ES2319537T3 - Proceso de recuperacion de polihidroxialcanoatos (phas) procedentes de una biomasa celular. - Google Patents
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Abstract
Un proceso para la recuperación de polihidroxialcanoatos (PHAs) de una biomasa celular de bacterias, siendo obtenida dicha biomasa por medio de fermentación y en la forma de una pasta de biomasa celular en suspensión acuosa, y con un contenido celular seco no inferior a alrededor del 18% en peso, caracterizado por comprender las fases de: i) sometimiento de la pasta de biomasa celular concentrada a operaciones concomitantes de inyección de solvente -capaz de disolver PHAs-, a intenso agitado y a un rápido calentamiento en el interior de un reactor, con el fin de provocar la ruptura de las paredes de la biomasa celular y la disolución del PHA contenido en esta última, en donde las fases de calentamiento de la biomasa celular fermentada, de ruptura de las paredes celulares de dicha biomasa celular y de disolución del PHA contenido en esta última son llevadas a cabo en un tiempo total lo suficientemente corto como para permitir la obtención de un PHA con un peso molecular mínimo de alrededor de 850.000 Da, de una biomasa conteniendo PHA con un peso molecular, como mínimo, de alrededor de 1.000.000 de Da, y de formar una suspensión comprendiendo un solvente -capaz de disolver PHAs- enriquecido con PHA disuelto, el agua restante de la pasta de biomasa celular y residuos insolubles de la biomasa celular concentrada; ii) sometimiento de la suspensión formada en el reactor a una fase de separación, con el fin de recuperar el solvente -enriquecido con el PHA disuelto- de los residuos insolubles de la restante biomasa celular; iii) enfriamiento de la solución del solvente capaz de disolver PHAs -enriquecida con PHA- en algunos segundos, por medio de expansión, a través de intercambio térmico con otra corriente más fría y/o por enfriamiento por medio de intercambiadores térmicos, hasta alcanzar una temperatura suficiente como para precipitar sustancialmente todo el PHA disuelto; iv) micro-filtrado a una temperatura de 45ºC -o inferior- de la suspensión de PHA precipitada en el solvente -capaz de disolver PHAs-, conteniendo agua e impurezas disueltas en la misma, con el fin de separar una pasta concentrada de PHA precipitado; v) sometimiento del concentrado de pasta con PHA a operaciones simultáneas de lavado con agua, calentamiento y agitado, con el fin de promover la evaporación de una cierta cantidad de solvente, adecuada para obtener una suspensión conteniendo gránulos de PHA de alta porosidad -que son quebradizos y fácilmente troceables-, el solvente restante y agua; vi) sometimiento de los gránulos de PHA lavados y calentados a agitado y troceamiento para romperlos rápidamente, al tiempo que se procesa la extracción del solvente residual por medio de inyección de vapor de agua en la suspensión conteniendo el restante solvente y agua, con el fin de obtener partículas de PHA purificado en la suspensión; y vii) separación de las partículas de PHA purificado de la suspensión.
Description
Proceso de recuperación de polihidroxialcanoatos
(PHAs) procedentes de una biomasa celular.
La presente invención está relacionada con un
proceso que ya ha demostrado su viabilidad industrial para la
extracción y recuperación de polihidroxialcanoatos (PHAs)
procedentes de una biomasa húmeda bacteriana, por medio de la
utilización de solventes no halogenados -los cuales no son agresivos
con el medio ambiente-, cuyo proceso permite la obtención de
polihidroxialcanoatos (PHAs) con una alta pureza y un alto peso
molecular utilizando materia prima renovable y fuentes de energía
originadas, por lo general, en la industrial del azúcar y del
alcohol empleando la caña de azúcar.
Es actualmente sabido en la industria mundial
que existe una necesidad de producción de materiales biodegradables
y biocompatibles, utilizando materias primas renovables y fuentes de
energía a través de procesos que no sean agresivos con el medio
ambiente.
En la sociedad moderna actual, aunque la
utilización de materiales plásticos a gran escala ha representado
un hito en la historia del desarrollo tecnológico, el uso cada vez
mayor de estos materiales está llevando a una diversidad de
problemas medioambientales serios. En el caso de la industria de
resinas plásticas procedentes de la industria petroquímica, las
cantidades anuales producidas son de alrededor de 200 millones de
toneladas. Estos materiales, que son muy resistentes a la
degradación natural, se acumulan rápidamente en las áreas de los
vertederos, principalmente alrededor de los grandes centros urbanos.
En vista de estos problemas, el desarrollo de resinas plásticas
biodegradables ha recibido atención mundial, principalmente las
producidas por medio de una tecnología limpia, utilizando fuentes
renovables. Considerando la relevancia de estos hechos, el potencial
de mercado para la utilización de estos nuevos materiales es
enorme. Las aplicaciones de estos biopolímeros biodegradables con
mayores posibilidades de éxito en el mercado incluyen productos
tales como materiales desechables, por ejemplo, embalajes,
recipientes para cosméticos y agroquímicos tóxicos, artículos
médicos y farmacéuticos, etc.
Una importante familia de los biopolímeros
biodegradables es la de los Polihidroxialcanoatos (PHAs), los cuales
son poliésteres sintetizados de forma natural por un gran número de
seres vivos. Con más de 170 representantes descritos en la
literatura existente en este campo, el interés comercial en los PHAs
está directamente relacionado no sólo con la biodegradabilidad,
sino también con sus propiedades termo-mecánicas y
con sus costes de producción. De esta forma, únicamente algunos
PHAs han encontrado aplicación industrial, siendo los más
representativos el PHB
(poli-3-hidroxibutirato), el
PHB-V
(poli(hidroxibutirato-co-hidroxivalerato)),
el P4HB (poli(4-hidroxibutirato)), el
P3HB4HB
(poli(3-hidroxibutirato-co-4-hidroxibutirato))
y algunos PHAmcl (polihidroxialcanoatos de cadena media), siendo el
representante típico de esta última familia el PHHx
(polihidroxihexanoato).
La estructura química de los PHAs puede ser
descrita como una cadena polimérica formada por repeticiones de la
siguiente unidad:
\vskip1.000000\baselineskip
Donde R es un grupo alquilo o alquenilo de
longitud variable, y m y n son números enteros, asumiendo R y m en
los polímeros antes mencionados los siguientes valores:
PHB: R=CH3, m=1
PHB-V: R=CH3 o
CH3-CH2-, m=1
P4HB: R=H, m=2
P3HB-4HB: R=H o CH3, m=1 o 2
PHHx:
R=CH3-CH2-CH2-, m=1
La mayoría de los PHAs pueden ser procesados en
equipos de extrusión e inyección convencionales, sin que se
precisen modificaciones significativas para un buen procesado. Es
posible también el procesar estos polímeros en sistemas de moldes y
plásticos de recubrimiento para ser usados, por ejemplo, como
materiales de embalaje para la industria alimentaria.
Como un uso en la fase de desarrollo de estos
polímeros, es posible utilizarlos para producir embalajes para
productos de higiene personal de uso a corto plazo y con un bajo
gramaje. Pueden ser utilizados también para la manufactura de
contenedores y embalajes para agroquímicos, aceites para maquinaria,
pañales desechables y similares. Además, donde se precisa la
propiedad intrínseca de biodegradabilidad, los PHAs son aplicables
conforme a aspectos técnicos y comerciales bien definidos, tales
como: bolsas de basura, tees de golf, artículos de pesca y otros
productos directamente relacionados con el manejo de materiales
plásticos al aire libre.
En la agroindustria, los PHAs pueden se
aplicados en recipientes para plantas, tubos para reforestación,
plásticos para invernaderos y de cobertura, y, principalmente,
sistemas de liberación controlada de nutrientes, fertilizantes,
herbicidas e insecticidas.
Para aplicaciones biomédicas, los PHAs pueden
ser utilizados para microencapsulación de fármacos de liberación
controlada, suturas médicas y clavos de fijación para fracturas
óseas, debido a su total biocompatibilidad y a la escasa reacción
del organismo receptor hacia la presencia de un cuerpo extraño.
Adicionalmente, con una velocidad de biodegradación in vivo
muy lenta, pero continua y completa, los PHAs presentan un excelente
potencial para ser aplicados como una estructura básica en prótesis
reabsorbibles.
El gran desarrollo de las ciencias naturales en
las últimas dos décadas, particularmente en el campo de la
biotecnología, ha permitido la utilización de los más diversos
organismos, naturales o modificados genéticamente, en la producción
de PHAs. Especialmente relevante para la presente invención es el
uso de determinadas cepas bacterianas, las cuales son capaces de
producir y acumular cantidades importantes de estos polímeros en su
interior. Cultivadas en condiciones específicas -las cuales permiten
alcanzar una alta densidad celular, un alto contenido de polímero
intracelular y resultan compatibles con el proceso industrial-,
estas cepas bacterianas pueden utilizar diferentes materias primas
renovables, tales como la caña de azúcar, las melazas o los
extractos de celulosa hidrolizada.
Aunque han sido realizados intentos para aplicar
las células bacterianas en la naturaleza (sin utilizar agentes
solubilizantes de PHA) como material moldeable, conforme es revelado
en la patente US nº 3107172, las aplicaciones comerciales de los
PHAs en la mayoría de los casos precisan de una pureza lo
suficientemente alta como para conseguir las propiedades plásticas
deseadas. Con el fin de obtener los niveles adecuados de pureza para
el procesado del biopolímero, especialmente de los PHAs, existen
fases normalmente requeridas en las cuales es indispensable la
utilización de solventes para la extracción y recuperación del PHA
de la biomasa residual.
En la patente EPA-01455233 A2,
son descritas varias posibilidades para llevar a cabo la digestión
de una suspensión acuosa de células conteniendo PHA, utilizando
enzimas y/o surfactantes para solubilizar el material celular que
no es PHA. Esta patente menciona como una posible restricción en los
procesos que utilizan solvente, el hecho de que éstos precisan de
grandes cantidades de solventes y, por lo tanto, presentan altos
costes de producción. Sin embargo, menciona que la fase de solvente
no es eliminada si se desea un producto con una alta pureza.
Además, aunque las enzimas utilizadas en este proceso son añadidas
en cantidades relativamente bajas (un 1% en relación con el
material celular seco), son muy caras y no pueden ser recuperadas en
el proceso, lo contrario a lo que ocurre cuando es utilizado un
solvente. También se precisa una alta dilución del material
celular, lo cual lleva a un alto volumen de residuos generados en el
proceso.
Los procesos de extracción usualmente propuestos
consisten, básicamente, en exponer la biomasa celular seca o húmeda
conteniendo el biopolímero a un contacto intensivo con un solvente
que lo solubiliza, seguido de una fase donde es separado el residuo
celular. A continuación, la solución conteniendo el biopolímero
recibe la adición de un agente insolubilizante, el cual induce su
precipitado en el solvente (véase, por ejemplo, la patente
brasileña PI 9103116-8, archivada el 16 de julio de
1991 y publicada el 24 de febrero de 1993.
En los procesos de extracción a través de
solventes orgánicos, citados a menudo en la literatura existente en
este campo, para la extracción y recuperación de PHA de la biomasa
bacteriana, los solventes utilizados son hidrocarburos parcialmente
halogenados, tales como el cloroformo (patente
US-3275610), el cloruro de
metileno-etanol (US-3044942), los
cloroetanos y cloropropanos con un punto de ebullición dentro del
rango de 65 a 170ºC, el 1,2-dicloroetano y el
1,2,3-tricloropropano (patentes
EP-0014490 B y EP-2446859).
Otros compuestos halogenados, tales como el
diclorometano, el dicloroetano y el dicloropropano son citados en
las patentes US 4.562.245 (1985), 4.310.684 (1982), 4.705.604 (1987)
y en la patente europea 036.699 (1981) y en la patente alemana
239.609 (1986).
Los procesos de extracción y purificación de
biopolímeros de la biomasa, los cuales utilizan solventes
halogenados, están hoy día totalmente prohibidos, debido a que son
altamente agresivos para el medio ambiente y para la salud humana.
Por lo tanto, un solvente a ser utilizado como un potencial
extractor de biopolímero de una biomasa celular debe primeramente
cumplir la condición de no ser agresivo con el medio ambiente.
En este sentido, la patente brasileña PI
9302312-0 (archivada en 1993 y concedida el 30 de
abril de 2002) presenta un proceso de extracción de biopolímero de
la biomasa bacteriana, el cual emplea como solventes a los
alcoholes de cadena larga con 3 carbonos o los acetatos derivados de
los mismos. Esta patente prefiere el isoamil alcohol
(3-metil-1-butanol),
el amil acetato (o éster amilacético) y el alcohol amílico, una
mezcla de alcoholes altos obtenida como un subproducto de la
fermentación alcohólica, y que tiene como componente principal el
isoamil alcohol. Esta patente se caracteriza también por utilizar un
único solvente como extractor y purificador, sin precisar de la
utilización de un agente insolubilizante o
contra-solvente y/o no solvente marginal. El
precipitado del soluto (biopolímero) de la solución de PHA es
realizado mediante el enfriamiento de la solución.
La patente US 6.043.063 (archivada el 14 de
abril de 1998 y concedida el 28 de marzo de 2000), la patente US
6.087.471 (archivada el 14 de abril de 1998 y concedida el 11 de
junio de 2000) y la solicitud internacional de patente
WO-98/46783 (archivada el 15 de abril de 1997)
revelan una extensa lista de solventes no halogenados, los cuales
pueden ser potencialmente utilizados como solventes para la
extracción de biopolímero de la biomasa, pero muchos de ellos
presentan características tales como una difícil manipulación
industrial, toxicidad, además de un alto coste. En dicha extensa
lista, la cual incluye también los solventes citados en la patente
brasileña PI 9302312-0, únicamente un pequeño número
de solventes presentan potencial para ser usados comercialmente
para la extracción de biopolímero de la biomasa vegetal o
bacteriana, bien debido a problemas relacionados con la
incompatibilidad con el biopolímero, o debidos a su toxicidad,
explosividad y también a su elevado coste. Además, la WO 97/07229
es aún más selectiva, ya que incluye compuestos que son altamente
nocivos para la salud humana, además de aceites minerales y
vegetales, gas carbónico (de tecnología de extracción cara y muy
difícil) entre otros, como probables solventes útiles para extraer
el biopolímero de la biomasa vegetal o bacteriana. Al mismo tiempo,
esta patente contempla la necesidad de evitar los solventes que son
potencialmente dañinos para la salud y para el medio ambiente.
Debido a que los biopolímeros son termosensibles
-i.e., cuando son sometidos a temperaturas por encima de un
valor determinado se degradan de forma irreversible, perdiendo peso
molecular, lo cual puede afectar definitivamente a las propiedades
que los caracterizan como termoplásticos-, es fundamental tener
presente que la lista de solventes con potencial para ser
utilizados industrialmente se vuelve incluso más restringida.
El potencial de uso industrial del solvente
seleccionado para promover la extracción del biopolímero se verá
incrementado si éste es asociado con un proceso adecuado que permita
la extracción del biopolímero sin causar alternaciones
significativas en su peso molecular. Extraordinariamente, en el caso
del solvente que necesita ser calentado por encima de los 70ºC para
solubilizar el biopolímero, cuanto más tiempo permanezca expuesto a
esta temperatura durante el procesado más se degradará, lo cual
puede dañar de forma irremediable sus propiedades termoplásticas.
Cuanto menor sea la alternación que sufra el PHA durante el proceso
de extracción, más amplio será el rango de sus posibles aplicaciones
comerciales.
Conforme se desprende de la literatura
existente, las cinéticas de degradación del biopolímero,
especialmente del PHA, obedecen a una reacción de orden cero
(véase, por ejemplo, la tesis de grado master: Berger, E.,
"Elaboration des techniques de separation pour des biopolymeres
d'origine bacterienne: les acides
poly-\beta-hydroxyalcanoiques",
Departement de Genie Chimique-Ecole Polytechnique -
Universite de Montreal, Canadá, 1990, páginas
72-75). Considerando la proporción entre la
degradación de su peso molecular y el tiempo al que es expuesto a
una temperatura T como dMW/dt, la ecuación que define esta
degradación es:
(1)(d MW /
dt)T =
k
donde:
k: es una constante para un solvente dado a una
temperatura T dada.
de esta forma, si la ecuación (1) es integrada
durante un intervalo de tiempo de 0 - t, tenemos que:
(2)MWT = k.t +
MWo
donde:
MWT: es el peso molecular del biopolímero
después de que el tiempo de extracción t -para una temperatura T
dada- haya pasado, en un solvente S;
MWo: es el peso molecular del biopolímero
contenido en la biomasa, en el tiempo t=0, antes de ser sometido a
la extracción;
K: es una constante de proporcionalidad para una
temperatura T y un solvente S dados.
