DE3112603A1 - "verfahren zur abtrennung polarer organischer verbindungen, insbesondere niederer aliphatischer alkohole, aus fermentationsfluessigkeiten" - Google Patents
"verfahren zur abtrennung polarer organischer verbindungen, insbesondere niederer aliphatischer alkohole, aus fermentationsfluessigkeiten"Info
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Description
Verfahren zur Abtrennung polaror organischer Verbindungen,
insbesondere niederer α Iiphati scher Alkohole, aus Fermentationsflüssigkeiten
Die Erfindung bezieht sich auf ein Verfahren zur Abtrennung polarer organischer Verbindungen, vorzugsweise niederer aliphatischer
Alkohole, aus einer wässrigen Lösung. Gemäß dem Anspruch 1 geschieht dieses durch Flüssig/Flüssig-Extraktion.
Bei der wässrigen Lösung handelt es sich um eine Fermentationsflüssigkeit,
welche die polaren organischen Verbindungen anteilsmäßig gelöst enthält; sie wird im folgenden "Maische"
genannt.
Die Produktion von bei.spi (1I :;weino Äthanol als einem flüssigen,
t rnnr.por t1 ähigoui Kncrg j öl ι äqer hat in letzter Zeit aus verschiedenen
Gründen eine veränderte Gewichtung erfahren. Als Tndustriecjrundst.off oben.so wie als Treibstoff ist Äthanol
aufgrund der Verknappung der Weltenergiereserven, insbesondere des Erdöls, verstärkt als einer der Alternativenergieträger
erkannt worden, sodaß sich bereits einige Länder energiepolitisch auf Äthanol festgelegt haben.
Der Einsatz von ortsüblichen Agrarrohstoffen bewirkt einen
ökonomischen Vorteil durch Deviseneinsparung für Länder, die selbst über keine fossilen Energievorräte verfügen.
Ein weiterer positiver Gesichtspunkt ist die Einbringung des pflanzlichen Kohlenstoffs in den Kohlenstoffkreislauf,
d.h. die Ausnutzung der Sonnenenergie.
Die großtechnische Produktion von Äthanol erfordert verbesserte, rationellere, von der Energiebilanz her gesehen
günstigere Fabrikationsprozesse als die, die bisher mit dem periodisch arbeitenden Verfahren zum Stand der Technik zu
rechnen sind. Hierzu gehört die Notwendigkeit, sowohl die Fermentation als auch die Aufarbeitung des Fermentationsalkohols kontinuierlich zu betreiben. Letzteres wird bereits
in Verbindung mit periodischer bzw. semikontinuierlicher
Gärung durchgeführt.
Es ist bekannt, daß während der biochemischen Umwandlung von Zucker zu Äthanol und CO durch den Hefepilz eine Erhöhung
der Produktivität der Äthanolbildung durch eine Limitierung der Äthanolkonzentration in der Fermentationslösung erreicht werden kann.
Es sind unterschiedliche Verfahren bekannt, welche sich mit der direkten Entfernung des Äthanols aus der Maische
während der Gärung durch sowohl binäre, als auch ternäre Vakuumazeotropdestillation bei Gärtemperatur befassen.
Alle diese Verfahren sind nicht wirtschaftlich bei großen Produktionsmengen, da die Erzeugung eines ausreichenden
Vakuums aufgrund des in der Maische gelösten und gebildeten CC>2 sehr viel Energie verbraucht, und ferner die
entsprechenden Anlagen sehr groß dimensioniert sein müssen.
Bei der ternär cn Azeotropdestillation konuut als wichtiger
Gesichtspunkt hinzu, daß es sehr schwierig ist,
einen geeigneten Azeotropbildner zu finden, der bei den entsprechenden Druckverhältnissen sinnvoll einsetzbar ist,
und außerdem die Aktivität der Hefe nicht auf ungünstige Weise beeinflußt.
Wird Äthanol in einem großen Produktionsmaßstab hergestellt, so geht hiermit ein hoher Anfall an äthanalfreier, wässriger
Lösung, im folgenden "Schlempe" genannt, einher. Die endablaufende Schlempemenge wird durch den Zuckergehalt der
der Fermentation zugeführten Substratlösung und durch den Gehalt an Trockensubstanz in der Fermentationslösung beeinriul.H.
