE FERMENTACION EN SERIE, PARA INCREMENTAR EL TIEMPO DE RESIDENCIA DE LA BIOMASA EN LOS REACTORES. DICHOS REACTORES DE FERMENTACION ESTAN ENTERRADOS, DE FORMA QUE LAS ZANJAS ASEGURAN LOS SOPORTES LATERALES DE LOS MISMOS, FORMADOS POR TRES CAPAS. EL NUCLEO DE LOS REACTORES ESTA RECUBIERTO POR UN REVESTIMIENTO FLEXIBLE, PARA MANTENER UN MEDIO ANAEROBIO.

Description

Procedimiento y aparato de producción de ácidos orgánicos.

La presente invención se refiere a un método y a un aparato para producir ácidos orgánicos. Más específicamente, la presente invención se refiere a un método y a un aparato para producir ácidos orgánicos a partir de biomasa.

Los ácidos orgánicos son productos químicos importantes del comercio. Históricamente, los ácidos orgánicos fueron producidos de fuentes de aceite vegetal o grasa animal o de fuentes de petróleo en sistemas substancialmente no acuosos. Más recientemente, los ácidos orgánicos han sido identificados como entre los productos más atractivos para la fabricación de biomasa por fermentación. Biomasa puede definirse como cualquier material animal o a base de plantas de carbohidrato, proteínas o composición grasa. Entre las fuentes fácilmente disponibles de biomasa están residuo sólido municipal (MSW) y aguas residuales (SS). En el presente, se utilizan gastos grandes de fondos públicos para la eliminación de tales residuos, incluyendo los costes implicados en el tratamiento, transporte, incineración o vertido en basureros o vertederos de tal material. La recuperación de productos valiosos de biomasa tales como MSW y SS recuperaría los costes de eliminación así como reduciría la dependencia en fuentes de combustible fósil no renovables que sirven como producto alimenticio para la producción de ácido orgánico más industrial. La fermentación, por lo tanto, puede convertir materiales orgánicos renovables ahora considerado un residuo costoso en comodidades químicas valiosas. El documento GB 2013170 describe un método para producir metano a partir de biomasa, en particular lodos de residuo animal. La acidificación de la mezcla se produce en un depósito de fijación inicial anterior al movimiento de la porción líquida hasta un digestor donde se produce metano. El documento GB1028822 describe métodos para la producción de gas metano desde biomasa en la forma de abono animal.

Durante la fermentación, los ácidos se producen por los microorganismos en soluciones acuosas diluidas de manera que la recuperación de los ácidos en forma pura implica la separación de una cantidad grande de residuo. Por lo tanto, para reducir costes de separación, es deseable producir los ácidos en altas concentraciones. Sin embargo, en concentraciones de ácido altas se impide la fermentación lo que limita la última conversión de la biomasa. Los ácidos reducen pronto el pH del medio de fermentación hasta un punto en el que los microorganismos no crecen ya o son activos. Para continuar la fermentación, el sistema es purgado de ácido o el pH es elevado añadiendo agentes de neutralización tales como amoniaco, bicarbonato de sodio, hidróxido de calcio o carbonato de calcio. Además de agentes de neutralización forma sales de los ácidos tales como acetato de calcio que son substancialmente menos inhibidores que los ácidos propiamente dichos. Sin embargo, estas sales neutralizadas son inhibitorias y, en altas concentraciones, limitarán también la extensión de digestión de biomasa. Por consiguiente, la necesidad de proporcionar una alta concentración de ácido para reducir el coste de separación de productos es incompatible con la necesidad de mantener los niveles altos de digestión. Por lo tanto, existe una necesidad de un método y aparato para mejorar la eficiencia de producir ácidos orgánicos de biomasa. El documento US 3.933.628 describe un aparato para la digestión anaeróbica de materiales orgánicos de compuestos que utilizan energía solar para el calentamiento. El documento GB 2.125.064 describe un método de fermentación continua para la producción de productos de fermentación inhibitorios. La fermentación se efectúa en dos o más fermentadores con retención de biomasa selectiva. Ácido láctico, ácido acético u otros compuestos alifáticos inferiores son producidos por la fermentación y son el producto final pretendido.

Por consiguiente, un objeto principal de la presente invención es proporcionar un método nuevo y mejorado para producir ácidos orgánicos de biomasa por fermentación.

Otro objetivo es proporcionar un método mejorado de producción de ácidos orgánicos por la fermentación de biomasa y mantener altas concentraciones de producto y alta digestión de biomasa para reducir los costes de recuperación del producto.

Un objetivo adicional es proporcionar un aparato nuevo para convertir biomasa a ácidos orgánicos y mantener proporciones de digestión de biomasa altas y concentraciones de ácido altas para reducir costes de recuperación de ácido.

Todavía un objeto adicional de la presente invención es proporcionar un reactor mejorado para realizar una fermentación de la biomasa.

Objetos adicionales, ventajas y características nuevas de la presente invención se indicarán en parte en la descripción y reivindicaciones que siguen y en parte serán aparentes para aquellos técnicos en la materia después del examen de lo que sigue o puede aprenderse practicando la invención.

Resumen de la invención

La presente invención se refiere a un método nuevo y mejorado y a un aparato para producir ácidos orgánicos de biomasa por medio de un proceso de fermentación heterogéneo anaeróbico continuo y se indica en la reivindicación 1 aquí.

Desafortunadamente, la producción de ácidos orgánicos de biomasa es mucho menos eficiente que lo que es deseable en la industria y todavía no se ha empleado el potencial de ahorros de costes con respecto a la reducción de costes de eliminación de residuos orgánicos industriales y municipales o para proporcionar una alternativa a productos alimenticios de combustible fósil. Una razón importante es que la fermentación de biomasa no ha empleado todavía su potencial, como se ha descrito anteriormente. Por lo tanto, a medida que el proceso de fermentación continua y el medio de fermentación es inhibitorio a partir de la alta concentración de ácidos orgánicos y sus sales, se reduce el crecimiento de bacterias reduciendo así digestión de biomasa. Reduciendo al mínimo la concentración de producto por otro lado aumenta en gran medida los costes de recuperación del producto. Por lo tanto, la incompatibilidad de digestión de biomasa alta y la concentración alta de producto para facilidad de recuperación no se ha superado hasta ahora.

