Dokument 1.pdf - Universität Hohenheim
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Die vorliegende Arbeit wurde am 07.11.2012 von der Fakultät Agrarwissenschaften der<br />
Universität <strong>Hohenheim</strong> als "Dissertation zur Erlangung des Grades eines Doktors der<br />
Agrarwissenschaften" angenommen.<br />
Tag der mündlichen Prüfung: 20.12.2012<br />
1. Prodekan: Prof. Dr. Markus Rodehutscord<br />
1. Prüfer: Prof. Dr. Thomas Jungbluth<br />
2. Prüfer: Prof. Dr. Eberhard Hartung<br />
3. Prüferin: Prof. Dr. Iris Lewandowski<br />
Die dieser Arbeit zugrunde liegenden Untersuchungen wurden vom Bundesministerium für<br />
Bildung und Forschung durch den Projektträger Jülich im Rahmen des Verbundprojektes:<br />
„Grundlagen der Biogasgewinnung aus pflanzlicher Biomasse (Biogas-Crops-Network)“<br />
finanziell gefördert.<br />
Teilprojekt: „Untersuchungen zur Entwicklung eines optimalen Verfahrens der Vergärung<br />
von Biogas-Crops (Grassilage) durch zweistufige Prozessführung und Bioleaching“ (Förderkennzeichen:<br />
03SF0317D)<br />
D100
Simon Zielonka<br />
Untersuchungen zur zweiphasigen<br />
Vergärung von Grassilage<br />
D 100 (Diss. Universität <strong>Hohenheim</strong>)<br />
Shaker Verlag<br />
Aachen 2013
Bibliografische Information der Deutschen Nationalbibliothek<br />
Die Deutsche Nationalbibliothek verzeichnet diese Publikation in der Deutschen<br />
Nationalbibliografie; detaillierte bibliografische Daten sind im Internet über<br />
http://dnb.d-nb.de abrufbar.<br />
Zugl.: <strong>Hohenheim</strong>, Univ., Diss., 2012<br />
Copyright Shaker Verlag 2013<br />
Alle Rechte, auch das des auszugsweisen Nachdruckes, der auszugsweisen<br />
oder vollständigen Wiedergabe, der Speicherung in Datenverarbeitungsanlagen<br />
und der Übersetzung, vorbehalten.<br />
Printed in Germany.<br />
ISBN 978-3-8440-1819-6<br />
ISSN 0931-6264<br />
Shaker Verlag GmbH • Postfach 101818 • 52018 Aachen<br />
Telefon: 02407 / 95 96 - 0 • Telefax: 02407 / 95 96 - 9<br />
Internet: www.shaker.de • E-Mail: info@shaker.de
DANKSAGUNG<br />
Diese Arbeit entstand im Rahmen meiner Tätigkeit als Wissenschaftlicher Mitarbeiter an<br />
der Landesanstalt für Agrartechnik und Bioenergie der Universität <strong>Hohenheim</strong>.<br />
Herrn Prof. Dr. Thomas Jungbluth danke ich für die Annahme als Doktorand am Institut für<br />
Agrartechnik der Universität <strong>Hohenheim</strong> und für seine zielführende Unterstützung.<br />
Bei Herrn Prof. Dr. Eberhard Hartung vom Institut für landwirtschaftliche Verfahrenstechnik<br />
der Christian Albrechts Universität zu Kiel bedanke ich mich für die Übernahme des Zweitgutachtens,<br />
sowie bei Frau Prof. Dr. Iris Lewandowski und Herrn Prof. Dr. Markus Rodehutscord<br />
für ihre Mitwirkung bei der mündlichen Prüfung.<br />
Mein besonderer Dank gilt Herrn Dr. Hans Oechsner, Leiter der Landesanstalt für Agrartechnik<br />
und Bioenergie, und Herrn Dr. Andreas Lemmer für die fachliche Betreuung und<br />
das mir gegebene Vertrauen.<br />
Ich danke allen Mitgliedern des Biogas-Crops-Networks für die gute Zusammenarbeit, insbesondere<br />
Mandy Schönberg und Prof. Dr. Bernd Linke vom ATB Potsdam Bornim, sowie<br />
Jeannette Buschmann und Prof. Dr. Busch von der BTU Cottbus.<br />
Allen studentischen Hilfskräften und Gastwissenschaftlerinnen danke ich für Ihre Mitarbeit,<br />
ohne sie wäre die Durchführung des Projektes nicht möglich gewesen: Touseef Ahmad,<br />
Claudia Maurer, Lydia Michalski, Anca Vintiloiu, Johannes Krümpel, Soufiane Raounane,<br />
Malte Kraus, Anamaria Ciure und Simon Munder.<br />
Ich danke ebenso den Laborantinnen der Landesanstalt Annette Buschmann, Monika Tomalla<br />
und Sarah Fleischmann für die unzähligen Analysen.<br />
Den Mitarbeitern der Institutswerkstatt und der Messtechnikabteilung danke ich für ihre<br />
guten Ideen und ihre praktische Unterstützung bei den Versuchsaufbauten. Insbesondere<br />
danke ich Klaus Lutz, Jürgen Bernhard, Uwe Mauch, Ulrike Werner und Winfried Okraffka.<br />
Dr. Karin Hartung danke ich für die Statistische Beratung.<br />
Weiterhin danke ich meinen Kolleginnen und Kollegen an der Landesanstalt, die mir die<br />
Promotion durch ihre Unterstützung und Freundschaft leichter gemacht haben: Margit<br />
Andratschke, Helmut Gehrung, Elke Weiß, Dr. Britt Schumacher, Katharina Czepuck, Jochen<br />
Vogtherr, Daniel Preißler, Dr. Bettina Frauz, Mathieu Brulé, Dr. Annett Reinhardt-<br />
Hanisch, Thomas Clauss, Dr. Sigrid Kusch, Benjamin Rößler, Jonas Lindner und Hans-<br />
Joachim Nägele.<br />
Mein herzlichster Dank gilt meiner Familie.<br />
Stuttgart im Dezember 2012<br />
Simon Zielonka
Inhaltsverzeichnis<br />
I<br />
INHALTSVERZEICHNIS<br />
ABBILDUNGSVERZEICHNIS ........................................................................................................ IV<br />
TABELLENVERZEICHNIS ............................................................................................................ IX<br />
ABKÜRZUNGS- UND SYMBOLVERZEICHNIS............................................................................... XIV<br />
1 EINLEITUNG............................................................................................................................1<br />