A modo de ejemplo, 20 g de biomasa seca de
Alcaligenes eutrophus, conteniendo un 70% de PHB en una base seca,
son mezclados con 1.500 g de isoamil alcohol (grado técnico) a
110ºC, sometiendo la mezcla a diferentes tiempos de extracción y
filtrado para eliminar las partículas no solubles de la biomasa. A
continuación, la solución de PHB obtenida es rápidamente enfriada
hasta los 30ºC para garantizar el precipitado del PHB, el cual es
filtrado y secado seguidamente por medio de corriente de aire a
temperatura ambiente hasta el completo agotamiento del solvente.
Después, el PHB es sometido a evaluación de su peso molecular por
medio de la técnica de GPC (Cromatografía por Permeado de Gel) para
dar como resultado -después de un ajuste matemático a través de
regresión lineal- la siguiente ecuación de degradado:
(3)MWT = -
9753,81. t + 1.000.000, R2 =
0,98
donde:
MWT: es el peso molecular, en daltons, del
polihidroxibutirato después de la extracción en isoamil alcohol a
110ºC:
T: es el tiempo, en minutos, de exposición del
polihidroxibutirato a una temperatura de extracción de 110ºC en
isoamil alcohol;
R: es el coeficiente de correlación de los
puntos experimentales con la ecuación de ajuste.
De esta forma, de la ecuación (3) tenemos que el
polihidroxibutirato, conteniendo originalmente un peso molecular de
1.000.000 Da y sometido a una extracción en isoamil alcohol a 110ºC,
daría, durante un tiempo de 5 minutos, un peso molecular de 951.230
Da; durante 15 minutos de exposición, 853.692 Da; durante 30 minutos
de exposición, 707.410 Da; durante 60 minutos, 414.771 Da; y
durante 90 minutos, 122.230 Da.
Considerando que además de la extracción son
necesarias otras operaciones tales como la evaporación y secado del
solvente, con el fin de obtener un producto puro con buenas
propiedades mecánicas, y que estas operaciones muchas veces exponen
al biopolímero a situaciones críticas relativas al material, no es
difícil imaginar las dificultades inherentes de procesado de este
tipo de material. Además del solvente, es deseable tener un proceso
adecuado que no degrade termalmente al producto.
De esta manera, a modo de ejemplo, los solventes
mencionados en la patente US 6.043.063 y sus respectivas
temperaturas de extracción del PHA, en grados Celsius entre
paréntesis, son indicados a continuación en esta lista: etil
butirato (120ºC), propil propionato (118ºC), butil acetato (120ºC),
butil propionato (123ºC), tetrahidrofurfuril acetato (121ºC), metil
propionato (75ºC), metil valerato normal (115ºC),
1-butanol (116ºC),
2-metil-1-butanol
(117ºC),
3-metil-1-butanol
(125ºC y 126ºC), 1-pentanol (125ºC y 126ºC),
3-pentanol (115ºC), amil alcohol (128ºC),
1-hexanol (134ºC), etileno glicol diacetato (137ºC),
tetrahidrofurfuril alcohol (117ºC),
metil-amil-cetona (120ºC),
metil-isobutil-cetona (115ºC),
acetofenona (110ºC), 1,2-diaminopropano (115ºC),
alfa-metilestireno (126ºC), dimetil sulfóxido
(117ºC), propileno carbonato (110ºC),
1,2,3-trimetil-benceno (121ºC),
dimetil acetamina (90ºC) y dimetil-formamida (90ºC).
Estos solventes tendrán potencial para ser utilizados
industrialmente sólo si son asociados a procesos efectivos, en los
que tenga lugar una pequeña exposición del biopolímero a
degradación térmica. Sin embargo, no se hace mención a las
propiedades de los materiales obtenidos, especialmente aquéllas
referidas al peso molecular del producto.
Otro hecho relevante concerniente a la
viabilidad industrial de este modo de extracción del PHA es que,
debido a que éste es un proceso de alto consumo energético, debemos
tener en cuenta que la viabilidad del producto está también
íntimamente relacionada con la disponibilidad de una fuente de
energía renovable de bajo coste.
Considerando todos estos factores mencionados
más arriba, en general las propiedades de biodegradabilidad y
sostenibilidad de los PHAs, aunque pueden justificar precios más
altos que los de los polímeros tradicionales de la industria
petroquímica, la posibilidad de que el mercado asimile estos precios
es muy limitada (Braunegg G, Lefebre G, Genser FK (1998)
Polihydroxyalkanoates, biopolyesters from renewable resources:
Physiological and engineering aspects. J.Biotech. 65:
127-161).
De esta manera, los procesos industriales para
la producción de PHAs deben contemplar: cepas de microorganismos
que presenten una alta eficacia en la conversión de materia prima en
polímero, con un protocolo de producción simple y eficaz; materias
primas de baje coste y alto rendimiento; un procedimiento de
extracción y purificación del polímero que permita la obtención de
un producto de alta pureza, preservando al máximo las
características originales del biopolímero, con alto rendimiento y
eficacia, y a través de procesos que no sean agresivos con el medio
ambiente.
Además de estos aspectos económicos, debido a
que es un producto amigable con el medio ambiente, el proceso
completo del mismo debe ser compatible. De esta forma, debe ser
evitada la utilización de productos dañinos para el medio ambiente
en cualquiera de las fases de producción. Adicionalmente, la fuente
de energía usada para poner en marcha el proceso de producción debe
proceder de una fuente renovable. No tendría sentido el producir un
plástico de bajo impacto medio ambiental si sólo fueran utilizadas
fuentes de energía no renovables. Un enfoque muy interesante a este
problema es tener la cadena productiva completa del bioplástico
incorporada a la agroindustria, en particular a la industria del
azúcar y del alcohol (Nonato, R.V., Mantelatto, P.E., Rossell,
C.E.V., "Integrated Production of Biodegradable Plastic (PHB),
Sugar and Ethanol", Appl. Microbiol. Biotechnol.
57:1-5, 2001, y Rossell, C.E.V., et al.,
"Production of Biodegradable Plastic (PHB), sugar and ethanol in
a sugar mill", International Sugar Journal, 104,
1243:321-323, 2002, revelan un proceso de extracción
de PHB de la biomasa celular, haciendo hincapié en las ventajas de
la producción integrada de azúcar, etanol y PHBs, y proporcionando
al PHB un peso molecular de 250.000-400.000 y una
pureza superior al 98%.)
Uno de los mayores éxitos a nivel mundial en la
producción de combustibles alternativos es la industria del azúcar
y del alcohol en Brasil, la cual es responsable de cerca del 25% de
la cantidad total de alcohol y azúcar producidos en el planeta.
Aunque presentó una imagen medioambiental negativa al comienzo del
programa brasileño PROÁLCOOL, este tipo de industria es hoy en día
un ejemplo de tecnología sostenible. Toda la energía que se precisa
para poner en funcionamiento el proceso de producción es generada en
máquina, quemando bagazos de caña de azúcar en calderas para
producir energía térmica y eléctrica. Además, existe un exceso de
energía que puede ser utilizado en otros procesos industriales
incorporados.
Una energía renovable y barata, aliada con la
disponibilidad de materias primas baratas -tales como azúcar y
melazas- y solventes naturales obtenidos como subproductos de la
fermentación alcohólica, hace que la industria del azúcar y del
alcohol sea la cuna ideal para la producción de bioplásticos.
Por lo tanto, la presente invención abarca todas
las características citadas más arriba, las cuales son necesarias
para hacer viable un proceso industrial para la recuperación de
polihidroxialcanoatos (PHAs), preferiblemente de biomasa húmeda
bacteriana, utilizando solventes no halogenados, los cuales no son
agresivos con el medio ambiente, generando un producto de alta
pureza y alto peso molecular, al emplear materias primas renovables
y fuentes de energía procedentes de la industria del azúcar y del
alcohol utilizando caña de azúcar.
\vskip1.000000\baselineskip
La presente invención proporciona un proceso
para recuperar polihidroxialcanoatos (PHAs) de una biomasa celular
de bacterias, siendo obtenida dicha biomasa por medio de
fermentación y en la forma de una pasta de biomasa celular en
suspensión acuosa, y con un contenido celular seco no inferior a
alrededor del 18% en peso, caracterizándose por comprender las fases
de:
- i)
- sometimiento de la pasta de biomasa celular concentrada a operaciones concomitantes de inyección de solvente -capaz de disolver PHAs-, a intenso agitado y a un rápido calentamiento en el interior de un reactor, con el fin de provocar la ruptura de las paredes de la biomasa celular y la disolución del PHA contenido en esta última, en donde las fases de calentamiento de la biomasa celular fermentada, de ruptura de las paredes celulares de dicha biomasa celular y de disolución del PHA contenido en esta última son llevadas a cabo en un tiempo total lo suficientemente corto como para permitir la obtención del PHA con un peso molecular mínimo de alrededor de 850.000 Da, de una biomasa conteniendo PHA con un peso molecular, como mínimo, de alrededor de 1.000.000 de Da, y para formar una suspensión comprendiendo un solvente -capaz de disolver PHAs, enriquecido con PHA disuelto/, el agua restante procedente de la pasta de biomasa celular y residuos insolubles de la biomasa celular concentrada;
- ii)
- sometimiento de la suspensión formada en el reactor a una fase de separación, con el fin de recuperar el solvente -enriquecido con el PHA disuelto- de los residuos insolubles de la restante biomasa celular;
- iii)
- enfriamiento de la solución del solvente capaz de disolver PHAs -enriquecida con PHA- en algunos segundos, por medio de expansión, a través de intercambio térmico con otra corriente más fría y/o por enfriamiento por medio de intercambiadores térmicos, hasta alcanzar una temperatura que sea suficiente para precipitar sustancialmente todo el PHA disuelto;
- iv)
- microfiltrado a una temperatura de 45ºC, o a una temperatura inferior, de la suspensión de PHA precipitada en el solvente -capaz de disolver PHAs-, conteniendo agua e impurezas disueltas en la misma, con el fin de separar una pasta concentrada de PHA precipitado;
- v)
- sometimiento del concentrado de pasta con PHA a operaciones simultáneas de lavado con agua, calentamiento y agitado, con el fin de promover la evaporación de una cierta cantidad de solvente que sea adecuada para obtener una suspensión conteniendo gránulos de PHA de alta porosidad -y que sean quebradizos y fácilmente troceables-, el solvente restante y agua;
- vi)
- sometimiento de los gránulos de PHA lavados y calentados a agitado y troceamiento, para romperlos rápidamente, al tiempo que se procesa la extracción del solvente residual por medio de inyección de vapor de agua en la suspensión conteniendo el solvente restante y agua, con el fin de obtener partículas de PHA purificado en la suspensión; y
- vii)
- separación de las partículas de PHA purificado de la suspensión.
Son dadas realizaciones preferidas del proceso
de la invención en las reivindicaciones 2 a 29.
En una de las maneras posibles de llevar a cabo
la invención, la biomasa celular concentrada es obtenida por medio
de sometimiento de la biomasa celular -en suspensión en el medio de
cultivo fermentado- a operaciones de floculación y concentración de
las células de la biomasa.
De los PHAs descubiertos, aquéllos con
aplicabilidad industrial y que son utilizados en la presente
invención, son: el
poli-3-hidroxibutirato (PHB), el
poli(hidroxibutirato-co-hidroxivalerato)
(PHBV), y mezclas de estos polímeros y copolímeros.
La invención será descrita más abajo, en
relación con los dibujos adjuntos, dados a modo de ejemplo de una
posible manera de llevar a cabo la invención, cuya única figura 1 es
un diagrama de flujo simplificado de dicho proceso.
Es descrita más abajo una lista de definiciones
de términos utilizados en la descripción de la presente
invención:
- "Alquenilo" significa una cadena
carbónica insaturada, desde C1 a Cn, donde n varía desde 2 hasta
alrededor de 20, cuya cadena carbónica puede ser lineal, ramificada
o cíclica, y la insaturación puede ser monoinsaturada, i.e.,
con un enlace doble o triple en la cadena carbónica; o
poliinsaturada, i.e., con dos o más enlaces dobles, o con
dos o más enlaces triples o, incluso, con uno o más enlaces dobles y
uno o más enlaces triples en la cadena carbónica.
- "Alquilo" significa una cadena carbónica
saturada, desde C1 a Cn, donde n varía desde 2 hasta alrededor de
20, cuya cadena carbónica puede ser recta, ramificada o cíclica.
- "Biomasa Celular" significa una biomasa
procedente de cualquier microorganismo o planta, que sea capaz de
producir PHA de forma natural o por medio de modificación genética,
con el fin de convertirla en un productor de PHA o un alto productor
de PHA.
- "Comprende" o "comprender" significa
que pueden ser añadidos o estar presentes otros pasos o fases, u
otros compuestos, u otros ingredientes, que no afecten al resultado
final. Este término puede ser sustituido también por -o sustituye
los términos-: "formado por", "constituido por",
"formado esencialmente por" y "constituido esencialmente
por".
- "Da" significa Daltons, la unidad de
medida del peso molecular de los polímeros.
- "Extraer polihidroxialcanoatos de una
biomasa" o "extracción de polihidroxialcanoatos de una
biomasa" significa extraer -o la extracción de- un PHA
determinado producido por una biomasa que produce un único tipo de
PHA y, adicionalmente, puede también significar extraer -o la
extracción de- más de un tipo de PHA producido por una biomasa, en
situaciones en las que la biomasa productora de PHA produce más de
un único tipo de PHA.
- "Extracto Bruto" significa la suspensión
constituida por el solvente de PHA enriquecido con el PHA extraído
de la masa celular de PHA conteniendo, disueltas en la misma, agua e
impurezas extraídas de la masa celular, y por los sólidos
insolubles, que son el residuo de la biomasa celular de la cual fue
extraído el PHA.
- "Polihidroxialcanoatos" y "PHA"
significan un polímero que comprende la siguiente unidad
repetidora:
Donde R es, preferiblemente, H o alquilo
radical, o alquenilo radical, y m varía desde 1 a 4.
- "Sustancialmente Presión Atmosférica"
significa una presión muy cercana a la atmosférica, i.e.,
igual o ligeramente superior o inferior a la presión
atmosférica.
- "Reactor de Extracción" significa el
equipo en el que es procesada la operación de extracción del PHA de
la biomasa celular productora de PHA.
- "Enfriamiento rápido" de una corriente
(solución o suspensión) significa: enfriar esta corriente (solución
o suspensión) en algunos segundos, por medio de expansión, a través
de intercambio térmico con otra corriente más fría y/o por
enfriamiento por medio de intercambiadores térmicos.
- "Solvente" significa una sustancia capaz
de disolver otra sustancia denominada soluto, con el fin de formar
una mezcla denominada solución, de un soluto uniformemente
dispersado en el solvente, en relación con el tamaño molecular o el
tamaño iónico.
- "Solvente de PHA" significa una sustancia
capaz de disolver los polihidroxialcanoatos.
- "Solvente enriquecido con PHA" o
"solución de solvente enriquecido con PHA" significa una
solución de solvente de PHA conteniendo el PHA extraído de la
biomasa celular productora de PHA.
- "Virtualmente libre de" o
"prácticamente libre de" significa "tener una cantidad muy
pequeña de" o "tener presencia de trazas de" o "presentar
una cantidad insignificante de" o "presentar una cantidad casi
imperceptible de".
La presente invención está relacionada con un
proceso, que ya ha demostrado su viabilidad industrial, para la
extracción y recuperación de polihidroxialcanoatos (PHAs),
preferiblemente procedentes de una biomasa húmeda (diluida en agua)
de microorganismos, utilizando solventes no halogenados que no son
agresivos con el medio ambiente, permitiendo la obtención de
polihidroxialcanoatos (PHAs) con una alta pureza y un alto peso
molecular, utilizando materias primas renovables y fuentes de
energía originadas en la industrial del azúcar y del alcohol
empleando la caña de azúcar.
