WO2023041822A1 - Método y equipos para la producción de polihidroxialcanoatos y bioestimulantes radiculares a partir de residuos orgánicos - Google Patents

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WO2023041822A1
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organic matter
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reactor
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Gustavo FERNÁNDEZ GARCÍA
Antonio VALERO HERNÁNDEZ
Sergio Melero Talavera
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Química Técnica Ecológica, S.L.U.
Beda Water Engineering, S.L.
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    • Y02E50/30—Fuel from waste, e.g. synthetic alcohol or diesel

Definitions

  • the present invention refers to a process and the necessary equipment for the transformation of residual organic matter into PHAs (Polyhydroxyalkanoates) and compostable material for agriculture.
  • the residual organic matter generated by human activity will be used as raw material for the process described here to generate biodegradable plastic in the form of PHA and compostable material for agriculture, rich in organic matter and in nitrogen, potassium and phosphorus. .
  • Patent 2,397,730 describes the methodology for manufacturing PHA from citrus waste, and 2,061,405 specifies which type of bacteria is the most prolific in the production of PHA.
  • the present invention aims, therefore, to provide a process and the necessary reagents to transform organic waste generated by human activity (solid and liquid organic remains from supermarkets, hotels and bars, solid fraction of brown containers, organic remains from livestock , organic remains of agricultural activity (fruit and pruning) and of the agricultural transformation industry (orange peel, avocado skin, etc%), slurry, sewage sludge, whey, etc%) in PHA and material compostable for agriculture.
  • the first step in this process is the reception of raw materials (previously called waste) for their subsequent transformation into PHA and compostable material.
  • the first step consists of separating the raw materials according to their origin, so that the solid raw materials will be received and stored separately from the liquid raw materials.
  • Raw materials of liquid organic origin Whey, milk and milk derivatives, sugary and alcoholic beverages, cleaning water from industrial processes for the production of musts, juices, etc.
  • FIG 1 PHASE A: HOMOGENIZATION-LIQUEFACTION: Obtaining mush feeding hydro distiller.
  • a recipe will be elaborated, where the mixture of each one of the fractions (1 to 4) received will be indicated.
  • the recipe Once the recipe has been established, where the mixture to be made of each of the fractions, from 1 to 4, appears, all the raw materials, solid and liquid, will be mixed and homogenized in a reactor, where the raw materials of the recipe, obtaining an intimate mixture.
  • the crushing of the mixture will generate a porridge with a variable concentration of solids, depending on the contribution of each fraction to the recipe, with a size of less than 100pm.
  • the elaboration of the recipe and its subsequent homogenization-grinding corresponds to PHASE A.
  • PHASE B HYDRODISTILLER: OBTAINING RHL + RHM + RHP.
  • phase A The mixture obtained in phase A will be fed to a heated reactor, with an outer or inner jacket or both, and an inner stirrer, which has a reflux mechanism and an ultrasound system, where and by stirring, adding chemical reagents and adding of heat by means of a heated jacket (interior and/or exterior) and ultrasound as well as the recirculation of the steam generated and condensed in the reflux, it will proceed to transform;
  • Proteins will be hydrolyzed into their basic components; amino acids (Aa) and small peptide chains.
  • Proteins, sugars and fats from the mixture obtained in phase A will be hydrolyzed into their monomers, by action of heat + ultrasound + agitation + chemical-reagents + reflux, inside the hydro-distiller (heated reactor), in addition to sanitizing - sanitize the organic matter obtained in phase A.
  • the phosphates, carbonates and alkaline earth sulfates will be solubilized by the addition of inorganic and/or organic acids, or mixtures thereof, together with the adjuvants.
  • chemical reagents is aimed at facilitating the hydrolysis of proteins, fats and sugars, as well as to dissolve the inorganic salts present in the mixture itself; solubilization of hydroxyapatite and calcium and magnesium carbonates from animal bone residues and mollusk shells, among others.
  • the chemical reagents used in the mixtures range from inorganic acids such as H2SO4, HCI, HNO3, H3PO4, or mixtures thereof, together with organic acids such as lactic acids, glycolic acid, sulfamic acid, or mixtures thereof, including acid phosphonates or their salts.
  • inorganic acids such as H2SO4, HCI, HNO3, H3PO4, or mixtures thereof
  • organic acids such as lactic acids, glycolic acid, sulfamic acid, or mixtures thereof, including acid phosphonates or their salts.
  • HEDP HEDP
  • ATMP.EDTMP DTPMP
  • HDTMP.HEMPA or PBCT acrylic acid homopolymers
  • acrylic and maleic acid polymers acrylic and maleic acid polymers, terpolymers etc...
  • the final composition of the mixture of acids and adjuvants will depend on the composition of the mixture of phase A and will be aimed at inhibiting the precipitation of insoluble calcium and magnesium salts, as well as the hydrolysis of proteins, fats and carbohydrates into their components. basic components.
  • the hydro-distiller works in batches, discontinuously.
  • the recipe of phase A is introduced together with the acid mixture inside, beginning the hydrolysis-sanitation process. This process begins with the agitation of the mixture until the internal pH value is regulated to a value of 1 ⁇ pH ⁇ 6, depending on the recipe, together with the beginning of the recirculation of the thermal oil through the internal/external jacket of the hydro-distiller.
  • the pH value Once the pH value has been reached in the internal mixture of the hydro-distiller, we maintain the recirculation of the thermal oil through the external/internal jacket of the reactor until reaching the working temperature and pressure inside it.
  • T a Tempoture
  • the working pH value inside the hydro-distillation oscillates between 1 ⁇ pH ⁇ 6.
  • the working pressures inside the hydro-distiller oscillate between 2 bar and 5 bar and the working temperature oscillates between 70°C and 110°C.
  • the hydro-distiller has, in addition to a stirrer, a US system that allows us to lyse cells and break up organic matter. In this way, the agitation, the input of heat, the steam reflux system and the US, allow obtaining sugar monomers, fatty acids together with Aa + polypeptide chains in the aqueous acid solution inside the reactor.
  • the steam outlet valve is closed (reflux), it is maintained for 1 min at 15 minutes the heat input, with which the pressure inside the reactor rises to the desired value, at which time we depressurize the hydro-distiller by opening the steam outlet valve, collecting the fraction of the outlet steam on a trap steam with osmotic water.
