ES2300338T3

ES2300338T3 - Procedimiento para la preparacion de acido polilactico y dispositivo correspondiente.

Info

Publication number: ES2300338T3
Application number: ES01940346T
Authority: ES
Inventors: Luder Gerking; Rainer Hagen; Klaus Richter; Frank Idler; Winfried Reimann; Bernd Hanzsch
Original assignee: Uhde Inventa Fischer GmbH
Current assignee: Uhde Inventa Fischer GmbH
Priority date: 2000-04-20
Filing date: 2001-04-19
Publication date: 2008-06-16
Anticipated expiration: 2021-04-19
Also published as: CN1263865C; EP1276890A2; DE10020898A1; ATE382703T1; DE50113440D1; CN1430676A; US20030158360A1; EP1276890B1; KR100714364B1; US6875839B2; AU2001273954A1; WO2001081610A3; WO2001081610A2; DE10020898B4; KR20030016249A; PT1276890E

Abstract

Procedimiento para la preparación de ácido poliláctico con los siguientes pasos: a) obtención de ácido láctico por fermentación a partir de productos agrícolas amilíferos, para lo cual éstos se someten a una hidrólisis del almidón y donde la sustancia sólida restante que se produce durante la hidrólisis del almidón se somete adicionalmente a una extracción alcalina y el extracto de proteína obtenido se conduce al fermentador como fuente de sustancia de crecimiento, b) purificación intensa del ácido láctico mediante ultrafiltración, nanofiltración y/o electrodiálisis, c) concentración del ácido láctico y preparación de un prepolímero, d) despolimerización ciclante para formar dilactida, e) purificación de la dilactida, f) polimerización de apertura de anillo de la dilactida, g) desmonomerización de la dilactida.

Description

Procedimiento para la preparación de ácido poliláctico y dispositivo correspondiente.

La invención se refiere a un procedimiento para la preparación de ácido poliláctico a partir de ácido láctico obtenido por fermentación, empleándose como materia prima productos agrícolas amilíferos, preferentemente cereales. La invención se refiere además a un dispositivo para la realización de este procedimiento.

La preparación de ácido poliláctico (polilactida) ha sido descrita diversas veces. Las bacterias del ácido poliláctico necesitan para su crecimiento no sólo vitaminas sino principalmente sustancias que contengan nitrógeno, tales como aminoácidos y péptidos. Como fuente para estas sustancias se han acreditado el extracto de levadura y la peptona. La fórmula de la solución de cultivo propuesta sobre esta base por J.C. De Man et al. (J. Appl. Bacteriol. 23 (1960), 130-135) se viene utilizando desde entonces en todos los laboratorios del mundo para el cultivo de bacterias de ácido láctico. Para el abastecimiento de concentraciones de células > 10 g/l es sin embargo necesario incrementar notablemente la proporción de extracto de levadura y peptona en el medio (Amrane, A. et al.: World J. Microbiol. Y Biotechnol. 14 (1998), x - y). Por este motivo, ambas sustancias empleadas se convierten en factores de coste en aplicaciones técnicas. En una planta de producción continua con retención de células, el gasto por extracto de levadura puede suponer por sí solo hasta un 38% de los costes de explotación (Tejayadi, S. y Cheryan, M.: Appl. Microbiol. Biotechnol. 43 (1995), 242-248). Una posibilidad para reducir los costes se contempla en el hecho de que en un proceso de dos etapas se emplee primero una solución de cultivo rica en sustancias de crecimiento y después una pobre en sustancias de crecimiento (Olmos-Dichara, A. et al.: Biotechnol. Lett. 19(1997), 709-714). Sin embargo la mejor alternativa a este respecto es la sustitución de las costosas preparaciones de extracto de levadura y peptona por fuentes de sustancia de crecimiento más económicas. En la bibliografía se proponen para esto entre otros un concentrado de proteína de suero de leche (Bury, D. et al.: Int. Dairy J. 8(1998), 149-151) y un autolisado de levadura de cerveza (Selmer-Oisen, E. et al.: Milchwissenschaft 53(1998), 367-370). Shamala, T.R. et al. (Enzyme Microb. Technol. 9(1987), 726-729) lograron resultados satisfactorios en la gama de productividad baja de fermentaciones discontinuas con hidrolizados de salvado de trigo. El empleo de extractos de salvado de trigo neutros no hidrolizados en cambio condujo a resultados considerablemente peores. También se han investigado los hidrolizados de harina de trigo en cuanto a su aptitud como fuente de sustancia de crecimiento (Hofvendahl, K. et al.: Enzyme Microbial Technol. 20(1997), 310-307). Pero allí se vio que para conseguir unas productividades elevadas era sin embargo necesaria la aportación de extracto de levadura.

En un procedimiento de fabricación (PCT WO 98/28433) se introduce proteína de leche en el fermentador y allí se hidroliza con ayuda de proteasas. En otro procedimiento (PCT WO 98/212611) se emplean como fuente de sustancia de crecimiento agua de remojo de maíz y filtrado de gluten de cereal, pero que exige añadir peróxido de hidrógeno para neutralizar la proporción de SO_{2} allí contenida.

En otro trabajo (Payot, T. et al.: Enzyme Microb. Technol. 24 (1999), 191-199) se emplea para la sustitución parcial del extracto de levadura un extracto bacteriano de la biomasa del Bacillus coagulans. Para este fin, una vez terminada una fermentación por lote, se separan mediante centrifugación las células de bacterias que se hayan formado, se lavan y se destruyen en un molino de bolas. El homogeneizado obtenido se hidroliza a continuación durante 2 horas a 90ºC con adición de ácido sulfúrico 6 n, a continuación se neutraliza con solución de amoníaco 6 n y se libera de partículas sólidas mediante centrifugado. La solución se convierte en un concentrado mediante secado por pulverización.

Esta forma de proceder entraña el inconveniente de que además de la fermentación se necesita un proceso independiente para la preparación del extracto de bacterias, y porque en la forma de proceder indicada pasan al medio de fermentación a través del extracto cantidades importantes de iones sulfato y iones amonio, que durante la conversión en ácido láctico de alta pureza se tiene que volver a eliminar de éste aplicando medidas complejas.

El documento US 5 247 059 describe un procedimiento para la preparación de lactida purificada y polímeros de lactida. De acuerdo con la patente US antes mencionada se parte de ácido láctico que ha sido obtenido de la fermentación y este ácido láctico se superconcentra en un evaporador para obtener ácido láctico del 85%. A continuación se forma un prepolímero y el ácido poliláctico obtenido con un peso molecular de 100 a 5000 se introduce en un reactor de lactida, con lo cual se obtiene lactida como producto bruto. Esta lactida se purifica (> 99%) y se somete a continuación a una polimerización de apertura del anillo.

El inconveniente de este proceso es que se parte de un ácido láctico de solamente un 15%, y porque el peso molecular que se puede alcanzar con este procedimiento es todavía insuficiente.