Existe un número relativamente grande de
publicaciones que describen la extracción del PHA por medio de
solventes no halogenados de microorganismos o biomasa vegetal. Sin
embargo, cuando es deseable aplicar las enseñanzas descritas a una
escala comercial, existe una gran dificultad a la hora de obtener un
producto en el que se conserven las propiedades originales del
biopolímero intracelular, cuyas características son casi siempre
fundamentales para elaborar los productos comerciales. Se ha
observado que en la mayor parte de dichas publicaciones, se ha
prestado escasa atención a la termo-sensibilidad del
producto a altas temperaturas. La mayoría de los solventes no
halogenados considerados como candidatos a ser utilizados en la
extracción del PHA presentan una baja solubilidad a este soluto, y
precisan de altas temperaturas, normalmente por encima de los 70ºC,
para la extracción y recuperación del PHA. Cuando se desea procesar
la extracción del PHA con tales solventes a escala comercial, los
tiempos necesarios para la recuperación del PHA son usualmente muy
largos, degradándolo térmicamente de una forma irreversible. El
producto así obtenido, dependiendo del tiempo de exposición a alta
temperatura, se ve restringido a un número muy limitado de
aplicaciones en la industria, o a cualquier otro tipo de
aplicación.
La presente invención proporciona un proceso a
ser llevado a cabo a escala industrial, en el cual las fases del
proceso están combinadas de tal forma que permite:
- a)
- minimizar el tiempo de exposición a altas temperaturas de la mayor parte del PHA extraído de la biomasa celular, utilizando solventes no halogenados, permitiendo minimizar su degradación, con el fin de preservar al máximo sus propiedades originales, especialmente su peso molecular;
- b)
- obtener un producto de alta pureza -normalmente superior al 99%-, preservando el color natural del biopolímero y con la ausencia virtual de solvente residual, sin que haya necesidad de incluir en el proceso fases adicionales específicas para decolorar y purificar el PHA producido;
- c)
- obtener un alto grado de recuperación de PHA de la biomasa, normalmente superior al 90%;
- d)
- utilizar, de una manera integrada, materias primas renovables y fuentes de energía originadas por la industria del azúcar y del alcohol, incrementando de esta forma los beneficios de los grupos industriales que producen azúcar y alcohol.
Los métodos de la presente invención pueden ser
aplicados a PHAs producidos por microorganismos o plantas
naturales, o genéticamente modificados, o a PHAs producidos
sintéticamente. El PHA es un polímero constituido por repeticiones
de la siguiente unidad:
Donde R es un grupo alquilo o alquenilo de
longitud variable, y m y n son números enteros, asumiendo R y m en
los polímeros antes mencionados los siguientes valores:
PHB: R=CH3, m=1
PHB-V: R=CH3 o
CH3-CH2-, m=1
P4HB: R=H, m=2
P3HB-4HB: R=H o CH3, m=1 o 2
PHHx:
R=CH3-CH2-CH2-, m=1
Esta invención es aplicada a PHAs recuperados de
biomasa de microorganismos, preferiblemente al PHB
(poli-3-hidroxibutirato), al
PHB-V
(poli(hidroxibutirato-co-hidroxivalerato)),
al P4HB (poli-4-hidroxibutirato), al
P3HB4HB
(poli(3-hidroxibutirato-co-4-hidroxibutirato))
y a algunos PHAmcl (polihidroxialcanoatos de cadena media), siendo
el representante típico de esta última familia el PHHx
(polihidroxihexanoato).
\vskip1.000000\baselineskip
La presente invención se refiere a un proceso,
ilustrado en la figura 1, el cual utiliza un material fermentado de
biomasa celular bacteriana, obtenida por medio de fermentación, y en
la forma de una paste de biomasa en suspensión acuosa, y
presentando un contenido celular seco no inferior a alrededor del
18% en peso.
Conforme a la presente invención, la pasta
concentrada formada partiendo de la biomasa celular puede ser
obtenida directamente de una fermentación, la cual puede alcanzar
la concentración necesaria mínima de material seco, o por medio del
sometimiento de la biomasa celular en suspensión en el medio de
cultivo fermentado a operaciones de floculación y concentración de
las células de la biomasa.
En una forma preferida de la invención, la
biomasa celular en suspensión acuosa a ser suministrada al proceso
puede ser diluía adicionalmente en agua, con el fin de presentar una
proporción de masa entre el agua y el material fermentado, como
máximo, de alrededor de 3,0:1,0.
En otra forma de llevar a cabo la invención, la
biomasa celular bacteriana obtenida a través de fermentación a ser
procesada, puede ser previamente desactivada térmicamente.
En otra forma preferida de llevar a cabo la
invención, la operación de floculación comprende una fase de
coagulación de la biomasa celular, realizada por medio de la
acidificación de la biomasa celular diluida hasta conseguir un pH
desde alrededor de 1.5 hasta alrededor de 5.5, así como por medio de
la adición de un agente alcalinizante hasta que alcance un pH desde
alrededor de 7 hasta alrededor de 12, siendo realizada la operación
de floculación de las células de la biomasa conteniendo PHA
acumulado a través de la adición de un agente floculante. La
acidificación de la biomasa celular diluida en agua puede ser
obtenida por medio de la adición de al menos un ácido a elegir
entre el ácido sulfúrico y el ácido fosfórico. El agente
alcalinizante puede comprender el hidróxido de calcio.
En otra forma preferida de llevar a cabo la
invención, la acidificación de la biomasa celular diluida es
realizada con el fin de obtener un pH desde alrededor de 2.0 hasta
alrededor de 3.0, y la adición del agente alcalinizante es
realizada para ajustar el pH de la suspensión de la biomasa celular
diluida hasta un rango que comprende desde alrededor de 7 hasta
alrededor de 12.
La adición secuencial de dichos elementos en la
fase de floculación permite la formación de fosfatos cálcicos, los
cuales forman puentes con las paredes celulares del microorganismo
conteniendo el PHA, con una resultante carga positiva, y los cuales
son agregados en un copo por medio del agente floculante, lo cual
lleva a la formación de un copo estable presentando una densidad
superior a la del líquido que los rodea.
Debe ser entendido que la fase de coagulación de
la biomasa celular bacteriana en suspensión en el medio de cultivo
fermentado podría también ser llevada a cabo por medio de la adición
únicamente del agente alcalinizante, hasta alcanzar un pH desde
alrededor de 7 hasta alrededor de 12, siendo llevada a cabo la
floculación de la biomasa celular conteniendo PHA acumulado a
través de la adición del agente floculante, conforme es mencionado
más arriba.
A continuación, los copos formados conteniendo
las células con PHA acumulado son fácilmente separados del medio de
cultivo líquido fermentado que los rodea -conteniendo las impurezas
originadas en la fermentación- a través de la acción de la fuerza
gravitacional, utilizando, por ejemplo, decantadores estáticos o
fuerza centrífuga, empleando en este caso, por ejemplo,
centrifugadoras o decantadores.
Cuando la opción es utilizar centrifugadoras o
decantadores, el efluyente clarificado puede ser tratado de nuevo
con ácido y base, ser floculado, sometido a decantado, y pasando la
pasta concentrada obtenida a la fase siguiente junto con la otra
parte obtenida en las centrifugadoras o decantadores.
De esta forma, el proceso permite -en las formas
preferidas de la invención en las que tiene lugar la floculación de
la biomasa- promover la retirada parcial de las impurezas
extracelulares disueltas en el medio de cultivo fermentado, por
medio de la separación de los copos de dicho medio, retirando
principalmente los elementos colorantes y otras sales solubles que
son perjudiciales para las fases de procesado subsiguientes.
El proceso permite adicionalmente la formación
de una paste de biomasa concentrada conteniendo copos estables y
con una densidad que se ve incrementada en relación con el líquido
que los rodea.
\newpage
En otra forma preferida de la invención, la
biomasa celular floculada es sometida a un proceso de concentración
y lavado, dando como resultado una pasta de biomasa concentrada que
se encuentra en el rango del 18-45% (peso/peso), más
preferiblemente, del 25-45%.
La biomasa concentrada húmeda es sometida
después a extracción del PHA intracelular por medio de inyección de
solvente de PHA -preferiblemente en la forma líquida calentada y en
la forma de vapor-, bajo intenso agitado en un reactor, con el fin
de provocar un rápido calentamiento de la biomasa celular hasta
alcanzar una temperatura de entre alrededor de los 90ºC y la
temperatura de ebullición del solvente (a sustancialmente la presión
atmosférica), y formar: una fase líquida comprendiendo solvente de
PHA enriquecido con PHA y el agua que queda de la pasta de biomasa
celular; una fase sólida definida por los residuos insolubles de la
biomasa celular residual; y una fase de vapor conteniendo vapores
de agua y de los solventes de PHA. Los vapores de agua y del
solvente de PHA son condensados y separados en dos fases líquidas:
una fase rica en solvente, que retorna al proceso en la fase de
extracción y recuperación de PHA; y una fase pobre en solvente, que
es recirculada en el proceso para permitir la recuperación del
solvente de PHA contenido en la misma.
Este procedimiento, además de calentar la
biomasa celular, promueve también el efecto de eliminación de la
mayor parte del agua que lleva la pasta en forma de un vapor, el
cual es una mezcla binaria constituida por solvente de PHA y agua.
A continuación, la fase de vapor puede ser extraída del reactor para
ser condensada posteriormente, dejando atrás una suspensión
consistente en una solución de solvente de PHA enriquecido con PHA
y una pequeña fracción de agua disuelto en el solvente, además de
residuos insolubles de la biomasa celular extraída.
De esta manera, a modo de ejemplo, los solventes
de PHA utilizados pueden ser seleccionados de entre el grupo de
solventes consistente en: butil acetato, isobutil acetato, amil
acetato, isoamil acetato, isobutil alcohol,
1-butanol, 1-pentanol (metil
alcohol),
2-metil-1-butanol,
3-metil-1-butanol
(isoamil alcohol), 3-pentanol,
1-hexanol, ciclohexanol, propil propionato, butil
propionato, isobutil propionato, etil butirato, isobutil
isobutirato y mezclas de los mismos. Preferiblemente, el solvente
puede ser el isoamil alcohol, o mezclas isoméricas del isoamil
alcohol y, más preferiblemente, el isoamil alcohol puede ser
obtenido del fraccionamiento del alcohol amílico como un
subproducto de la fermentación del etanol, consistiendo
primordialmente el alcohol amílico en isoamil alcohol e isómeros
del mismo, además de impurezas, tales como: etanol,
n-propanol, isobutanol, n-butanol y
agua.
Es promovido el contacto entre el solvente
extractor y la biomasa celular de PHA en condiciones controladas y
por medio de un sistema de agitado, el cual es dimensionado para
permitir un intenso contacto entre las partes, y para garantizar un
residuo de biomasa insoluble con un tamaño de partícula uniforme que
facilite las operaciones subsiguientes.
Conforme es ilustrado en la figura 1, la
corriente obtenida -aquí denominada corriente F- y consistente en
la suspensión conteniendo PHA y agua disuelta en el solvente, y en
residuos insolubles de biomasa, en una forma preferida de la
invención es suministrada a continuación a un elemento separador
centrífugo -por ejemplo, un hidrociclón-, en el cual la aplicación
de una fuerza centrífuga de baja intensidad (algunas veces la fuerza
gravitacional) lleva a la generación de dos corrientes: una
corriente consistente en una suspensión con baja concentración de
sólidos insolubles residuales de biomasas en una solución
conteniendo PHA y una pequeña fracción de agua disuelta en el
solvente de PHA -aquí denominada corriente O- y la otra corriente
conteniendo una suspensión con residuos insolubles de biomasa
concentrada en una solución conteniendo PHA y una pequeña fracción
de agua disuelta -aquí denominada corriente U-. La separación de
las dos corrientes que fluyen desde el elemento separador
centrífugo es realizada de tal forma que la corriente U consiste en
alrededor de un 15 a un 35% (peso/peso) de la corriente F y
contiene alrededor de un 55 a un 75% (peso/peso) de los sólidos
originariamente presentes en la corriente F, y conteniendo
adicionalmente una fracción del PHA intracelular a ser recuperado.
La separación de estas dos corrientes, conforme son aquí descritas,
y llevada a cabo bajo el efecto de una fuerza centrífuga de baja
intensidad en equipamientos estáticos, resistentes y de bajo coste
-tales como los hidrociclones, por ejemplo-, dispensa del uso de
centrifugadoras mecánicas de alto coste, las cuales requerirían de
la utilización de atmósferas de gas inerte debido a los límites de
explotabilidad e inflamabilidad de los solventes del PHA.
Tal separación es asegurada aquí por la más alta
densidad que presentan las partículas de sólidos insolubles
residuales en relación con el solvente que las rodea, lo cual se
consigue a través de la coagulación inicial en la que las
partículas pesadas -tales como las de fosfato cálcico- son unidas a
las células conteniendo PHA intracelular y a los constituyentes de
la biomasa celular. Otro importante efecto es la capacidad del
sistema de extracción para proporcionar partículas con una
distribución granulométrica uniforme durante la extracción, lo cual
asegura una alta eficacia de separación y concentración de los
sólidos conteniendo PHA intracelular no extraído, al ser utilizado
un elemento separador centrífugo de baja intensidad.
Opcionalmente, la corriente O puede ser sometida
a un proceso de micro-filtrado por membrana o de
filtrado en filtros de capa preliminar, en los cuales son generadas
dos corrientes: una corriente P, la cual es permeada a través de la
membrana, y una corriente C de concentrado de membrana. La corriente
P, la cual es alrededor de un 50% a un 90% (peso/peso) de la
corriente O, se encuentra libre de sólidos insolubles y contiene
PHA, agua y pequeñas fracciones de cenizas y compuestos colorantes
disueltos en el solvente de PHA, siendo enfriada inmediatamente
hasta una temperatura de alrededor de 45ºC, o inferior a la misma.
La corriente C -la cual es alrededor de un 10 a un 50% de la
corriente O- es concentrada, en relación con la concentración de
sólidos residuales de la biomasa extraída, alrededor de 2 a 10
veces el contenido original de estos sólidos en la corriente O, y
contiene una fracción de PHA, agua, cenizas y compuestos colorantes
disueltos en el solvente de PHA.
Opcionalmente, la corriente U y la corriente C
-las cuales son concentradas en residuos insolubles de biomasa
extraída y son pobres en PHA- puede ser unidas y enviadas a un
proceso de recuperación del PHA restante disuelto en el solvente de
PHA, por medio de un proceso de separación, por ejemplo, a través de
filtrado, en el cual es generada una corriente filtrada (denominado
F1) conteniendo PHA, agua, cenizas, compuestos colorantes, todo
ello disuelto en el solvente de PHA, y un polvo final (aquí
denominado T) conteniendo los sólidos insolubles residuales de la
biomasa extraída.
Opcionalmente, pueden ser mezcladas de nuevo en
condiciones de agitado adecuadas la corriente U, la corriente C y
una nueva cantidad de solvente de PHA en la forma líquida y en la de
vapor, formando de esta manera una nueva corriente que será
sometida de nuevo al proceso anteriormente descrito.
De esta forma, el efluyente final resultante,
concentrado en residuos insolubles de la biomasa celular extraída y
pobre en PHA, es finalmente sometido a un proceso de recuperación
del PHA restante, disuelto en el solvente de PHA, a través de un
proceso de separación, por ejemplo, por medio de filtrado. El
proceso de extracción descrito comprende un número de fases tal que
permite la recuperación de cantidades superiores a alrededor del
95% (peso/peso) del PHA originalmente contenido en la biomasa, con
tiempos de retención inferiores a alrededor de 10 a 20 minutos, con
el fin de obtener un PHA presentando un peso molecular, como mínimo,
de alrededor de 850.000 Da, procedente de una pasta de biomasa
conteniendo PHA con un peso molecular, como mínimo, de alrededor de
850.000 Da.
Opcionalmente también, la corriente O -la cual
contiene los sólidos insolubles que quedan del proceso realizado en
el elemento separador centrífugo (por ejemplo, un hidrociclón)-
puede ser enviada a un proceso para la separación de los sólidos
insolubles, sin ser sometida a un proceso de
micro-filtrado por membrana, obteniendo de esta
forma una corriente filtrada conteniendo PHA disuelto en el solvente
y libre de cualquiera de lo sólidos insolubles de la biomasa, y
dejando atrás un polvo conteniendo dichas impurezas insolubles. El
PHA así recuperado presenta un peso molecular ligeramente inferior
al del obtenido por medio de micro-filtrado por
membrana.