El proceso y aparato de la presente invención pueden caracterizarse en el sentido de que proporcionan una fermentación heterogénea a contracorriente continua de biomasa y recuperación de ácidos orgánicos y sus sales como producto. El método de contracorriente continua de la presente invención supera la incapacidad de una digestión alta y una concentración alta de producto que se produce en sistemas convencionales de reactor de corriente continua o discontinua. En el método de contracorriente continua de la presente invención, la biomasa fluye desde una región de biomasa fresca y concentración alta de producto hasta una región de biomasa digerida y concentración baja de producto mientras una corriente de extracción de producto acuoso fluye desde una región de biomasa digerida y concentración baja de producto hasta una región de biomasa fresca y concentración alta de producto a partir de la cual se recupera una corriente de ácido altamente concentrada. Por lo tanto, se utiliza un proceso de múltiples estados, donde el estado que está provisto con la biomasa más digerida se mantiene con la concentración más baja de producto por la adición de agua fresca, mientras el estado con la concentración más alta de producto está provista con biomasa fresca y el producto es recuperado. Ventajosamente el sistema de fermentación de contracorriente proporciona en cada estado un medio favorable para la bacteria de fermentación anaeróbica de manera que se mantiene la digestión óptima de la biomasa y la producción de ácidos orgánicos y sus sales, y, de una manera importante, la recuperación de la misma se proporciona en el estado de concentración más alta de producto. El producto que está formado y recuperado de acuerdo con esta invención incluye, pero no está limitado al ácido acético de ácidos grasos volátiles, ácido propiónico, ácido butírico y sus sales.

El aparato empleado para practicar el proceso de fermentación heterogéneo de contracorriente continua de la presente invención incluye al menos dos reactores de fermentación, pero puede incluir tres o más reactores. La biomasa fresca está dirigida al primer reactor y se proporcionan medios de transporte para transferir la biomasa parcialmente digerida del primer reactor al segundo reactor para digestión adicional. La digestión adicional de la biomasa puede tener lugar en reactores posteriores, si se desea, donde los medios de transporte se proporcionan entre cada par de reactores sucesivos. Medios para dirigir una corriente acuosa de extracción de producto a contracorriente al flujo de biomasa se proporciona para controlar la concentración de producto en cada uno de los reactores y mantiene un medio en cada reactor que es conducente a digestión anaeróbica. Por lo tanto, en el último reactor de la cadena, siendo éste el reactor que contiene la biomasa más digerida, se proporciona una corriente de agua fresca para reducir la concentración de producto. La tubería está prevista para dirigir la corriente que contiene el producto desde el último reactor al siguiente reactor que estará provisto ahora con una concentración de producto aumentada. Los medios de tubería se proporcionan también para dirigir la corriente acuosa que contiene el producto más concentrado hasta el primer reactor en la cadena que contiene la biomasa fresca. La corriente que contiene el producto altamente concentrado desde el primer reactor puede ser tratada entonces para recuperar el producto. La corriente acuosa puede mezclarse o ponerse en contacto con la biomasa en cada reactor o con la biomasa fuera del reactor para extraer el producto desde la misma. Varios sistemas de extracción se proporcionan por esta invención.

Para fermentaciones a gran escala, cada reactor del aparato es enterrado en el suelo con una faldilla de suelo que rodea el reactor para soporte. El núcleo del reactor está alineado con una barrera de agua sobre la cual se forma en capas un material poroso. Un revestimiento resistente a la abrasión es colocado sobre la parte superior del material poroso. El ángulo del material poroso es el ángulo natural que resulta cuando el material poroso es apilado. Este ángulo natural previene tensiones contra el revestimiento porque el revestimiento no necesita soportar el peso del material poroso.

El techo del reactor consta de una membrana flexible para permitir expansión cuando los gases de fermentación se forman durante la síntesis de ácidos orgánicos y sus sales. Para retirar gases tales como hidrógeno, dióxido de carbono, y metano, los colectores de acumulación de gas son colocados en la faldilla y penetran los lados del reactor. Los tubos de alimentación se ocupan también de transportar biomasa dentro del reactor y los tubos de retirada de retirar biomasa digerida desde el reactor. Se proporcionan medios para tratar la biomasa digerida para recuperar el producto producido durante la fermentación y se proporciona entubado para dirigir la biomasa hasta al menos un reactor sucesivo en la cadena del sistema de contracorriente de esta invención. El reciclado de la biomasa en el reactor se proporciona, además, a la recuperación del producto para mezclar uniformemente los materiales de fermentación en cada reactor y para proporcionar un tiempo de residencia de sólidos más larga para la digestión de biomasa adicional.

Ventajosamente, el proceso y el aparato de la presente invención proporcionan rendimientos incrementados de ácidos orgánicos y sales de los mismos comparados con sistemas de reactor continuo convencional debido a exposición reducida de bacterias anaeróbicas a las concentraciones de producto.

Breve descripción de los dibujos

La figura 1 es una representación esquemática del sistema de fermentación heterogéneo de contracorriente continua de la presente invención.

La figura 2 es una ilustración de una vista en sección transversal de un reactor de fermentación de la presente invención.

La figura 3 es una ilustración de una vista en sección transversal de la porción superior del reactor de fermentación de la figura 2 tomado a lo largo de la línea 3-3.

La figura 4 es una ilustración de una columna de extracción de producto de contracorriente de la presente invención.

La figura 5 es una ilustración de la columna de extracción de producto de contracorriente de la figura 4 que muestra desviadores en la columna.

Descripción detallada de la invención

La presente invención se refiere a un proceso y a un aparato de fermentación heterogéneo de contracorriente continua para la producción de ácidos orgánicos y sus sales de biomasa. Los ácidos orgánicos producidos por el proceso de la presente invención incluyen diferentes tipos de ácidos orgánicos tales como ácidos carboxílicos alifáticos de 2-6 carbonos, tales como ácido acético, ácido propiónico, ácido butírico, ácido iso-butírico, ácido iso-valérico, ácido n-valérico, ácido caproico y similar así como sus sales. El método de la presente invención puede digerir sobre 60% en peso de biomasa introducida dentro del sistema de fermentación con aproximadamente 70% en peso de la biomasa digerida convertida a ácidos orgánicos y sus sales.

La biomasa utilizada para producir ácidos orgánicos y sus sales por el proceso de fermentación de la presente invención incluye cualquier material orgánico tal como proteínas que contiene materia de plantas o animal, grasas y/o carbohidratos. Ejemplos de tal biomasa incluyen, pero no están limitados a abono, lignocelulosa que contiene lignina, hemicelulosa, y celulosa o cualquier material de plantas, residuos sólidos municipales, aguas residuales y similares.

En general, la biomasa, preferiblemente en la forma de una mezcla acuosa, se introduce dentro de un reactor de fermentación provisto con un medio anaeróbico. Después de la fermentación o digestión de la biomasa, se producen los ácidos orgánicos y sus sales. El pH de la mezcla de biomasa puede caer eventualmente hasta aproximadamente 4,8 donde el proceso de fermentación cesa casi completamente como tal un medio es demasiado ácido para mantener fermentación de bacterias anaeróbicas efectivas. Por lo tanto, un agente de neutralización puede añadirse al sistema para mantener un pH por encima aproximadamente de 4,8 en cada reactor. Los agentes de neutralización adecuados incluyen amonio, sodio, potasio y calcio sales de hidróxidos, carbonatos y bicarbonatos. De manera preferida, el carbonato de calcio es empleado para mantener el intervalo de pH deseable del sistema. El agente de neutralización puede añadirse al sistema en cualquier punto donde sea necesario mantener el intervalo de pH. Preferentemente, el compensador se añade con la biomasa fresca que entra en el proceso de fermentación.