Javanainen et al. describen en Biotechnology Techniques 1995, 9, 543-548 la preparación de ácido láctico por fermentación a partir de harina de cebada agrícola amilífera. Para ello se hidroliza harina de cebada con harina de cebada que contenga glucoamilasa y \alpha-amilasa. A continuación la harina de cebada hidrolizada se emplea como medio para la preparación de ácido láctico por fermentación mediante un cultivo mixto que contenga Lactobazillus amylovorus y L. casei. En este procedimiento no se necesitan otras sustancias aditivas tales como nitrógeno, vitaminas o minerales.

Hofvendahl et al. describen en Microbiol. Bitechnol. 1999, 52, 163-169 la preparación de ácido láctico por fermentación a partir de harina de trigo agrícola amilífera. Para ello se hidroliza harina de trigo con \alpha-amilasa y amiloglucosidasa y se peptoniza con una proteasa. La harina de trigo tratada se emplea a continuación como medio para la preparación de ácido láctico por fermentación. Aquí la harina de trigo contiene proteínas, vitaminas, lípidos, minerales y almidón. No se necesitan otros aditivos. Es ventajoso realizar la hidrólisis y la fermentación por separado.

Otro procedimiento para la preparación de ácido poliláctico partiendo de una preparación que contenga ácido láctico se describe en la memoria de Patente US-A 5.357.035. El procedimiento comprende una superpurificación y concentración del ácido láctico, la preparación de un prepolímero, la despolimerización ciclante, la purificación del lactida y la polimerización de apertura de anillo del lactida para la preparación de ácido poliláctico.

También se da a conocer en el documento DE 195 37 365 C1 un procedimiento para la estabilización de la viscosidad de fusión de homopoliésteres o copoliésteres alifáticos o aromáticos - alifáticos que contengan como catalizador o iniciador compuestos de estaño, titanio y/o zirconio, donde en la masa fundida que se forma durante la síntesis o el reacondicionamiento de los poliésteres aparece un medio de enmascaramiento que contiene un compuesto de por lo menos un anillo tropolón.

En otro procedimiento (DE 196 284 72) se describe la preparación de poliésteres alifáticos y/o copoliésteres mediante una polirreacción de por lo menos un monómero del grupo de los láctidos, lactonas, carbonatos cíclicos y anhídridos cíclicos.

Partiendo de esto, el objetivo de la presente invención es proponer un nuevo procedimiento y un dispositivo correspondiente mediante el cual se pueda preparar de forma continua y con alto rendimiento polilactida de un elevado peso molecular.

Este objetivo se resuelve por las propiedades caracterizantes de la reivindicación 1, y en lo referente al dispositivo por las propiedades caracterizadoras de la reivindicación 20.

De acuerdo con la invención se obtiene por lo tanto la polilactida biodegradable por polimerización del dímero cíclico del ácido láctico. El ácido láctico procede de un proceso de fermentación cuyo material de partida son productos agrícolas amilíferos, en particular cereales, sometiéndose éstos a una hidrólisis del almidón y sometiendo adicionalmente la sustancia sólida residual que se produce durante la hidrólisis del almidón a una extracción alcalina e introduciendo en el fermentador como fuente de materia de crecimiento el extracto de proteína obtenido.

Por lo tanto el proceso se compone de una parte de técnica de proceso biológico con hidrólisis, fermentación y purificación del ácido láctico mediante técnica de membrana y de una sección comparable a procesos de polimerización.

La materia de partida es harina de cereal, en particular harina de centeno, o más exactamente, el almidón contenido en ésta. El almidón hidrolizado se degrada enzimáticamente formando glucosa y se fermenta para obtener ácido láctico acuoso. El ácido láctico a continuación se ha de purificar y concentrar antes de poderlo policondensar para formar un primer prepolímero. Este prepolímero se despolimeriza en condiciones adecuadas para formar la materia de partida propiamente dicha de la polimerización, el dímero cíclico del ácido láctico (dilactida).

Bajo la influencia de un catalizador (p.ej. octoato de estaño) y sirviéndose de los grupos hidroxilo que actúan como centros de iniciación se puede polimerizar entonces el lactida para formar polilactida. La calidad del polímero depende sin embargo decisivamente de la pureza del dilactida empleado, por lo que es preciso que antes de proceder a la polimerización de apertura de anillo se realice una purificación rectificativa del dilactida.

La subsiguiente desmonomerización de la masa fundida de polilactidaa está destinada a impedir procesos precoces de degradación en el producto final.

El elemento esencial de la invención es la obtención de ácido láctico de alta pureza mediante una fermentación continua de alto rendimiento. A continuación se describe esta parte del procedimiento con mayor detalle.

Al comienzo del proceso se encuentra la mezcla de harina de cereal, preferentemente harina de centeno, y agua desionizada. Esto se puede hacer en un sencillo cubo con agitador. Es importante agitar cuidadosamente y evitar temperaturas altas del agua ya que en caso contrario el vapor de agua ascendente podría formar con la harina engrudo o grumos. De acuerdo con la práctica actual era imprescindible que durante la fermentación continua de alto rendimiento se añadieran cantidades considerables de fuentes externas de sustancias de crecimiento, preferentemente peptona y extracto de levadura. Los costes relacionados con ello hacen cuestionable la rentabilidad de tales procedimientos. Además, con la adición de tales fuentes se incorporan sustancias ajenas molestas, p.ej. iones extraños (en particular cloruros), que dificultan notablemente la purificación mediante procesos de separación por membrana del lactato sódico formado o del ácido láctico, y además, si la purificación es insuficiente, reducen la obtención de polilactidaa en un proceso subsiguiente de polimerización hasta hacerlo irrentable. En contra de la práctica actual, de acuerdo con el procedimiento objeto de la invención no se emplea en el paso a) del proceso ninguna fuente de sustancia de crecimiento externa tal como extracto de levadura o peptona, sino que la fuente de sustancia de crecimiento se obtiene del mismo material de partida, es decir del cereal. Las sustancias de crecimiento (péptidos, aminoácidos, vitaminas, sales) que necesitan las bacterias del ácido láctico durante la fermentación, además de una fuente de carbono aprovechable, proceden por lo tanto de acuerdo con la invención del material de partida.

\newpage

Sorprendentemente se ha encontrado que los extractos de proteína alcalinos procedentes de harina de cereal o salvado de cereal ya representan un sustituto de pleno valor para la peptona o el extracto de levadura, si se renuncia a una disociación hidrolítica mediante proteinazas. El efecto se puede intensificar más por el hecho de que el excedente de biomasa formado en el proceso se someta a una lisis controlada, con lo cual determinadas sustancias de crecimiento esenciales vuelven a quedar liberadas o se liberan adicionalmente. De este modo, en las fermentaciones de alto rendimiento se puede renunciar totalmente a la peptona así como también al extracto de levadura.

Si se emplea cereal como materia prima se puede acoplar la extracción de proteína con el proceso de hidrólisis del almidón. Existe la posibilidad de emplear una cantidad parcial de la harina o del salvado para la obtención del extracto, y aportar la fracción de almidón restante en la fase de licuado de la hidrólisis. Una alternativa de esto es la extracción alcalina del residuo de materia sólida que se produce generalmente durante la hidrólisis del almidón, que se separa del hidrolizado.