En la forma preferida de la invención, el
extracto bruto de la corriente F conteniendo los residuos insolubles
de la biomasa extraída puede ser dirigido también directamente al
proceso de recuperación del PHA disuelto en el solvente de PHA, sin
pasar a través del elemento separador centrífugo y del
micro-filtrado por membrana. En este caso,
comparándolo con la opción previa, el PHA presenta una calidad
similar, pero tiene un peso molecular que es ligeramente inferior
debido al tiempo superior de retención del polímero resultante del
proceso de separación de los sólidos insolubles.
La corriente P y la corriente FI descritas más
arriba, liberadas de residuos insolubles de biomasa celular y
conteniendo PHA, agua, cenizas y algunos compuestos colorantes
disueltos en el solvente de PHA, al ser rápidamente enfriadas hasta
alcanzar temperaturas de alrededor de los 45ºC o inferiores, son las
causantes de que el PHA precipite, formando una suspensión cuyo
peso molecular es de un mínimo de alrededor de los 750.000 Da,
partiendo de una pasta de biomasa conteniendo PHA con un peso
molecular mínimo de alrededor de 1.000.000 de Da. Este proceso de
precipitado puede ser ayudado adicionalmente por medio de la
introducción de un germen de cristalización.
La suspensión de PHA en un solvente de PHA
obtenida a través de precipitado por enfriamiento, conteniendo
disuelta en la misma agua, cenizas y compuestos colorantes
disueltos, es sometida a continuación a un proceso de separación,
preferiblemente por medio de membranas poliméricas microporosas.
Este proceso permite la obtención de una corriente PE permeada -la
cual es alrededor de un 60% a un 90% del flujo de masa que pasa por
la membrana- comprendiendo solvente de PHA, agua, cenizas solubles
y compuestos colorantes disueltos en el solvente de PHA, y
virtualmente libre de PHA; y otra corriente, de alrededor de un 40%
a un 10% de la que pasa por la membrana, la cual consiste en una
suspensión concentrada de PHA y una fracción de cenizas y compuestos
colorantes disueltos en el solvente de PHA. Esta fase -conforme es
descrita en esta invención-, además de permitir concentrar la
suspensión de PHA hasta una concentración de hasta alrededor de un
3,5 a un 8% (peso/peso) en condiciones altamente favorables para la
preservación del peso molecular del PHA, y en un proceso empleando
una temperatura que cercana a la temperatura ambiente, y a través
de medios físicos (membranas), lleva adicionalmente a la
eliminación simultánea -por medio del permeado- de alrededor de un
70% a un 90% de las impurezas disueltas, las cuales eran elementos
constituyentes de la suspensión de PHA.
La suspensión previamente concentrada con PHA,
con una concentración de PHA que varía desde un 3,5% hasta un 810%
(peso/peso) (y definida por la corriente S de la figura 1) es
sometida a continuación a una fase de concentración por medio de
evaporación a presión atmosférica y, preferentemente, en múltiples
contenedores de vacío, en los cuales es alimentada simultáneamente
con la suspensión de PHA y una corriente AF de agua de
mineralización débil, recuperada en el proceso y conteniendo
solvente de PHA disuelto en la misma. Los evaporadores son
alimentados con esta agua de mineralización débil en una proporción
tal que permite la obtención de una suspensión conteniendo
básicamente PHA, solvente de PHA y agua, formando aglomerados de
gránulos de PHA presentando una alta porosidad, en una amalgama
quebradiza y que puede ser fácilmente troceada. Esta suspensión, a
la vez que es evaporada, es sometida a continuación a un proceso de
desmenuzamiento en un elemento troceador mecánico, por ejemplo, una
bomba centrífuga de circulación, en la que los aglomerados de
gránulos de PHA -con alta porosidad y quebradizos- son rápida y
adecuadamente troceados, con el fin de obtener una suspensión de
partículas mucho más finas de PHA, las cuales pueden ser
profusamente lavadas durante el proceso de evaporación del solvente
de PHA. Esta suspensión, a la que es añadida una corriente de agua
de mineralización débil (AF1), es sometida a continuación a
evaporación del solvente residual final (depuración), hasta que es
totalmente extraída del líquido restante (licor madre) al ser
inyectado vapor vivo simultáneamente junto con la recirculación de
la suspensión obtenida en la fase anterior. Por medio de la
repetición del proceso de troceamiento durante la evaporación, es
posible el obtener un desmenuzamiento controlado del PHA hasta que
éste se convierte en un polvo en suspensión en el líquido restante
libre de solvente. De esta forma, al final del proceso, es obtenida
una suspensión de partículas de PHA finamente dispersas en el
líquido restante (licor madre), el cual, a su vez, contiene
disueltas en el mismo las impurezas eliminadas del PHA.
Seguidamente, esta suspensión es enfriada rápidamente hasta
alrededor de unos 45ºC -o hasta una temperatura inferior- y sometida
a un proceso de separación de los sólidos de los líquidos, por
ejemplo, por medio de filtrado, y aclarando la pasta filtrada con
agua fresca, conteniendo las partículas de PHA.
De esta manera, estas fases finales de
evaporación, depuración, enfriado y filtrado permiten, al mismo
tiempo en el que es llevada a cabo la evaporación, causar la
consunción del solvente de PHA del medio y la purificación final de
las partículas de PHA sin daños en el peso molecular del PHA.
Adicionalmente, todo esto permite la obtención de partículas con
una distribución granulométrica adecuada para el proceso de secado,
en el rango de 40 a 400 \mum y, preferiblemente, alrededor de 100
a 200 \mum, con el fin de permitir la utilización de condiciones
suaves de secado, i.e., el PHA es sometido a temperaturas
moderadas y con un tiempo corto de retención. El biopolímero de PHA
obtenido después de la fase de secado presenta un alto nivel de
pureza, niveles extremadamente bajos de solvente residual, color,
cenizas e impurezas, y un rendimiento global elevado, i.e.,
una cantidad de PHA recuperado en relación con el PHA contenido en
la biomasa original superior a alrededor del 90% (peso/peso).
Ejemplo
1.1
10 m^{3} de una suspensión de biomasa
fermentada de Alcaligenes eutrophus, conteniendo 150g/l de materia
seca total, formada por células bacterianas conteniendo alrededor de
un 60 a un 75% de PHB en peso, son pasados a través de un
intercambiador térmico regenerativo TCR1 con una velocidad de flujo
de 4m^{3}/h, recibiendo seguidamente una inyección directa de
vapor, con el fin de incrementar la temperatura hasta los 85ºC. Esta
suspensión es conducida a un recipiente de retención con volumen
útil de 1m^{3} y bombeada de vuelta al intercambiador
TCR-1, donde es enfriada por la suspensión de
biomasa, la cual entra en el proceso y, a su vez, es calentada. La
suspensión de biomasa, que deja el proceso a alrededor de unos 45ºC,
mantiene prácticamente inalterada la concentración de material seco
y PHB. Sin embargo, las células bacterianas tienen ahora su sistema
enzimático inactivado y, por lo tanto, son incapaces de degradar el
PHB acumulado. Esta suspensión es conducida a continuación al
proceso de coagulación y decantación.
Ejemplo
1.2
A 5 m^{3} de biomasa fermentada de PHB
previamente inactivada de Alcaligenes eutrophus, son añadidos 5
m^{3} de agua bajo suave agitado y, a continuación, ácido
fosfórico, hasta alcanzar un pH de 2.8-3.5, y
lechada de cal hasta alcanzar un pH de 7.0-8.0. A
continuación, la suspensión de biomasa coagulada recibe la adición
de 10-20 ppm de un polielectrolito aniónico, siendo
lentamente agitada y, después, mantenida en descanso para su
decantación. Seguidamente es retirado el sobrenadante, dejando una
pasta de biomasa con alrededor de un 10 a un 12% de materia seca.
La pasta obtenida es suministrada a continuación al decantador
centrífugo con una velocidad de flujo de alrededor de 1.200 kg/h y,
seguidamente, recibe la adición adicional de polielectrolito en una
cantidad suficiente como para flocular, y agua en una proporción de
alrededor de un 20% (peso/peso) de la velocidad de flujo de la
pasta suministrada. El material aclarado es retirado entonces,
generando alrededor de 2.400 kg de pasta con alrededor de un 20 a
un 25% de sólidos, de los cuales de un 70 a un 75% corresponden al
PHB.
Ejemplo
1.3.1
La biomasa de Alcaligenes eutrophus concentrada
con un 25% de materia seca y conteniendo alrededor de un 60 a un
75% de PHB con un peso molecular de 1.000.000 de Da es suministrada
a un reactor agitado mecánicamente, mantenida a alrededor de 105ºC
con una velocidad de flujo de 350 a 450 kg/h, donde recibe la
adición de
7.290 kg/h de isoamil alcohol calentado hasta alrededor de los 105ºC y vapor de isoamil alcohol a 135ºC, en una cantidad suficiente como para evaporar el exceso de agua contenido en la pasta, generando una corriente de alrededor de 1.250 kg/h de vapor compuesto por alrededor de un 15% de agua y un 85% de isoamil alcohol, y otra corriente -denominada extracto bruto- de alrededor de 8.000 kg/h de una suspensión conteniendo PHB (peso molecular de alrededor de 900.000 Da) y agua disuelta en el isoamil alcohol, y residuos insolubles de la biomasa extraída. Seguidamente, el extracto bruto es suministrado de forma continua en un hidrociclón, donde el flujo es separado en dos corrientes: una corriente a alrededor del 75% de la velocidad de flujo de alimentación en la parte superior y conteniendo alrededor de un 65% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en el extracto bruto suministrado; y otra corriente en la parte inferior a alrededor de un 25% de la velocidad de alimentación y conteniendo un 75% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en la misma. La corriente superior del hidrociclón, pobre en sólidos insolubles, es suministrada a continuación a una unidad de micro-filtrado por membrana a una velocidad de flujo de 6.000 kg/h, generando una corriente de alrededor de 1.500 kg/h (1/4) concentrada en sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída, y una corriente permeada de 4.500 kg/h (3/4) libre de sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída y enriquecida con PHB con peso molecular dentro del rango de 800.000-880.000 Da. El tiempo de retención en el proceso es de alrededor de 3-10 minutos. La corriente rica en sólidos insolubles del hidrociclón (fase inferior) y la de la membrana son mezcladas seguidamente y enviadas a una fase de filtrado -por ejemplo, en un filtro de placa-, a una velocidad de flujo de 2.000 kg/h, generando una corriente de alrededor de 1.800 kg/h, la cual es una solución de PHB libre de sólidos insolubles en una suspensión enriquecida con PHB con un peso molecular entre 580.000 y 780.000 Da, y un polvo conteniendo los sólidos insolubles de la biomasa extraída de alrededor de 200 kg/h. La recuperación del PHB del proceso es superior al 95% (peso/peso) en relación con el PHB de la biomasa suministrada, i.e., 50-80 kg de PHB/h, dependiendo del flujo y pureza de la biomasa. Tanto los filtrados obtenidos en la membrana como en el proceso de extracción por filtrado son enfriados rápidamente hasta una temperatura igual o inferior a alrededor de 45ºC, con el fin de garantizar el precipitado del PHB en el solvente. El PHB precipitado en isoamil alcohol procedente del micro-filtrado por membrana presenta un peso molecular que se encuentra en el rango de entre 800.000 y 870.000 Da, y el procedente del filtrado convencional en el rango de entre 580.000 y 780.000 Da.
7.290 kg/h de isoamil alcohol calentado hasta alrededor de los 105ºC y vapor de isoamil alcohol a 135ºC, en una cantidad suficiente como para evaporar el exceso de agua contenido en la pasta, generando una corriente de alrededor de 1.250 kg/h de vapor compuesto por alrededor de un 15% de agua y un 85% de isoamil alcohol, y otra corriente -denominada extracto bruto- de alrededor de 8.000 kg/h de una suspensión conteniendo PHB (peso molecular de alrededor de 900.000 Da) y agua disuelta en el isoamil alcohol, y residuos insolubles de la biomasa extraída. Seguidamente, el extracto bruto es suministrado de forma continua en un hidrociclón, donde el flujo es separado en dos corrientes: una corriente a alrededor del 75% de la velocidad de flujo de alimentación en la parte superior y conteniendo alrededor de un 65% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en el extracto bruto suministrado; y otra corriente en la parte inferior a alrededor de un 25% de la velocidad de alimentación y conteniendo un 75% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en la misma. La corriente superior del hidrociclón, pobre en sólidos insolubles, es suministrada a continuación a una unidad de micro-filtrado por membrana a una velocidad de flujo de 6.000 kg/h, generando una corriente de alrededor de 1.500 kg/h (1/4) concentrada en sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída, y una corriente permeada de 4.500 kg/h (3/4) libre de sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída y enriquecida con PHB con peso molecular dentro del rango de 800.000-880.000 Da. El tiempo de retención en el proceso es de alrededor de 3-10 minutos. La corriente rica en sólidos insolubles del hidrociclón (fase inferior) y la de la membrana son mezcladas seguidamente y enviadas a una fase de filtrado -por ejemplo, en un filtro de placa-, a una velocidad de flujo de 2.000 kg/h, generando una corriente de alrededor de 1.800 kg/h, la cual es una solución de PHB libre de sólidos insolubles en una suspensión enriquecida con PHB con un peso molecular entre 580.000 y 780.000 Da, y un polvo conteniendo los sólidos insolubles de la biomasa extraída de alrededor de 200 kg/h. La recuperación del PHB del proceso es superior al 95% (peso/peso) en relación con el PHB de la biomasa suministrada, i.e., 50-80 kg de PHB/h, dependiendo del flujo y pureza de la biomasa. Tanto los filtrados obtenidos en la membrana como en el proceso de extracción por filtrado son enfriados rápidamente hasta una temperatura igual o inferior a alrededor de 45ºC, con el fin de garantizar el precipitado del PHB en el solvente. El PHB precipitado en isoamil alcohol procedente del micro-filtrado por membrana presenta un peso molecular que se encuentra en el rango de entre 800.000 y 870.000 Da, y el procedente del filtrado convencional en el rango de entre 580.000 y 780.000 Da.
Opcionalmente, la corriente de extracto bruto
-de alrededor de 8.000 kg/h, de una suspensión conteniendo PHB
(peso molecular de alrededor de 900.000 Da) y agua disuelta en el
isoamil alcohol y residuos insolubles de la biomasa extraída- es
enviada directamente a la fase de filtrado (por ejemplo en filtros
de placa), en la cual son obtenidas dos corrientes: una corriente
de filtrado de alrededor de 7.800 kg/h, la cual es una solución de
PHB libre de sólidos insolubles en suspensión, enriquecida con PHB,
con un peso molecular de entre 580.000 y 780.000 Da; y un polvo
conteniendo los sólidos insolubles de la biomasa extraída de
alrededor de 200 kg/h. El filtrado obtenido en el proceso es
enfriado rápidamente a continuación hasta alcanzar una temperatura
igual o inferior a alrededor de 45ºC, con el fin de garantizar el
precipitado del PHB en el solvente. El PHB precipitado en isoamil
alcohol posee un peso molecular en el rango de 80.000 a 780.000
Da.
La recuperación de PHB del proceso es superior
al 95% (peso/peso) en relación con el PHB suministrado de la
biomasa, i.e., 50-80 kg de PHB/h, dependiendo
del flujo y pureza de la biomasa.
Ejemplo
1.3.2
En una instalación de tres reactores en serie,
la biomasa de Alcaligenes eutrophus concentrada hasta un 25% de
materia seca y conteniendo alrededor de un 60 a un 75% de PHB, con
un peso molecular de alrededor de 1.000.000 de Da, es suministrada
al primer reactor agitado mecánicamente, mantenida a alrededor de
los 105ºC y con una velocidad de flujo de 350-450
kg/h. En el tercer reactor es suministrado el isoamil alcohol, con
una velocidad de flujo de 7.290 kg/h, y calentado hasta alrededor
de los 105ºC. El vapor de isoamil alcohol a 135ºC es suministrado
en las tres fases de extracción en una cantidad suficiente como para
garantizar la evaporación del exceso de agua contenida en la pasta.