Puesto que el intervalo de pH del proceso de fermentación de la presente invención está dentro de aproximadamente 4,8 hasta por debajo de 7,0, el producto del proceso de fermentación es una mezcla de ácidos libres y sus sales.

Por ejemplo, aproximadamente a pH 4,8 el producto contiene aproximadamente 50% en peso de cada una de las especies de ácido libre y sales de los ácidos. A un pH de aproximadamente 5,8, existe aproximadamente un 10% en peso de ácido y aproximadamente un 90% en peso de sal, y a un pH de aproximadamente 6,8 existe aproximadamente 1,0% en peso de ácido y aproximadamente 99% en peso de sal.

Un pH por debajo aproximadamente de 5,8 suprime efectivamente la formación de metanógeno no deseada. Si el fermentador es accionado por encima de un pH de 5,8, inhibidores de metanógeno pueden añadirse al proceso para impedir la formación de metanógeno. Los inhibidores de metanógeno pueden añadirse a los reactores de fermentación o, preferiblemente, los inhibidores de metanógeno pueden añadirse a la corriente de líquido fresco. El ácido acético, un producto deseable del proceso de la presente invención, es un intermediario en la conversión de biomasa para metano y dióxido de carbono. Por consiguiente, es deseable prevenir fermentación de los ácidos a productos gaseosos para asegurar un rendimiento alto del producto ácido. Inhibidores de metanógeno tales como ácido 2-bromoetanosulfónico, monensina y diimida piromelítica pueden emplearse para prevenir la formación de metano durante el proceso de la presente invención. Preferiblemente, se emplea aproximadamente una solución de 0,0001 M de ácido 2-bromoetanosulfónico.

Para contar adicionalmente el efecto inhibitorio de las concentraciones de producto altas en la bacteria anaeróbica, la biomasa se pasa a través de un sistema de contracorriente, donde la biomasa digerida es lavada con un líquido, tal como agua, para retirar productos para proporciona un medio más favorable al crecimiento de bacterias y fermentación en un segundo reactor de fermentación. Una porción de la biomasa digerida puede reciclarse al primer reactor de fermentación antes de ser enviada al segundo reactor de fermentación. Ventajosamente, el reciclado de una fracción de la biomasa de nuevo al primer reactor de fermentación proporciona un tiempo de residencia de biomasa o sólidos más largo en los reactores de fermentación para incrementar la digestión y proporcionar más uniformidad del medio de reacción en el reactor. Preferentemente, la corriente de agua de contracorriente utilizada para extraer los productos desde la biomasa se pone en contacto con la biomasa entre reactores para reducir el tiempo de residencia del líquido en el reactor. El tiempo de residencia de líquido más bajo permite una concentración alta de sólidos y regímenes de producción altos y recuperación de una corriente de producto altamente concentrado. Por lo tanto, la cantidad de tiempo en el que la biomasa es expuesta a concentraciones de producto altas se reduce proporcionando digestión alta de biomasa. Los tiempos de residencia de la biomasa oscilan desde aproximadamente 20 hasta aproximadamente 90 días, preferentemente, aproximadamente 30 hasta aproximadamente 60 días en el proceso de fermentación. El tiempo de residencia de líquido oscila desde aproximadamente 5 hasta aproximadamente 30 días, preferiblemente, aproximadamente 9 hasta aproximadamente 18 días.

La figura 1 es una vista esquemática del proceso de fermentación heterogéneo de contracorriente continuo de la presente invención. Inicialmente, la biomasa fresca es alimentada a través de la línea 10 dentro del primer reactor 1 de una cadena de reactores, que como se muestra también incluye reactores 2 y 3. A medida que la biomasa fluye desde los reactores 1 a 3, la biomasa es digerida cada vez más. El líquido tal como agua fresca se alimenta a través de la línea 36 dentro del sistema de reactor 3 que contiene la biomasa más digerida para extraer los productos contenidos dentro.

Por consiguiente, el medio de fermentación más digerido está provisto con la concentración de producto más baja. La corriente de extracción de producto acuoso pasa de forma de contracorriente al flujo de biomasa desde el reactor 3 a los reactores 2 y 1 aumentando posteriormente la concentración de producto de la biomasa en cada sistema de reactor. Por lo tanto, aunque el sistema de reactor 1 contiene la concentración de producto más alta contiene también la biomasa no digerida más fresca. Por consiguiente, en cada uno de los reactores 1, 2 y 3, la concentración de producto es controlada para mantener fermentación. La corriente de producto altamente concentrado abandona el sistema de reactor 3 a través de la línea 46. La biomasa que abandona cada reactor 1, 2 y 3 se pone en contacto por la corriente de extracción de producto acuoso preferiblemente entre reactores en un aparato de extracción de producto representado en 16, 24 y 32, respectivamente. Aunque la figura 1 ilustra tres reactores de fermentación, el número de reactores puede oscilar desde dos o más reactores en series. Preferiblemente cuatro a seis reactores en series se utilizan para conseguir síntesis de ácido orgánico óptimo. A medida que el número de reactores en series aumenta en el sistema de fermentación de contracorriente, disminuye el tiempo de residencia de la biomasa para obtener una cantidad dada de producto y digerir una cantidad dada de biomasa. Por ejemplo, un sistema de fermentación de contracorriente que tiene cuatro reactores o estados en serie puede producir aproximadamente la misma cantidad de producto y digerir aproximadamente la misma cantidad de biomasa durante aproximadamente un tiempo de residencia de biomasa de 30 horas como un sistema de fermentación de dos reactores puede en aproximadamente un tiempo de residencia de biomasa de 45 horas.

Más específicamente, de nuevo con referencia a la figura 1, la biomasa es alimentada dentro del reactor por medio de la línea 10 que puede ser cualquier sistema de alimentación adecuado empleado en la industria. Después de un tiempo de residencia adecuado, la biomasa fluye fuera del reactor 1 a través de la línea 12 donde es bombeada por la bomba 52 a través de la línea 14 dentro del sistema de extracción del producto 16 donde la biomasa parcialmente digerida es lavada con una corriente de extracción de producto, acuoso que fluye a través de la línea 42 a contracorriente a la biomasa para retirar producto de la biomasa. Aunque se describe un proceso de extracción de producto de contracorriente, puede emplearse cualquier proceso para retirar los productos desde la biomasa. Varios esquemas se describen a continuación. La corriente de agua se origina en el extremo opuesto del sistema al de la alimentación de biomasa fresca a través de la línea 36 y contiene producto extraído de reactores de salida de biomasa 2 y 3. El lavado acuoso que contiene el producto pasa desde el sistema de extracción de producto 16 a través de la línea 46 y representa una corriente que contiene aproximadamente 2,0-4,5% en peso (aproximadamente 20,0 gm/L-45,0 gm/L) producto en el agua. El producto es separado del agua por un medio de separación adecuado (no mostrado). La concentración de producto en la corriente acuosa es suficientemente alta para proporcionar una separación y una recuperación económicas de producto. Una fracción de la corriente acuosa puede reciclarse al sistema por la línea 48 para proporcionar la alimentación de biomasa en el reactor 1 en la forma de una mezcla.

