Die Erfindung bezieht sich auf ein Verfahren zur Vergärung von kohlenhy¬ drathältigen Medien mit Hilfe von Bakterien, welche Butanol, Aceton, Ethanol und/oder Isopropanol bilden, wobei das Verfahren wenigstens zwei¬ stufig ausgeführt wird, wobei im ersten Verfahrensabschnitt im wesentlichen 5 die Bakterien kontinuierlich kultiviert und im zweiten kontinuierlich oder chärgenweise geführten Verfahrensabschnitt im wesentlichen das Produkt gebildet wird.

Bei einem bekannten Verfahren dieser Art sind zwei herkömmliche Züchtungs¬ stufen vorgesehen, wobei man mit Hilfe der Durchflußrate bzw. mit Hilfe der Phosphatlimitierung den Verfahrensablauf so einstellt, daß in der er¬ sten Stufe (Wachstumsstufe) die Bakterienkonzentration konstant hoch bleibt, d.h. daß sich ein Fließgleichgewicht (steady State) einstellt und daß bereits ein Teil des Substrats zu Butanol, Aceton und/oder Ethanol umgesetzt wird. In der zweiten Stufe soll dann eine möglichst hohe Ausbeute an den gewünschten Gärungsprodukten in möglichst kurzer Zeit erzielt werden. Wählt man in der ersten Stufe eine zu hohe Durchflußrate, so werden mehr Zellen ausgetragen als neue gebildet. Bei zu geringer Durchflußrate hingegen kann das Zellwachstum gegebenenfalls eingestellt werden. _n Ein solches Verfahren hat den Nachteil, daß einerseits die erzielten Pro¬ duktivitäten noch nicht befriedigend sind, und daß anderseits eine Lang¬ zeitstabilität der kontinuierlichen Kultur nicht gegeben ist, d.h. daß über einen längeren Zeitraum von hundert Stunden und mehr keine konstanten Produktivitäten erzielt werden können. Dies liegt darin, daß die gebildeten

-=• Produkte, nämlich Butanol, Aceton und/oder Ethanol bzw. Isopropanol für die Gärungsorganismen toxisch wirken, so daß bei einer gewissen Konzen¬ tration der gebildeten Produkte entweder die Produktbildung eingestellt oder aber die Bakterienkulturen erheblich geschädigt werden. Ein weiterer Nachteil des bekannten Verfahrens ist auch darin zu erblicken, daß halb-

~ _n wegs befriedigende Resultate nur mit Hexosen erzielbar sind.

Der Erfindung liegt die Aufgabe zugrunde, ein Verfahren der eingangs ge¬ nanten Art zu schaffen, mit welchem über einen langen Zeitraum hindurch konstant günstige Produktivitätswerte erzielbar sind. Außerdem soll auf Grund des Verfahrens erzielt werden, daß auch Ausgangsmaterialien einge- 5 setzt werden können, die nicht nur Hexosen beinhalten.

Erfindungsgemäß wird diese Aufgabe dadurch gelöst, daß die Bakterien im zweiten Verfahrensabschnitt an einem Trägermaterial immobilisiert werden.

Bei einstufigen Verfahren ist es bereits bekannt, Bakterien zu immobili¬ sieren, u.zw. werden bei diesem bekannten Verfahren Zellen in Ca-Alginat immobilisiert wobei Glucose als Substrat eingesetzt wird. Bei diesen be¬ kannten Verfahren konnten die Produktivitäten zwar gesteigert werden, je¬ doch konnten auch hier über eine längere Gärungszeit, z.B. von mehreren Wochen, nur geringe Produktivitäten aufrechterhalten werden.

Das erfindungsgemäße Verfahren ist hinsichtlich der Durchflußrate sehr _ιn flexibel, da die lebensfähigen Bakterien in der zweiten Stufe durch Adhäsi¬ on am Trägermaterial festhaften, wobei die Durchflußrate im ersten Verfah¬ rensabschnitt so auf den Verfahrensablauf abgestimmt werden kann, daß in diesem ersten Verfahrensabschnitt nahezu ausschließlich Bakterien gebildet werden, welche dann in- die zweite Verfahrensstufe teilweise mitgenommen

.. _ werden. In dieser zweiten Verfahrensstufe erhält man dann eine hohe Bakte¬ rienpopulation, da sich die lebensfähigen Bakterien an das Trägermaterial anheften, wogegen bereits abgestorbene Bakterienzellen mit dem produkt¬ angereicherten Medium ausgeschwemmt werden. Es kann also mit einer so hohen Durchflußrate in der ersten Stufe gearbeitet werden, daß die Konzentration