La lisis de una parte de la biomasa que se encuentra en el sistema de fermentación deberá efectuarse lo más íntegramente posible y de modo que con ello no se produzca ningún daño en la fracción de células activas que se necesitan para mantener el proceso de fermentación. Para ello se conduce una parte de la biomasa procedente del fermentador a un circuito donde se somete a lisis y el lisado obtenido se devuelve nuevamente al fermentador. Además existe la posibilidad de separar el exceso de biomasa y lisarlo fuera del sistema de fermentación, devolviendo al sistema de fermentación el extracto así obtenido.

El ácido láctico obtenido de este modo se somete a continuación a una purificación intensa, tal como ya se ha expuesto inicialmente, y a continuación se reconcentra y somete a la polimerización.

La invención se refiere además al correspondiente dispositivo para realizar el procedimiento.

La invención se describe a continuación con mayor detalle sirviéndose de figuras y ejemplos de realización.

Las figuras muestran:

Fig. 1 el esquema de la producción de extracto de proteína a partir de harina de cereal/cereal molido,

Fig. 2 el esquema de la producción de extracto de proteína a partir de residuos de la hidrólisis del almidón,

Fig. 3 esquema del proceso de la fermentación continua con producción de extracto de bacterias,

Fig. 4a y b Desarrollo esquemático del proceso de un dispositivo completo para la producción de polilactidaa,

Fig. 5 crecimiento de Lactobacillus rhamnosus 4759 en un medio MRS sin peptona con adición de extracto alcalino de proteína de centeno (2) en comparación con el crecimiento en un medio MRS (1) y en un medio MRS sin peptona (3),

Fig. 6 crecimiento de Lactobacillus rhamnosus 4758 en un medio MRS sin extracto de levadura, con adición de extractos de bacterias de diversas concentraciones (producidos a partir de suspensiones de células con contenidos de biomasa seca de 15,7 g/l (3) ó 78,4 g/l (2) en comparación con el crecimiento en un medio MRS (1) y en un medio MRS sin extracto de levadura (4),

Fig. 7 concentraciones de sustrato y de producto de una fermentación por lotes de Lactobacillus paracasei 160111 sobre hidrolizado de harina de centeno con adición de extracto de proteína de harina de centeno y extracto de bacterias de biomasa propia.

La Figura 1 muestra esquemáticamente la producción de extracto de proteína a partir de harina de cereal y cereal molido. Según esto, una cantidad parcial de la harina o del cereal molido se conduce directamente a la extracción alcalina para la obtención de extracto, y el extracto de proteína obtenido se pasa a continuación al fermentador para su fermentación. Para esto se prefiere que entre una décima parte y la mitad, preferentemente una cuarta parte de la harina de cereal se dedique a la extracción alcalina y el resto se emplee para la hidrólisis del almidón.

Una alternativa de esto es la extracción alcalina de la sustancia sólida residual que generalmente se produce durante la hidrólisis del almidón, que se separa del hidrolizado (Figura 2).

La Figura 3 muestra un esquema de un proceso de fermentación continua con producción de extracto de bacterias. En un sistema de fermentación que se compone de un fermentador F y de un módulo de ultrafiltración U situado en un circuito exterior, se retiene la biomasa y se va enriqueciendo paulatinamente en el sistema. Dado que para una producción efectiva de ácido láctico es necesario mantener una concentración óptima de la biomasa activa, se ve uno normalmente obligado a prever además de la salida de filtrado B1 también una segunda salida B2. Esta última sirve para retirar del fermentador el exceso de masa celular. Este segundo flujo de sustancia de salida se utiliza de acuerdo con la invención para la obtención de extracto celular, para lo cual se pasa por una etapa de hidrólisis térmica T donde se destruyen las células por termólisis. El lisado se devuelve entonces al fermentador una vez enfriado. Existe además la posibilidad de añadirle enzimas lisantes a este flujo de bacterias antes del tratamiento térmico o realizar la lisis sirviéndose de radiación, en particular radiación de microondas.

La forma de proceder conforme a la invención ofrece al mismo tiempo también una nueva posibilidad para mantener en un nivel óptimo constante la concentración de la biomasa activa en el reactor, si mediante sistemas de regulación adecuados (p.ej. mediante un sensor de enturbiamiento adecuado) se procura que por unidad de tiempo se efectúe justamente la lisis de una cantidad de biomasa igual a la que se ha incrementado por crecimiento durante el mismo período de tiempo. En este caso, antes de devolver el flujo de lisado al fermentador se libera de los componentes de sustancia sólida restantes de la fermentación, p.ej. mediante filtración.

La Figura 4 muestra esquemáticamente el desarrollo del proceso de la fabricación.

Al comienzo del proceso se encuentra en una unidad mezcladora la mezcla de harina de cereal, preferentemente harina de centeno. De acuerdo con la invención se dedica por lo tanto una parte, preferentemente aproximadamente una cuarta parte de la suspensión así formada, a la extracción continua de proteína 11, y aproximadamente tres cuartas partes fluyen directamente al dispositivo de hidrólisis 2. Ésta puede estar realizada de modo discontinuo o continuo. En el caso discontinuo trabaja en régimen quasi continuo mediante contenedores tampón antepuestos y pospuestos.

La hidrólisis es un proceso enzimático en dos etapas. En la primera etapa se licua el almidón durante 2 horas a 80ºC con adición de la endoenzima \alpha-amilasa. A continuación tiene lugar la disociación del almidón hidrolizado sirviéndose de la hexoenzima glucoamilasa, a 55ºC. El segundo paso dura aproximadamente 4 horas y se lleva a cabo en una etapa de reacción independiente. De este modo se consigue la sacarinización total del almidón contenido en la harina de centeno. Como aparatos se pueden emplear sencillos tanques agitadores con calentamiento.

El hidrolizado se separa de sustancias sólidas en un filtro de presión y se conduce a la fermentación. La biomasa que ha sido separada es un residuo y se puede aprovechar como forraje o eventualmente para la producción de biogás.

Durante la extracción de proteína en el extractor 11 se mantiene la suspensión de harina - agua durante un período de tiempo de 8 horas en un valor pH 10 mediante la adición de lejía sódica. De este modo se disuelve la fracción de proteína y se puede separar como permeado en una ultrafiltración 30 subsiguiente, añadiéndola al fermentador. La torta de filtro se neutraliza e hidroliza con ácido láctico. La presión y temperatura corresponden a las condiciones ambientales. Puesto que es necesario agitar la mezcla, el recipiente debería ser un tanque agitador.

Otras sustancias de crecimiento necesarias tales como entre otras los aminoácidos y vitaminas se pueden obtener de la biomasa ultrafiltrada producida durante la fermentación 3 mediante lisis inducida. Esto se lleva a cabo con el dispositivo de ultrafiltración 12. La lisis inducida puede tener lugar de diversos modos, en este caso consta de un calentamiento a 95ºC durante 20 minutos en un recipiente calentado. La ultrafiltración separa la biomasa del extracto celular que vuelve a fluir a la fermentación 3. La biomasa que se produce vuelve a poder utilizarse como forraje.