Antes que la biomasa pase al sistema de extracción de producto 16, cualquier fracción deseable de la biomasa puede reciclarse al reactor 1 por medio de línea 50 para un tiempo de residencia adicional, donde la fracción reciclada de biomasa se somete a digestión adicional.

La biomasa digerida que abandona el sistema de extracción de producto 16 se dirige al reactor 2 por medio de la línea 18 donde la biomasa es sometida, además, a digestión en un medio con concentración más baja de producto que la encontrada en el reactor 1 para producir producto adicional. La biomasa digerida adicionalmente fluye desde el reactor 2 a través de la línea 20 donde es bombeada a través de la línea 22 por la bomba 54 a un segundo sistema de extracción de producto 24. Una fracción de la biomasa digerida adicionalmente desde el reactor 2 es reciclada al reactor 2 por medio de la línea 44 para un tiempo de residencia adicional en el reactor 2. La fracción de biomasa digerida adicionalmente pasada dentro del sistema de extracción de producto 24 se somete a extracción, donde la biomasa puede de nuevo lavarse tal como con una corriente acuosa que contiene producto que fluye en la dirección opuesta de la biomasa para purgar la biomasa de ácidos orgánicos adicionales y sales de ácidos orgánicos. El agua de lavado con el producto pasa a través de la línea 42 al sistema de extracción de producto 16 y a continuación a través de la línea 46 donde el producto es acumulado y separado y recuperado eventualmente de la fase acuosa.

La biomasa digerida adicional pasa desde el sistema de extracción de producto 24 dentro del reactor 3 por medio de la línea 26 para digestión adicional y tiempo de residencia de sólidos para producir cantidades adicionales de producto. La biomasa digerida y gastada se dirige desde el reactor 3, después de un tiempo de residencia adecuado dentro de la línea 28 donde es bombeado a través de la línea 30 por la bomba 56 dentro de un sistema de extracción de producto final 32. De nuevo, una fracción de la biomasa puede reciclarse al reactor 3 a través de la línea 40 para tiempo de residencia adicional en el reactor 3. La fracción restante de biomasa pasa dentro del sistema de extracción de producto 32 donde es lavado con agua fresca que fluye desde la línea 36 para retirar cualquier producto. El agua lava la biomasa de la mayoría de los ácidos y sales ácidas y pasa a continuación desde el sistema de extracción de producto 32 a través de la línea 38 al sistema de extracción de producto 324 para recuperar producto ácido adicional desde la biomasa y concentrar la corriente acuosa con producto para recuperación eventual. La biomasa gastada pasa desde el sistema de extracción de producto 32 a través de la línea 34.

Antes de retirar la biomasa usada desde el sistema, la mezcla de biomasa gastada se pasa a través de un sistema de filtración (no mostrado) donde microorganismos anaeróbicos en la biomasa son separados de la biomasa y retornados (no mostrados) al sistema de fermentación de contracorriente. Cualquier sistema de filtración adecuado puede emplearse para separar los microbios anaeróbicos de la mezcla de biomasa gastada. Preferiblemente, la biomasa gastada con microbios pasa dentro de una centrífuga accionada a una velocidad baja desde aproximadamente 1.000 hasta aproximadamente 2.000 rpm para separar la biomasa gastada de los microbios. Los microbios y cualquier agua de lavado desde la mezcla pasa entonces dentro de una segunda centrífuga accionada a una velocidad rápida desde aproximadamente 2.500 hasta aproximadamente 5.000 rpm para separar los microbios anaeróbicos del agua de lavado. Los microbios anaeróbicos son reciclados entonces al reactor 1 por un medio apropiado (no mostrado). Un procedimiento de este tipo permite una alta concentración de microbios que debe mantenerse en los reactores de fermentación.

El proceso de fermentación genera calor. Para eliminar calor en exceso del sistema de fermentación, los intercambiadores de calor (no mostrado) pueden colocarse entre cada reactor para retirar calor de las corrientes líquidas 38 y 42. Puede emplearse cualquier intercambiador de calor adecuado.

Los reactores de fermentación de la presente invención pueden incluir cualquier tipo de reactor de fermentación que puede disponerse en una serie de manera que un sistema de contracorriente continuo de fermentación anaeróbica puede realizarse para producir ácidos orgánicos y sus sales y recuperación de los mismos en una corriente acuosa concentrada. Preferentemente, los reactores de fermentación de la presente invención son reactores en tierra que tienen medios para transportar biomasa dentro del núcleo de reactor, mezclando uniformemente el medio de fermentación y proporcionando retirada de la biomasa parcialmente digerida. La figura 2 es una ilustración de un reactor de fermentación preferido dentro del alcance de la presente invención.

El reactor de fermentación 58 tiene un núcleo 60 que es un foso cavado desde la tierra con faldillas 62 como paredes de soporte compuestas del suelo cavado para hacer el núcleo. Los lados del núcleo 60 están provistos con una barrera de agua 64 compuesta de arcilla, geomembrana, polímero sintético, asfalto y similares para prevenir infiltración dentro de las paredes que soportan la faldilla. Una capa porosa 66 compuesta de arena, grava, perlas de plástico y similares se coloca en la parte superior de la barrera de agua 64 para proporcionar una superficie porosa. Un revestimiento 68 es colocado sobre la parte superior de la capa porosa 66. El revestimiento 68 puede estar compuesto de cualquier material adecuado que es resistente a la abrasión e impermeable al agua, tal como un material de caucho o material de polímero sintético tal como cloruro de polivinilo (PVC), polietileno y similar. El suelo 70 del núcleo 60 puede ser hormigón o el mismo material utilizado para el revestimiento 68. Para contrarrestar la presión de fluido dentro del reactor, el agua es colocada dentro de la capa porosa 66. El ángulo 72 de la capa porosa 66 es el ángulo natural que resulta cuando la grava es apilada de manera que no existen tensiones contra el revestimiento 68.

Un tubo soporte 74 que contiene agua 76 penetra por la parte inferior de la barrera de agua 64 dentro de la capa porosa 66 y se extiende fuera de la superficie del suelo 78. El contenido ácido del agua en la capa porosa 66 puede verificarse periódicamente para determinar si el revestimiento 68 sobre la superficie porosa se ha roto y está saliendo del núcleo de reactor 60. Para equilibrar la presión a través del revestimiento 68, el nivel de líquido en el tubo soporte 74 iguala el nivel de líquido del núcleo 60.