  • the reactor contents are emptied into a reception tank, the homogenization reactor (RH), to which the osmosis water + condensate from the steam trap is added.
  • RH homogenization reactor
  • phase A recipe mixture output from the hydro-distiller + osmosis water in a ratio of 1:1 to 1:10, is homogenized inside the homogenization reactor by stirring.
  • the pH is corrected if necessary and after 5 - 10 minutes of stirring-homogenization, the mixture from the homogenization reactor is fed to a centrifuge (Tricanter) that separates three fractions:
  • the U FRHA process generates two streams:
  • Permeate the fraction that has passed through the membranes and corresponding to 90-95% of the input volume to the plant.
  • the permeate fraction will feed an ion exchange resin system, made up of weak anionic resin + strong anionic resin - weak cationic resin + strong cationic resin.
  • an ion exchange resin system made up of weak anionic resin + strong anionic resin - weak cationic resin + strong cationic resin.
  • the filtered effluent will then be a sterile liquid solution rich in sugars (glucose, fructose, lactose, etc.) and with very low conductivity.
  • Ion exchange columns as a physical separation system, must be regenerated each time they become saturated. For this, an acid and a base will be used for the regeneration of these.
  • acid a solution of inorganic acids will be used, such as HCI, H2SO4, HNO3, H3 O4 or mixtures thereof, while KOH, NaOH, NH3, or mixtures thereof will be used as bases.
  • the regeneration solution will be a liquid, aqueous solution, rich in Aa + inorganic potassium salts and sulphates, which will be sent to an aerosol emission crystallizer to generate a solid biostimulant, rich in nitrogen (provided by the amino acids themselves), potassium and phosphorus.
  • These last two cations come from the KOH used as a regenerator in the case of anionic resins and from the K + of natural origin from fruits and vegetables, while phosphorus is supplied to the hydro-distiller by hydroxyapatite from the animal and fish fraction.
  • the regeneration of the ion exchange resins manages to separate the nitrogen, phosphorus and potassium together with the Aa, which make up the root biostimulant that will be obtained in the form of a dry powder at the outlet of the crystallizer by aerosol emission.
  • the fraction filtered by the ion exchange columns, the eluate, is a fraction rich in sugars and with low conductivity.
  • This liquid fraction will be the fraction that will feed the aerated reactor for the manufacture of PHA, together with the RHL fraction obtained in the tricanter.
  • PHA production by PHA overproducing bacterial strains is much higher if they are fed directly with glucose than with starch or other raw materials rich in sugars. Manufacture of ATP.
  • the RHS fraction obtained by the tricanter at the outlet and discharge of the hydro-distiller will feed a Reactor, an acidogenic thermophilic fermenter, where VFA (Volatile Fatty Acids) will be obtained under anaerobic conditions from the RHS fraction.
  • VFA Volatile Fatty Acids
  • the anaerobic reactor will be inoculated with active sludge from the WWTP (Wastewater Treatment Plant), in such a way that and with the contribution of organic matter from the RHS fraction, AGV (volatile fatty acids) will be generated by anaerobic acidogenic fermentation, mainly consisting of by acetic acid, propionic acid, butyric acid, isobutyric acid and isovaleric acid.
  • the acidogenic thermophilic fermenter will work under conditions of 5.5 ⁇ pH ⁇ 6.5 and at 35 ⁇ T° ⁇ 50, with a hydraulic retention time of 2 days.
  • AGV will be generated from the organic matter supplied continuously (RHS Fraction).
  • RHS Fraction The extraction of the AGV generated by the bacterial strains will be done by means of a multitubular LI FAGV plant that allows working up to 25% v/v of solids.
  • TSS By controlling the TSS as well as the AGV/D.Q.0./T7pH by probes inside the acidogenic thermophilic fermenter, the continuous production of the biomass as well as the AGV will be monitored.
  • the U FAGV plant will continuously filter the content of the reactor, generating two currents, one of permeate rich in AGV and free of bacteria, and a second fraction of solids at a maximum concentration of 25% v/v, which corresponds to rejection.
  • This rejection will be sent back to the thermophilic acidogenic fermenter, while the volume of permeate is replaced with more RHS fraction and osmotic water, until the concentration of TSS (Total Solids) inside the reactor is greater than 25g. /l.
  • the rejected fraction is sent to thermal drying, to obtain part of the organic fraction of the root biostimulant. This process is maintained until the value of the solids inside the reactor drops below 12g/l, at which time the purge from the U FAGV is once again sent to the acidogenic thermophilic fermenter.
  • the permeate obtained by the U FAGV membranes will have its pH corrected, up to values of 7 ⁇ pH ⁇ 12 and will be treated in a RO plant.
  • RHA Two currents will be obtained from this plant:
  • Permeate Low conductivity osmotic water that will be sent back to the anaerobic reactor for AGV manufacturing.
  • PHASE E AEROBIC BIOREACTOR: OBTAINING PHA.
  • FIG 5. The fraction of output sugars from the ion exchange columns bound with the permeate of the FAGV U of the acidogenic thermophilic fermenter, rich in AGV, both concentrated in the O.I.RHA plant, together with the RHL fraction, rich in acids fatty, will feed an aerobic PHA manufacturing reactor (RAPHA) where a PHA overproducing bacterium has been inoculated.
  • RPHA aerobic PHA manufacturing reactor
  • the PHA overproducing bacterial strain will grow by storing PHA inside it.
  • the monitoring of the D.Q.O. of the culture broth and the concentration of DO (dissolved oxygen) inside the aerobic reactor, together with the cell concentration in g/l, will be the main factors for the control of bacterial growth and the accumulation of PHA inside it.
  • An increase in the DO concentration coincides with a decrease in the COD value.
  • the control of the dosage of the three fractions from which the RAPHA feeds will be conditioned by the contribution of OD, at which time the bacteria will generate PHA.
  • TN Total Nitrogen
  • TP Total Phosphorus
  • the control of TN (Total Nitrogen) and TP (Total Phosphorus) will allow us to visualize the source of Nitrogen and Phosphorus respectively as limiting sources of essential nutrients, especially nitrogen in our case, taking into account its separation in the form of Aa in the columns. ion exchange.
  • the limitation of an essential nutrient such as N or P, the excess contribution of carbon source (COD) and the supply of oxygen, allow the PHA overproducing bacteria to accumulate inside PHA granules.