Antes de que lleguen al fermentador 3 el extracto de sustancia nutriente y el extracto de proteína así como el hidrolizado se han de esterilizar brevemente (20 minutos) a 120ºC (temperatura mínima 110ºC) mediante esterilizadores 13. El hidrolizado y los extractos de sustancia de crecimiento no se pueden esterilizar juntos con el fin de evitar las llamadas reacciones de Maillard que tienen lugar a estas temperaturas entre los compuestos de nitrógeno (proteínas) y la glucosa, que dan lugar especialmente a una decoloración indeseable. Los recipientes 13 han de estar diseñados para el tiempo de permanencia y la temperatura adecuados para la esterilización.

La fermentación representa la etapa del proceso en la cual tiene lugar la bioconversión de glucosa en ácido láctico. Esto tiene lugar en las células de bacterias de ácido láctico de acuerdo con un complicado desarrollo de numerosas reacciones metabólicas de un solo paso (glicólisis), cada una de las cuales se cataliza mediante una determinada enzima. Se trata de un proceso anaerobio en el cual las bacterias forman ácido láctico para obtener la energía necesaria para su multiplicación. La reacción microbiana suministra además del ácido láctico también masa celular y en cantidades muy pequeñas, otros productos.

La actividad de las células bacterianas depende de una serie de parámetros del proceso (temperatura, valor pH, osmolaridad, concentración del sustrato, oferta de sustancia de crecimiento, etc.). Para la cepa elegida de Lactobacillus paracasei, la temperatura óptima es de 33ºC y el valor pH de 6,0. Para regular el valor pH es necesario añadir lejía sódica. En estas condiciones el ácido láctico se produce en forma de lactato sódico. El tiempo de permanencia es normalmente entre hora y media y cuatro horas (caudal: 0,25 - 0,67). En el fermentador 3 hay que comprobar que por el interior tenga una superficie lo más lisa posible, sin rincones, aristas ni ranuras, para que se pueda realizar de forma sencilla y eficaz la necesaria esterilización periódica del fermentador (limpieza por vapor de agua). Se necesita un agitador.

El contenido del fermentador se somete continuamente a ultrafiltración, produciéndose el lactato sódico como permeado. El retenido que contiene las células vuelve a fluir al fermentador 3. Para evitar la concentración de masa celular hay un segundo flujo de producto que abandona el fermentador 3. El lactato sódico allí contenido se recupera en otra etapa de ultrafiltración 31, el retenido que contiene las células no fluye al fermentador sino a la extracción de sustancia nutriente ya descrita anteriormente.

En el procedimiento conforme a la invención es esencial (característica b) la purificación intensiva del ácido láctico. Esto es necesario porque la salida ultrafiltrada del fermentador contiene además del ácido láctico en forma de lactato sódico, otros componentes que especialmente molestan sensiblemente para la ulterior polimerización e incluso pueden llegar a llevar al fracaso a todo el proceso. Como sustancias contenidas indeseadas se pueden citar principalmente ácidos inorgánicos y orgánicos (ácido acético, ácido propiónico, ácido sulfúrico, ácido clorhídrico) así como sus sales, mono-, di- y oligosacáridos y colorantes.

Mediante la nanofiltración 15 se trata de separar en primer lugar los iones cloruro del lactato sódico. Los iones cloruro se aportan al proceso principalmente con las enzimas empleadas para la hidrólisis. No solamente molestan notablemente durante las reacciones de polimerización sino que también atacan fuertemente los materiales del recipiente. Con la membrana utilizada se puede retener hasta el 98% de los iones cloruro.

Además de esto se infiltran a través de la membrana otros iones tales como sulfatos y fosfatos, mientras que el lactato sódico permanece en el retentato.

La electrodiálisis monopolar 16 es un proceso discontinuo, igual que la bipolar. Para posibilitar a pesar de ello una producción continua de ácido láctico se trabaja alternando con dos instalaciones de diálisis.

La electrodiálisis monopolar se emplea por dos motivos:

1. Separación de los componentes no-iónicos de los iónicos, y

2. Concentración del lactato sodio.

Forman especialmente parte de los componentes no-iónicos que se separan del lactatosódico, los compuestos de nitrógeno y fósforo. Estas sustancias se encuentran en la gran cantidad de agua residual que se produce e impiden que esta cantidad de agua se devuelva íntegramente a la hidrólisis y fermentación. La temperatura y presión son iguales que en las condiciones ambientales.

Para obtener finalmente ácido láctico del lactato sódico se emplea una electrodiálisis 17 con membranas bipolares. La instalación consta de tres circuitos:

\ding{212} un circuito de sal en el que entra el lactato sódico

\ding{212} un circuito de lejía en el que se difunden los iones de sodio y se combinan con los iones hidróxido para formar
{}\hskip0,8cm lejía sódica,

\ding{212} y un circuito de ácido en el que los iones lactato se combinan con protones para formar ácido láctico.

Con el fin de mantener dentro de límites económicos el consumo de corriente de la electrodiálisis 17 ésta se conduce de tal modo que no se convierte todo el lactato sódico en ácido láctico. Esta cantidad residual hay que sacarla fuera del proceso. La lejía sódica producida vuelve a fluir a la fermentación para regular allí el valor pH.

La temperatura de las soluciones que están circulando debería mantenerse constante en 33ºC. Por lo tanto los recipientes de almacenamiento intermedio se han de refrigerar.

El ácido láctico procedente de la electrodiálisis bipolar 17 hay que seguir concentrándolo (característica c). De acuerdo con la invención se lleva a cabo una concentración del ácido láctico en dos etapas mediante el evaporador 18, 19. Para ello, el ácido láctico acuoso se lleva primeramente a ebullición bajo sobrepresión, con lo cual ya se evapora una gran cantidad del agua. A continuación se puede emplear este vapor de agua como medio calefactor para seguir expulsando agua del ácido láctico restante, a una presión más baja. El líquido que entonces todavía queda se concentra en un evaporador Roberts 20 que lleva colocada una columna de rectificación de tres fondos formando ácido láctico al 90%, preferentemente al 95% (alta concentración).

El ácido láctico concentrado se somete ahora a una policondensación en dos reactores 20, 21 con evaporador de recirculación exterior y añadiendo un catalizador, para formar un prepolímero. La condensación previa tiene lugar a dos presiones diferentes. En el primer reactor 20 reina presión ambiente o incluso ligera sobrepresión para evitar la evaporación del ácido láctico. Cuando la mayor parte del ácido láctico ha sido policondensada para formar un oligómero con punto de ebullición más alto se puede continuar la reacción en el segundo reactor 21 en vacío (50 mbar). El vacío aplicado facilita la evaporación del agua de la masa fundida que se forma durante la reacción y evita por lo tanto que se llegue a detener la reacción por alcanzar el equilibrio químico. El tiempo de permanencia en los reactores es de 3 y 4 horas, las temperaturas son de 180ºC y 190ºC, respectivamente en el primer y segundo reactor. El prepolímero tiene un peso molecular de 3400 g/mol (2500 - 4000 g/mol).

La despolimerización (característica d)) para formar el verdadero monómero de la polilactida, la dilactida, tiene lugar preferentemente en un evaporador molecular por gravedad 7. El prepolímero se reparte entre varios tubos verticales calentados y desciende dentro de éstos formando una película delgada. La temperatura se sube a unos 210ºC y se mantiene la depresión de la precondensación (5 kPa). La temperatura aumentada acelera la formación de dilactida, el vacío y la delgada película descendente (< 1 mm) procuran una evaporación rápida del dilactida formado. El evaporador molecular por gravedad 7 trabaja como evaporador de recirculación con el fin de asegurar el humedecimiento completo de las superficies calentadas.