La biomasa es alimentada y reciclada dentro del reactor 58 por medio de un tubo distribuidor 84 colocado a través de la superficie superior de biomasa 80 y que contiene una pluralidad de agujeros 85 para dirigir la biomasa dentro del interior del núcleo 60. Para asegurar una distribución uniforme de la mezcla de biomasa dentro del núcleo 60, cualquier tubo distribuidor 84 se extiende a través de la superficie superior total del reactor 58 o una pluralidad de tubos distribuidores 84 pueden proporcionarse alimentados a través de una bomba individual o pluralidad de bombas 90.

Se retiran biomasa y ácidos orgánicos y productos de sales de ácidos del núcleo 60 del reactor 58 por medio de tubo de salida 88 que se abre en el fondo del núcleo 60. De nuevo, se prefiere proporcionar una pluralidad de tubos de salida 88 espaciados a lo largo del núcleo 60. Una o más bombas 90 se emplean para contribuir en el movimiento de biomasa dentro y fuera del núcleo de reactor 60. Cualquier tipo de bomba adecuada para mover una mezcla o suspensión puede emplearse. Preferentemente, la bomba está dispuesta de manera que se apoya en un pozo de bomba 92 en el mismo nivel que el fondo del núcleo de reactor. Este dispositivo proporciona calor suficiente para mover fácilmente la mezcla de biomasa desde el fondo del núcleo 60 y mantener un medio de fermentación uniforme en el reactor.

La bomba o bombas 90 dirigen la biomasa desde el núcleo de reactor 60 a través de la línea 87 para reciclado dentro del núcleo 60 a través del tubo distribuidor 84 o hasta un conector en T 86 que dirige una fracción de la biomasa digerida a un sistema de extracción de producto y eventualmente hacia otro reactor de fermentación. Una válvula (no mostrada) colocada adyacente al conector en T 86 puede ajustarse para determinar la fracción de biomasa dirigida desde la línea 87 al tubo distribuidor 84 y al conector en T 86 para la extracción del producto.

Para mantener un medio anaeróbico dentro del núcleo del reactor, un recubrimiento tal como una lona alquitranada 94 es colocada sobre el núcleo del reactor 60. La lona alquitranada 94 puede hacerse de cualquier tipo de material flexible de manera que la lona alquitranada puede extenderse cuando se forman gases durante la fermentación. Como se muestra en las figuras 2 y 3, el recubrimiento o lona alquitranada 94 es soportado sobre la parte superior del núcleo de reactor 60 por cables 96 que atraviesan el reactor y soportados al suelo desde la parte superior de cada faldilla 62. El agua 4 que se encuentra sobre la lona alquitranada 94 proporciona peso para prevenir que la lona alquitranada 94 aletee con el viento. Los colectores de acumulación de gas 98 están previstos en cualquiera o ambos extremos del reactor 58 y están situados en las faldillas 62. Cada colector de gas 98 contiene una serie de orificios de colector de acumulación de gas 100 que se abren dentro del núcleo 60 bajo la lona alquitranada 94. Los colectores de acumulación de gas 98 acumulan el gas desde el núcleo del reactor formado durante la fermentación por medio de los orificios de acumulación de gas 100. Los gases formados durante la fermentación incluyen hidrógeno, dióxido de carbono y metano. La cantidad de metano formado puede reducirse de manera significativa añadiendo inhibidores metanógenos al sistema o funcionando a un pH bajo, como se describe anteriormente.

Alternativamente, el reactor de la presente invención puede tener un techo de membrana flexible con arcos de soporte transversal a través del núcleo del reactor (no mostrado) en lugar de cables de soporte. Además de soportar la membrana flexible, los arcos de soporte pueden soportar también un tubo libre sobre la membrana flexible que penetra la membrana para transportar biomasa dentro del reactor. Los arcos de soporte pueden estar compuestos de cualquier material adecuado para soportar el tubo de alimentación tales como metal o plásticos de polímero tales como cloruro de polivinilo. Para asegurar que la biomasa es distribuida uniformemente a través de la superficie de la mezcla en el reactor, ventiladores motorizados o lanzas pueden colocarse en los tubos de alimentación donde la biomasa es vaciada dentro del reactor.

Como una alternativa al tubo de salida 88, la mezcla de biomasa puede eliminarse del reactor por una serie de agujeros en el suelo del reactor que conducen a tubos de salida bajo el reactor. Girando los anillos colocados sobre los agujeros en el fondo del reactor asegura que la mezcla de biomasa que abandona el reactor salga uniformemente. El diámetro de los anillos de ajuste puede ajustarse para asegurar una proporción de flujo adecuada de mezcla de biomasa desde el reactor. Los reactores dentro del alcance de la presente invención pueden ser de cualquier configuración o forma adecuada. Por ejemplo, el reactor puede ser de configuración rectangular o puede ser un tronco invertido de un cono circular recto y similar.

Para cubrir los productos a partir de la biomasa, se prefiere lavar la biomasa con una corriente acuosa entre reactores adyacentes. Cualquier aparato de extracción de líquido adecuado puede emplearse. Un sistema preferido que proporciona flujo de contracorriente entre la biomasa y la corriente acuosa se ilustra en la figura 4. La figura 4 ilustra una columna de extracción de producto útil 102. La biomasa digerida del reactor entra en la columna 102 en la parte superior de la misma designada como extremo A y abandona la columna 102 en el extremo de fondo B.

El líquido de lavado es bombeado desde el extremo de fondo B, contacta y lava el producto desde la biomasa que fluye de forma opuesta y abandona la columna 102 en el extremo A como una corriente acuosa que contiene producto. Para asegurar flujo uniforme en la columna contracorriente y, en particular, para eliminar "canalización" no uniforme del líquido a través de la biomasa, puede ser útil para incluir desviadores dentro de la columna 102. Por consiguiente, la figura 5 muestra la columna 102 que contiene desviadores tubulares, verticales 104 que previenen canalización del agua de lavado y la biomasa para mejorar la recuperación del producto.

Otro sistema de extracción del producto, que puede utilizarse para recuperar los productos de la biomasa, incluye una serie de filtros alternativos y mezcladores donde la biomasa se mezcla y se lava con agua, preferiblemente contracorriente al flujo de biomasa y la mezcla dirigida a un filtro que separa la biomasa del agua de lavado que contiene producto. La biomasa filtrada pasa entonces en el siguiente mezclador. El número de lavados y filtraciones en el sistema de extracción de producto puede variar. Preferentemente, el sistema de extracción de producto emplea de dos a cuatro lavados y filtraciones. El filtro empleado puede ser cualquier filtro adecuado que puede separar biomasa de agua de lavado. Ejemplos de tales filtros incluyen, pero no están limitados a, prensas de filtro, una centrífuga, rodillos o filtros verdaderos. Después que la biomasa pasa a través del último filtro, se pasa al siguiente reactor de fermentación durante un tiempo de residencia de sólidos adicional. Antes de entrar el sistema de extracción de producto, puede reciclarse una fracción de la biomasa al primer reactor para un tiempo de residencia más largo en el primer reactor.