Este procedimiento lleve a la generación de una corriente total de
vapor de agua e isoamil alcohol de alrededor de 1.250 kg/h,
comprendiendo, respectivamente, un 15% de agua y un 85% de isoamil
alcohol, y otra corriente, fluyendo desde la primera fase de
extracción y denominada extracto bruto, de alrededor de 8.000 kg/h
de una suspensión conteniendo PHB y agua disuelta en el isoamil
alcohol, y residuos insolubles de la biomasa extraída. El extracto
bruto procedente de la primera fase es suministrado a continuación
sin interrupción al hidrociclón 1, donde el flujo es separado en dos
corrientes: una corriente superior, comprendiendo alrededor del 75%
del flujo de alimentación, y conteniendo alrededor de un 40% a un
45% de los sólidos insolubles contenidos originalmente en el
extracto bruto suministrado; y una corriente inferior (en la parte
más baja) de alrededor de un 25% del flujo de alimentación, y
conteniendo alrededor de un 55% a un 60% de los sólidos insolubles
contenidos originalmente en la misma, y la cual es conducida hasta
la fase siguiente (2). La corriente superior del hidrociclón 1,
pobre en sólidos insolubles, es suministrada seguidamente a una
unidad de micro-filtrado por membrana a una
velocidad de flujo de 6.000 kg/h, generando una corriente de
alrededor de 2.000 kg/h (1/3) concentrada en sólidos insolubles
residuales de la biomasa extraída, y una corriente permeada de 4.000
kg/h (2/3) libre de sólidos insolubles residuales de la biomasa
extraída. La corriente inferior del hidrociclón 1 es conducida
hacia la segunda fase de extracción, donde recibe la corriente
superior del hidrociclón 3 y la corriente concentrada en sólidos
insolubles generada en el micro-filtrado por
membrana. La corriente inferior del hidrociclón 3, conteniendo
alrededor de un 55 a un 65% de sólidos insolubles de la biomasa
extraída, es enviada a continuación a una fase de filtrado -por
ejemplo, en filtros de placa- con una velocidad de flujo de 2.000
kg/h, generando una corriente de alrededor de 1.800 kg/h, la cual es
una solución de PHB libre de sólidos insolubles en suspensión, y un
polvo conteniendo los sólidos insolubles de la biomasa extraída de
alrededor de 200 kg/h. La recuperación del PHB del proceso es
superior al 98% (peso/peso) en relación con el PHB suministrado de
biomasa, i.e., 51-82 kg de PHB/h. Tanto los
filtrados obtenidos en la membrana como los obtenidos en el proceso
de extracción son rápidamente enfriados hasta una temperatura que es
igual o inferior a alrededor de los 45ºC, con el fin de garantizar
el precipitado del PHB en el solvente, isoamil alcohol.
Opcionalmente, la corriente superior del
hidrociclón 1 -de alrededor de 6.000 kg/h, pobre en sólidos
insolubles- es enviada a continuación directamente a la fase de
filtrado -por ejemplo, en filtros de placa-, donde son obtenidas
dos corrientes: una corriente de filtrado de alrededor de 5.800
kg/h, la cual es una solución de PHB libre de sólidos insolubles en
una suspensión enriquecida con PHB, con un peso molecular en el
rango de entre 650.000 y 780.000 Da; y un polvo conteniendo los
sólidos insolubles de la biomasa extraída de alrededor de 200 kg/h.
El filtrado obtenido en el proceso es enfriado rápidamente a
continuación hasta alcanzar una temperatura igual o inferior a
alrededor de 45ºC, con el fin de garantizar el precipitado del PHB
en el solvente. El PHB precipitado en isoamil alcohol posee un peso
molecular en el rango de 650.000 a 780.000 Da.
La recuperación de PHB del proceso supera el 95%
(peso/peso) en relación con el PHB suministrado de biomasa,
i.e., 50-80 kg de PHB/h, dependiendo del
flujo y pureza de la biomasa.
Ejemplo
1.3.3
A un matraz de destilación de fondo redondo de
500 ml le fueron añadidos 31 g de biomasa concentrada de Alcaligenes
eutrophus, conteniendo un 28,11% de materia seca y un 16,09% de PHB
con un peso molecular de 1.000.000 de Da, y 250 g de isoamil
acetato. A continuación, la suspensión fue sometida, mediante
agitado, a evaporación del solvente y del agua, por medio de la
utilización de una manta térmica acoplada al matraz de destilación.
El vapor binario generado de esta forma fue conducido hacia un
condensador de tubo recto (de tipo Liebig) para su condensación, y
el condensado resultante fue recogido en un recipiente Erlenmeyer.
La suspensión fue mantenida en un proceso de evaporación mediante
agitado, hasta que alcanzó la temperatura de extracción. La
temperatura fue leída en un termómetro de mercurio fijado en una de
las boquillas del matraz y mantenido en contacto con la fase de
vapor dentro del matraz. La temperatura de extracción fue alcanzada
después de haber transcurrido un tiempo de evaporación de alrededor
de 14 minutos, pasando la temperatura de ebullición de la mezcla
desde alrededor de 104ºC (temperatura inicial) hasta alrededor de
123ºC (temperatura de extracción), siendo generados en este período
de tiempo unos 34 ml de condensado consistente en alrededor de un
70% (v/v) de isoamil acetato y el volumen restante consistiendo en
el agua procedente de la biomasa concentrada. La suspensión fue
mantenida seguidamente en un régimen de reflujo de condensado
mediante agitado durante unos 10 minutos, a una temperatura de
123ºC (temperatura de extracción) y después, aún caliente, siendo
filtrada en un papel filtro para la separación de la parte
insoluble de la parte disuelta en el solvente filtrado. El material
filtrado caliente conteniendo alrededor del 0,90% (p/p) del PHB
solubilizado fue enfriado a continuación para el precipitado del
PHB, fue concentrado por medio de filtrado, sometido a evaporación
del solvente y después a secado. El PHB obtenido presentó un peso
molecular de alrededor de los 495.000 Da. La cantidad de biomasa
concentrada utilizada en las pruebas fue de alrededor de
2,0-3,5 veces superior a la cantidad requerida para
alcanzar la concentración de saturación de PHB en el solvente con la
temperatura de extracción utilizada. De esta manera, pudo ser
determinada la concentración de saturación del soluto (PHB) en el
solvente (isoamil acetato) para la temperatura de extracción
utilizada.
A un matraz de destilación de fondo redondo de
500 ml le fueron añadidos 10 g de biomasa concentrada de Alcaligenes
eutrophus, conteniendo un 28,11% de materia seca y un 16,09% de PHB
con un peso molecular de alrededor de 1.000.000 de Da, y 200 g de
isoamil acetato. A continuación, la suspensión fue sometida a
evaporación del solvente y del agua, por medio de la utilización de
una manta térmica acoplada al matraz de destilación. El vapor
binario generado de esta forma fue conducido hacia un condensador de
tubo recto (de tipo Liebig) para su condensación, y el condensado
resultante fue recogido en un recipiente Erlenmeyer. La suspensión
fue mantenida en un proceso de evaporación mediante agitado, hasta
que alcanzó la temperatura de extracción. La temperatura fue leída
en un termómetro de mercurio fijado en una de las boquillas del
matraz y mantenido en contacto con la fase de vapor dentro del
matraz. La suspensión fue mantenida seguidamente en un régimen de
reflujo de condensado mediante agitado durante unos 10 minutos, a
una temperatura de 123ºC (temperatura de extracción). El material
obtenido de esta manera fue sometido a continuación a un proceso de
decantación por calor y el residuo sólido insoluble resultante de
la extracción pudo ser separado del PHB solubilizado en el solvente.
La solución conteniendo el PHB disuelto fue enfriada para el
precipitado del PHB y fue medida la masa de PHB extraída en esta
fase. El residuo sólido obtenido en la primera fase recibió una
nueva adición de 200 g de isoamil acetato y fue sometido de nuevo a
extracción durante 10 minutos. Fueron repetidos los otros
procedimientos hasta totalizar tres fases de extracción. Fue
extraído en la primera fase alrededor del 41% del PHB contenido
originalmente en la biomasa celular, un 13% en la segunda fase y un
8% en la tercera fase. El PHB así obtenido permaneció en el rango de
730.000 Da-750.000 Da.
La biomasa de Alcaligenes eutrophus concentrada,
con un 28,11% de materia seca y conteniendo un 16,09% de PHB con
peso molecular de alrededor de 1.000.000 de Da es suministrada a un
reactor agitado mecánicamente, mantenida a alrededor de 123ºC con
una velocidad de flujo de 500 kg/h, donde recibe la adición de 9.521
kg/h de isoamil acetato calentado hasta alrededor de los 123ºC, en
forma líquida y en vapor, en una cantidad suficiente como para
evaporar el exceso de agua contenido en la pasta, generando una
corriente de alrededor de 833 kg/h de vapor compuesto por alrededor
de un 30% (v/v) de agua y un 70% (v/v) de isoamil acetato, y otra
corriente -denominada extracto bruto- de alrededor de 8.969 kg/h de
una suspensión conteniendo PHB y agua disuelta en el isoamil
acetato, y residuos insolubles de la biomasa extraída. El extracto
bruto es suministrado seguidamente de forma continua a un
hidrociclón, donde el flujo es separado en dos corrientes: una
corriente de alrededor del 75% del flujo de alimentación en la
parte superior, y conteniendo alrededor de un 35% de los sólidos
insolubles originalmente contenidos en el extracto bruto
suministrado; y otra corriente en la parte inferior de alrededor de
un 25% de la velocidad de alimentación, y conteniendo alrededor de
un 65% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en la
misma. La corriente superior del hidrociclón, pobre en sólidos
insolubles, es suministrada a continuación a una unidad de
micro-filtrado por membrana a una velocidad de flujo
de 6.891 kg/h, generando una corriente de alrededor de 1.149 kg/h
(1/6) concentrada en sólidos insolubles residuales de la biomasa
extraída, y una corriente permeada de 5.743 kg/h (5/6) libre de
sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída. El tiempo de
retención en el proceso es de alrededor de 10 minutos. La corriente
rica en sólidos insolubles procedente del hidrociclón (fase
inferior) y la de la membrana son mezcladas a continuación y
enviadas a una fase de filtrado -por ejemplo, en filtros de placa-
a una velocidad de flujo de 3.446 kg/h, generando una corriente de
alrededor de 3.294 kg/h, la cual es una solución de PHB libre de
sólidos insolubles en suspensión y un polvo conteniendo los sólidos
insolubles de la biomasa extraída de alrededor de 151,5 kg/h. La
recuperación del PHB del proceso es superior al 95% (peso/peso) en
relación con el PHB suministrado de la biomasa, i.e.,
70-80 kg de PHB/h, dependiendo del flujo y pureza de
la biomasa. Tanto los filtrados obtenidos en la membrana como en el
proceso de extracción por filtrado son enfriados rápidamente hasta
una temperatura igual o inferior a alrededor de 45ºC, con el fin de
garantizar el precipitado del PHB en el solvente.
Ejemplo
1.3.4
A un matraz de destilación de fondo redondo de
500 ml le fueron añadidos 31 g de biomasa concentrada de Alcaligenes
eutrophus, conteniendo un 28,11% de materia seca y un 16,09% de PHB
con un peso molecular de 1.000.000 de Da, y 250 g de butil acetato.
A continuación, la suspensión fue sometida, mediante agitado
vigoroso, a evaporación del solvente y del agua, por medio de la
utilización de una manta térmica acoplada al matraz de destilación.
El vapor binario generado de esta forma fue conducido hacia un
condensador de tubo recto (de tipo Liebig) para su condensación, y
el condensado resultante fue recogido en un recipiente Erlenmeyer.
La suspensión fue mantenida en un proceso de evaporación mediante
agitado, hasta que alcanzó la temperatura de extracción. La
temperatura fue leída en un termómetro de mercurio fijado en una de
las boquillas del matraz y mantenido en contacto con la fase de
vapor dentro del matraz. La temperatura de extracción fue alcanzada
después de haber transcurrido un tiempo de evaporación de alrededor
de 28 minutos, pasando la temperatura de ebullición de la mezcla
desde alrededor de 91,5ºC (temperatura inicial) hasta alrededor de
121,5ºC (temperatura de extracción), siendo generados en este
período de tiempo unos 131 ml de condensado consistente en alrededor
de un 83% (v/v) de butil acetato y consistiendo el volumen restante
en el agua procedente de la biomasa concentrada. Seguidamente, la
suspensión fue mantenida en un régimen de reflujo de condensado
mediante agitado durante unos 10 minutos, a una temperatura de
121,5ºC (temperatura de extracción) y después, aún caliente, siendo
filtrada en un papel filtro para la separación de la parte
insoluble de la parte disuelta en el solvente filtrado. El material
filtrado caliente conteniendo alrededor del 0,98% (p/p) del PHB
solubilizado fue enfriado a continuación para el precipitado del
PHB, fue concentrado por medio de filtrado, sometido a evaporación
del solvente y después a secado. El PHB obtenido presentó un peso
molecular de alrededor de los 502.000 Da. La cantidad de biomasa
concentrada utilizada en las pruebas fue de alrededor de
2,0-3,5 veces superior a la cantidad requerida para
alcanzar la concentración de saturación de PHB en el solvente con la
temperatura de extracción utilizada. De esta manera, pudo ser
determinada la concentración de saturación del soluto (PHB) en el
solvente (butil acetato) para la temperatura de extracción
utilizada.
A un matraz de destilación de fondo redondo de
500 ml le fueron añadidos 10 g de biomasa concentrada de Alcaligenes
eutrophus, conteniendo un 28,11% de materia seca y un 16,09% de PHB
con un peso molecular de 1.000.000 de Da, y 200 g de butil
acetato. A continuación, la suspensión fue sometida a evaporación
del solvente y del agua, por medio de la utilización de una manta
térmica acoplada al matraz de destilación. El vapor binario
generado de esta forma fue conducido hacia un condensador de tubo
recto (de tipo Liebig) para su condensación, y el condensado
resultante fue recogido en un recipiente Erlenmeyer. La suspensión
fue mantenida en un proceso de evaporación mediante agitado, hasta
que alcanzó la temperatura de extracción. La temperatura fue leída
en un termómetro de mercurio fijado en una de las boquillas del
matraz y mantenido en contacto con la fase de vapor dentro del
matraz. La suspensión fue seguidamente mantenida en un régimen de
reflujo de condensado mediante agitado durante unos 10 minutos, a
una temperatura de 121,5ºC (temperatura de extracción). El material
obtenido de esta manera fue sometido a continuación a un proceso de
decantación por calor y el residuo sólido insoluble resultante de
la extracción fue separado del PHB solubilizado en el solvente. La
solución conteniendo el PHB disuelto fue enfriada para el
precipitado del PHB y fue medida la masa de PHB extraída en esta
fase. El residuo sólido obtenido en la primera fase recibió una
nueva adición de 200 g de butil acetato y fue sometido de nuevo a
extracción durante 10 minutos. Fueron repetidos los otros
procedimientos hasta totalizar tres fases de extracción. Fue
extraído en la primera fase alrededor del 62,5% del PHB contenido
originalmente en la biomasa celular, un 18,5% en la segunda fase y
un 7,0% en la tercera fase. El peso molecular del PHB obtenido
permaneció en el rango de 740.000 Da-780.000 Da.
La biomasa de Alcaligenes eutrophus concentrada,
con un 28,11% de materia seca y conteniendo alrededor de un 16,09%
de PHB con peso molecular de alrededor de 1.000.000 de Da, es
suministrada a un reactor agitado mecánicamente, mantenida a
alrededor de 121,5ºC con una velocidad de flujo de 500 kg/h, donde
recibe la adición de
9.577 kg/h de butil acetato calentado hasta alrededor de los 121,5ºC, en forma líquida y en vapor, en una cantidad suficiente como para evaporar el exceso de agua contenido en la pasta, generando una corriente de alrededor de 1.732 kg/h de vapor compuesto por alrededor de un 17% de agua y un 83% de butil acetato, y otra corriente -denominada extracto bruto- de alrededor de 8.175 kg/h de una suspensión conteniendo PHB y agua disuelta en el butil acetato, y residuos insolubles de la biomasa extraída. A continuación, el extracto bruto es suministrado de forma continua a un hidrociclón, donde el flujo es separado en dos corrientes: una corriente de alrededor del 75% del flujo de alimentación en la parte superior, y conteniendo alrededor de un 35% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en el extracto bruto suministrado; y otra corriente en la parte inferior de alrededor del 25% del flujo de alimentación, y conteniendo alrededor de un 65% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en la misma. La corriente superior del hidrociclón, pobre en sólidos insolubles, es suministrada a continuación a una unidad de micro-filtrado por membrana, a una velocidad de flujo de 6.258 kg/h, generando una corriente de alrededor de 1.043 kg/h (1/6) concentrada en sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída, y una corriente permeada de 5.215 kg/h (5/6) libre de sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída. El tiempo de retención en el proceso es de alrededor de 10 minutos. La corriente rica en sólidos insolubles procedente del hidrociclón (fase inferior) y la de la membrana son mezcladas a continuación y enviadas a una fase de filtrado -por ejemplo, en filtros de placa- a una velocidad de flujo de 3.129 kg/h, generando una corriente de alrededor de 2.978 kg/h, la cual es una solución de PHA libre de sólidos insolubles en suspensión y un polvo conteniendo los sólidos insolubles de la biomasa extraída de alrededor de 151,5 kg/h. La recuperación del PHBV del proceso es superior al 95% (peso/peso) en relación con el PHBV suministrado de la biomasa, i.e.,
70-80 kg de PHBV/h, dependiendo del flujo y pureza de la biomasa. Tanto los filtrados obtenidos en la membrana como en el proceso de extracción por filtrado son enfriados rápidamente hasta una temperatura igual o inferior a alrededor de 45ºC, con el fin de garantizar el precipitado del PHBV en el solvente.