El flujo de producto en forma de vapor procedente del evaporador molecular por gravedad se condensa parcialmente de modo inmediato. La temperatura y presión de la condensación parcial se eligen para ello de modo que el agua que se encuentra en el vapor y la parte mayor posible del ácido láctico se mantengan en forma de vapor. El dilactida se condensa casi en su totalidad. El condensado contiene sólo cantidades escasas de ácido láctico y de oligómeros tales como p.ej. ácido lactoilláctico, el dímero lineal del ácido láctico. En conjunto se obtiene de ahí la importante concentración de grupos hidroxilo que típicamente es de 57 meq.

Durante la polimerización de apertura de anillo el peso molecular que se puede alcanzar, y por lo tanto unas propiedades mecánicas importantes de la polilactida, dependen de la pureza de la dilactida. Debido al ácido láctico restante y al ácido lactoilláctico hay grupos hidroxilo en la dilactida. Éstos representan centros de inicio de la polimerización. Cuanto mayor sea la concentración de grupos hidroxilo en la dilactida tanto mayor es el número de moléculas de polímero que se forman y tanto menor es el peso molecular que se puede conseguir. La concentración de grupos hidroxilo deseada es de 20 meq, lo cual conduce a un peso molecular teórico de 50.000 g/mol. La pureza máxima de dilactida alcanzable con esta columna es de 10 meq.

La concentración de los grupos hidroxilo en la dilactida sigue siendo demasiado grande después de la despolimerización ciclidizante. En una columna de rectificación 8 con extracción lateral se depura la dilactida condensada para obtener la concentración deseada de grupos hidroxilo. Al mismo tiempo se puede aprovechar la columna para controlar el peso molecular.

La dilactida impurificada entra por la parte superior de la columna y la abandona purificada por la parte inferior como extracción lateral en forma de vapor. El vapor de dilactida se condensa antes de pasar a los reactores de polimerización de apertura de anillo. El producto de cabeza (148ºC, 30 mbar) es el ácido láctico restante, encima del sumidero (172ºC, 60 mbar) se extraen los oligómeros del ácido láctico de punto de ebullición superior así como eventuales otras impurezas existentes. La columna se hace funcionar desde el punto de vista termodinámico en vacío (30 - 60 mbar) (evitar temperaturas demasiado altas, mejorar las volatilidades relativas).

La polimerización por apertura de anillo (característica f)) tiene lugar en una cascada de tanques agitadores 9 de dos reactores con adición de un catalizador. La concentración del catalizador se mantiene para ello relativamente reducida (5*10 -5 mol de catalizador/mol de dilactida, intervalo de concentración: 2*10-4 a 2*10-5 mol/mol), para obtener masas molares elevadas y rechazar reacciones secundarias. Los reactores se encuentran a la presión atmosférica.

La polimerización de apertura de anillo es una reacción exotérmica. Para evitar temperaturas superiores a 340ºC (descomposición térmica, reacciones secundarias) es necesario evacuar una parte del calor de reacción que se produce. En el primer reactor esto tiene lugar mediante la alimentación de dilactida subenfriado: para ello la dilactida se subenfría tanto que en el primer reactor se ajuste una temperatura de 200ºC. Con un tiempo de permanencia de 2,5 horas se polimeriza entonces aprox. el 70 por ciento de la dilactida.

El segundo reactor trabaja en régimen adiabático y el tiempo de permanencia (2 horas) se elige de modo que la conversión de dilactida sea finalmente del 90 por ciento. Para ello la temperatura de la masa fundida sube a 215ºC.

La polilactida tiene ahora el peso molecular aproximado de aprox. 50.000 g/mol. Sin embargo en la masa fundida hay todavía aprox. un 9 por ciento de monómeros. Pero una polilactida que deba tener estabilidad a largo plazo no ha de contener más de un 1 por ciento de dilactida. Por lo tanto es preciso proceder a una desmonomerización. Esto vuelve a dificultarse por el hecho de que la polimerización de apertura de anillo es una reacción de equilibrio. A unas temperaturas alrededor de 200ºC la concentración de equilibrio de dilactida está aproximadamente en un 5 por ciento. Por lo tanto la desmonomerización ha de efectuarse o bien muy rápidamente para reducir al mínimo la reformación de dilactida, lo cual sin embargo es muy difícil de conseguir dadas las altas viscosidades. Una segunda posibilidad que encuentra aplicación aquí consiste en la adición de un estabilizador (p.ej. \alpha-tropolón, véase memoria de patente DE 195 37 365 C1) para bloquear el catalizador llegando casi a detener la reacción y evitar de este modo la perniciosa reformación de dilactida.

En el presente proceso, la desmonomerización (característica g)) tiene lugar después de la adición del estabilizador, en dos aparatos independientes 10. En el primer aparato se distiende la masa fundida a una presión de 10 mbar, con lo cual se evapora la mayor parte del monómero. El contenido de dilactida se puede reducir por lo tanto aproximadamente al 2%. Ahora bien, al hacerlo también baja la temperatura a 195ºC lo cual da lugar a un aumento de viscosidad hasta aproximadamente 700 Pa*s. Para evaporar finalmente el último 2% de dilactida de la masa fundida de alta viscosidad se reduce la presión en el segundo aparato, el llamado acabador, a 2,5 mbar.

Antes de seguir desmonomerizando la masa fundida, ésta sufre un aumento de temperatura para evitar viscosidades demasiado altas a la salida del acabador. El acabador se compone de una envolvente cilíndrica del reactor que está llenada en un 20 a 30% de su volumen con masa fundida de polímero. Alrededor del eje del cilindro gira un soporte a modo de cesta sobre el cual van situados unos discos circulares dispuestos verticalmente. Los discos penetran con parte de su superficie en la masa fundida. Mediante la rotación, los discos arrastran la masa fundida de alta viscosidad y la exponen al vacío en forma de película. El principio de un acabador adecuado se describe p.ej. en el documento US 5 77 99 86.

En lugar de un acabador "yacente" de esta clase también es adecuado lo que se denomina un evaporador de capa delgada. En éste la masa fundida desmonomerizada fluye por la pared interior de un tubo vertical calentado por el exterior. En el eje geométrico del tubo gira un árbol accionado que lleva elementos rascadores que distribuyen la masa fundida por la superficie calentada mientras fluye hacia abajo formando una película delgada. La formación de capas delgadas y su constante renovación facilitan la evaporación del monómero.

Con los dispositivos descritos a título de ejemplo se obtiene una superficie muy grande que se renueva constantemente, tal como se precisa para una desmonomerización hasta un 0,5% de contenido de monómero. Para ello la temperatura de la masa fundida desciende a 190ºC y la viscosidad aumenta aproximadamente a 1440 Pa*s.

Ejemplo 1

En un fermentador de agitación de 10 l se incorpora 1 kg de harina de centeno en 5 l de agua ajustando al mismo tiempo el valor pH a 10,0 (adición de una solución 3N NaOH). Después de un tiempo de agitación de 2 horas a 20ºC se efectúa la separación de la fracción de sustancia sólida amilífera mediante filtración. El residuo acuoso se añade al medio de fermentación como extracto alcalino de proteína.