„ _n an gebildeten Produkten nicht die Toxizitätsgrenze überschreitet, so daß die Bakterienkultur im wesentlichen nicht geschädigt wird. Vorteilhafter¬ weise kann als Trägermaterial ein offenporiges Sinterglas oder Bimsstein oder ein gleichwertiges Material mit hohem SiO„ Gehalt, offenporiger Struk¬ tur, einer Porengröße von 20 — 200μm, vorzugsweise 50 - lOOμm und einer

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„_ Wasseraufnahmefähigkeit von gleich oder größer 0,35 ml/cm eingesetzt wird, und wobei das Verhältnis des Volumens des Trägermaterials zum Gesamt- arbeitsvolumen zwischen 1:10 bis 1:1,1, vorzugsweise 1:5 bis 1:6 beträgt, wodurch eine besonders wirksame Vergärung erzielt wird, insbesondere wenn in dem ersten Verfahrensabschnitt unter Durchmischung des Reaktorinhalts

„,. eine Durchflußrate von 0,08 bis 0,45 x h , insbesondere 0,1 - 0,38h , ein pH von 4,0 - 5,5, insbesondere 4,3 bis 5,1 vorzugsweise 4,5 - 5 und/oder eine Temperatur von 30° - 40° insbesondere 33° - 38°C eingehalten werden, wobei im zweiten Verfahrensabschnitt eine Durchflußrate von 0,14 - 0,4 x h . vorzugsweise 0,25 -0.35 h , ein pH von 3,0 - 5.0, insbesonde-

„_ re 4,0 - 4.8 vorzugsweise 4,2 - 4,5, und/oder eine Temperatur von 27 ^c - 40°C, insbesondere 30° - 37 ^C C. vorzugsweise 32° - 35 ^C C. eingehalten werden.

Bei einer weiteren vorteilhaften Ausgestaltung des erfindungsgemaßen Ver¬ fahrens kann aus der Produktbildungsstufe Medium abgezogen, das gebildete Produkt extraktiv, vorzugsweise in an sich bekannter Weise mittels höherer Alkohole oder höherer Fettsauren, abgetrennt und die dadurch anfallende produktarme Phase in die Produktbildungsstufe und/oder den ersten Ver- 5 fahrensabschnitt rückgefuhrt werden. Dadurch wird erreicht, daß im zweiten Verfahrensabschnitt die Produktkonzentration niedrig gehalten wird, wodurch eine Schädigung der Bakterien hintangehalten wird, so daß immer eine sehr hohe Produktbildungsrate aufrechterhalten wird, u.zw. auch über einen sehr langen Zeitraum. Weiters wird ermöglicht, den Abtrennungsschritt auszu-

10 fuhren, ohne damit die eigentliche Garstufe zu beeinträchtigen. Es kann jedoch im zweiten Verfahrensabschnitt Produkt, vorzugsweise kontinuierlich, pervaporativ aus dem Medium abgeführt werden. Dabei kann für die pervapora- tive Produktentnahme, eine Pervaporationsmembran, insbesonders aus Silikon¬ kautschuk, eingesetzt werden, wobei eine Temperatur von 30° - 90°C, vor- 5 zugsweise 40° - 80°C, eingehalten w rd und wobei die Dampfdruckerniedrigung pervoporationsseitig durch ein Tragergas, wie z.B. N„ , H-, C0 oder Mischungen dieser Gase oder auch ein Fermentationsgas bzw. durch Anlegen eines Vakuums erzielt wird. Es kann jedoch im zweiten Verfahrensabschnitt eine Produktabtrennung, vorzugsweise kontinuierlich, auch mittels Gasstrip- 0 pen durchgeführt werden. Dabei kann für die kontinuierliche Produktabtren¬ nung durch Gasstrippen als Strippgas z.B. N _? , H„, C0„ oder Mischung dieser Gase bzw. Fermentationsgas eingesetzt werden, wobei das Verhältnis der Volumenstrome von Flüssigkeit zu Gas 0,05:1 bis 1,6:1 und die Temperatur 30° - 90°C, vorzugsweise 40° - 80°C, betragen. 5