1.1 Problemstellung ...........................................................................................................1<br />
1.2 Zielsetzung und Aufgabenstellung ..............................................................................2<br />
2 STAND DER TECHNIK ..............................................................................................................3<br />
2.1 Grundlagen der Gärbiologie und relevante Parameter des Gärprozesses................3<br />
2.1.1 Hydrolyse ..........................................................................................................3<br />
2.1.2 Acidogenese .....................................................................................................5<br />
2.1.3 Acetogenese.....................................................................................................6<br />
2.1.4 Methanogenese ................................................................................................7<br />
2.2 Verfahrenstechnik der Biogasproduktion ....................................................................8<br />
2.2.1 Perkolations- und Einstaufermenter...............................................................11<br />
2.2.2 Festbettreaktoren............................................................................................14<br />
2.2.3 Zweiphasige Biogasanlagen ..........................................................................15<br />
2.3 Milieubedingungen.....................................................................................................19<br />
2.3.1 Temperatur .....................................................................................................20<br />
2.3.2 pH-Wert...........................................................................................................21<br />
2.3.3 Hemmungen und Toxizitäten .........................................................................22<br />
2.4 Folgerungen für die eigene Arbeit .............................................................................24<br />
3 MATERIAL UND METHODE .....................................................................................................26<br />
3.1 Aufbau der Versuchsanordnung................................................................................26<br />
3.2 Durchgeführte Analysen und dazu verwendete Geräte............................................30<br />
3.2.1 Feststoffanalyse..............................................................................................31<br />
3.2.2 Flüssigkeitsanalyse.........................................................................................34<br />
3.2.3 Gasanalyse .....................................................................................................37<br />
3.3 Berechnete Parameter...............................................................................................38<br />
3.4 Verwendete Substrate ...............................................................................................43<br />
3.5 Versuchsplan .............................................................................................................44<br />
4 ERGEBNISSE ZUR ZWEIPHASIGEN VERGÄRUNG VON GRASSILAGE...........................................48<br />
4.1 Versuchsablauf ..........................................................................................................48<br />
4.2 Variation des Perkolatmassenstroms zwischen den Prozessphasen (V2) ..............49
II<br />
Inhaltsverzeichnis<br />
4.2.1 Untersuchungsziel der Variation des Perkolatmassenstroms.......................49<br />
4.2.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation des Perkolatmassenstroms.................49<br />
4.3 Variation der Vorhydrolysephasendauer (V3)...........................................................53<br />
4.3.1 Untersuchungsziel der Variation der Vorhydrolysephasendauer..................53<br />
4.3.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation der Vorhydrolysephasendauer............54<br />
4.4 Variation der Perkolationsfermentertemperatur (V4) ................................................55<br />
4.4.1 Untersuchungsziel der Variation der Perkolationsfermentertemperatur .......55<br />
4.4.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation der<br />
Perkolationsfermentertemperatur...................................................................56<br />
4.5 Variation der Perkolataustauschfrequenz (V5) .........................................................60<br />
4.5.1 Untersuchungsziel der Variation der Perkolataustauschfrequenz ................60<br />
4.5.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation der Perkolataustauschfrequenz ..........61<br />
4.6 Variation der Beladung der Perkolationsfermenter (V6)...........................................63<br />
4.6.1 Untersuchungsziel der Variation der Beladung der Perkolationsfermenter..63<br />
4.6.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation der Beladung der<br />
Perkolationsfermenter ....................................................................................64<br />