Lot ζ te rf« hai .starke Auswirkungen auf don Energ i.cvorb
rau (Mi L)I-1LiIi Ii j ncluiiij >
1 vn der Sclilompe, wc Ich ο β eine Möglichkeit
beschreibt, dieses Abfallprodukt sinnvoll zu verwerten. Eine
Anreicherung von Trockensubstanz in der Maische kann durch eine teilweise aufrechtzuerhaltende Kreislaufführung der
wässrigen Fonnontationsflüssigkeit erzielt werden.
Es ist die der vorliegenden Erfindung zugrunde liegende Aufgabe, ein Verfahren der zuvor erwähnten Art vorzusehen,
welches die kontinuierliche Abtrennung des durch die Gärung in der Maische entstehenden Produktes, vorzugsweise Äthanol,
oder andere Alkohole, zuläßt und durch die Möglichkeit der Rückführung der in ihrem Athanolgehalt verminderten Fermentationslötjung
ohne Schädigung der Hefe einen kontinuierlichen Gärprozoß mit einhergehonder Limitierung des Äthanolgehaltes
und Erhöhung des Trockensubstanzanteils der wässrigen Phase ermöglicht.
Diese Aufgabe wird erfindungsgemäß durch den kennzeichnenden
Teil des Hauptanspruchs gelöst.
Die beiden notwendigen Extraktionsschritte werden vorzugsweise
in einer pulsierenden Siebbodenextraktionskolonne durchgeführt. Durch den Extraktor werden anwendungsgemäß
wässrige, mit einem gewissen Feststoffpartikel- und Schmutz-
οι
«intoil hv I us loto Fl ü:;:; i >jke i L ι·ιι clutclHjoju.'t.v.L. Siebboden-·
extraktionskolonnen haben den Vorteil einer großen Leistung
bei geringer Rückmischung, einer geringen Höhe eines theoretischen
Trennbodens, - und damit geringer Anlagenhöhe und definierten Konzentrationsprofils, was die Auslegung
einer entsprechenden Anlage für vorgegebene Verhältnisse vereinfacht.
Es ist vorteilhaft, den gesamten Aufarbeitungsprozeß (insbesonders
die Extraktionen) parallel zu einer kontinuierlich laufenden Fermentation zu betreiben, jedoch besteht ebenfalls
die Möglichkeit, bei Verwendung der Raffinat-Phase II als Prozeßwasser, und bei vorhandener Pufferkapazität einen
periodischen Gärprozeß mit den extraktiven Maßnahmen zu verbinden.
Das Verfahren nach der Erfindung soll im nachfolgenden unter Bezugnahme auf die boiyrrügton Abbildungen beschrieben
werden;wobei
Abb. 1 ein prinzipielles Flußdiagramm für das Verfahren
nach der Erfindung zeigt,
Abb. 2 ein Flußdiagramm für das Verfahren zeigt, das in Verbindung mit destillativer Aufarbeitung der Extrakt-Phasen
I und Extrakt-Phasen II durchgeführt wird,
Abt). 3 und Aiii). 4 Ι·Ί i.i:;r. i q/l·1 \X\\~\v- iq-Glc· ichqewi chtT'.vorhal ton
d(>r beiden verwendeten Lösunqsini ttelsynteme
w iodorcjobon,
Abb. 5 ein Flußdiagramm für das Verfahren zeigt, welches in einem Gesamtproduktionsprozeß zur Herstellung der
polaren organischen Verbindung integriert ist,
Abb. 6 ein Fließschema für das Verfahren zeigt, welches eine nicht-thermische Aufarbeitung der Extrakt-Phase I und
der Extrakt-Phase II vorsieht.
Im crst.cn L'Jxtrakt ionsijchi i Lt (Abb. 1) ist es notwendig, ein
Lösungsmittel mit einer ausreichenden Selektivität hinsichtlich des Äthanols in einer wässrigen Lösung (W) einzusetzen.