All die angeführten Verfahren zur Produktabtrennung bewirken neben der

Einsetzbarkeit von unkonventionellen Zuckern e ne höhere Produktivität, die Möglichkeit eines Einsatzes von hoher konzentrierten Zuckerlosungen und eine hohe Langzeitstabilitat. Q Für eine besonders genaue Regelung des Verfahrensablaufes kann der Zulauf an Nährlösung und/oder Zuckerlosung in Abhängigkeit vom Produktgehalt des zweiten Verfahrensabschnittes geregelt werden. Dadurch lassen sich be¬ sonders genau ene Konzentrationen an Nährlösung bz . Zucker einstellen, die für einen optimalen \erfahrensablauf erforderlicn sind. 5 Bei einer erfindungsgemaßen \orrichtung zur Durchfuhrung αes erfindungs¬ gemaßen \erfahrens kann ein Bioraktor , vorzugsweise ein Runr esselbio-

reaktor, und ein mit Mikroorganismen rückhaltendem Material bestückter Reaktor, vorzugsweise ein Festbettreaktor, hintereinandergeschaltet sein, wobei an dem Festbettreaktor eine externe Schlaufe zur, vorzugsweise kon¬ tinuierlichen, Produktabtrennung angeschlossen ist. Durch eine solche 5 Reaktorkombination läßt sich auf besonders einfache Weise einerseits die Wachstumsgeschwindigeit der eingesetzten Mikrooganismen und anderseits die Produktbildung in der zweiten Verfahrensstufe regeln.

Dabei können innerhalb des Festbettreaktors ein oder mehrere Leiteinrich¬ tungen zur Erzielung einer Zirkulation innerhalb des Reaktors vorgesehen sein. Dadurch wird erreicht, daß innerhalb des Reaktors an allen Stellen etwa gleiche Konzentrationen an Nährsubstrat und auch an Produkt vor¬ herrschen. Dabei können zur Erzielung der Zirkulation örtlich Gaseinbrin¬ gungseinrichtungen oder Leitungen zum gerichteten Einströmen von, vorzugs¬ weise rückgeführtem, Medium vorgesehen sein. Im Falle von Gaseinbringung wird dabei die Zirkulation durch eine Mammutpumpenwirkung erreicht, wogegen bei gerichtetem Einströmen von Flüssigkeit die Zirkulation durch die ent¬ sprechende Flüssigkeitsgeschwindigkeit erreicht wird.

In der externen Schlaufe kann zur Produktabtrennung ein Pervaporations odul _n angeordnet sein. Bevorzugt kann in dem Pervaporationsmodul eine Membran, insbesondere eine Silikonkautschukmembran, vorgesehen sein. Dadurch wird eine besonders günstige Abtrennung des Produktes aus dem Medium erzielt, wobei eventuell durch die Anströmung der Membran im Querstrom ein Ablagern von Mikroorganismen an der Membran verhindert wird. Schließlich kann in __ der externen Schlaufe zur Produktabtrennung eine Gegenstromstrippkolonne angeordnet sein. Es hängt dabei vom eingesetzten Ausgangsmaterial, von den eingesetzten Organismen und auch vom gebildeten Produkt ab, welche der Möglichkeiten zur Produktabtrennung herangezogen werden.

Zusammenfassend ist zu bemerken, daß in der ersten Verfahrensstufe eine 30 derartig hohe Durchflußrate gewählt wird, daß sich die Bakterien in der Wachstumsphase und Säurebildungsphase befinden, ohne daß eine nennenswerte Produktbildung stattfindet. Die Bakterien entwickeln in dieser Wachstums¬ phase gute Adhäsionseigenschaften, die bei ihrem Übergang in den zweiten Verfahrensabschnitt dann zur Immobilisierung der Bakterien am Trägermate- 35 rial führen. Wird im ersten Verfahrensabschnitt eine zu geringe Durchflu߬ rate gewählt, so wird das Zellwachstum, gegebenenfalls unter gleichzei¬ tiger Produktbildung, eingestellt, und damit gehen auch die guten Adsorp- tionseigenschaften der Bakterien gegenüber dem Trägermaterial verloren.

Anstelle einer Immobilisierung könnten im zweiten Verfahrensabschnitt die Zellen mittels Mikrofiltration, vorzugsweise cross-flow Mikrofiltration aus dem Medium abgetrennt und rückgeführt werden, wodurch die gleiche Wir¬ kung wie durch Immobilisierung erzielt wird.