La eficacia de este extracto de proteína se puede ver por el comportamiento de crecimiento de la cepa de Lactobacillus rhamnosus 4759 en placas de microtitrado del sistema de aparatos Bioscreen (Firma Labsystems, Finlandia). Para este fin se combinaron 0,24 ml de un medio de glucosa - MRS, que no contenía peptona, con 0,1 ml del extracto de proteína que se había preparado, y se inocularon con 0,01 ml de un cultivo de 18 h de la cepa antes citada y se cultivaron en condiciones estándar (T = 33C, pH) 6,0). Como preparaciones de control se utilizaron un medio MRS pleno y un medio MRS sin peptona. Las curvas de crecimiento del Lactobacillus rhamnosus 4759 en los tres medios descritos están representadas en la Figura 5. Las curvas de crecimiento (1) y (2) se diferencian sólo escasamente, es decir que en este caso el extracto de proteína se puede considerar como sustituto de pleno valor de la peptona.

Ejemplo 2

La masa celular de Lactobacillus rhamnosus se separa del líquido fermentado del fermentador mediante centrifugación y se resuspende en agua, de modo que se formen suspensiones celulares con contenido seco de biomasa de 15,7 g/l y 78,4 g/l. Éstas se calientan a 60ºC durante 20 minutos para la lisis de las células. Después de enfriar a unos 30ºC y de separar los restos de paredes celulares se añade la solución transparente al medio de fermentación en forma de extracto de bacterias.

La eficacia de este extracto de bacterias se puede ver por el comportamiento de crecimiento de la cepa Lactobacillus rhamnosus 4759 en placas de microtitrado del sistema de aparatos Bioscreen (Firma Labsystems, Finlandia). A cada 0,24 ml de un medio MRS sin extracto de levadura se añadieron respectivamente 0,1 ml de uno de los dos extractos de bacterias y 0,01 ml de un cultivo previo 18-h de la cepa antes citada y se incubaron a T = 33ºC y pH 6,0. Como preparaciones de control sirvieron un medio MRS total y un medio MRS sin extracto de levadura. Las curvas de crecimiento del Lactobacillus rhamnosus 4759 en los cuatro medios citados están representadas en la Figura 6. Las curvas de crecimiento (1) y (2) se diferencian sólo escasamente, es decir que en este caso el extracto de bacterias se puede considerar como sustituto de pleno valor del extracto de levadura.

Ejemplo 3

En un fermentador con agitación de 50 l se esterilizó internamente hidrolizado de almidón de centeno (contenido de glucosa: 120 g/l) obtenido por vía enzimática. A continuación tuvo lugar en condiciones asépticas la adición de 10 l del extracto de proteína preparado de acuerdo con el ejemplo 1, así como 6 l del extracto de células bacterianas producido de acuerdo con el ejemplo 2 y 1 l de una solución acuosa que contenía 96 g de fosfato dipotásico hidrogenado, 4,8 g de sulfato de magnesio y 2,4 g de sulfato de manganeso. Como inóculo se emplearon 2 l de un cultivo previo de la cepa Lactobacillus paracasei 160111. Durante el subsiguiente proceso de fermentación se mantuvo la temperatura cons-
tantemente a 33ºC y el valor pH en 6,0. Como medio de corrección para regular el pH sirvió una lejía sódica al 30%.

Después de 48 horas estaba totalmente consumida la glucosa empleada y convertida en ácido láctico (Figura 7).

Ejemplo 4

En un fermentador de 5 l que estaba acoplado con un módulo de ultrafiltración en el circuito exterior, se dosificó a velocidad constante un medio de cultivo salino que contenía entre otras cosas, 50 g/l de glucosa, 10 g/l de extracto de levadura y 10 g/l de peptona. La misma cantidad de líquido abandonaba en el mismo tiempo el sistema de fermentación por la salida de la unidad de ultrafiltración como solución de lactato sódico exenta de células. Las productividades de la obtención de ácido láctico determinadas con la cepa Lactobacillus paracasei 160111 con diferentes caudales se confrontan en la Tabla 1 con las productividades que se habían obtenido, a igualdad de condiciones restantes, con una solución de cultivo que estaba compuesta en un 10% de extracto de proteína según el ejemplo 1 y contenía 50 g/l de glucosa así como 10 g/l de extracto de levadura.

Ejemplo 5

En un fermentador de 50 l que estaba acoplado con un módulo de ultrafiltración en el circuito exterior, se dosificó con una velocidad de 6 l/hora un medio de cultivo salino que contenía entre otros 40 g/l de glucosa, 10 g/l de extracto de levadura y 10 g/l de peptona. El medio de fermentación circulaba constantemente entre el fermentador y el módulo de ultrafiltración, donde en el mismo tiempo la misma cantidad de líquido abandonaba el sistema de fermentación como solución de lactato sódico exenta de células. La productividad de ácido láctico obtenida con la cepa Lactobacillus paracasei 160111 con un caudal D = 0,12 h^{-1} fue de 4,0 g/lh.

Ejemplo 6

En un fermentador de 50 l que estaba acoplado con un módulo de ultrafiltración en el circuito exterior se dosificó con una velocidad de 6 l/h un medio de cultivo salino de hidrolizado de centeno que se componía en un 20% de extracto de proteína de centeno según el ejemplo 1 y que contenía 40 g/l de glucosa. El medio de fermentación circulaba constantemente entre el fermentador y el módulo de ultrafiltración donde en el mismo tiempo la misma cantidad de líquido abandonaba el sistema de fermentación como solución de lactato sódico exenta de células. En comparación con el ejemplo 4, el régimen de fermentación se modificó de modo que la biomasa crecida adicionalmente en el transcurso del proceso por encima de la concentración deseada de 20 g/l se calentó en un segundo circuito durante 5 minutos a 80ºC y después se devolvió nuevamente al sistema del reactor en forma de lisado. En el presente caso, el incremento de biomasa crecida en el fermentador fue de 2 g/lh, de modo que cada hora se extrajeron del dispositivo fermentador respectivamente 4,5 l que contenían aproximadamente 100 g de biomasa y que se lisaron en la forma descrita. La productividad de ácido láctico obtenida por la cepa Lactobacillus paracasei 160111 con un caudal de D = 0,12 h^{-1} fue de 3,95 g/lh.

Ejemplo 7

En un fermentador de 50 l que estaba acoplado con un módulo de ultrafiltración en el circuito exterior se dosificó con una velocidad de 12,5 l/h un medio de cultivo de hidrolizado de centeno que se componía en un 20% de extracto de proteína de centeno y que contenía 20 g/l de glucosa. En este caso se empleó un extracto de proteína de centeno cuya proporción de sustancia activa era el doble que la del extracto producido según el ejemplo 1. Como material de partida no se empleó en este caso harina sino el residuo exento de almidón procedente de la hidrólisis de la harina de almidón, siendo la proporción de materia sólida-agua durante la extracción el doble que en el ejemplo 1. El medio de fermentación circulaba constantemente entre el fermentador y el módulo de ultrafiltración donde el volumen de líquido correspondiente a la cantidad dosificada abandonaba en el mismo tiempo el sistema de fermentación como solución de lactato sódico exento de células. La concentración de biomasa en el sistema reactor se mantuvo constante en aprox. 30 g/l porque permanentemente un caudal parcial del líquido de fermentación, que se controlaba mediante una medición de enturbiamiento Flow-Injection, se conducía por el tramo de lisado térmico (T = 100ºC) y después de separar los residuos de células se conducía de nuevo al fermentador mediante un dispositivo de filtración integrado en el proceso.