Dieses bedingt im allgemeinen eine starke Zunahme des Anteils des Lösungsmittels I (S I) in der ablaufenden Raffinat-Phase
I (RI). Bei einer Ausführungsform des Verfahrens (Abb.2)
ist es wünschenswert, daß bei der anschließenden destillativen Aufarbeitung der Extrakt-Phase I (E I) kein ternäres Azeotrop
zwischen Lösungsmittel I (SI), Äthanol und einem Restwasseranteil in der Extrakt-Phase I gebildet wird, was eine 100%ige
Wiedergewinnung des eingesetzten Extraktionsmittels I (S I) erschweren würde.
.e beidun angeführten Gründe (Selektivität, Azeotropbildung)
sprechen für den Einsatz eines höheren Alkohols als Extraktionsmittel I. Als Beispiel für ein solches Lösungsmittel
kann n-Hexanol genannt werden.
Abb. 3 zeigt eine Darstellung des Flüssig/Flüssig-Gleichgewichtsverhaltens
des Systems H„0 (1)-Äthanol (2)-n-Hexanol (3). Durch die Lage der Binodalkurve wird das gegenseitige
Löslichkeitsverhalten der koexistierenden Phasen beschrieben, während die Steigung der Konnoden ein Maß für
die entsprechenden konzentrationsabhängigen Selektivitäten darstellt. Die aus der ersten Extraktion ablaufende Raffinat-Phase
I besitzt ei non Anteil von etwa l%mas n-Hexanol. Durch lö;;l ichko i tsvorändernde und disporyierend wirkende
Maischeinhaltsstoffe erhöht sich dieser Wert im Laufe des Prozesses auf etwa 2 %mas. In dieser stofflichen Zusammensetzung
kann die ablaufende Raffinat-Phase I nicht zum Gärprozeß zurückgegeben werden, ohne sofort eine Hemmung der
Aktivität der Hefe zu bewirken, und durch die entstehenden Lösungsmittelverluste den Gesamtprozeß unwirtschaftlich
zu gestalten.
Mittels einer zweiten nachgeschalteten Extraktion II (Abb. 2) wird das Lösungsmittel I (S I) der Raffinat-Phase
I (R I) fast vollständig entzogen und kann durch Destillation, von dem in der Extraktion II eingesetzten Lösungsmittel
II (S II) abgetrennt und zurückgewonnen werden.
Als Extraktionsmittel 11 (S II) muß ein sehr unpolarer Solvent
gewählt werden, um einerseits die Selektivität dieses Solvents zum Lösungsmittel I (S I) stark zu erhöhen und
andererseits die Löslichkeit des Lösungsmittels II in der endablaufenden Raffinat-Phase II (R II) so gering wie möglich
zu halten.
In Abb. 4 ist ein entsprechendes Verhalten am Beispiel n-Dodecan als Extraktionsmittel dargestellt.
In einer weiteren Ausführungsform des Verfahrens (Abb. 2)
wird das Lösungsmittel I (S I) vom Lösungsmittel II (S II) durch Destillation der von der Extraktion II ablaufenden
Kxtrakt-Phase 11 (H TI) gotronnt. Eine solche Trennung durch
einfache Destillation ist nur dann möglich, wenn keine Azeotropbildung auftritt. Das Lösungsmittel II muß also
eine vom Lösungsmittel I stark abweichende Siedetemperatur besitzen. Um den Energiebedarf bei diesem Rückgewinnungsprozeß so niedrig wie möglich zu halten, sollte das Lösungsmittel
I als Kopfprodukt (S) der Rektifikationskolonne II anfallen. Das Lösungsmittel II muß also einen höheren Siedepunkt
als das Lösungsmittel I aufweisen.
Die Äthanolgehalto dor Raffinat-Phase T(R I) und der Raffinat-Phase
II (R II) sind aufgrund der hohen Unpolarität des Lösungsmittels II (S II) nahezu identisch. Die Extraktphase
II (E II) enthält nur Spuren der; Äthanols. Die Konzentrationen des Äthanols in der Extraktphase I und des Lösungsmittels I
in der Extrakt-Phase II sind abhängig vom gewählten Phasenverhältnis der jeweiligen Extraktionsschritte. Um den Gehalt
an Lösungsmittel I in der Raffinat-Phase II auf ein
Minimum zu reduzieren, darf allerdings ein bestimmtes Phasenverhältnis bei der Extraktion II nicht unterschritten
werden. Durch die Auslegung der Extraktionskolonne kann hierauf großer Einfluß genommen werden.