9.577 kg/h de butil acetato calentado hasta alrededor de los 121,5ºC, en forma líquida y en vapor, en una cantidad suficiente como para evaporar el exceso de agua contenido en la pasta, generando una corriente de alrededor de 1.732 kg/h de vapor compuesto por alrededor de un 17% de agua y un 83% de butil acetato, y otra corriente -denominada extracto bruto- de alrededor de 8.175 kg/h de una suspensión conteniendo PHB y agua disuelta en el butil acetato, y residuos insolubles de la biomasa extraída. A continuación, el extracto bruto es suministrado de forma continua a un hidrociclón, donde el flujo es separado en dos corrientes: una corriente de alrededor del 75% del flujo de alimentación en la parte superior, y conteniendo alrededor de un 35% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en el extracto bruto suministrado; y otra corriente en la parte inferior de alrededor del 25% del flujo de alimentación, y conteniendo alrededor de un 65% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en la misma. La corriente superior del hidrociclón, pobre en sólidos insolubles, es suministrada a continuación a una unidad de micro-filtrado por membrana, a una velocidad de flujo de 6.258 kg/h, generando una corriente de alrededor de 1.043 kg/h (1/6) concentrada en sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída, y una corriente permeada de 5.215 kg/h (5/6) libre de sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída. El tiempo de retención en el proceso es de alrededor de 10 minutos. La corriente rica en sólidos insolubles procedente del hidrociclón (fase inferior) y la de la membrana son mezcladas a continuación y enviadas a una fase de filtrado -por ejemplo, en filtros de placa- a una velocidad de flujo de 3.129 kg/h, generando una corriente de alrededor de 2.978 kg/h, la cual es una solución de PHA libre de sólidos insolubles en suspensión y un polvo conteniendo los sólidos insolubles de la biomasa extraída de alrededor de 151,5 kg/h. La recuperación del PHBV del proceso es superior al 95% (peso/peso) en relación con el PHBV suministrado de la biomasa, i.e.,
70-80 kg de PHBV/h, dependiendo del flujo y pureza de la biomasa. Tanto los filtrados obtenidos en la membrana como en el proceso de extracción por filtrado son enfriados rápidamente hasta una temperatura igual o inferior a alrededor de 45ºC, con el fin de garantizar el precipitado del PHBV en el solvente.
Ejemplo
1.3.5
A un matraz de destilación de fondo redondo de
500 ml le fueron añadidos 31 g de biomasa concentrada de Alcaligenes
eutrophus, conteniendo un 28,11% de materia seca y un 16,09% de PHB
con un peso molecular de 1.000.000 de Da, y 250 g de propil
propionato. A continuación, la suspensión fue sometida, mediante
agitado vigoroso, a evaporación del solvente y del agua, por medio
de la utilización de una manta térmica acoplada al matraz de
destilación. El vapor binario generado de esta forma fue conducido
hacia un condensador de tubo recto (de tipo Liebig) para su
condensación, y el condensado resultante fue recogido en un
recipiente Erlenmeyer. La suspensión fue mantenida en un proceso de
evaporación mediante agitado vigoroso, hasta que alcanzó la
temperatura de extracción. La temperatura fue leída en un
termómetro de mercurio fijado en una de las boquillas del matraz y
mantenido en contacto con la fase de vapor dentro del matraz. La
temperatura de extracción fue alcanzada después de haber
transcurrido un tiempo de evaporación de alrededor de 15 minutos,
pasando la temperatura de ebullición de la mezcla desde alrededor
de 92ºC (temperatura inicial) hasta alrededor de 113ºC (temperatura
de extracción), siendo generados en este período de tiempo unos 100
ml de condensado consistente en alrededor de un 80% (v/v) de propil
propionato y consistiendo el volumen restante en el agua procedente
de la biomasa concentrada. Seguidamente, la suspensión fue
mantenida en un régimen de reflujo de condensado mediante agitado
vigoroso durante unos 10 minutos, a una temperatura de 113ºC
(temperatura de extracción), siendo filtrada a continuación, aún
caliente, en un papel filtro para la separación de la parte
insoluble de la parte disuelta en el solvente filtrado. El material
filtrado caliente conteniendo alrededor del 1,24% (p/p) del PHB
solubilizado fue enfriado a continuación para el precipitado del
PHB, fue concentrado por medio de filtrado, sometido a evaporación
del solvente y después a secado. El PHB obtenido presentó un peso
molecular de alrededor de 430.000 Da. La cantidad de biomasa
concentrada utilizada en las pruebas fue de alrededor de
2,0-3,5 veces superior a la cantidad requerida para
alcanzar la concentración de saturación de PHB en el solvente con la
temperatura de extracción utilizada. De esta manera, pudo ser
determinada la concentración de saturación del soluto (PHB) en el
solvente (propil propionato) para la temperatura de extracción
utilizada.
A un matraz de destilación de fondo redondo de
500 ml le fueron añadidos 10 g de biomasa concentrada de
Alcaligenes eutrophus, conteniendo un 28,11% de materia seca
y un 16,09% de PHB, con un peso molecular de 1.000.000 de Da, y
200 g de propil propionato. A continuación, la suspensión fue
sometida a evaporación del solvente y del agua, por medio de la
utilización de una manta térmica acoplada al matraz de destilación.
El vapor binario generado de esta forma fue conducido hacia un
condensador de tubo recto (de tipo Liebig) para su condensación, y
el condensado resultante fue recogido en un recipiente Erlenmeyer.
La suspensión fue mantenida en un proceso de evaporación mediante
agitado, hasta que alcanzó la temperatura de extracción. La
temperatura fue leída en un termómetro de mercurio fijado en una de
las boquillas del matraz y mantenido en contacto con la fase de
vapor dentro del matraz. Seguidamente, la suspensión fue mantenida
en un régimen de reflujo de condensado mediante agitado durante
unos 10 minutos, a una temperatura de 113ºC (temperatura de
extracción). El material obtenido de esta manera fue sometido a
continuación a un proceso de decantación por calor y el residuo
sólido insoluble resultante de la extracción fue separado del PHB
solubilizado en el solvente. La solución conteniendo el PHB
disuelto fue enfriada para el precipitado del PHB y fue medida la
masa de PHB extraída en esta fase. El residuo sólido obtenido en la
primera fase recibió una nueva adición de 200 g de propil propionato
y fue sometido de nuevo a extracción durante 10 minutos. Fueron
repetidos los otros procedimientos hasta totalizar tres fases de
extracción. Fue extraído en la primera fase alrededor del 62,0% del
PHB contenido originalmente en la biomasa celular, un 18,5% en la
segunda fase y un 6,0% en la tercera fase. El peso molecular del PHB
obtenido fue de 730.000 Da.
La biomasa de Alcaligenes eutrophus concentrada,
con un 28,11% de materia seca y conteniendo alrededor de un 16,09%
de PHB con peso molecular de alrededor de 1.000.000 de Da, es
suministrada a un reactor agitado mecánicamente, mantenida a
alrededor de 113ºC con una velocidad de flujo de 500 kg/h, donde
recibe la adición de
7.406 kg/h de propil propionato calentado hasta alrededor de los 113ºC, en forma líquida y en vapor, en una cantidad suficiente como para evaporar el exceso de agua contenido en la pasta, generando una corriente de alrededor de
1.156 kg/h de vapor compuesto por alrededor de un 20% de agua y un 80% (v/v) de propil propionato, y otra corriente -denominada extracto bruto- de alrededor de 7.406 kg/h de una suspensión conteniendo PHB y agua disuelta en el propil propionato, y residuos insolubles de la biomasa extraída. A continuación, el extracto bruto es suministrado de forma continua a un hidrociclón, donde el flujo es separado en dos corrientes: una corriente de alrededor del 75% del flujo de alimentación en la parte superior, y conteniendo alrededor de un 35% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en el extracto bruto suministrado; y otra corriente en la parte inferior de alrededor del 25% del flujo de alimentación, y conteniendo alrededor de un 65% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en la misma. La corriente superior del hidrociclón, pobre en sólidos insolubles, es suministrada a continuación a una unidad de micro-filtrado por membrana, a una velocidad de flujo de 5.063 kg/h, generando una corriente de alrededor de 844 kg/h (1/6) concentrada en sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída, y una corriente permeada de 4.219 kg/h (5/6) libre de sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída. El tiempo de retención en el proceso es de alrededor de 10 minutos. La corriente rica en sólidos insolubles procedente del hidrociclón (fase inferior) y la de la membrana son mezcladas a continuación y enviadas a una fase de filtrado -por ejemplo, en filtros de placa- a una velocidad de flujo de 2.531 kg/h, generando una corriente de alrededor de 2.380 kg/h, la cual es una solución de PHB libre de sólidos insolubles en suspensión y un polvo conteniendo los sólidos insolubles de la biomasa extraída de alrededor de
151,5 kg/h. La recuperación del PHB del proceso es superior al 95% (peso/peso) en relación con el PHBV suministrado de la biomasa, i.e., 70-80 kg de PHBV/h, dependiendo del flujo y pureza de la biomasa. Tanto los filtrados obtenidos en la membrana como en el proceso de extracción por filtrado son enfriados rápidamente hasta una temperatura igual o inferior a alrededor de 45ºC, con el fin de garantizar el precipitado del PHBV en el solvente.
7.406 kg/h de propil propionato calentado hasta alrededor de los 113ºC, en forma líquida y en vapor, en una cantidad suficiente como para evaporar el exceso de agua contenido en la pasta, generando una corriente de alrededor de
1.156 kg/h de vapor compuesto por alrededor de un 20% de agua y un 80% (v/v) de propil propionato, y otra corriente -denominada extracto bruto- de alrededor de 7.406 kg/h de una suspensión conteniendo PHB y agua disuelta en el propil propionato, y residuos insolubles de la biomasa extraída. A continuación, el extracto bruto es suministrado de forma continua a un hidrociclón, donde el flujo es separado en dos corrientes: una corriente de alrededor del 75% del flujo de alimentación en la parte superior, y conteniendo alrededor de un 35% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en el extracto bruto suministrado; y otra corriente en la parte inferior de alrededor del 25% del flujo de alimentación, y conteniendo alrededor de un 65% de los sólidos insolubles originalmente contenidos en la misma. La corriente superior del hidrociclón, pobre en sólidos insolubles, es suministrada a continuación a una unidad de micro-filtrado por membrana, a una velocidad de flujo de 5.063 kg/h, generando una corriente de alrededor de 844 kg/h (1/6) concentrada en sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída, y una corriente permeada de 4.219 kg/h (5/6) libre de sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída. El tiempo de retención en el proceso es de alrededor de 10 minutos. La corriente rica en sólidos insolubles procedente del hidrociclón (fase inferior) y la de la membrana son mezcladas a continuación y enviadas a una fase de filtrado -por ejemplo, en filtros de placa- a una velocidad de flujo de 2.531 kg/h, generando una corriente de alrededor de 2.380 kg/h, la cual es una solución de PHB libre de sólidos insolubles en suspensión y un polvo conteniendo los sólidos insolubles de la biomasa extraída de alrededor de
151,5 kg/h. La recuperación del PHB del proceso es superior al 95% (peso/peso) en relación con el PHBV suministrado de la biomasa, i.e., 70-80 kg de PHBV/h, dependiendo del flujo y pureza de la biomasa. Tanto los filtrados obtenidos en la membrana como en el proceso de extracción por filtrado son enfriados rápidamente hasta una temperatura igual o inferior a alrededor de 45ºC, con el fin de garantizar el precipitado del PHBV en el solvente.
La biomasa concentrada de Alcaligenes
eutrophus, con un 25% de materia seca y conteniendo alrededor de
un 60%-75% de PHB con un peso molecular de alrededor de 1.000.000
de Da, es suministrada a un reactor agitado mecánicamente, mantenida
a alrededor de 95-105ºC, con una velocidad de flujo
de 500 kg/h, donde recibe la adición de 8.000 kg/h de propil
propionato calentado hasta alrededor de los 130ºC y vapor de propil
propionato a 130ºC, en una cantidad suficiente como para evaporar
el exceso de agua contenido en la pasta, generando una corriente de
alrededor de 1.230 kg/h de vapor compuesto por alrededor de un 24%
de agua y un 76% de propil propionato, y otra corriente -denominada
extracto bruto- de alrededor de 8.268 kg/h de una suspensión
conteniendo PHB y agua disuelta en el propil propionato, y residuos
insolubles de la biomasa extraída. A continuación, el extracto
bruto es suministrado de forma continua a un hidrociclón, donde el
flujo es separado en dos corrientes: una corriente de alrededor del
75% del flujo de alimentación en la parte superior, y conteniendo
alrededor de un 35% de los sólidos insolubles originalmente
contenidos en el extracto bruto suministrado; y otra corriente en
la parte inferior de alrededor del 25% del flujo de alimentación, y
conteniendo alrededor de un 65% de los sólidos insolubles
originalmente contenidos en la misma. La corriente superior del
hidrociclón, pobre en sólidos insolubles, es suministrada a
continuación a una unidad de micro-filtrado por
membrana, a una velocidad de flujo de 6.201 kg/h, generando una
corriente de alrededor de 1.034 kg/h (1/6) concentrada en sólidos
insolubles residuales de la biomasa extraída, y una corriente
permeada de 5.167 kg/h (5/6) libre de sólidos insolubles residuales
de la biomasa extraída. El tiempo de retención en el proceso es de
alrededor de 3 a 10 minutos. La corriente rica en sólidos
insolubles procedente del hidrociclón (fase inferior) y la de la
membrana son mezcladas a continuación y enviadas a una fase de
filtrado -por ejemplo, en filtros de placa- a una velocidad de
flujo de 3.100 kg/h, generando una corriente de alrededor de 2.850
kg/h, la cual es una solución de PHB libre de sólidos insolubles en
suspensión y un polvo conteniendo los sólidos insolubles de la
biomasa extraída de alrededor de
250 kg/h. La recuperación del PHB del proceso es superior al 95% (peso/peso) en relación con el PHB suministrado de la biomasa, i.e., 70-90 kg de PHB/h, dependiendo del flujo y pureza de la biomasa. Tanto los filtrados obtenidos en la membrana como en el proceso de extracción por filtrado son enfriados rápidamente hasta una temperatura igual o inferior a alrededor de 45ºC, con el fin de garantizar el precipitado del PHB en el solvente.
250 kg/h. La recuperación del PHB del proceso es superior al 95% (peso/peso) en relación con el PHB suministrado de la biomasa, i.e., 70-90 kg de PHB/h, dependiendo del flujo y pureza de la biomasa. Tanto los filtrados obtenidos en la membrana como en el proceso de extracción por filtrado son enfriados rápidamente hasta una temperatura igual o inferior a alrededor de 45ºC, con el fin de garantizar el precipitado del PHB en el solvente.