Zusätzlich führt eine ^' hohe Produktkonzentration in der ersten Stufe (bei niedriger Durchflußrate) zu einer Degenerierung der Bakterien, was zu einem Wechsel von der Produktbildung zur erneuten Säurenbildung führt, welcher Wechsel erfahrungsgemäß nicht mehr rückgängig gemacht werden kann. Bei zu hoher Durchflußrate in der ersten Stufe kommt es anderseits zu einem

10 Auswaschen der Bakterien, so daß nach einiger Zeit nicht mehr genügend Bakterien für den zweiten Verfahrensabschnitt nachgeliefert werden.

Es ist also die Durchflußrate entsprechend den jeweiligen Gegebenheiten einzustellen.

15 In der Zeichnung sind schematisch verschiedene Ausführungsbeispiele der erfindungsgemäßen Vorrichtung dargestellt. Fig. 1 zeigt das Verfahrens¬ schema, mit welchem das gebildete Produkt durch Pervaporation abgeschieden wird. Fig. 2 zeigt das Verfahrensschema, bei welchem die Produktabtrennung durch Extraktion erfolgt. Fig. 3 gibt das Verfahrensschema wieder, bei

20 welchem das Produkt durch Strippen aus dem Medium ausgetrieben wird.

Bei allen drei Ausführungsbeispielen sind die gleichen Teile mit gleichen Bezugszeichen versehen. Mit 1 ist ein Vorratsgefäß bezeichnet, von welchem über eine Leitung 2 mittels einer Pumpe 3 die Nährlösung in den ersten Verfahrensabschnitt, welcher durch einen Rührkesselbioreaktor 4 gebildet ^_:) ist, eingebracht wird. Von dem Rührkesselbioreaktor wird das mit Biomasse angereicherte Nährsubstrat über eine Leitung 5 und eine Pumpe 6 der zweiten Verfahrensstufe zugeführt, welche durch einen Festbettreaktor 7 gebildet ist. Von diesem Festbettreaktor geht eine Leitung 8 aus,, über welche mit¬ tels einer Pumpe 9 das an Produkt angereicherte Medium aus dem Festbett-

30 reaktor abgeführt wird .

Beim Ausführungsbeispiel gemäß Fig. 1 wird das an Produkt angereicherte Medium über einen Wärmetauscher 10 geführt, in welchem es gegen rückströ¬ mendes, vom Produkt bereits befreitem Medium aufgewärmt wird. Das aufge- wärmte, an Produkt reiche Medium wird über die Leitung 11 einer Heizung 12 zugeführt und von dort einem Pervaporationsmodul 13 zugeleitet. In diesem Pervaporationsmodul 13 befindet sich eine Membran 14. an deren einer Seite Medium und an deren anderer Seite ein Trägergas geführt wird. An

dieser Membran wird ein Produktaustausch vom Medium zum Gas vorgenommen, wobei das Gas über eine Leitung 15 in das Pervaporationsmodul 13 einge¬ bracht wird. Das vom Produkt befreite Medium wird über die Leitung 16 und eine Pumpe 17 dem Wärmetauscher 10 zugeführt und über die Leitung 18 wieder 5 in den Festbettreaktor rückgeführt. Überschüssiges vom Produkt weitgehend befreites Medium wird über die Leitung 19 abgeführt. Ein Teil des Mediums wird, wie in Fig. 1 strichliert eingezeichnet, über eine Leitung 20 und eine Pumpe 21 dem Rührkesselbioreaktor zugeführt. Das an Produkt ange¬ reicherte Gas wird aus dem Pervorationsmudul 13 über die Leitung 22 einer 0 Kühleinrichtung 23 zugeführt, in welcher das gebildete Produkt kondensiert und über die Leitung 24 abgezogen wird. Das vom Produkt befreite Gas wird über die Leitung 25 wieder dem Pervaporationsmodul 13 rückgeführt.

Beim Ausführungsbeispiel gemäß Fig. 2 wird das über die Leitung 8 und die Pumpe 9 aus dem Festbettreaktor abgezogene mit Produkt angereicherte Medium 5 einer Heizeinrichtung 30 zugeführt, von welcher es in einen Mischer 31 gelangt. In diesen Mischer wird über die Leitung 32 Extraktionsmittel ein¬ geleitet und das Gemisch aus Extraktionsmittel und an Produkt angereichertem Medium einem Abscheider 33 über die Leitung 34 zugeleitet. Im Abscheider 33 werden dann das mit Produkten beladene Extraktionsmittel 0 und das vom Produkt befreite Medium voneinander getrennt, wobei das mit Produkten angereicherte Extraktionsmittel über die Leitung 35 und das vom Produkt befreite Medium über die Leitung 36 abgezogen wird. Das vom Produkt befreite Medium wird dann über die Leitung 37 in den Festbettreaktor rück¬ geführt, überschüssiges Medium wird über die Leitung 38 abgezogen. Wie 5 in Fig.2 strichliert angedeutet, kann auch vom Produkt befreites Medium über eine Leitung 39 und eine Pumpe 40 in den ersten Verfahrensabschnitt rückgeführt werden. Die Trennung zwischen Extraktionsmittel und Produkt kann in herkömmlicher Weise durch Destillation u.dgl. vorgenommen werden.