  • the growth and purge of the PHA will be monitored by monitoring the value of SST.
  • Phase E has, together with the aerobic PHA manufacturing reactor (RAPHA), an ultrafiltration plant in a multitubular configuration, as in the case of the AGV anaerobic reactor, La U FRAPHA, which allows us to separate the fraction cell inside the reactor.
  • RPHA aerobic PHA manufacturing reactor
  • the U FRAPHA plant of the aerobic reactor will filter the contents of the aerobic reactor whenever the content of suspended solids, SST, exceeds the set values. Exceeding the set values indicates that we have a sufficiently large bacterial population and with sufficient accumulation of PHA within it to perform a PHA purge/extraction.
  • the reading of the COD, AGV and OD values allow us to regulate the dosage on the RAPHA of the carbon source, while the reading of the TSS allows us to determine the concentration of bacteria inside the reactor.
  • the TSS reading values inside the reactor exceed 25g/l, the U FRAPHA plant will start up.
  • the U FRAPHA plant generates two currents, one of permeate rich in sugars/AGV and free of bacteria and a second fraction of solids, at a maximum concentration of 25% v/v, which corresponds to the rejection.
  • the permeate will be sent back to the aerobic PHA manufacturing reactor, RAPHA, while the rejection, at a final concentration of 25% v/v, will feed a hydro-distiller identical to the one in PHASE B, where and working at 110 °C and 5 bar, in batches, cell lysis, release of PHA granules and redissolution of bacterial sugars and proteins will occur, together with the release of fatty acids that have formed part of the bacterial cell membranes.
  • a mixture of sodium hydroxide/potassium hydroxide will be dosed to the UF rejection stream that is introduced into the hydro-distiller.
  • the discharge from the hydro-distiller, after the cell lysis process at 110°C and 5 bar, will feed a NUCHA filter where all the solids, together with the PHA in the form of granules, will be retained in the lower part of the same, filtering the watery stream.
  • the aqueous current will join the charge of the hydro-distiller of phase B, which feeds the tricanter, generating RHA, RHS and RHL.
  • the solid retained in the NUCHA filter will be washed with an aqueous solution of NaOH/KOH, recirculating it on the NUCHA filter itself, to separate the organic matter adhered to the PHA granules.
  • the filtered washing current will join the charge of the hydro-distiller of phase B.
  • the recirculating washing process will continue until the PHA granules are well cleaned of organic matter. At this time, a stream of hot, dry air from a generator will dry the PHA to moisture contents ⁇ 10% w/w. At that time, the NUCHA filter will be unloaded onto bags for collecting dry PHA.

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Abstract

Método y equipos para la producción de polihidroxialcanoatos y bioestimulante radicular a partir de residuos orgánicos. La presente invención se refiere a un proceso y a los equipos necesarios para la transformación de materia orgánica residual en PHA(Polihidroxialcanoatos) y material compostable para agricultura. Según el proceso de la presente invención, la materia orgánica residual generada por la actividad humana será utilizada como materia prima del proceso descrito en la invención para generar, plástico biodegradable en forma de PHA y material compostable para agricultura, rico en materia orgánica y en nitrógeno, potasio y fósforo.

Description

MÉTODO Y EQUIPOS PARA LA PRODUCCIÓN DE POLIHIDROXIALCANOATOS Y BIOESTIMULANTE RADICULAR A PARTIR DE RESIDUOS ORGÁNICOS
DESCRIPCIÓN
Objeto de la invención
La presente invención, de acuerdo con el enunciado de esta memoria descriptiva, se refiere a un proceso y a los equipos necesarios para la transformación de materia orgánica residual en PHA(Polihidroxialcanoatos) y material compostable para agricultura.
Según el proceso aquí descrito, la materia orgánica residual generada por la actividad humana será utilizada como materia prima del proceso aquí descrito para generar, plástico biodegradable en forma de PHA y material compostable para agricultura, rico en materia orgánica y en nitrógeno, potasio y fósforo.
Antecedentes de la invención
En la actualidad, la actividad humana genera una gran cantidad de residuos de origen orgánico que son enviados directamente a vertedero de RSU (Residuos Sólidos Urbanos) ó bien son utilizados en la producción de biogás en digestores anaerobios ó al compostaje agrícola.
Existen procesos que reivindican la producción de PHA a partir de residuos orgánicos procedentes de la actividad humana, como las patentes de Genecis Bioindustries Inc, CA3086252, US019360008 ó WO2020/252582 dónde se describe cómo producir PHA a partir de residuos orgánicos, así como la metodología para aislar el PHA generado. La patente 2397730 describe la metodología de la fabricación de PHA a partir de residuos cítricos y la 2061405 especifica qué tipo de bacteria es la más prolífica en la producción de PHA.
En ningún caso se relata cómo generar y separar la fracción compostable para agricultura y la fracción que irá a la fabricación de PHA.
Descripción de la invención La presente invención tiene como objetivo, por tanto, proporcionar un proceso y los reactivos necesarios para transformar los residuos orgánicos generados por la actividad humana (restos orgánicos sólidos y líquidos de supermercados, hoteles y bares, fracción sólida de contenedores marrones, restos orgánicos de ganaderías, restos orgánicos de la actividad agrícola (fruta y poda) y de la industria de transformación agrícola (cáscara de naranja, piel de aguacate, etc..), purines, lodos de depuradora, lactosuero, etc...) en PHA y material compostable para agricultura.
El primer paso en este proceso está en la recepción de las materias primas (antes llamadas residuos) para su posterior transformación en PHA y material compostable.
El primer paso consiste en la separación de las materias primas según sea su origen, de forma que las materias primas sólidas serán recepcionadas y almacenadas separadamente de las materias primas líquidas.
Separaremos diferentes materias primas según su composición, en 4 fracciones:
1.: Materias primas de origen orgánico, sólidas, procedentes de supermercados, hoteles y restauración, junto con la materia orgánica de contenedores marrones (fracción orgánica en la recogida selectiva), restos de poda y de la industria agrícola y agroalimentaria.
2.: Materias primas de origen orgánico líquidas: Lactosuero, leche y derivados lácteos, bebidas azucaradas y alcohólicas, aguas de limpieza de procesos industriales de elaboración de mostos, zumos, etc
3.: Lodos de E.D.A.R. y de salida de digestores anaerobios.