Ejemplo
1.3.6
A un matraz de destilación de fondo redondo de
500 ml le fueron añadidos 31 g de biomasa concentrada de Alcaligenes
eutrophus, conteniendo un 28,11% de materia seca y un 16,09% de PHB
con un peso molecular de 1.000.000 de Da, y 250 g de hexanol. A
continuación, la suspensión fue sometida, mediante agitado, a
evaporación del solvente y del agua por medio de la utilización de
una manta térmica acoplada al matraz de destilación. El vapor
binario generado de esta forma fue conducido hacia un condensador
de tubo recto (de tipo Liebig) para su condensación, y el
condensado resultante fue recogido en un recipiente Erlenmeyer. La
suspensión fue mantenida en un proceso de evaporación mediante
agitado vigoroso hasta alcanzar la temperatura de extracción. La
temperatura fue leída en un termómetro de mercurio fijado en una de
las boquillas del matraz y mantenido en contacto con la fase de
vapor dentro del matraz. La temperatura de extracción fue alcanzada
después de haber transcurrido un tiempo de evaporación de alrededor
de 15 minutos, pasando la temperatura de ebullición de la mezcla
desde alrededor de 104ºC (temperatura inicial) hasta alrededor de
133ºC (temperatura de extracción), siendo generados en este período
de tiempo unos 34 ml de condensado consistente en alrededor de un
44% (v/v) de hexanol, consistiendo el volumen restante en el agua
procedente de la biomasa concentrada. Seguidamente, la suspensión
fue mantenida en un régimen de reflujo de condensado mediante
agitado vigoroso durante unos 10 minutos, a una temperatura de
133ºC (temperatura de extracción), siendo filtrada a continuación,
aún caliente, en un papel filtro para la separación de la parte
insoluble de la parte disuelta en el solvente filtrado. El material
filtrado caliente conteniendo alrededor del 0,83% (p/p) del PHB
solubilizado fue enfriado a continuación para el precipitado del
PHB, fue concentrado por medio de filtrado, sometido a evaporación
del solvente y después a secado. El PHB obtenido presentó un peso
molecular de alrededor de 430.000 Da. La cantidad de biomasa
concentrada utilizada en las pruebas fue de alrededor de
2,0-3,5 veces superior a la cantidad requerida para
alcanzar la concentración de saturación del PHB en el solvente con
la temperatura de extracción utilizada. De esta manera, pudo ser
determinada la concentración de saturación del soluto (PHB) en el
solvente (hexanol) para la temperatura de extracción utilizada.
A un matraz de destilación de fondo redondo de
500 ml le fueron añadidos 10 g de biomasa concentrada de Alcaligenes
eutrophus, conteniendo un 28,11% de materia seca y un 16,09% de PHB
con un peso molecular de 1.000.000 de Da, y 200 g de hexanol. A
continuación, la suspensión fue sometida a evaporación del solvente
y del agua por medio de la utilización de una manta térmica
acoplada al matraz de destilación. El vapor binario generado de
esta forma fue conducido hacia un condensador de tubo recto (de tipo
Liebig) para su condensación, y el condensado resultante fue
recogido en un recipiente Erlenmeyer. La suspensión fue mantenida en
un proceso de evaporación mediante agitado, hasta que alcanzó la
temperatura de extracción. La temperatura fue leída en un
termómetro de mercurio fijado en una de las boquillas del matraz y
mantenido en contacto con la fase de vapor dentro del matraz. La
suspensión fue seguidamente mantenida en un régimen de reflujo de
condensado mediante agitado durante unos 10 minutos, a una
temperatura de 133ºC (temperatura de extracción). El material
obtenido de esta manera fue sometido a continuación a un proceso de
decantación por calor y el residuo sólido insoluble resultante de
la extracción fue separado del PHB solubilizado en el solvente. La
solución conteniendo el PHB disuelto fue enfriada para el
precipitado del PHB y fue medida la masa de PHB extraída en esta
fase. El residuo sólido obtenido en la primera fase recibió una
nueva adición de 200 g de hexanol y fue sometido de nuevo a
extracción durante 10 minutos. Fueron repetidos los otros
procedimientos hasta totalizar tres fases de extracción. Fue
extraído en la primera fase alrededor del 64,5% del PHB contenido
originalmente en la biomasa celular, un 19,0% en la segunda fase y
un 8,0% en la tercera fase. El peso molecular del PHB así obtenido
se encontró en el rango de 530.000 Da a 680.000 Da.
La biomasa de Alcaligenes eutrophus concentrada,
con un 28,11% de materia seca y conteniendo alrededor de un 16,09%
de PHB con peso molecular de alrededor de 1.000.000 de Da, es
suministrada a un reactor agitado mecánicamente, mantenida a
alrededor de 133ºC con una velocidad de flujo de 500 kg/h, donde
recibe la adición de 10.019 kg/h de hexanol calentado hasta
alrededor de los 133ºC, en forma líquida y en forma de vapor, en
una cantidad suficiente como para evaporar el exceso de agua
contenido en la pasta, generando una corriente de alrededor de
542,6 kg/h de vapor compuesto por alrededor de un 20% de agua y un
60% (p/p) de hexanol, y otra corriente -denominada extracto bruto-
de alrededor de 9.997 kg/h de una suspensión conteniendo PHB y agua
disuelta en hexanol, y residuos insolubles de la biomasa extraída. A
continuación, el extracto bruto es suministrado de forma continua a
un hidrociclón, donde el flujo es separado en dos corrientes: una
corriente de alrededor del 75% del flujo de alimentación en la
parte superior, y conteniendo alrededor de un 35% de los sólidos
insolubles originalmente contenidos en el extracto bruto
suministrado; y otra corriente en la parte inferior de alrededor
del 25% del flujo de alimentación, y conteniendo alrededor de un 65%
de los sólidos insolubles originalmente contenidos en la misma. La
corriente superior del hidrociclón, pobre en sólidos insolubles, es
suministrada a continuación a una unidad de
micro-filtrado por membrana, a una velocidad de
flujo de 7.482 kg/h, generando una corriente de alrededor de 1.247
kg/h (1/6) concentrada en sólidos insolubles residuales de la
biomasa extraída, y una corriente permeada de 6.235 kg/h (5/6) libre
de sólidos insolubles residuales de la biomasa extraída. El tiempo
de retención en el proceso es de alrededor de 10 minutos. La
corriente rica en sólidos insolubles procedente del hidrociclón
(fase inferior) y la de la membrana son mezcladas a continuación y
enviadas a una fase de filtrado -por ejemplo, en filtros de placa-
a una velocidad de flujo de 3.741 kg/h, generando una corriente de
alrededor de 3.900 kg/h, la cual es una solución de PHB libre de
sólidos insolubles en suspensión y un polvo conteniendo los sólidos
insolubles de la biomasa extraída de alrededor de 151,5 kg/h. La
recuperación del PHB del proceso es superior al 95% (peso/peso) en
relación con el PHBV suministrado de la biomasa, i.e.,
70-80 kg de PHBV/h, dependiendo del flujo y pureza
de la biomasa. Tanto los filtrados obtenidos en la membrana como
los del proceso de extracción por filtrado son enfriados rápidamente
hasta una temperatura igual o inferior a alrededor de 45ºC, con el
fin de garantizar el precipitado del PHBV en el solvente.
Ejemplo
1.5
La suspensión de PHB en una solución de isoamil
alcohol y agua conteniendo de un 4 a un 10% de PHB es suministrada
a un evaporador al vacío con una velocidad de flujo de 1.000 kg/h,
junto con una corriente de agua conteniendo isoamil alcohol
disuelto, con una velocidad de flujo de 500-1.000
kg/h y es recuperada del proceso de extracción y purificación. A
continuación, la mezcla es sometida de manera continua a evaporación
a través de inyección de vapor directa, con el fin de obtener, al
mismo tiempo que se elimina el solvente por evaporación, una
suspensión conteniendo el solvente, agua y aglomerados de gránulos
de PHB, los cuales son troceados de forma continua por medio de un
dispositivo mecánico instalado en la bomba de circulación del
sistema. El material resultante de este proceso es una suspensión
de partículas de PHB, finamente divididas, en agua e isoamil alcohol
disuelto en el mismo, que es retirada del sistema continuamente,
con una concentración de partículas de PHB en suspensión de un 4 a
un 20% (peso/peso), y es enviada a la siguiente fase de extracción
del solvente.
Una suspensión de partículas de PHB finamente
divididas -obtenidas conforme es expuesto en el ejemplo 1.5-
conteniendo de un 2 a un 20% de sólidos, es suministrada a un
reactor agitado mecánicamente de extracción de solvente
(depuración) con una velocidad de flujo de 1.000 kg/h, en el cual es
admitido vapor por medio de contacto directo, así como agua, hasta
eliminar el isoamil alcohol disuelto en el agua, junto con algo de
agua, que formará la fase de vapor efluyente del sistema.
Simultáneamente a la evaporación del isoamil alcohol residual -y de
forma continua- la suspensión de partículas de PHB en agua es
sometida a un proceso adicional de troceado por medio de un
dispositivo similar al descrito en el ejemplo 1.5. Al finalizar el
proceso de extracción del solvente, se obtiene una suspensión de
PHB en agua, finalmente dividida, sustancialmente pura y libre de
solvente, en una concentración de un 5 a un 20% de sólidos en
suspensión. Esta suspensión es enfriada a continuación y conducida
hacia una fase de filtrado, en la cual es obtenido un polvo de PHB
con alrededor de un 50 a un 80% de humedad que es secado a
continuación.
Claims (29)
1. Un proceso para la recuperación de
polihidroxialcanoatos (PHAs) de una biomasa celular de bacterias,
siendo obtenida dicha biomasa por medio de fermentación y en la
forma de una pasta de biomasa celular en suspensión acuosa, y con
un contenido celular seco no inferior a alrededor del 18% en peso,
caracterizado por comprender
las fases de:
las fases de:
- i)
- sometimiento de la pasta de biomasa celular concentrada a operaciones concomitantes de inyección de solvente -capaz de disolver PHAs-, a intenso agitado y a un rápido calentamiento en el interior de un reactor, con el fin de provocar la ruptura de las paredes de la biomasa celular y la disolución del PHA contenido en esta última, en donde las fases de calentamiento de la biomasa celular fermentada, de ruptura de las paredes celulares de dicha biomasa celular y de disolución del PHA contenido en esta última son llevadas a cabo en un tiempo total lo suficientemente corto como para permitir la obtención de un PHA con un peso molecular mínimo de alrededor de 850.000 Da, de una biomasa conteniendo PHA con un peso molecular, como mínimo, de alrededor de 1.000.000 de Da, y de formar una suspensión comprendiendo un solvente -capaz de disolver PHAs- enriquecido con PHA disuelto, el agua restante de la pasta de biomasa celular y residuos insolubles de la biomasa celular concentrada;
- ii)
- sometimiento de la suspensión formada en el reactor a una fase de separación, con el fin de recuperar el solvente -enriquecido con el PHA disuelto- de los residuos insolubles de la restante biomasa celular;
- iii)
- enfriamiento de la solución del solvente capaz de disolver PHAs -enriquecida con PHA- en algunos segundos, por medio de expansión, a través de intercambio térmico con otra corriente más fría y/o por enfriamiento por medio de intercambiadores térmicos, hasta alcanzar una temperatura suficiente como para precipitar sustancialmente todo el PHA disuelto;
- iv)
- micro-filtrado a una temperatura de 45ºC -o inferior- de la suspensión de PHA precipitada en el solvente -capaz de disolver PHAs-, conteniendo agua e impurezas disueltas en la misma, con el fin de separar una pasta concentrada de PHA precipitado;
- v)
- sometimiento del concentrado de pasta con PHA a operaciones simultáneas de lavado con agua, calentamiento y agitado, con el fin de promover la evaporación de una cierta cantidad de solvente, adecuada para obtener una suspensión conteniendo gránulos de PHA de alta porosidad -que son quebradizos y fácilmente troceables-, el solvente restante y agua;
- vi)
- sometimiento de los gránulos de PHA lavados y calentados a agitado y troceamiento para romperlos rápidamente, al tiempo que se procesa la extracción del solvente residual por medio de inyección de vapor de agua en la suspensión conteniendo el restante solvente y agua, con el fin de obtener partículas de PHA purificado en la suspensión; y
- vii)
- separación de las partículas de PHA purificado de la suspensión.
2. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 1, caracterizado por el hecho de que el
solvente capaz de disolver los PHAs utilizado es seleccionado de
entre el grupo de solventes consistente en: butil acetato, isobutil
acetato, amil acetato, isoamil acetato, isobutil alcohol,
1-butanol, 1-pentanol (amil
alcohol),
2-metil-1-butanol,
3-metil-1-butanol
(isoamil alcohol), 3-pentanol,
1-hexanol, ciclohexanol, propil propionato, butil
propionato, isobutil propionato, etil butirato, isobutil isobutirato
y mezclas de estos solventes.
3. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 2, caracterizado por el hecho de que el
solvente utilizado es el isoamil alcohol, o mezclas isoméricas del
isoamil alcohol.
4. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 3, caracterizado por el hecho de que el
isoamil alcohol es obtenido por medio de fraccionamiento del
alcohol amílico como subproducto de la fermentación del etanol,
estando compuesto el alcohol amílico principalmente de isoamil
alcohol e isómeros del mismo, además de impurezas tales como el
etanol, el n-propanol, el isobutanol, el
n-butanol y agua.
5. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 1 o en la reivindicación 4, caracterizado por
el hecho de que el PHA es seleccionado de entre el grupo
consistente en el
poli-3-hidroxibutirato (PHB), el
poli(hidroxibutirato-co-hidroxivalerato)
PHBV, y mezclas de estos polímeros y copolímeros.
6. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 5, caracterizado por el hecho de que el PHA es
producido por medio de fermentación bacteriana, utilizando
microorganismos que son capaces de biosintetizar PHA utilizando,
como materia prima principal, azúcares extraídos de la caña de
azúcar, y por el hecho de que la principal fuente energética
utilizada para generar la energía térmica y la energía eléctrica
requeridas en el proceso son los bagazos de la caña de azúcar.
\newpage
7. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 1, caracterizado por el hecho de que la
biomasa celular bacteriana obtenida a través de fermentación y a
ser procesada es previamente inactivada térmicamente.
8. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 1, caracterizado por el hecho de que la fase
de inyección del solvente en la pasta de biomasa celular
concentrada comprende las operaciones de inyección del solvente
líquido -capaz de disolver PHAs- y del solvente -capaz de disolver
PHAs- en forma de vapor, con el fin de provocar el calentamiento de
la biomasa celular hasta que alcanza una temperatura entre alrededor
de los 90ºC y la temperatura de ebullición del solvente, a
sustancialmente la presión atmosférica, y para formar: una fase
líquida comprendiendo solvente -capaz de disolver PHAs- enriquecido
con PHA y el agua restante de la pasta de biomasa celular; una fase
sólida definida por los residuos insolubles de la biomasa celular
residual; y una fase de vapor conteniendo vapores de agua y del
solvente capaz de disolver PHAs.
9. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 8, caracterizado por el hecho de que comprende
la fase adicional de extracción de la fase de vapor del interior
del reactor, preferiblemente caracterizado por el hecho de
que la pasta de PHA es lavada con una corriente de agua procedente
de la condensación de la fase de vapor extraída del reactor durante
la fase de ruptura celular y disolución del PHA.
10. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 1, caracterizado por el hecho de que la pasta
de biomasa celular concentrada es obtenida sometiendo a la biomasa
celular en suspensión en el medio de cultivo fermentado a
operaciones de floculación y concentración de la biomasa
celular.
11. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 10, caracterizado por el hecho de que la
biomasa celular en suspensión en el medio de cultivo fermentado a
ser suministrada al proceso es diluida adicionalmente en agua, con
el fin de presentar una proporción de masa de material
fermentado:agua de hasta alrededor de 3,0:1,0.
12. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 11, caracterizado por el hecho de que la
operación de floculación comprende una fase de coagulación de la
biomasa celular, realizada por medio de acidificación de la biomasa
celular diluida hasta alcanzar un pH desde alrededor de 1.5 hasta
alrededor de 5.5, y a través de la adición de un agente
alcalinizante, hasta alcanzar un pH desde 7 hasta alrededor de 12,
siendo llevada a cabo la operación de floculación de la biomasa
celular conteniendo PHA acumulado a través de la adición de un
agente floculante.
13. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 12, caracterizado por el hecho de que la
acidificación de la biomasa celular diluida es obtenida a través de
la adición de al menos un ácido a elegir entre los ácidos sulfúrico
y fosfórico, y/o caracterizado por el hecho de que el agente
alcalinizante comprende el hidróxido de calcio.
14. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 12, caracterizado por el hecho de que la
acidificación es llevada a cabo con el fin de obtener un pH desde
alrededor de 2.0 hasta alrededor de 3.0, siendo realizada la
adición del agente alcalinizante con el fin de ajustar el pH de la
suspensión de la biomasa celular diluida en un rango de entre
alrededor de 7 y alrededor de 12.
15. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 11, caracterizado por el hecho de que la
operación de floculación comprende una fase de coagulación de la
biomasa celular, por medio de la adición de un agente
alcalinizante, hasta que alcanza un pH desde alrededor de 7 hasta
alrededor de 12, siendo conseguida la floculación de la biomasa
celular conteniendo PHA acumulado a través de la adición de un
agente floculante.
16. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 15, caracterizado por el hecho de que el
agente alcalinizante comprende el hidróxido de calcio.
17. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 10, caracterizado por el hecho de que la
concentración de las células de biomasa floculadas es conseguida
por medio de, al menos, una de las operaciones de decantación y
centrifugación, y/o caracterizado por el hecho de que la
pasta de biomasa celular en suspensión en el medio de cultivo
floculado fermentado es sometida a lavado con agua hasta conseguir
una concentración de pasta de biomasa celular en el rango del 18%
al 45% p/p, preferiblemente del 25% al 45% p/p de biomasa celular
seca.
18. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 17, caracterizado por el hecho de que la fase
de lavado y concentración de la pasta de biomasa celular es
conseguida sometiendo simultáneamente a esta última a un flujo de
agua y a los efectos de la fuerza centrífuga.
19. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 1, caracterizado por el hecho de que el
solvente líquido, capaz de disolver los PHAs, que es inyectado a la
pasta de biomasa celular, es calentado.
20. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 1, caracterizado por el hecho de que la fase
de separación del solvente -capaz de disolver los PHAs y
enriquecido con PHA disuelto en el mismo- de los residuos
insolubles de la biomasa restante que contiene la suspensión formada
dentro del reactor comprende, al menos, una de las operaciones de
micro-filtrado por membrana y de filtrado en filtros
de capa preliminar.
21. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 1, caracterizado por el hecho de que la fase
de separación del solvente -capaz de disolver los PHAs y
enriquecido con PHA disuelto en el mismo- de los residuos
insolubles de la biomasa restante que contiene la suspensión formada
dentro del reactor, comprende una fase de sometimiento de dicha
suspensión a una separación por medio de una fuerza centrífuga de
baja intensidad.
22. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 21, caracterizado por el hecho de que la
fuerza centrífuga de baja intensidad -la cual es utilizada en la
fase que separa los residuos insolubles de la biomasa restante, que
contiene la suspensión formada dentro del reactor, de la solución de
PHA enriquecida con PHA disuelto en la misma- es obtenida por medio
de hidrociclones, produciendo una suspensión con una baja
concentración de dichos residuos y otra suspensión concentrada con
dichos residuos.
23. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 22, caracterizado por el hecho de que la
suspensión de baja concentración de residuos insolubles de la
biomasa que abandona los hidrociclones, es sometida rápidamente a
una fase adicional de separación con el fin de eliminar por completo
los residuos antes de ser sometida a la fase de enfriamiento.
24. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 23, caracterizado por el hecho de que la fase
adicional de separación es realizada por medio de
micro-filtrado en membrana, con el fin de producir
una solución de PHA disuelto en el solvente (capaz de disolver los
PHAs y libre de residuos insolubles), y una suspensión concentrada
de residuos insolubles de la biomasa y conteniendo una parte del PHA
disuelto en el solvente (capaz de disolver los PHAs), agua, cenizas
y compuestos colorantes disueltos en el solvente (capaz de disolver
PHAs).
25. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 24, caracterizado por el hecho de que la
suspensión concentrada de residuos insolubles de biomasa celular es
sometida a una fase de filtrado, con el fin de producir un polvo
conteniendo los residuos insolubles de la biomasa y una solución
filtrada de PHA disuelto en el solvente, libre de residuos
insolubles, la cual será rápidamente sometida a la fase de
enfriamiento, y/o caracterizado por el hecho de que la
solución de PHA disuelto en el solvente (capaz de disolver PHAs) y
libre de residuos insolubles representa alrededor de un 60 a un 90%
p/p de la suspensión en microfiltrado, representando la suspensión
concentrada de residuos de biomasa celular alrededor de un 10 a un
50% p/p de dicha suspensión en microfiltrado.
26. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 22, caracterizado por el hecho de que la
suspensión concentrada de residuos insolubles de biomasa que
abandona los hidrociclones, es sometida a una fase de filtrado, con
el fin de separar los residuos insolubles de la biomasa antes de ser
sometida a la fase de enfriamiento.
27. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 1, caracterizado por el hecho de que la fase
de microfiltrado frío de la suspensión de PHA precipitado en el
solvente (capaz de disolver PHAs) es llevada a cabo con el fin de
producir una pasta de PHA con una concentración de PHA que va desde
alrededor de un 3,5% a un 8,0% p/p, y/o caracterizado por el
hecho de que comprende adicionalmente la fase final de secado de las
partículas de PHA separadas del medio acuoso en el que el solvente
fue agotado, y/o caracterizado por el hecho de que el agua y
vapores del solvente (capaz de disolver PHAs), que son generados en
las diversas fases del proceso, son condensados y separados en dos
fases líquidas: una fase líquida rica en solvente, la cual retorna
al proceso en la fase de extracción y recuperación del PHA; y otra
fase líquida pobre en solvente, la cual es recirculada en el
proceso con el fin de permitir la recuperación del solvente (capaz
de disolver los PHAs) contenido en la misma.
28. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 1, caracterizado por el hecho de que las fases
de separación y enfriamiento son realizadas en un tiempo
suficientemente corto como para permitir la obtención de un PHA con
un peso molecular mínimo de alrededor de 750.000 Da.
29. El proceso, conforme es enunciado en la
reivindicación 1, caracterizado por el hecho de que los
gránulos de PHA obtenidos en la fase (vi), después de secado,
presentan un tamaño medio de partícula que se encuentra en el rango
de desde 40 hasta 400 \mum y, preferiblemente, en el rango que va
desde 100 hasta 200 \mum.
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| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US10435297B2 (en) | 1999-06-16 | 2019-10-08 | Ardica Technologies, Inc. | Crystallization and stabilization in the synthesis of microcrystalline alpha alane |
| US10233079B2 (en) * | 1999-06-16 | 2019-03-19 | Ardica Technologies, Inc. | Heating methods for aluminum hydride production |
| EP1688450B2 (en) * | 2003-11-21 | 2012-08-01 | Kaneka Corporation | Process for producing polyhydroxyalkanoate crystal |
| TW200613560A (en) | 2004-06-29 | 2006-05-01 | Procter & Gamble | Solvent extraction of polyhydroxyalkanoates from biomass |
| CA2579721C (en) | 2004-09-13 | 2012-11-27 | Metabolix, Inc. | Single solvent polymer extraction methods |
| BRPI0501844B1 (pt) | 2005-03-04 | 2019-12-24 | Phb Ind S/A | processo para extração e recuperação de polihidroxialcanoatos (phas) a partir de uma biomassa celular bacteriana |
| WO2007082836A1 (de) * | 2006-01-17 | 2007-07-26 | Basf Se | Verfahren zur gewinnung von polyhydroxyalkanoaten mit vermindertem gehalt an alkali- und erdalkalimetallen und erhöhter thermischer stabilität |
| CN100448911C (zh) * | 2006-03-06 | 2009-01-07 | 清华大学 | 一种提取微生物胞内聚羟基脂肪酸酯的方法 |
| BRPI0801845B1 (pt) * | 2008-06-09 | 2016-05-24 | Citrosuco S A Agroindústria | processo de obtenção de pha a partir de resíduo cítrico, pha obtido a partir de resíduo cítrico, composição polimérica contendo pha, artefato sólido contendo pha, artefato sólido contendo composição polimérica compreendendo pha, uso de resíduo cítrico para a obtenção de pha |
| BRPI0913675A2 (pt) | 2008-07-02 | 2015-11-24 | Basf Se | método para isolar poli-hidroxialcanoatos das células de produção |
| CN102224251B (zh) | 2008-12-09 | 2014-06-11 | 株式会社钟化 | 聚-3-羟基烷酸的凝集体的制备方法 |
| JP5839855B2 (ja) * | 2011-06-29 | 2016-01-06 | 株式会社カネカ | ポリヒドロキシアルカノエートの製造方法 |
| ES2448823B1 (es) | 2012-08-14 | 2014-10-13 | Neol Biosolutions, S.A. | Producción de bioplásticos |
| EP2935463B1 (en) * | 2012-12-18 | 2017-02-08 | Veolia Water Solutions & Technologies Support | Method of producing polyhydroxyalkanoate compounded plastics having improved mechanical properties |
| US9290612B2 (en) * | 2013-03-13 | 2016-03-22 | Tepha, Inc. | Compositions and devices of poly-4-hydroxybutyrate |
| US9480780B2 (en) | 2013-11-05 | 2016-11-01 | Tepha, Inc. | Compositions and devices of poly-4-hydroxybutyrate |
| CZ307015B6 (cs) | 2014-06-03 | 2017-11-15 | Nafigate Corporation, A.S. | Způsob izolace polyhydroxyalkanoátů z biomasy fermentované mikroorganismy produkujícími polyhydroxyalkanoáty a/nebo z biomasy obsahující alespoň jednu plodinu produkující polyhydroxyalkanoáty |
| US11459455B2 (en) * | 2016-10-13 | 2022-10-04 | Kaneka Corporation | Method for producing polyhydroxyalkanoic acid |
| CN109504715A (zh) * | 2017-09-15 | 2019-03-22 | 北京蓝晶微生物科技有限公司 | 一种制备聚羟基脂肪酸酯（pha）的方法 |
| FR3080033B1 (fr) * | 2018-04-12 | 2020-07-17 | Societe D'exploitation De Produits Pour Les Industries Chimiques Seppic | Nouvelle composition a base d'acides polycafeoylquiniques, son utilisation en cosmetique et compositions cosmetiques en comprenant |
| CN109517156A (zh) * | 2019-01-02 | 2019-03-26 | 清华大学 | 一种聚羟基脂肪酸酯的纯化方法 |
| EP4114203A1 (en) | 2020-03-05 | 2023-01-11 | VitaNav, Inc. | COMPOSITION OF (D)-ß-HYDROXYBUTYRIC ACID, (D)-ß-HYDROXYVALERIC ACID, AND (D)-1,3 BUTANEDIOL AS A NUTRITIONAL SUPPLEMENT AND THERAPEUTIC AGENT |
| CN111647151B (zh) * | 2020-06-10 | 2022-09-23 | 珠海麦得发生物科技股份有限公司 | 一种高效全自动二次纯化pha的工艺 |
| US11104761B1 (en) | 2020-10-30 | 2021-08-31 | Robert Whitehouse | Sequestered amorphous polyhydroxyalkanoate polymer (SAPP) material derived from cellular biomass and production thereof |
| US11078328B1 (en) | 2020-10-30 | 2021-08-03 | Robert Whitehouse | Sequestered amorphous polyhydroxyalkanoate polymer (SAPP) material derived from cellular biomass and production thereof |
| WO2023278240A1 (en) * | 2021-06-28 | 2023-01-05 | Phb Industrial S.A. | Methods to produce therapeutic formulations comprising hydroxybutirate and hydroxyvalerate, therapeutic formulations and uses thereof |
| ES2936907B2 (es) * | 2021-09-14 | 2023-08-11 | Quim Tecnica Ecologica S L U | Metodo y equipos para la produccion de polihidroxialcanoatos y bioestimulante radicular a partir de residuos organicos |
| KR102548122B1 (ko) * | 2021-09-29 | 2023-06-28 | 한국에너지공과대학교 | 폴리하이드록시 알카노에이트의 제조방법, 이를 이용하여 제조된 폴리하이드록시 알카노에이트 및 폴리하이드록시 알카노에이트 제조용 건식 발효조 |
| KR20240019597A (ko) * | 2022-08-04 | 2024-02-14 | 씨제이제일제당 (주) | 색가 모니터링을 통한 정제 공정 제어 방법 및 시스템, 및 폴리하이드록시알카노에이트 수지의 제조 방법 |
Family Cites Families (26)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3044942A (en) * | 1960-09-27 | 1962-07-17 | Grace W R & Co | Process for preparing poly-beta-hydroxybutyric acid |
| US3107172A (en) * | 1960-12-30 | 1963-10-15 | Grace W R & Co | Molded product containing poly-beta-hydroxybutyric acid and method of making |
| US3275610A (en) * | 1964-03-24 | 1966-09-27 | Mobil Oil Corp | Microbial synthesis of polymers |
| FR2446859A1 (fr) * | 1979-01-22 | 1980-08-14 | Solvay | Procede de separation de poly-b-hydroxybutyrates d'une biomasse |
| EP0036699B2 (en) | 1979-02-21 | 1987-09-02 | Imperial Chemical Industries Plc | Extraction of poly-beta-hydroxybutyric acid |
| US4265770A (en) * | 1979-11-09 | 1981-05-05 | Amstar Corporation | Separation of suspended solids from phosphate tailings |
| GB8311677D0 (en) * | 1983-04-28 | 1983-06-02 | Ici Plc | Extraction process |
| FR2567149B1 (fr) * | 1984-07-06 | 1986-12-05 | Solvay | Procede pour l'extraction de poly-beta-hydroxybutyrates au moyen d'un solvant a partir d'une suspension aqueuse de micro-organismes |
| AT390068B (de) * | 1988-07-07 | 1990-03-12 | Danubia Petrochemie | Extraktionsmittel fuer poly-d(-)-3-hydroxybuttersaeure |
| CA1334430C (en) * | 1989-04-06 | 1995-02-14 | Claude Chavarie | Separation of poly-.beta.-hydroxyalkanoic acids from microbial biomass |
| AT395319B (de) * | 1990-10-05 | 1992-11-25 | Danubia Petrochem Polymere | Verfahren zur gewinnung eines polyhydroxyalkanoates aus dem zellmaterial eines mikroorganismus und polyhydroxyalkanoatflocken |
| ES2062955B1 (es) * | 1993-04-29 | 1995-06-16 | Repsol Quimica Sa | Procedimiento para la extraccion de polihidroxialcanoatos de bacterias halofilas que lo contienen. |
| BR9302312A (pt) * | 1993-06-30 | 1995-02-07 | Cooperativa De Produtores De C | Process de extração de biopolímeros |
| MX9605952A (es) * | 1994-06-01 | 1997-12-31 | Procter & Gamble | Proceso para la recuperacion de polihidroxialcanoatos utilizando fraccionacion centrifuga. |
| NL9401037A (nl) * | 1994-06-23 | 1996-02-01 | Soonn Stichting Onderzoek En O | Werkwijze voor het bereiden van een biologisch afbreekbare polyhydroxyalkanoaat coating met behulp van een waterige dispersie van polyhydroxyalkanoaat. |
| US5942597A (en) * | 1995-08-21 | 1999-08-24 | The Procter & Gamble Company | Solvent extraction of polyhydroxyalkanoates from biomass |
| PT846184E (pt) | 1995-08-21 | 2002-09-30 | Procter & Gamble | Extraccao por solvente de polihidroxialcanoatos a partir de biomassa facilitada pela utilizacao de um nao solvente marginal para o pha |
| US5821299A (en) * | 1996-02-16 | 1998-10-13 | The Proctor & Gamble Company | Solvent extraction of polyhydroxy-alkanoates from biomass facilitated by the use of marginal nonsolvent |
| DE19633475C2 (de) * | 1996-08-20 | 2002-03-14 | Buna Sow Leuna Olefinverb Gmbh | Verfahren zur Gewinnung von Polyhydroxyalkanoaten und deren Verwendung |
| DE69837914T2 (de) * | 1997-04-15 | 2008-02-21 | Metabolix, Inc., Cambridge | Hochtemperatur-PHA Extraktion mit schlecht-lösenden Lösungsmittel für PHA |
| EP0975788A1 (en) | 1997-04-15 | 2000-02-02 | Monsanto Company | Methods of pha extraction and recovery using non-halogenated solvents |
| DE69942060D1 (de) * | 1998-04-08 | 2010-04-08 | Metabolix Inc | Verfahren für die trennung und reinigung von biopolymeren |
| AU746769B2 (en) * | 1998-06-09 | 2002-05-02 | Metabolix, Inc. | Methods and apparatus for the production of amorphous polymer suspensions |
| WO2001068890A2 (en) | 2000-03-10 | 2001-09-20 | Metabolix, Inc. | Method of extracting polyhydroxyalkanoate from a solution |
| JP4336509B2 (ja) | 2003-03-07 | 2009-09-30 | キヤノン株式会社 | 処理方法及びシステム |
| BRPI0501844B1 (pt) * | 2005-03-04 | 2019-12-24 | Phb Ind S/A | processo para extração e recuperação de polihidroxialcanoatos (phas) a partir de uma biomassa celular bacteriana |
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