0 Beim Ausführungsbeispiel gemäß Fig. 3 wird das über die Leitung 8 und die Pumpe 9 abgezogene, an Produkt angereicherte Medium wieder einem Wärme¬ tauscher 10 zugeführt, von welchem es über die Leitung 41 einer Heizung 42 zugeführt wird, von wo es über die Leitung 43 in eine Strippkolonne 44 gelangt. In dieser Strippkolonne wird das an Produkt angereicherte oc- Medium im Gegenstrom mit Gas behandelt, welches über die Leitung 45 und die Pumpe 46 in die Kolonne eingeblasen wird. Das an Produkt angereicherte Strippgas wird über die Leitung 47 einer Kühleinrichtung 48 zugeführt, in welcher die Produkte kondensieren und über die Leitung 49 abgezogen

werden. Das vom Produkt freie Gas wird wieder über die Pumpe 46 und die Leitung 47 in die Strippkolonne 44 rückgeführt. Das vom Produkt befreite Medium wird über die Leitung 50 und die Pumpe 51 dem Wärmetauscher 10 zuge¬ führt, in welchem das noch warme Medium gegen frisches, vom Festbettreaktor 7 kommenden Medium geführt wird. Vom Wärmetauscher 10 gelangt das vom Pro¬ dukt befreite Medium über die Leitung 52 in den Festbettreaktor 7. Auch in vorliegendem Fall wird überschüssiges Medium über eine Leitung 53 aus dem System abgezogen. Die strichliert eingezeichnete Leitung 54 und die Pumpe 55 dienen wieder zur Rückführung von vom Produkt befreiten Medium in den ersten Verfahrensabschnitt, nämlich in den Rührkesselbioreaktor 4.

Das erfindungsgemäße Verfahren wird nachstehend an Hand von Ausführungsbei¬ spielen näher erläutert.

Beispiel 1:

Als Nährmedium wird ein Medium folgender Zusammensetzung genommen:

Xylose (wasserfrei) 60g/l

KH ₂ P0 ₄ lg/1 K ₂ HP0 ₄ lg/1

(NH ) ₂ S0 ₄ 2g/l

MgS0 .7H ₂ 0 0,lg/l

NaCl 0,01g/l

Na ₂ Mo00 ₄ .2H ₂ 0 0,01g/l CaCl ₂ 0 _f 01g/l

MnS0 ₄ .H ₂ 0 0.015g/l

FeS0 ₄ .7H ₂ 0 0.015g/l

Biotin 0,lmg/l

Thiaminiumchlorid 0,002g/l p-Aminobenzoesäure 0,002g/l a ₂ S-0 ₄ 0,035g/l

Resazurin 0,001g/l

Hefeextrakt 0,5g/l

Na4.OOCCH3» 2,2 _o g/ _/ il. Als Gärungsorganismus wird Clostridium acetobutylicu ATCC 824 einge¬ setzt. Der Gärungsorganismus wird in entsprechender Vorkultur herangezogen, bevor er in das erfindungsgemäße Verfahren eingeführt wird.

Das Nährmedium wird aus dem Vorratsbehälter 1 kommend in den Rührkessel¬ bioreaktor 4 eingeleitet, u.zw. mit einer Durchflußrate von 0.3xh . Das Inokulum beträgt dabei etwa 10% des Inhalts des Rührkesselbioreaktors 4. Die Fermentation wird im Rührkesselbioreaktor bei einer Temperatur von 5 37°C geführt, wobei innerhalb des Reaktors ein pH von 5,1 gehalten wird. Durch die gewählte Durchflußrate wird die Zelldichte innerhalb des Bio¬ reaktors 4 etwa gleich gehalten, wobei die auf Grund des Bakterienwachs¬ tums entstehenden neuen Zellen über die Leitung 5 in den Festbettreaktor 7 eingebracht werden, wo sie durch Adhäsion an dem Trägermaterial haften