Un sistema de extracción de producto adicional que puede utilizarse para practicar la presente invención es un extractor de flujo ascendente. En el extractor de flujo ascendente, la biomasa es lavada cíclicamente de producto en una serie de contenedores de manera que el producto en las mezclas de producto/biomasa aguas arriba es diluido progresivamente. El producto es concentrado en serie en flujo descendente desde la biomasa más diluida y mezcla de producto. La capa de producto acuoso que se separa de la capa de biomasa después de la mezcla se decanta y pasa flujo descendente a un contenedor adyacente donde la mezcla de biomasa con una concentración de producto más alta que la biomasa del contenedor previo y el producto añadido se mezclan. El contenedor que fija la biomasa con la concentración más alta del producto está en el final del ciclo de lavado y se descanta para retirar el producto. Una porción del producto concentrado decantado se retira del contenedor por medio de una línea de salida del producto y se acumula como producto final. El contenedor con la biomasa de la concentración más baja de producto se vacía de sus contenidos dentro de una línea de salida de biomasa que lleva la biomasa a un recipiente, donde la biomasa es filtrada de cualquier producto por un aparato de filtración apropiado y es dirigida a un reactor de fermentación para digestión adicional. El número de contenedores en serie es al menos dos. Preferentemente, se emplean cinco o más para conseguir lavado óptimo de la biomasa y una recuperación del producto óptima.

Otro sistema de extracción de producto útil comprende un difusor. Un difusor es un aparato que sirve para un propósito doble tanto como transportador para transportar biomasa desde un reactor a otro como también un filtro para retirar líquido de la biomasa. Dentro del proceso de contracorriente de esta invención, la biomasa transportada aguas abajo en el difusor se lava con una corriente de ácido acuoso enormemente diluido a medida que la biomasa es transportada desde un reactor al otro. La mezcla de biomasa en la cinta transportadora del difusor puede comprender aproximadamente una relación de 1:10 hasta aproximadamente relación 1:8 sólido:líquido. Un contenido de agua alto de este tipo permite el flujo rápido del líquido a través de la biomasa puesto que no existe compactación de biomasa. El lavado de líquido que gotea a través de la biomasa se acumula en una serie de depósitos. El líquido desde un depósito es pulverizado sobre la biomasa y se acumula en un depósito adyacente. Para reducir al mínimo la cantidad de líquido en exceso a lo largo de la cinta de difusor, un conjunto de rodillos puede colocarse entre cada depósito adyacente para sacar el líquido. Un conjunto final de rodillos en el extremo del difusor antes de que la biomasa fluya a un reactor adyacente establece el contenido de líquido de la biomasa enviada al reactor adyacente. La cantidad de biomasa: relación de líquido oscila desde aproximadamente 1:4 hasta aproximadamente 1:6 cuando entra en el reactor adyacente. La cantidad de biomasa: relación de líquido oscila desde aproximadamente 1:4 hasta aproximadamente 1:6 cuando entra en el reactor adyacente.

Los siguientes ejemplos están destinados a ilustrar el proceso de la presente invención pero no están destinados a limitar el alcance de la presente invención.

Ejemplo 1

Se realizaron seis fermentaciones en reactores de fermentación individual para mostrar que concentraciones de sales y ácidos grasos volátiles altos formados durante el proceso de fermentación pueden provocar inhibición de digestión microbial de biomasa.

La biomasa empleada fue grasa de centeno triturada obtenida de la Agricultural Engineering Research Laboratory at Texas A&M University. El inoculum se obtuvo de un herbario de vaca. Se realizó hidrólisis de ácido cuantitativo en la grasa de centeno no tratada. El contenido de lignina y ceniza de la grasa de centeno se determinó que era aproximadamente 17,5% en peso. La grasa de centeno triturada se pretrató con un hidróxido/gm de calcio 0,1 gm de biomasa para hacer más fácil la digestión en los reactores.

El medio empleado en el proceso de fermentación en cada reactor fue el medio de Caldwell y Bryant (D.R. Caldwell y M.P. Bryant Appl. Microb., vol. 14, pp. 794-801 (1966)). Los intentos del medio de Caldwell y Bryant para simular estrechamente las condiciones de herbario de manera que la bacteria de herbario puede crecer con suficientes nutrientes y en condiciones óptimas. Todos los productos químicos utilizados para hacer el medio de Caldwell y Bryant se compraron de Aldrich (Milwaukee, WI) excepto el cianocobalamin que se compró de Fisher Scientific (Pittsburgh, PA). El medio de Caldwell y Bryant se modificó añadiendo ácidos grasos volátiles a los reactores, excepto para el reactor A1 que fue el control, en una relación observada comúnmente con fermentaciones in vitro. El medio de Caldwell y Bryant modificado contenía aproximadamente 68,0% en peso de ácido acético, aproximadamente 17,5% de ácido propiónico y aproximadamente 14,5% en peso de ácido butírico. Además, puesto que un carbohidrato, es decir, grasa de centeno, se incluyó como el substrato o biomasa, todas las fuentes de carbohidrato se suprimieron del medio. No se incluyó agar en el medio y el medio no fue tratado en autoclave. El medio se neutralizó también a un pH de aproximadamente 6,7 con una solución de aproximadamente 25% en peso de hidróxido de sodio para proporcionar un medio más adecuado a crecimiento y actividad microbiana. Para suprimir la producción de metano durante la fermentación, la sal de sodio de una solución 0,001 M de 2-bromoetanosulfónico se añadió al medio.

Los seis reactores empleados en el proceso de fermentación fueron vasos para análisis Pyrex (Corning Glass Works, Corning, NY) Brezelius de un litro sin conducto de vertido. Cada vaso para análisis de un litro se cubrió con un obturador de caucho EPDM número 15 con agujeros para insertar tubos de gas anaeróbicos y un orificio de toma de muestras de vidrio triturado invertido.

El gas nitrógeno se bombeó dentro de cada reactor para ayudar a mantener un medio anaeróbico. Debido a un gran número de ajustes y juntas en el fermentador que constan de varios reactores el sistema de gas se designó para mantener una presión de agua positiva ligera (aproximadamente 6 hasta aproximadamente 12 pulgadas de agua). Se pretendió presión positiva para prevenir que aire entre a través de las fugas que pueden desarrollar y pasar inadvertidas. Existió todavía un gradiente de potencial químico a través del entubado y otros materiales tales que la presión positiva no previno difusión a través de tales materiales.