4.: Purines y restos ganaderos.
A partir de las 4 fracciones anteriores, procederemos a su transformación por FASES:
FASE A: HOMOGENIZACIÓN-LIQUEFACCIÓN: Obtención papilla alimentación hidro destilador. FIG 1
Antes de proceder a la homogenización de cada una de las fracciones, se elaborará una receta, dónde se indicará la mezcla de cada una de las fracciones (1 a 4) recepcionadas. Establecida la receta dónde figura la mezcla a realizar de cada una de las fracciones, de la 1 a la 4, todas las materias primas, sólidas y líquidas, serán mezcladas y homogenizadas en un reactor, dónde se homogenizarán-triturarán las materias primas de la receta, obteniendo una mezcla íntima. La trituración de la mezcla generará una papilla con una concentración variable de sólidos, según sea el aporte de cada fracción a la receta, de un tamaño inferior a 100pm. La elaboración de la receta y su posterior homogenización-trituración se corresponde con la FASE A.
FASE B: HIDRODESTILADOR: OBTENCIÓN RHL + RHM + RHP . FIG 2
La mezcla obtenida en la fase A, alimentará a un reactor calefactado, con camisa exterior o interior o ambas y agitador interior, que dispone de mecanismo de reflujo y sistema de ultrasonidos, dónde y mediante la agitación, la adición de reactivos químicos y el aporte de calor mediante camisa calefactada (interior y/o exterior) y los ultrasonidos así como la recirculación del vapor generado y condensado en el reflujo, se procederá a transformar;
• Grasas y aceites serán transformados en ácidos grasos
• Glucógeno y almidón, se transformarán en monómeros de glucosa, fructosa, dextrinas, etc....
• Las proteínas serán hidrolizadas en sus componentes básicos; aminoácidos (Aa) y pequeñas cadenas peptídicas.
• Solubilización de sulfatos, carbonates y fosfatos insolubles.
Proteínas, azúcares y grasas de la mezcla obtenida en la fase A, serán hidrolizadas en sus monómeros, por acción del calor+ultrasonidos+agitación+reactivos-químicos+reflujo, en el interior del hidro-destilador (reactor calefactado), además de higienizar-sanitizar la materia orgánica obtenida en la fase A. Los fosfatos, carbonates y sulfatos de alcalinotérreos serán solubilizados por la adición de ácidos inorgánicos i/o orgánicos, ó mezclas de ellos, junto con los coadyuvantes.
El tiempo de residencia de cada mezcla procedente de la fase A en el interior del hidro- destilador, así como la adición de reactivos químicos (mezclas de ácidos orgánicos e inorgánicos+coadyuvantes), dependerá de la propia mezcla de la fase A.
La adición de reactivos químicos va encaminada a facilitar la hidrólisis de proteínas, grasas y azúcares, así como para disolver las sales inorgánicas presentes de la propia mezcla; solubilización de la hidroxiapatita y carbonates cálcicos y magnésicos procedente de residuos óseos de animales y conchas de moluscos, entre otras.
Los reactivos químicos utilizados en las mezclas van desde ácidos inorgánicos como H2SO4, HCI, HNO3, H3PO4 , o mezclas de ellos, junto con ácidos orgánicos como ácidos láctico, ácido glicólico, ácido sulfámico, ó mezclas de ellos, incluyendo fosfonatos ácidos ó sus sales, como HEDP, ATMP.EDTMP, DTPMP, HDTMP.HEMPA o PBCT , homopolimeros del ácido acrilico, polímeros de ácido acrilico y maleico , terpolimeros etc....
La composición final de la mezcla de ácidos y coadyuvantes dependerá de la composición de la mezcla de la fase A y estará encaminada a inhibir la precipitación de sales insolubles de calcio y magnesio, así como en la hidrólisis de las proteínas, grasas y carbohidratos en sus componentes básicos.
El hidro-destilador trabaja por lotes, de forma discontinua. Se introduce la receta de la fase A junto con la mezcla ácida en su interior iniciándose el proceso de hidrólisis-higienización. Este proceso se inicia con la agitación de la mezcla hasta regular el valor del pH del interior a un valor de 1 < pH < 6, según sea la receta, junto con el inicio de la recirculación del aceite térmico por la camisa interior/exterior del hidro-destilador. Una vez alcanzado el valor de pH en la mezcla interior del hidro-destilador, mantenemos la recirculación del aceite térmico por la camisa exterior/interior del reactor hasta alcanzar la temperatura y presión de trabajo en el interior del mismo. Una vez se ha alcanzado el valor consigna de Ta (Temperatura) y Pr. (Presión) en el interior del reactor, y con la agitación en marcha, el vapor generado en el interior del reactor, en la cámara de vapor del reactor, es recogido en una columna de destilación dónde y mediante recirculación externa de agua (o liquido de la siguiente receta a introducir) a baja temperatura , condensa el vapor que es reintroducido en el interior del hidro- destilador, mediante proceso de reflujo de vapor. El tiempo que la receta se mantiene en agitación-reflujo en el interior del hidro-destilador, el valor del pH, tiempo de agitación, la Ta y presión de trabajo en el interior del hidro-destilador, son variables que dependen de la receta de la Fase A, con el objetivo de higienizar la mezcla y liberar a la fracción líquida, monómeros de azúcares, aminoácidos y ácidos grasos. El valor del pH de trabajo en el interior del hidro- destilador oscila entre 1 < pH < 6. El tiempo en que se acostumbra a mantener la receta en agitación-calentamiento, tras alcanzar el valor de pH deseado, oscila entre 30 min y 120 min. Las presiones de trabajo en el interior del hidro-destilador oscilan entre 2 bar y 5 bar y la temperatura de trabajo oscila entre 70°C y 110°C.
El hidro-destilador dispone, además de un agitador, de un sistema de US que nos permite la lisis celular y disgregar la materia orgánica. De esta manera, la agitación, el aporte de calor, el sistema de reflujo de vapor y los US, permiten obtener monómeros de azúcares, ácidos grasos junto con Aa+cadenas polipeptídicas en la solución ácida acuosa del interior del reactor.
Transcurrido el tiempo de agitación-reflujo de la receta de la Fase A en el interior del hidro- destilador, se cierra la válvula de salida del vapor( reflujo), se mantiene durante 1 min a 15 minutos el aporte de calor, con lo que la presión del interior del reactor sube hasta el valor deseado, momento en que despresurizamos el hidro-destilador por apertura de la válvula de salida de vapor, recogiendo la fracción del vapor de salida sobre una trampa de vapor con agua osmotizada.