La productividad de ácido láctico obtenida con la cepa Lactobacillus paracasei 160111 con un caudal de D = 0,25 h^{-1} fue de 13,5 g/lh.

Ejemplo 8

La solución de lactato sódico exenta de células del ejemplo 7 hay que depurarla ahora de sustancias extrañas y transformarla en ácido láctico. Ya desde los materiales de partida ya se vigiló que la carga de sustancias extrañas fuera mínima. De este modo se puede reducir la concentración de iones sulfato en el medio de fermentación de 286 g/l a 86 g/l mediante el empleo de óxido de magnesio en lugar de sulfato de magnesio y ácido láctico en lugar de ácido sulfúrico. La aportación de iones cloruro en el proceso tiene lugar principalmente por la enzima Termamyl 120 L. Se puede reducir así el contenido de cloruro de los 675 g/l originales a 212 g/l sirviéndose de un intercambiador de iones.

La mayor parte de los iones cloruro restantes se separa de la solución de lactato sódico durante la nanofiltración subsiguiente a la ultrafiltración. La nanofiltración trabaja como diafiltración de tres etapas. Los iones cloruro se difunden a través de la membrana y los iones lactato permanecen en el rechazo. De este modo se reduce la concentración de cloruro de 0,892 g/l en el filtrado de cultivo a 0,003 g/l en el concentrado de la tercera etapa de nanofiltración.

La electrodiálisis monopolar subsiguiente sirve para la concentración de la solución de lactato sódico así como para la segregación de los componentes no-iónicos. En particular permanece en el diluado la mayor parte del azúcar residual (mono-, di, y oligosacáridos reductores y no reductores). La concentración total de fósforo se puede reducir de 0,58 g/l en la entrada a 0,12 g/l en el concentrado. Para el nitrógeno se obtiene una reducción de 1,04 g/l a
0,131 g/l.

Si no se separa totalmente el azúcar residual del ácido láctico se reduce notablemente el rendimiento durante la polimerización: los sacáridos restantes dan lugar durante la despolimerización ciclante a una intensa carbonatación del prepolímero. Según las impurezas se puede carbonizar por este motivo hasta un 50% del prepolímero empleado que por lo tanto queda inservible.

Por último la electrodiálisis bipolar transforma el lactato sódico en ácido láctico acuoso y lejía sódica. Esta última se reconduce y se emplea en la fermentación para la regulación del pH. El ácido láctico producido tiene una concentración de aprox. 150 g/l. La concentración de iones cloruro es inferior a 30 mg/l y la de los iones sulfato es inferior a 10 mg/l. Las concentraciones de nitrógeno total y del fósforo están respectivamente por debajo de 100 mg/l. El ácido láctico se compone en un 95% de ácido láctico L(+) y en un 5% de ácido láctico D(-).

Ejemplo 9

El ácido láctico acuoso del ejemplo 8 se reconcentra en una concentración en dos etapas seguida de rectificación. En la primera etapa de la concentración aumenta la proporción en peso de ácido láctico de 0,15 a 0,4. Después de la segunda etapa es del 78%. En la columna de rectificación de tres fondos se aumenta finalmente el contenido de ácido láctico al 95%.

El ácido láctico reconcentrado se polimeriza en una policondensación de dos etapas y con ayuda de SnCl_{2} como catalizador formando un prepolímero de un peso molecular medio de 3400 g/mol. En el primer reactor reina para ello presión atmosférica a una temperatura de 180ºC. En el segundo reactor la presión es de 50 mbar y la temperatura de 190ºC.

Manteniendo el vacío y aumentando la temperatura a 225ºC se despolimeriza a continuación el prepolímero en un evaporador molecular por gravedad formando dilactida, el dímero cíclico del ácido láctico. El flujo de producto en forma de vapor contiene un 98% de dilactida, un 1% de ácido láctico y ácido lactioilláctico y un 1% de agua. Mediante condensación parcial se separa de la dilactida el agua residual y una parte del ácido láctico. El condensado presenta una concentración de grupos OH de 0,04 mol/kg. En la subsiguiente rectificación se separa el ácido lactoilláctico restante y el ácido láctico de la dilactida para obtener la pureza deseada de 0,02 mol/hg. Esta pureza es necesaria para conseguir un peso molecular del polímero de 50.000 g/mol. En los dos reactores siguientes tiene lugar la polimerización de apertura de anillo. Añadiendo 5 mol de octoato de estaño por 100.000 mol de dilactida y a una temperatura de 195ºC se polimeriza la dilactida en el primer reactor formando polilactida con un peso molecular medio de 35.000 g/mol, convirtiéndose un 70% de dilactida. En el segundo reactor la temperatura aumenta a 215ºC y el peso molecular a 50.000 g/mol. La conversión en dilactida aumenta al 90%. Los dos reactores están sometidos a presión atmosférica.

En este estado la polilactida contiene todavía un 10% de dilactida. Para obtener una polilactida estable es preciso reducir la proporción de dilactida a menos de un 1%. Esto también se realiza en dos etapas. En la primera etapa la polilactida penetra en un tubo descendente que está bajo vacío (10 mbar). Allí se evapora una gran parte de la dilactida y la masa fundida que sale presenta todavía un 2% de monómeros. La desmonomerización hasta menos de un 1% de dilactida tiene lugar en un reactor de discos que está sometido a una presión de 2,5 mbar. La gran superficie que se precisa para evaporar el monómero restante se genera por los discos giratorios que van girando a través de la masa fundida y de este modo transportan a la superficie dilactida procedente del interior de la masa fundida.

La polilactida producida de este modo tiene un peso molecular de 50.000 g/mol, un contenido en monómeros inferior al 1% y un punto de fusión de aprox. 170ºC. La polilactida ligeramente amarillenta se compone en un 95% de L-dilactida y en un 5% de D-dilactida.

\vskip1.000000\baselineskip

TABLA 1 Comparación entre las productividades de formación de ácido láctico obtenidas con Lactobacillus paracasei en condiciones de fermentación continuas sobre un medio MRS-glucosa y un medio MRS en el que se ha sustituido la peptona por un extracto alcalino de proteína de centeno

1

Claims

1. Procedimiento para la preparación de ácido poliláctico con los siguientes pasos:

a): obtención de ácido láctico por fermentación a partir de productos agrícolas amilíferos, para lo cual éstos se someten a una hidrólisis del almidón y donde la sustancia sólida restante que se produce durante la hidrólisis del almidón se somete adicionalmente a una extracción alcalina y el extracto de proteína obtenido se conduce al fermentador como fuente de sustancia de crecimiento,

b): purificación intensa del ácido láctico mediante ultrafiltración, nanofiltración y/o electrodiálisis,

c): concentración del ácido láctico y preparación de un prepolímero,

d): despolimerización ciclante para formar dilactida,

e): purificación de la dilactida,

f): polimerización de apertura de anillo de la dilactida,

g): desmonomerización de la dilactida.