El sistema de purificación de gas anaeróbico fue accionado en aproximadamente 3-5 psig. El nitrógeno anaeróbico se distribuyó a cada reactor a través de un sistema de distribución de entubado hecho de norpreno de la marca Marprene (Watson-Marlow, Wilmington, MA). Tal entubado de norpreno tenía una permeabilidad de oxígeno baja y era suficiente flexible para ser utilizado como un entubado de propósito general para interconexiones de gas en aparato de más fermentación. El suministro de gas anaeróbico se distribuyó a los reactores individuales dentro del fermentador por válvulas de grupo de tipo acuario (Whisper, Post Oak Mall, Collegee Station, TX) que permitió regulación de flujo individual.

Los gases de escape de los reactores individuales fueron encaminados a través de entubado Marprene a través de válvulas de grupo adicionales a un aparato de contrapresión (monómetro de agua). Las válvulas de equipo permitieron suministro de gas de presión positiva y escape que debe aplicarse y detenerse desde cada reactor sin perturbar los otros reactores en el fermentador.

Todos los reactores fueron colocados entonces en un fermentador controlado de temperatura New Brunswick equipado con una placa agitadora orbital. Un controlador de temperatura de realimentación CN76020 modelo Omega (Omega International Corp., Stanford, CT) se utilizó para controlar la temperatura del fermentador.

La fermentación en cada uno de los reactores se llevó a cabo hasta terminación. El análisis de biomasa se realizó lavando los contenidos del reactor con agua destilada dentro de un fabricante de café Bodum de un litro (Coffee Beanery, Post Oak Mall, College Station, TX). El fabricante de café tenía un tamiz de aproximadamente 100 malla montado a un émbolo que se presionó hacia abajo para forzar la biomasa al fondo del recipiente permitiendo así que el líquido fluya a través del tamiz. El lavado se repitió tres a cuatro veces hasta que el agua de lavado salió clara. La biomasa se desecó en un horno a 150ºC y se pesó. El peso de secado que sigue fermentación se comparó al peso de secado de substrato inicial para determinar la cantidad de biomasa digerida.

La Tabla 1 muestra la cantidad de biomasa digerida en cada reactor durante un periodo de 500 horas. El efecto inhibitorio de niveles altos de ácidos grasos volátiles y sus sales puede observarse en reactores A4-A6 donde los niveles de ácido graso volátil inicial fueron comparativamente altos en contraste con reactores A1-A3 que fueron comparativamente bajos. Por lo tanto cuanto mayor es la concentración de ácido graso inicial, menor es la digestión de biomasa.

\vskip1.000000\baselineskip

\vskip1.000000\baselineskip

\vskip1.000000\baselineskip

(Tabla pasa a página siguiente)

1

Ejemplo 2

Realizando la fermentación de ácido graso volátil utilizando un pretratamiento de biomasa con álcali se mejoraron los porcentajes de digestión.

Se emplearon doce reactores Pyrex de un litro. Los reactores S7-S12 contenían grasa de centeno que fueron hervidos con 0,1 gramos de hidróxido de calcio por gramo de biomasa seca durante una hora para hacer la digestión en los reactores más fácil. El pretratamiento fue realizado sobre una manta de nitrógeno anaeróbico. Siguiendo el tratamiento de la grasa de centeno en reactores de S7-S12, los reactores fueron neutralizados a un pH de aproximadamente 6,7 por borboteo de dióxido de carbono. El paquete de nutriente de Caldwell y Bryant se añadió entonces a los doce reactores. Se permitió a los reactores 4 horas en el fermentador a 39 grados C bajo presión de nitrógeno anaeróbico positiva para alcanzar temperatura de estado preparado. El aparato de fermentación fue el mismo tipo de aparato empleado en el Ejemplo 1. La fermentación se permitió hasta llegar a la terminación.

Después de la fermentación, la biomasa restante desde cada reactor se pesó y analizó como en el Ejemplo 1. La tabla 2 describe que los reactores que tienen la biomasa pretratada tienen una conversión más alta de biomasa hasta biomasa digerida que reactores con la biomasa no tratada.

\vskip1.000000\baselineskip

\vskip1.000000\baselineskip

\vskip1.000000\baselineskip

(Tabla pasa a página siguiente)

2

Ejemplo 3

El efecto de la alta concentración de ácido graso volátil en conversión se observó en el Ejemplo 1 anterior, y el Ejemplo 2 anterior mostró que pueden alcanzarse altas concentraciones en bajas concentraciones de ácido graso volátil y bajas concentraciones de substrato. Tales fenómenos son la base para el proceso de fermentación de ácido graso volátil a contracorriente continua del presente ejemplo. En un reactor, concentraciones de sales altas y ácidos altos y conversión alta pueden no conseguirse simultáneamente en un tiempo de residencia dado. Disponiendo más de un reactor en una cascada a contracorriente, ambos objetivos pueden conseguirse.

Cuatro fabricantes de café Bodum modificado (Coffee Beanery, Post Oak Mall, College Station, Tx) fueron modificados para servir como reactores. Cada recipiente se alteró cortando aproximadamente 1/2'' de la parte superior. El borde de cada recipiente se cortó para eliminar el conducto de vertido que permite unión buena contra el obturador. El tamiz estaba dispuesto de manera que podría moverse para separar biomasa del líquido. El tubo de retirada de líquido se sujetó al tamiz por una cremallera de nylon.

Un corte en forma de V se realizó en el tamiz del fabricante de café. La solapa de tamiz resultante actuó como una válvula de retención que permite una retirada del tamiz más fácil. La solapa sellada contra la placa de soporte de tamiz perforada proporcionó una buena separación de sólidos y líquidos. Cada reactor se detuvo con un obturador de #15 y cada obturador tenía un orificio de entrada y de salida perforado dentro de él para alimentar la biomasa dentro y fuera del reactor. Los cuatro reactores estaban dispuestos en series con reactor cuatro como el reactor donde se añadió biomasa fresca al sistema de fermentación. El proceso de fermentación se llevó a cabo en el mismo tipo de fermentador como se describe en el Ejemplo 1 anterior.

La biomasa era grasa de centeno triturada y una mezcla de bagazo/alfalfa que había sido pretratada con aproximadamente un hidróxido de calcio de 0,1 gm/gm de biomasa. Inicialmente, el medio de Caldwell y Bryant como se describe en el Ejemplo 1 anterior se utilizó en los reactores a lo largo con la adición de 1 g/L de glucosa como un carbohidrato de salida.

El sistema de reacción se inició con aproximadamente 50 g/L de grasa de centeno pretratada, el medio de Caldwell y Bryant y un tiempo de residencia total de ocho días. Inicialmente, los reactores fueron agitados por un agitador orbital a aproximadamente 100 rpm. Después de 1102 horas, se instaló un intervalómetro y el agitador se ajustó durante 10 minutos de duración conectado y 50 minutos de duración desconectado.