10 bleiben. Als Trägermaterial wird offenporiges Glassintermaterial verwendet, wobei das Volumen des Glassintermateriales 50% des Gesamtarbeitsvolumens beträgt. I Festbettreaktor 7 wird eine Fermentationstemperatur von 33°C eingehalten, wobei die Fermentation bei einem pH von 4,3 ausgeführt wird. Die Gesamtdurchflußrate nach beiden Verfahrensabschnitten beträgt 0,15

15 x h Innerhalb des Festbettreaktors 7 wird der Reaktorinhalt mittels Stickstoff begast, wodurch zufolge von Leiteinrichtungen, welche im Fest¬ bettreaktor angeordnet sind, eine Zirkulation erzielt wird.

Die Produktivität und die Ausbeute werden nachstehend in Tabelle 1 zu¬ sammengefaßt. 20

Tabelle 1

Rest - 1 Zuk= 2uk= ! Bu- ! 6e= ! LK- ! In- I Be*

Xylose ! ker- ker- ! ta- ! sait-! Aus- ! Pro ^« ! sait

25

! Ab= nut= ! nol ! In ! beu= ! duk* ! Sau*

! bau zunq ! f ! te ! tivi ! ren i i ■ i s ^tät r

[g/1] ! m [g/I.hl! [g/11! Cg/IH CX] !Cg/lh. 1 [g/1]

30 D = 0.15 h-I ! £8.59 ! 50.98 ! .46 ! 5.7 ! 9.30 ! 31.28! 1.395 ! 3.06 ! 5.8 2.765 ι *.32 ! -«

LM - Lösungsmittel Eh = Potentialmessung

35

Beispiel 2 :

Es wird die gleiche Nährstoffzusammensetzung und das gleiche Inokulum und auch die gleichen Verfahrensbedingungen innerhalb des Rührkesselbioreaktors 5 und des Festbettreaktors gewählt. Am Festbettreaktor wird eine externe Schlaufe angeschlossen, in welcher die gebildeten Produkte kontinuierlich oder chargenweise abgezogen werden. Dazu wird die vom Festbettreaktor ab¬ gezogene, mit Produkt angereicherte Flüssigkeit auf eine Temperatur von etwa 40° C aufgeheizt und einer Strippkolonne zugeführt, in welcher der

10 Flüssigkeit Stickstoff als Strippgas im Gegenstrom geführt wird. Das Ver¬ hältnis der Volumenströme von Flüssigkeit und Gas beträgt 0,35:1. Das von Produkten weitgehend befreite flüssige Medium wird nach Abkühlung auf Gär¬ temperatur zum Teil wieder in den Festbettreaktor 7 übergeführt, wobei ein geringerer Teil auch in den Rührkesselbioreaktor 4 rückgeführt werden

15 kann.

Die überschüssige, vom Produkt weitgehend befreite Flüssigkeit wird aus dem System abgezogen.Das an Produkt angereicherte, von der Strippkolonne abgezogene Gas wird über eine Kühleinrichtung geführt, in welcher die Pro¬ dukte kondensieren und abgezogen werden können. Die erzielten steady state-

20 Werte sind nachstehend in Tabelle 2 zusammengefaßt.

Tabelle 2

Rest - Zuk= ! Zuk= Bu- ! ' Ge* ! IK- ! Ki¬ ! Säureri-

25 Xylose ker- ! ker- ta- ^' ! sait-! Aus- ! Pro« sait ! Aus= Ab* ! nut= nol ! LH ' l beu ^« ! duk* Sau* I beute bau ! zung ! te ! tivi- ren

. tat

! ! ! ! ! ! ^tat !

[g/1] ! m g/l.hJ! [g/1]! [g/1.! tX] ![g/lh] ! [g/1] [X]

I H.I5 h-1 ! 21.50 ! 62.50 ! 5.37 ! 6.82 110.87 ! 30.36! 1.633 ! 3.76 ! 6.59 ! 2.U ! *t .10 ! -<ι50 !

LM = Lösungsmittel

35 Eh = Potentialmessunc

W ^r ie aus den Tabellen ersichtlich, ist die Produktivität und der Zuckerabbau bei dem Verfahren gemäß Beispiel 2, also bei kontinuierlicher Produkt¬ entnahme in einer externen Schlaufe deutlich besser. Dieses Ergebnis zeigt sich auch dann, wenn, wie die vorstehenden Versuche zeigten, die Gärung über einen längeren Zeitraum, vorstehend über 500 Stunden, geführt wurde.