Tras la despresurización del hidro-destilador, se procede al vaciado del contenido del reactor sobre un tanque de recepción, reactor de homogenización (RH), al que se le añade el agua osmotizada + condensados de la trampa de vapor.
Trabajamos con una mezcla 1 :1 receta fase A - agua osmotizada, pudiendo llegar hasta 1 :10, preferiblemente 1 :3.
La mezcla receta fase A, de salida del hidro-destilador + agua osmotizada en relación 1 :1 a 1 :10, es homogenizada en el interior del reactor de homogenización mediante agitación. Se corrige el pH si es necesario y tras 5 - 10 minutos de agitación-homogenización, la mezcla del reactor de homogenización alimenta a una centrífuga (Tricanter) que separa tres fracciones:
• Aceites: La fracción menos densa - Fracción RHL: Fracción ligera
• Fase acuosa: La fase intermedia - Fracción RHA: Fracción Acuosa
• Sólidos: la fase más densa - Fracción RHS: Fracción Sólida
FASE C: RESINAS DE INTERCAMBIO IÓNICO: OBTENCIÓN PRECURSOR BIOESTIMULANTE. FIG 3
De las tres fases obtenidas en la separación del tricanter de la Fase B, tomamos la fracción RHA y la filtramos con la ayuda de membranas de UF con un Corte de peso molecular de 100.000 Daltons, la U FRHA.
El proceso de U FRHA genera dos corrientes:
• Permeado: la fracción que ha atravesado las membranas y correspondiente a un 90- 95% del volumen de entrada en la planta
• Rechazo: la fracción que no ha atravesado la membrana. Esta fracción es recirculada sobre RH, a depósito de alimentación a Tricanter.
La fracción del permeado alimentará a un sistema de resinas de intercambio iónico, formado por resina aniónica débil + resina aniónica fuerte - resina catiónica débil + resina catiónica fuerte. Al pasar el permeado de la U FRHA por las resinas de intercambio iónico, los Aa liberados en el hidro-destilador quedarán retenidos en las resinas junto con las sales orgánicas e inorgánicas presentes en el caldo de cultivo.
El efluente filtrado será entonces una solución líquida rica en azúcares (glucosa, fructosa, lactosa, etc..) estéril y de muy baja conductividad.
Las columnas de intercambio iónico, como sistema de separación físico, deberán regenerarse cada vez que queden saturadas. Para ello se utilizará un ácido y una base para la regeneración de estas. Como ácido se utilizará una solución de ácidos inorgánicos, tales como HCI, H2SO4, HNO3, H3 O4 o mezclas de los mismos, mientras que y como bases utilizaremos KOH, NaOH, NH3, o mezclas de las mismas.
En nuestro caso utilizaremos KOH y H2SO4.
La solución de regeneración será una solución líquida, acuosa, rica en Aa + sales inorgánicas de potasio y sulfatos, que será enviada a un cristalizador por emisión de aerosoles para generar un bioestimulante sólido, rico en nitrógeno (aportado por los propios aminoácidos), potasio y fósforo. Éstos dos últimos cationes provienen del KOH utilizado como regenerador en el caso de las resinas aniónicas y del K+ de origen natural de frutas y verduras, mientras que el fósforo es aportado al hidro-destilador por la hidroxiapatita de la fracción animal y de pescado.
Así pues, la regeneración de las resinas de intercambio iónico consigue separar el nitrógeno, el fósforo y el potasio junto con los Aa, que componen el bioestimulante radicular que se obtendrá en forma de polvo seco a la salida del cristalizador por emisión de aerosoles.
La fracción filtrada por las columnas de intercambio iónico, el eluato, es una fracción rica en azúcares y de baja conductividad. Esta fracción líquida será la fracción que alimentará al reactor aireado de fabricación de PHA, junto con la fracción RHL obtenida en el tricanter.
La producción de PHA por parte de las cepas bacterianas superproductoras de PHA es mucho mayor si éstas son alimentadas directamente con glucosa que con almidón u otras materias primas ricas en azúcares. Fabricación de ATP.
FASE D: BIOREACTOR ANEROBIO - FERMENTADOR TERMÓFILO ACIDOGÉNICO: OBTENCIÓN AGV : FIG 4
La fracción RHS obtenida por el tricanter a la salida y descarga del hidro-destilador, alimentará a un Reactor, termentador termófilo acidogénico, dónde y en condiciones anaerobias se obtendrán AGV (Ácidos Grasos Volátiles) a partir de la fracción RHS. El reactor anaerobio será inoculado por fangos activos de E.D.A.R. (Estación Depuradora de Aguas Residuales), de manera qué y con el aporte de materia orgánica de la fracción RHS, se generarán, por fermentación acidogénica anaerobia , AGV(ácidos grasos volátiles), constituidos principalmente por ácido acético, ácido propiónico, ácido butírico, ácido ¡sobutírico y ácido isovalérico.
El termentador termófilo acidogénico trabajará en unas condiciones de 5,5<pH<6,5 y a una 35<T°<50, con un tiempo de retención hidráulica de 2 días.
En el interior del termentador termófilo acidogénico se generarán AGV a partir de la materia orgánica suministrada en continuo (Fracción RHS). La extracción de los AGV generados por las cepas bacterianas se hará mediante planta de LI FAGV multitubular que permite trabajar hasta 25% v/v de sólidos. Mediante control de los SST así como de AGV/D.Q.0./T7pH por sondas en el interior del termentador termófilo acidogénico, se monitorizará la producción en continuo de la biomasa así como de los AGV.
La planta de U FAGV, en continuo, filtrará el contenido del reactor, generando dos corrientes, una de permeado rica en AGV y libre de bacterias y una segunda fracción de sólidos a una concentración máxima del 25% v/v, que se corresponde con el rechazo. Este rechazo será reenviado nuevamente al termentador acidogénico termófilo, a la vez que se repone el volumen de permeado con más fracción de RHS y agua osmotizada, hasta que la concentración de SST (Sólidos Totales) en el interior del reactor supera en valor de los 25g/l. En ese momento, la fracción del rechazo es enviada a secado térmico, para la obtención de parte de la fracción orgánica del bioestimulante radicular. Este proceso se mantiene hasta que el valor de los sólidos en el interior del reactor descienda por debajo de los 12g/l, momento en que la purga de la U FAGV vuelve a ser enviada, nuevamente, al termentador termófilo acidogénico.