2. Procedimiento según la reivindicación 1, caracterizado porque en el paso a) del procedimiento, una parte de los componentes externos de sustancia de crecimiento aportados originalmente con la solución de cultivo y aprovechada por las bacterias se vuelve a dejar disponible directamente en el circuito de fermentación para las células activadas mediante lisis del exceso de biomasa formada que se realiza por vía térmica, por radiación o por medio de enzimas.

3. Procedimiento según la reivindicación 2, caracterizado porque el producto agrícola amilífero, preferentemente cereal, se muele y una primera parte del producto se somete a una hidrólisis de almidón y la solución de glucosa obtenida se transforma en condiciones anaerobias en un fermentador con unas bacterias, sometiéndose la segunda parte del producto a una extracción alcalina y conduciendo al fermentador el extracto de proteína obtenido como fuente de sustancia de crecimiento, y conduciendo a la hidrólisis del almidón el residuo amilífero no disuelto.

4. Procedimiento según por lo menos una de las reivindicaciones 2 a 3, caracterizado porque el exceso de biomasa obtenido en la fermentación se conduce a un circuito independiente donde se somete a lisis y a continuación se devuelve al fermentador.

5. Procedimiento según una de las reivindicaciones 2 a 4, caracterizado porque para mantener constante en el nivel deseado la concentración de biomasa en el fermentador se lisa por medio de un proceso de regulación tanta biomasa por unidad de tiempo como masa adicional haya crecido.

6. Procedimiento según por lo menos una de las reivindicaciones 2 a 5, caracterizado porque la hidrólisis del almidón que se lleva a cabo en forma de un proceso enzimático en dos etapas se acopla con la obtención de extracto de proteína.

7. Procedimiento según la reivindicación 6, caracterizado porque el almidón se licua en la primera etapa con la enzima \alpha-amilasa y se sacarifica en la segunda etapa con la enzima glucoamilasa.

8. Procedimiento según por lo menos una de las reivindicaciones 1 a 7, caracterizado porque como productos agrícolas se emplean cereales tales como centeno, trigo, cebada y/o harina tritical así como maíz, arroz y/o yuca.

9. Procedimiento según por lo menos una de las reivindicaciones 2 a 8, caracterizado porque para la fermentación se emplean cultivos individuales o mixtos de las cepas lactobacillus, lactococcus, streptococcus, enterococcus o pediococcus.

10. Procedimiento según por lo menos una de las reivindicaciones 2 a 9, caracterizado porque se esterilizan el hidrolizado y/o el extracto de proteína o el extracto de sustancia de cultivo.

11. Procedimiento según la reivindicación 1, caracterizado porque el hidrolizado y los extractos de sustancia de cultivo o sustancia de proteína se esterilizan por separado.

12. Procedimiento según por lo menos una de las reivindicaciones 1 a 10, caracterizado porque la fermentación se realiza de forma continua y la separación y purificación del ácido láctico tiene lugar mediante procesos de separación por membrana.

13. Procedimiento según por lo menos una de las reivindicaciones 1 a 12, caracterizado porque la concentración (paso c) del procedimiento) se realiza de tal modo que se obtenga un ácido láctico de por lo menos al 90%.

14. Procedimiento según la reivindicación 13, caracterizado porque la concentración tiene lugar mediante una evaporación en dos etapas y una superconcentración, aprovechándose el calor de condensación de la segunda etapa para la evaporación en la primera etapa.

15. Procedimiento según por lo menos una de las reivindicaciones 1 a 14, caracterizado porque la despolimerización ciclante (paso d) del procedimiento) se realiza en un evaporador molecular por gravedad.

16. Procedimiento según por lo menos una de las reivindicaciones 1 a 15, caracterizado porque en el paso e) del procedimiento se lleva a cabo la purificación hasta una concentración de los grupos hidroxilo < 25 meq.

17. Procedimiento según la reivindicación 15, caracterizado porque la purificación de la lactida tiene lugar en una columna de rectificación.

18. Procedimiento según por lo menos una de las reivindicaciones 1 a 17, caracterizado porque la polimerización de apertura de anillo de la dilactida (paso f) del procedimiento) se realiza con una concentración de catalizador de 2 x 10^{-4} a 2 x 10^{-5} mol por mol.

19. Procedimiento según una de las reivindicaciones 1 a 18, caracterizado porque antes de la desmonomerización se añade un estabilizador que bloquea el catalizador.

20. Dispositivo para realizar el procedimiento según por lo menos una de las reivindicaciones 1 a 19, que comprende respectivamente por lo menos una instalación mezcladora (1), una instalación de hidrólisis (2) que está unida por lo menos a un extractor de proteína (11), un fermentador (3), una instalación de superpurificación (4), un concentrador (5), una instalación de policondensación (6), un dispositivo de despolimerización (7) una instalación de superpurificación (8) para la dilactida, un reactor (9) para la polimerización y un dispositivo de desmonomerización (10).

21. Dispositivo según la reivindicación 20, caracterizado porque la instalación de hidrólisis (2) presenta un módulo de ultrafiltración (12) situado en el circuito exterior.

22. Dispositivo según por lo menos una de las reivindicaciones 20 ó 21, caracterizado porque antes del por lo menos un fermentador (3) está dispuesto por lo menos un dispositivo de esterilización (13).

23. Dispositivo según por lo menos una de las reivindicaciones 20 a 22, caracterizado porque como instalación de superpurificación (4) están previstas conectadas una detrás de la otra una instalación de nanofiltración (15), una instalación de electrodiálisis monopolar (16) y una instalación de electrodiálisis bipolar (17).

24. Dispositivo según por lo menos una de las reivindicaciones 20 a 23, caracterizado porque la instalación de concentración (5) está realizada en tres etapas y consiste en evaporadores (18) y (19) dispuestos uno detrás de otro y un superconcentrador (20) conectado a continuación.

25. Dispositivo según por lo menos una de las reivindicaciones 20 a 24, caracterizado porque la precondensación (5) tiene lugar en dos reactores (21) y (22) con evaporador de recirculación situado en el exterior.

26. Dispositivo según por lo menos una de las reivindicaciones 20 a 25, caracterizado porque el dispositivo de despolimerización (7) es un evaporador molecular por gravedad.

27. Dispositivo según por lo menos una de las reivindicaciones 20 a 26, caracterizado porque la instalación de superpurificación (8) para la purificación de la dilactida es por lo menos una columna de rectificación.

28. Dispositivo según por lo menos una de las reivindicaciones 20 a 27, caracterizado porque el reactor (9) para la polimerización de apertura de anillo es una cascada de tanques agitadores con por lo menos dos reactores.

29. Dispositivo según por lo menos una de las reivindicaciones 20 a 28, caracterizado porque la instalación de desmonomerización (10) consta de un reactor bajo vacío y un reactor de discos anulares.

30. Dispositivo según por lo menos una de las reivindicaciones 20 a 29, caracterizado porque la instalación de desmonomerización presenta un evaporador de capa delgada.