Después de aproximadamente 3697 horas, una versión de nutriente doble del medio de Caldwell y Bryant se añadió al sistema de contracorriente para rellenar nutrientes esenciales para continuar para ayudar a mantener el crecimiento y la actividad microbial. El sistema de fermentación de contracorriente continua recibió inoculaciones adicionales de microbios en 4795 horas y 5350 horas para regenerar colonias obsoletas en el sistema. La Tabla 3 resume cambios de programa realizados para el diseño experimental.

Las Tablas 4-7 describen las cantidades de ácidos y sales de ácido, representadas como gm de ácido/L de producto producido en cada uno de los cuatro reactores (reactor 1 que es el reactor de concentración de ácido inicial más baja) en periodos de tiempo específicos durante el proceso de fermentación. En un tiempo de 9045,3 horas, el reactor 1 produjo 6,284 g/L de ácido, el reactor 2 produjo 8,93 g/L de ácido, el reactor 3 produjo 14,897 g/L de ácido y el reactor 4 produjo 23,383 g/L de ácido. Por lo tanto, a diferencia del proceso de fermentación del reactor individual del Ejemplo 1 anterior, el método de la presente invención proporciona una producción de ácido orgánico alta en un reactor de altas concentraciones de ácido inicial. Además, el método de la presente invención mostró toda la conversión de biomasa de más de aproximadamente 40% en peso y concentraciones de producto ácido de más de aproximadamente 40 g/L antes de que se termine el proceso de fermentación.

TABLA 3

Tiempo (h)

Cambio

0

50 g/L grasa de centeno pretratada, tiempo de residencia de 8 días

355

100 g/L de substrato de grasa de centeno pretratada

628

tiempo de residencia 12 días

1102

Inicio del reciclaje de células y sólidos suspendidos Inicio agitación intermitente

1563

Inicio de reciclaje de sólidos de agua de lavado

1919

100 g/L bagazo y alfalfa (100 g bagazo pretratado a 15 g de alfalfa no tratada)

3620

200 g/L de substrato de bagazo y alfalfa

3697

Inicio de uso de paquete de doble nutriente

4795

Reinoculado con bacteria de compostaje comercial, mezclas A, B y C (Decotec, Inc., Portland, OR)

5350

Reinoculado con compostaje comercial, pantano, compuesto anaeróbico natural y bacteria de suelo

7487

Inicio tiempo de residencia de sólidos 24 días y tiempo de residencia de líquido 12 días

8758

Inicio tiempo de residencia de sólidos 36 días y tiempo de residencia de líquido 12 días (aniversario 1 año).

\vskip1.000000\baselineskip

\vskip1.000000\baselineskip

\vskip1.000000\baselineskip

(Tabla pasa a página siguiente)

3

4

5

6

Claims (20)

1. Un método de producción de ácidos orgánicos y de sales de ácidos orgánicos a partir de biomasa, comprendiendo el método: digerir biomasa bajo condiciones de fermentación anaeróbicas a contracorriente continua, haciendo fluir continuamente biomasa desde un reactor de biomasa fresca hasta al menos un reactor separado de biomasa digerida y controlando la concentración de los ácidos orgánicos y las sales de los ácidos orgánicos (producto) en los diferentes reactores de fermentación de tal manera que la concentración de producto es más baja en reactores que contienen biomasa digerida que en reactores que contienen biomasa fresca.

2. El método de la reivindicación 1, donde la concentración de producto en dicho reactor de biomasa fresca se concentra haciendo fluir una corriente acuosa dentro del reactor de biomasa digerida para lavar el producto a partir de la biomasa y dirigiendo la corriente acuosa que contiene el producto desde la región de biomasa digerida hasta la región de biomasa fresca.

3. El método de la reivindicación 2, donde el producto es lavado a partir de la biomasa por la corriente acuosa que fluye a contracorriente a dicha biomasa.

4. El método de la reivindicación 3, donde la biomasa y la corriente acuosa pasan a contracorriente a un aparato de extracción de contracorriente, que comprende una columna hueca que contiene desviadores para prevenir la canalización de líquidos a través de la biomasa desde dicho reactor de biomasa fresca con el agua.

5. El método de la reivindicación 1, que comprende adicionalmente reciclar una primera fracción de la biomasa desde el reactor de biomasa digerida de nuevo hasta el reactor de biomasa fresca y hacer pasar una segunda fracción de la biomasa dentro del reactor de biomasa digerida para incrementar tiempo de residencia de biomasa.

6. El método de la reivindicación 5, donde el tiempo total de residencia de la biomasa en dicho medio anaeróbico oscila entre aproximadamente 20 y aproximadamente 60 días.

7. El método de la reivindicación 1, donde la biomasa es digerida en el medio anaeróbico de al menos un primero y segundo reactor de fermentación en serie.

8. El método de la reivindicación 1, que comprende adicionalmente añadir un agente de neutralización al reactor de biomasa digerida o al reactor de biomasa fresca para mantener un pH de aproximadamente 4,8.

9. El método de la reivindicación 8, donde el agente de neutralización comprende carbonato, bicarbonato, o sal de hidróxido.

10. El método de la reivindicación 9, donde la sal de carbonato comprende carbonato de calcio.

11. El método de la reivindicación 1, que comprende adicionalmente añadir un inhibidor metanógeno al reactor de biomasa fresca o al reactor de biomasa digerida.

12. El método de la reivindicación 11, donde el inhibidor de metanógeno comprende ácido 2-bromoetanosulfónico.

13. El método de la reivindicación 1, donde los ácidos orgánicos comprenden ácido acético, ácido butírico, ácido propiónico y sus sales.

14. El método de la reivindicación 1, donde las sales de los ácidos orgánicos comprenden acetato de calcio, propionato de calcio y butirato de calcio.

15. Un método de acuerdo con cualquier reivindicación precedente en el que el reactor de biomasa fresca comprende un primer reactor de fermentación y el reactor separado de biomasa digerida comprende un segundo reactor de fermentación, comprendiendo adicionalmente el método la etapa de recuperar una corriente que contiene el producto a partir de dicho primer reactor.

16. El método de la reivindicación 15, que comprende adicionalmente lavar la biomasa con agua, donde el agua fluye desde el segundo reactor al primer reactor.

17. El método de la reivindicación 16, donde la biomasa es lavada con agua en un aparato de extracción de contracorriente.

18. El método de la reivindicación 17, donde el aparato de contracorriente comprende una columna hueca que contiene desviadores para prevenir la canalización de líquido a través de la biomasa desde el primer reactor que contiene la biomasa fresca con el agua.

\newpage

19. El método de la reivindicación 15, que comprende adicionalmente reciclar una fracción de la biomasa que fluye desde el primer reactor al segundo reactor de nuevo al primer reactor y hacer pasar una segunda fracción de biomasa al segundo reactor para incrementar el tiempo de residencia de la biomasa.

20. El método de la reivindicación 19, donde un tiempo de residencia de biomasa en el primero y segundo reactores está entre aproximadamente 20 y aproximadamente 60 días.