El permeado obtenido por las membranas de U FAGV, se le corregirá el pH, hasta valores de 7 < pH < 12 y será tratado en una planta de O.I .RHA De esta planta se obtendrán dos corrientes:
• Permeado: Agua osmotizada de baja conductividad que será enviada nuevamente al reactor anaerobio de fabricación de AGV
• Rechazo: Corriente líquida de AGV en forma de sales + sales inorgánicas concentradas, que servirán de alimentación al reactor de fabricación de PHA, el RAPHA.
FASE E: BIOREACTOR AEROBIO: OBTENCIÓN PHA. FIG 5. La fracción de azúcares de salida de las columnas de intercambio iónico unida con el permeado de la U FAGV del termentador termófilo acidogénico, rico en AGV, ambas concentradas en la planta de O. I .RHA, junto con la fracción RHL, rica en ácidos grasos, alimentarán a un reactor aerobio de fabricación de PHA, (RAPHA) dónde se ha inoculado una bacteria superproductora de PHA.
La síntesis y acumulación de PHA en el interior de las bacterias superproductoras de PHA se produce durante la limitación de un nutriente esencial y en presencia de una fuente de carbono en exceso.
Trabajando en estas condiciones, la cepa bacteriana superproductora de PHA crecerá almacenando PHA en su interior. El seguimiento de la D.Q.O. del caldo de cultivo y la concentración de OD (oxígeno disuelto) en el interior del reactor aerobio, junto con la concentración celular en g/l, serán los factores principales del control del crecimiento bacteriano y de acumulación de PHA en su interior. Un aumento de la concentración de OD coincide con una disminución del valor de la D.Q.O. en el interior del RAPHA, así pues, el control de la dosificación de las tres fracciones de las que se alimenta el RAPHA vendrán condicionadas por el aporte de OD, momento en el que la bacteria generará PHA. El control del TN(Nitrógeno Total) y TP(Fósforo Total) nos permitirán visualizar la fuente de Nitrógeno y Fósforo respectivamente como fuentes limitantes de nutrientes esenciales, especialmente el nitrógeno en nuestro caso, teniendo en cuenta su separación en forma de Aa en las columnas de intercambio iónico. La limitación de un nutriente esencial como N ó P, el aporte en exceso de fuente de carbono(D.Q.O.) y el suministro de oxígeno, permiten que la bacteria superproductora de PHA acumule en su interior gránulos de PHA. El crecimiento y purga del PHA serán monitorizados por seguimiento del valor de SST.
La Fase E dispone, junto con el reactor aerobio de fabricación de PHA (RAPHA), de una planta de ultrafiltración en configuración multitubular, igual que en el caso del reactor anaerobio de generación de AGV, La U FRAPHA, que nos permite separar la fracción celular del interior del reactor.
La planta de U FRAPHA del reactor aerobio filtrará el contenido del reactor aerobio cada vez que el contenido en sólidos en suspensión, SST, supere los valores de consigna. La superación de los valores consigna indican que tenemos una población bacteriana suficientemente grande y con suficiente acumulación de PHA en su interior como para realizar una purga/extracción de PHA. La lectura de los valores de D.Q.O., AGV y OD, nos permiten regular la dosificación sobre el RAPHA de fuente de carbono, mientras que la lectura de los SST nos permite determinar la concentración de bacteria existente en el interior del reactor. Cuando los valores de lectura de SST en el interior del reactor superen los 25g/l, la planta de U FRAPHA se pondrá en marcha.
La planta de U FRAPHA genera dos corrientes, una de permeado rica en azúcares/AGV y libre de bacterias y una segunda fracción de sólidos, a una concentración máxima del 25% v/v, que se corresponde con el rechazo. El permeado será reenviado nuevamente al reactor aerobio de fabricación de PHA, el RAPHA, mientras que el rechazo, a una concentración final del 25% v/v, alimentará a un hidro-destilador idéntico al de la FASE B, dónde y trabajando a 110°C y 5 bar, por lotes, se producirá la lisis celular, liberación de gránulos de PHA y la redisolución de azúcares y proteínas bacterianos, junto con la liberación de los ácidos grasos que han formado parte de las membranas celulares de las bacterias. Para la redisolución de la materia orgánica que forma la pared celular de las bacterias, a la corriente del rechazo de la UF que se introduce en el hidro-destilador, se le dosificará una mezcla de hidróxido sódico/hidróxido potásico.
La descarga del hidro-destilador, tras el proceso de lisis celular a 110°C y 5 bar, alimentará a un filtro NUCHA dónde todos los sólidos, junto con el PHA en forma de gránulos, serán retenidos en la parte inferior del mismo, filtrándose la corriente acuosa. La corriente acuosa se unirá a la carga del hidro-destilador de la fase B, que alimenta al tricanter, generando RHA, RHS y RHL.
El sólido retenido en el filtro NUCHA será lavado con una solución acuosa de NaOH/KOH, recirculándola sobre el propio filtro NUCHA, para separar la materia orgánica adherida a los gránulos de PHA. La corriente de lavado filtrada se unirá a la carga del hidro-destilador de la fase B.
El proceso de lavado con recirculación se alargará hasta que los gránulos de PHA estén bien limpios de materia orgánica. En este momento, una corriente de aire caliente y seco procedente de un generador secará el PHA hasta contenidos de humedad < 10% p/p. En ese momento se procederá a la descarga del filtro NUCHA sobre sacos de recogida de PHA seco.

Claims

REIVINDICACIONES 1- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de polihidroxialcanoatos (PHA) y material compostable dónde la materia orgánica residual utilizada como materia prima, proviene de:
1.: Materias primas sólidas procedentes de supermercados, hoteles y restauración, junto con la fracción orgánica en la recogida selectiva (contenedor marrón de restos orgánicos) y restos orgánicos de la actividad agrícola (fruta y poda) y de la industria de transformación agrícola (cáscara de naranja, piel de aguacate, etc..).
2.: Materias primas de origen orgánico líquidas: Lactosuero, leche y derivados lácteos, bebidas azucaradas y alcohólicas, aguas de limpieza de procesos industriales de elaboración de mostos, zumos, etc
3.: Lodos de E.D.A.R. y digestato procedente de digestión anaerobia.