In Abb. 5 ist das Verfahren nach der Erfindung in einer weiteren möglichen Anwendungsform im Rahmen eines Gesamtprozesses
dargestellt, welche in 5 Teilprozesse gegliedert ist.
1. Gärung,
2. Extraktion,
3 bis ri dnüti 11 at: ivo Aufnrboi tungsprozpsso.
Die Abschnitte 2, 4 und 5 geben die bereits in Abb. 2 dargestellten
Anwendungsformen des Verfahrens differenziert wieder.
Abschnitt 1 stellt eine kontinuierliche Gärung mit Heferückgewinnung
und eine aus dem Kreisprozeß ablaufende Strömung dar.
Abschnitt 3 zeigt die destillative Abtrennung der polaren organischen Verbindung D I von der den Prozeß verlassenden
Strömung A I.
A II des Abschnitts 4 bezeichnet das Extraktionsmittel II und D II das Lösungsmittel I.
Im Abr.chni.tt r>
ist die der Destillation ΙΓ.Γ ablaufende
Strömung Λ LIl äquivalent dem LösungsmitteJ. I, A IV kennzeichnet
die in der Azeotropdestillation gewonnene reine polare organische Verbindung, D III ein aus Wasser und der
polaren organischen Verbindung bestehendes Kopfprodukt der Destillation III und D IV ein bei der Destillation IV unter
Einsatz eines Schleppmittels gebildetes ternäres Azeotrop, welches sich aus H„0, der polaren organischen Verbindung
und dem Schleppmittel zusammensetzt. F I und F II sind abzuziehende
Seitenströme. Die Zusammensetzung der Extrakt-Phase I (E I) ist so vorteilhaft, daß sie im Abschnitt 5 eine
energetisch günstige thermische Aufarbeitung der besagten organischen polaren Verbindungen, insbesondere niedere aliphatische
Alkohole, ermöglicht. Durch Wärmestormkopplung der
einzelnen Abschnitte 1 bis 5 resultiert ein hinsichtlich des thermischen Wirkungsgrades verbesserter Gesamtprozeß.
Abb. 6 zeigt eine weitere Anwendungsform des Verfahrens nach der Erfindung. Sie begründet sich auf den Einsatz eines
höhermolekularen Lösungsmittels I (S I) mit ebenfalls ausreichender Selektivität gegenüber der polaren organischen
Verbindung in wässriger Lösung (W). Die sich an die beiden Extraktionsabschnitte anschließenden Aufarbeitungen der
Extrakt-Phase I (E I) und Extrakt-Phase II (E II) bestehen in diesem Fall aus nichtthermischen Verfahrensschritten,
insbesondere solchen, welche nine Molckulargewichtsdifferonz
als Trennkreter ium zur Voraussetzung haben (z.B. Membranfiltration)
.
Allen Anwendungsformen liegt zugrunde, daß zur Verbesserung
des Stoffaustausches bei möglichst hoher Systemtemperatur
der Extraktoren im Bereich bis 600C extrahiert wird.
Als ein Beispiel für die Durchführung eines Verfahrens nach der Erfindung wird eine kontinuierliche Extraktion parallel
zu einer kontinuierlichen Melasse-Fermentation in einer Anlage von der Art beschrieben, wie sie in Abb. 2 gezeigt
ist.
Von einem Fermenter wurde der Extraktion I eine Melassemaische mit 5%mas Äthanol zugeführt (W). In die Extraktionskolonne I wurde am Fuß eine äthanolfreie, etwas Restwasseranteil
enthaltene (ca. 3 bis 4 %mas) n-Hexanol-Strömung eingegeben.
Diese n-Hexanol-H O-Strömung bildet den Ablauf der Destillationskolonne I (SI). Der Restwassergehalt ist durch
das Entstehen eines binären Azeotrops n-Hexanol-Wasser begründet,
welches gezielt zur Erniedrigung der Siedetemperatur im Sumpfder Destillationskolonne I abgezogen wird.