4.: Purines y restos ganaderos.
2- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable dónde la materia orgánica residual utilizada como materia prima según la reivindicación 1 , es separada en fracción sólida y líquida a su llegada a planta de procesamiento en 4 fracciones: a I.: Materias primas de origen orgánico, sólidas, procedentes de supermercados, hoteles y restauración, junto con la materia orgánica de contenedores marrones (fracción orgánica en la recogida selectiva), restos de poda y de la industria agrícola y agroalimentaria. b II.: Materias primas de origen orgánico líquidas: Lactosuero, leche y derivados lácteos, bebidas azucaradas y alcohólicas, aguas de limpieza de procesos industriales de elaboración de mostos, zumos, etc c III.: Lodos de E.D.A.R. y de salida de digestores anaerobios. d IV.: Purines y restos ganaderos.
3- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable dónde la materia orgánica residual utilizada como materia prima según la reivindicación 2, es homogenizada - triturada hasta la formación de una papilla, dónde el contenido en sólidos es de tamaño inferior a 100 mieras y de composición variable según la mezcla de componente sólido y líquido se haya realizado en la receta final a partir de las mezclas de las fracciones 1 a 4. 4- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable dónde la materia orgánica residual homogenizada - triturada según la reivindicación 3, es introducida en el interior de un hidro-destilador, junto con una mezcla de ácidos orgánicos i/o inorgánicos, dónde los ácidos inorgánicos pueden ser; H2SO4, HCI, HNO3, H3 O4, ó mezcla de ellos, junto con ácidos orgánicos como ácidos láctico, ácido glicólico, ácido sulfámico, ó mezcla de ellos, incluyendo fosfonatos ácidos ó sus sales, como HEDP, ATMP.EDTMP, DTPMP, HDTMP.HEMPA ó PBCT , homopolímeros del ácido acrílico, polímeros de ácido acrílico y maleico , terpolímeros etc.... trabajando en el interior del hidro- destilador a un valor de 1 < pH < 6, según sea la mezcla homogenizada de la receta inicial según reivindicación 3.
5- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según la reivindicación 4, dónde el hidro-destilador es un reactor fabricado en acero inoxidable, calefactado con camisa exterior ó interior ó ambas, para vapor/aceite térmico, que dispone de agitación interior mediante palas y de condensador por reflujo del vapor generado en el interior, así como sistema de ultrasonidos, que permite transformar a Grasas y aceites en ácidos grasos b Glucógeno y almidón en glucosa, fructosa, lactosa, etc.... c Proteínas en aminoácidos (Aa) y pequeñas cadenas peptídicas
Y dónde se solubilizan carbonates, sulfatos y fosfatos cálcicos y magnésicos por la adición de soluciones ácidas según reivindicación 4.
6- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según la reivindicación 4, dónde el hidro-destilador trabaja por lotes con las siguientes fases: a Llenado con la Receta según reivindicación 3 b Agitación de la mezcla c Dosificación de la solución ácida, a partir de una mezcla de ácidos inorgánicos, ácidos orgánicos, fosfonatos y/o sus sales, derivados del ácido acrílico y/o acrílico/maleico y terpolímeros, hasta llegar a un valor del < pH < 6, que dependerá de la receta realizada. d Calentamiento y lisis celular de la mezcla mediante aporte de calor y del sistema de Ultrasonidos respectivamente, hasta conseguir valores de consigna de presión y temperatura, manteniendo dichas condiciones de presión y temperatura durante un tiempo de 30min hasta 120 min, suficiente para higienizar la mezcla y liberar azúcares, aminoácidos y ácidos grasos al medio líquido. e Presurización de la mezcla al final del tiempo de calefacción, durante 1min a 15 min. f Despresurización final de la mezcla. g Vaciado sobre RH: Reactor de Homogenización
Dónde la descarga líquida e higienizada del hidro-destilador es un caldo rico en ácidos grasos, azúcares y aminoácidos junto con sales minerales disueltas (sulfatos, carbonates y fosfatos).
7.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según la reivindicación 6, dónde la descarga del hidro-destilador es introducida en un reactor de homogenización junto con agua osmotizada, en una relación 1 :1 hasta 1 :10 , caldo : agua osmotizada respectivamente.
8.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según la reivindicación 7, dónde la mezcla, descarga hidro-destilador-agua osmotizada en una relación 1 :1 a 1 :10, es Homogenizada, corregida de pH y finalmente tratada por una centrífuga(tricanter), obteniendo tres fracciones: a Aceites: La fracción menos densa - Fracción RHL: Fracción ligera b Fase acuosa: La fase intermedia - Fracción RHA: Fracción Acuosa c Sólidos: la fase más densa - Fracción RHS: Fracción Sólida
9.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según reivindicación 8, dónde la Fracción RHA es filtrada mediante sistema de membranas de ultrafiltración, UFRHA, con un corte de peso molecular de 100.000 Daltons, obteniendo dos corrientes, una de Permeado, la que ha atravesado la membranas y equivalente al 90-95% de la fracción RHA, que es enviada a sistema de columnas de intercambio iónico y un Rechazo, la fracción líquida que no ha atravesado la membrana, que es recirculada al depósito de alimentación al tricanter.
10.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según reivindicación 9, dónde la regeneración de las columnas de intercambio iónico se realiza con KOH como base y con H2SO4 como ácido, obteniéndose, a partir de la regeneración de las columnas de intercambio iónico, un bioestimulante radicular, compuesto por Aa + sales inorgánicas ricas en potasio y fósforo, que son cristalizadas mediante el uso de un cristalizador por emisión de aerosoles.
11.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según reivindicación 9, dónde el eluato de las columnas de intercambio iónico se corresponde con una fracción líquida acuosa rica en azúcares y de baja conductividad, que servirá de alimentación al reactor biológico aerobio de fabricación de PHA, el RAPHA.