Das Phasenverhältnis (auf Massen bezogen) der Zulaufphasen zur Extraktion I W:S I betrug 3:1. Die in der Extrakt-Phase
(E I) gemessene Äthanolkonzent.ration nach Erreichen eines
"~ Χ2 —
Gleichgewichtszustandes für den Gesamtprozeß betrug 7.8 %mas. Die ablaufende wässrige Phase (W I) der Extraktion I enthielt
einen Restgehalt an Äthanol von 2.4 %mas. Diese wässrige Phase (W I) stellt den Zufluß an wässriger
Phase für die Extraktion II dar. Das Sumpfprodukt der Destillation II besteht zu 100% aus n-Dodecan (S II), dem Extraktionsmittel II. Dieses wird als Solventstrom der Extraktion II
am Fuß zugeführt. Das hierbei eingehaltene Phasenverhältnis W I:S II betrug ebenfalls 3:1. Die Extrakt-Phase II (E II)
enthielt neben geringer, zu vernachlässigender Spuren an Äthanol und Wasser, welche am zweiten Kühler der Destillationseinheit II abgezogen wurden, 5.4 %mas n-Hexanol.
Dieser n-Hexanol-Anteil wird vom Lösungsmittel II (n-Dodecan)
in der Destillation II abgetrennt und dem Lösungsmittelstrom (S I) beigegeben.
Die der Extraktion II abfließende Raffinat-Phase II (R II)
enthielt 2.4 3,mas Äthanol und Spuren der beiden Lösungsmittel
n-Hexanol und n-Dodocan (diese sind in der Summe kleiner als 0.05 %mas). Diese durch das erfindungsgemäße Verfahren bedingten
Lösungsmittelverluste wurden an den entsprechenden Stellen (siehe Abb. 2) durch Einspeisung in das System ausgeglichen.
Da nur ein Teil -ungefähr 1/3- der wässrigen Phase aus dem Kreisprozeß
| Tab. 1 | Solvent | W /S I V l/K II |
SI1SII W ,WI (U«5/Ji) |
P (kr» |
S (k?/n) |
♦1 | Pliasenzusamuiensetzungen | n-TIexanol 'imixs |
n-Dodecon 5°mas |
Phase |
| Extraktion | n-Hoxn- nol (S I) |
5:1 | 1.5 ν .5 SI |
.O-'i | — | u2o £.inas |
ivthanol | 86.2 1.7 96.2 |
1111 | V E I R I S I |
| I | n-Dode can (S II) |
3:1 | J.'iSWI .ΊftSIl |
— | 0.026 | 95 6 95.9 5.6 |
5 7.6 2.Ί |
1.7 5.'i 0.02 |
<9'i.6 0.02 100 |
V I=B I E II η Ii S II |
| II | 95.9 0.01 97.5 |
2.'j 0.01 2.Ί |
||||||||
*1 Die Extraktionen Ϊ und II wurden nit pulsierenden Siebbodenkolonnen durchgeführt.
Gewi« Angaben be/.ti»f.n auf wässrige Phase beinhalten keine Berücksichtigung der
Trockensubstanzgeiialte.
·ΐ_ X3**—
durch getrennte Aufarbeitung eines Teils der Fermentationsflüssigkeit entfernt wurde, waren die entstehenden Lösungsmittelverluste
sehr gering. Weitere Prozeßparameter und Versuchsergebnisse sind in der Tab. 1 zu entnehmen.
Als weiteres Beispiel für die Durchführung eines Verfahrens nach der Erfindung wird eine kontinuierliche Extraktion
parallel zu einer kontinuierlichen Melassefermentation in
einer Anlage von der Art beschrieben, wie sie in Abb. 6 gezeigt ist. Die aus der Extraktion I resultierende Extrakt-Phase
I wurde hier nicht durch Destillation in ihre stofflichen Bestandteile zerlegt, sondern durch eine vorgenommene
Membranfiltration. Als Lösungsmittel I (S I) wurde ein Silikonöl der Firma Wacker-Chemie vom Typ AK 10 verwendet.
Die Trenngrenze der benutzten Membran war mit der molaren Masse 500 angegeben. Das Filtrat bestand zu 80 %mas aus Äthanol
und zu 20 %mas aus Wasser. Silikonöl konnte hierin nicht nachgewiesen werden. Der Überstand wurde als Lösungsmittelstrom
(S I) zur Extraktions I zugeführt. Geringe Rest des Silikonöls in der Raffinat-Phase I konnten in der Extraktion
II durch das Extraktionsmittel II (S II) aus der wässrigen Phase (W I) extrahiert werden. Bei dem Extraktionsmittel II
handelte es sich hierbei um n-Decan. Die von der Extraktion II ablaufende wässrige Strömung (W II) wurde zur Fermentation
zurückgeführt. Die das Silikonöl enthaltene Extrakt-Phase II (E II) wurde ebenfalls einer Membranfiltration
unterzogen, wobei als Filtrat das Extraktionsmittel II (S II) in reiner Form und als Überstand das Silikonöl (S I) gewonnen
wurde.
Claims (11)
1. Verfahren zur Abtrennung polarer organischer Verbindungen, insbesondere niederer aliphatischer Alkohole, aus Fermentationsflüssigkeiten,
dadurch gekennzeichnet , daß
(1) mindestens ein Teil der Fermentationsflüssigkeit mit
einem ersten Lösungsmittel (SI) extrahiert wird, und
(2) dann der Restgohalt deu ersten Lösungsmittels (SI) aus
der in Schritt (1) erhaltenen Raffinatphase (RI) in einer
nacligoschu 1 totfn Kxlraktion m i t einem zweiten Lösungsmittel
(S.1'1.) , flaa eine andere! l'oliit: iLät aufweist als das erste Lösungsmittel
(SI), im wesentlichen quantitativ zurückgewonnen wird, und
(3) die beiden Lösungsmittel wieder getrennt werden.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die Extraktion der Fermentationsflüssigkeit
bei Temperaturen über 20 C vorgenommen wird.
J. Vor fahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, daß zur Abtrennung niederer aliphatischer
Alkohole in Schritt (1) mit mindestens einem höheren Alkohol, bevorzugt einem η-Alkohol mit mindestens 4 C-Atomen, extrahiert
wird.
4. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet , daß in Schritt (2) ein Lösungsmittel
(SII) verwendet wird, daß nahezu keine Selektivität für die in der Raffinatphase RI noch enthaltenen flüchtigen
organischen Verbindungen besitzt.
5. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 4, dadurch
q ο k ρ η η ζ ο i c Ii η ο t , daß in Schratt (2) ein Lösungsmittel,
verwendet wild, das unpolaren Charakter besitzt und aus
der Gruppe der Alkane mit 5 bis 18 C-Atomen ausgewählt ist.
6. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, daß der lösungsmittelreiche
Extrakt der in Schritt (2) durchgeführten Extraktion durch fraktionierte Destillation getrennt wird.
7. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, daß die Lösungsmittel durch
thermische Trennung zurückgewonnen und wieder dem Gesamtvorf ahrrn zur Rxtraktion zugeführt werden.
8. Verfahren nach hinein der Ansprüche 1 bis 7, dadurch
gekennzeichnet, daß der Extrakt aus Schritt (1)
direkt oder nach weiteren Trennprozessen aufgearbeitet wird.
9. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 8, dadurch
gekennzeichnet, daß als erstes Lösungsmittel (SI) n-Hexanol und als zweites Lösungsmittel (SII) n-Dodekan
verwendet wird.
10. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 8, dadurch gekennzeichnet, daß zur Extraktion in Schritt
(1) ein Lösungsmittel verwendet wird, das eine höhere molare Masse als 200 aufweist, und daß die Extrakte I und II jeweils
ohne Anwendung eines thermischen Trennprozesses getrennt werden.
11. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 10, dadurch gekennzeichnet , daß der Extraktions- und Aufarbeitungsprozeß
in Verbindung mit einer Fermentation durchgeführt wird.
Priority Applications (3)
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|---|---|---|---|
| DE3112603A DE3112603C2 (de) | 1981-03-30 | 1981-03-30 | Verfahren zur Abtrennung polarer organischer Verbindungen, insbesondere niederer aliphatischer Alkohole, aus Fermentationsflüssigkeiten |
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| BR8201777A BR8201777A (pt) | 1981-03-30 | 1982-03-29 | Processo para a separacao de compostos organicos polares especialmente de alcoois alifaticos inferiores de liquidos de fermentacao |
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| DE3112603A DE3112603C2 (de) | 1981-03-30 | 1981-03-30 | Verfahren zur Abtrennung polarer organischer Verbindungen, insbesondere niederer aliphatischer Alkohole, aus Fermentationsflüssigkeiten |
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