12.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según la reivindicación 8, dónde la fracción RHS sirve de alimentación a un reactor anaerobio de generación de AGV mediante proceso de fermentación termófila acidogénica, dónde el inoculo bacteriano proviene de lodos activos de E.D.A.R. (Estación de Depuración de Aguas Residuales) y dónde el control del crecimiento de las cepas bacterianas productoras de AGV se realiza mediante monitorización de los parámetros de D.Q. O. (Demanda Química de Oxígeno) ó TOC(Carbono Orgánico Total), pH, T°(Temperatura), SST(Sólidos en Suspensión Totales), TN(Nitrógeno Total), TP(Fósforo Total) y AGV (Ácidos Grasos Volátiles) y la purga de la fracción bacteriana del interior del reactor, se realiza mediante planta de LIFAGV en configuración multitubular
13.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según la reivindicación 12, dónde el contenido del reactor biológico anaerobio de generación de AGV(fermentador termófilo acidogénico) es filtrado en continuo mediante una planta de UFAGv(Ultrafiltración) en configuración multitubular, de la que se obtienen dos corrientes, una de permeado , libre de bacterias y cargada de AGV+agua+sales minerales y otra de rechazo, dónde tenemos concentrada la carga bacteriana hasta un contenido máximo de sólidos del 50% v/v. La fracción del permeado de la planta de LIFAGV es corregida a un valor de 7 < pH < 12 y posteriormente sometida a proceso de concentración mediante sistema de membranas de O.I.RHA(ósmosis inversa), que genera dos corrientes, una de agua, el permeado, que vuelve al reactor anaerobio de generación de AGV(fermentador termófilo acidogénico) y otra de rechazo, dónde tenemos los AGV en forma de sales sódicas ó potásicas + sales inorgánicas, que servirá de alimentación a planta de fabricación de PHA. El rechazo de la LIFAGV es recirculada sobre el reactor anaerobio de generación de AGV, mientras la concentración de sólidos en el interior del reactor no supere los 25g/l. Llegado este punto, el rechazo de la planta de UFAGV es enviado directamente a secado térmico de lodos para fabricación de bioestimulante : fracción orgánica. Este proceso de purga se mantiene hasta que el valor de sólidos en el interior del reactor anaerobio de fermentación baja de 12g/l, momento en el que todo el rechazo de la planta de U FAGV es reconducido nuevamente a reactor anaerobio de generación de AGV.
14.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según la reivindicación 11 , dónde al reactor aerobio de fabricación de PHA, el RAPHA, se inocula una bacteria superproductora de PHA a la que se alimenta de tres fracciones: a El eluato de las columnas de intercambio iónico que se corresponde con una fracción líquida acuosa rica en azúcares y de baja conductividad b La fracción RHL obtenida en el tricanter, como fracción más ligera en la separación por centrifugación y correspondiente a la fracción de ácidos grasos c El rechazo de la planta de O.l. que alimentándose del permeado de la LI FAGV multitubular del reactor anaerobio, genera una corriente de AGV en forma de sales sódicas + sales inorgánicas, en solución acuosa.
Y en el que el control del crecimiento y acumulación de PHA en el interior de la fracción bacteriana, junto con el control de la alimentación al RAPHA de cada una de las tres fracciones anteriores, se realiza midiendo en continuo los parámetros de D.Q. O. (Demanda Química de Oxígeno) ó TOC(Carbono Orgánico Total), pH, T°(Temperatura), O. D. (Oxígeno Disuelto), SST(Sólidos en Suspensión Totales), TN(Nitrógeno Total), TP(Fósforo Total) y AGV(Ácidos Grasos Volátiles) mientras que la purga de la fracción bacteriana del interior del reactor, cargada de PHA, se realiza mediante planta de U FRAPHA en configuración multitubular.
15.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según la reivindicación 14, dónde el contenido del reactor biológico aerobio de generación de PHA, el RAPHA, una vez se alcanza el valor consigna de sólidos en suspensión de 25g/l, es filtrado en continuo mediante una planta de UFRAPHA(Ultrafiltración) en configuración multitubular. De la planta de U FRAPHA se obtienen dos corrientes, una de permeado, libre de bacterias y cargada de AGV, azúcares, ácidos grasos y sales minerales en suspensión acuosa y otra de rechazo, dónde tenemos concentrada la carga bacteriana hasta un contenido máximo de sólidos del 25% v/v. La fracción de permeado será reenviada en continuo al reactor biológico aireado de fabricación de PHA, el RAPHA, mientras que la fracción del rechazo será purgada del sistema, en su totalidad hasta hidro-destilador, para extracción de PHA de las bacterias superproductoras de PHA. Este proceso seguirá hasta que en el RAPHA baja la concentración de sólidos por debajo de 12g/l, momento en el que la planta de U FRAPHA dejará de operar.
16.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según la reivindicación 15, en el que el hidro-destilador que se alimenta de la purga de la U FRAPHA , trabaja por lotes con las siguientes fases: a Llenado con el rechazo de la U FRAPHA b Agitación de la mezcla c Dosificación de la solución básica, a partir de una mezcla de NaOH/KOH, hasta llegar a un valor de 11 < pH < 14. d Calentamiento y lisis celular de la mezcla mediante aporte de calor y del sistema de Ultrasonidos respectivamente, hasta conseguir valores de consigna de presión y temperatura, manteniendo dichas condiciones de presión y temperatura durante un tiempo de 30min hasta 120 min, suficiente para higienizar la mezcla y liberar el PHA contenido en las bacterias superproductoras de PHA. e Presurización de la mezcla al final del tiempo de calefacción, durante 1min a 15 min. f Despresurización final de la mezcla. g Vaciado sobre Filtro NUCHA.
Dónde la descarga líquida e higienizada del hidro-destilador, rica en PHA, permite separarlo de la fracción líquida gracias al filtro NUCHA.
17.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según la reivindicación 15, en el que el PHA retenido en el filtro NUCHA es lavado con una corriente de KOH/NaOH hasta que queda libre de materia orgánica, seguido de un lavado con agua osmotizada y finalmente secado con una corriente de aire caliente y seco.
18.- Proceso de tratamiento de materia orgánica para la producción de PHA y material compostable según la reivindicación 10, en el que el bioestimulante radicular se compone de: a una fracción inorgánica rica en potasio y fósforo y otra orgánica rica en nitrógeno, procedente de los aminoácidos, que proviene de la regeneración de las columnas de intercambio iónico. b Una fracción de materia orgánica que proviene de la purga del rechazo de la U FAGV del termentador termófilo acidogénico de generación de AGV
Y en el que las mezclas de las dos fracciones son deshidratadas y secadas mediante un secador de sólidos con aire caliente
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