4.7 Vergleich des Perkolationsverfahrens mit dem Einstauverfahren (V7)....................66<br />
4.7.1 Untersuchungsziel des Vergleiches des Perkolationsverfahrens mit dem<br />
Einstauverfahren.............................................................................................66<br />
4.7.2 Ergebnisbeschreibung zum Vergleich des Perkolationsverfahrens mit<br />
dem Einstauverfahren ....................................................................................66<br />
4.8 Vergleich verschiedener Substrate (V9) ...................................................................69<br />
4.8.1 Untersuchungsziel des Vergleiches verschiedener Substrate ......................69<br />
4.8.2 Ergebnisbeschreibung zum Vergleich verschiedener Substrate ..................69<br />
4.9 Einfluss des Steinfilters im Perkolationsfermenter auf den Prozess (V10) ..............73<br />
4.9.1 Untersuchungsziel bei der Ermittlung des Einflusses des Steinfilters im<br />
Perkolationsfermenter auf den Prozess.........................................................73<br />
4.9.2 Ergebnisbeschreibung zum Einfluss des Steinfilters im<br />
Perkolationsfermenter auf den Prozess.........................................................74<br />
4.10 Variation der Perkolationsdauer (V11) ......................................................................76<br />
4.10.1 Untersuchungsziel der Variation der Perkolationsdauer ...............................76<br />
4.10.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation der Perkolationsdauer.........................76<br />
4.11 Enzymeinsatz in den Perkolationsfermentern (V12).................................................79<br />
4.11.1 Untersuchungsziel des Enzymeinsatzes in den Perkolationsfermentern .....79<br />
4.11.2 Vorversuche zum Enzymeinsatz in den Perkolationsfermentern..................80<br />
4.11.3 Ergebnisbeschreibung zum Enzymeinsatz in den Perkolationsfermentern..85<br />
4.12 Einfluss der Perkolationsfermenterbelüftung (V13) ..................................................87<br />
4.12.1 Untersuchungsziel bei der Ermittlung des Einflusses der<br />
Perkolationsfermenterbelüftung .....................................................................87
Inhaltsverzeichnis<br />
III<br />
4.12.2 Ergebnisbeschreibung zur Perkolationsfermenterbelüftung .........................87<br />
4.13 Energiebilanz .............................................................................................................89<br />
4.13.1 Untersuchungsziel der Energiebilanz ............................................................89<br />
4.13.2 Ergebnisbeschreibung zur Energiebilanz ......................................................89<br />
4.14 Referenzgärtests zum Abgleich der Methanerträge .................................................93<br />
4.14.1 Untersuchungsziel der Referenzgärtests zum Abgleich der<br />
Methanerträge.................................................................................................93<br />
4.14.2 Ergebnisdarstellung der Referenzgärtests zum Abgleich der<br />
Methanerträge.................................................................................................93<br />
5 DISKUSSION UND SCHLUSSFOLGERUNGEN ............................................................................97<br />
5.1 Diskussion der Methodik............................................................................................97<br />
5.2 Diskussion der eigenen Untersuchungen .................................................................98<br />
5.3 Schlussfolgerungen .................................................................................................106<br />
6 ZUSAMMENFASSUNG ..........................................................................................................108<br />
7 LITERATURVERZEICHNIS .....................................................................................................110<br />
8 ANHANG.............................................................................................................................123<br />
8.1 Datenblätter mit Herstellerangaben zu den verwendeten Enzympräparaten ........123<br />
8.2 Einzeldarstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe ....................................125<br />
ABSTRACT .............................................................................................................................131
IV<br />
Abbildungsverzeichnis<br />
ABBILDUNGSVERZEICHNIS<br />
Abbildung 2-1: Vereinfachtes Schema des mikrobiellen Abbaus unter anoxischen<br />
Bedingungen (nach BISCHOFSBERGER et al., 2005 und LEMMER,<br />
2010)...........................................................................................................3<br />
Abbildung 2-2: Schema zur anaeroben Verfahrenstechnik der Biogasproduktion aus<br />
flüssigen Substraten (nach MEYER, 2004) .............................................10<br />
Abbildung 2-3: Schema zur anaeroben Verfahrenstechnik der Biogasproduktion aus<br />
Feststoffen (nach WEILAND, 2006).........................................................11<br />
Abbildung 2-4: Schema zur anaeroben Verfahrenstechnik der Biogasproduktion mit<br />
Perkolationsfermentern (verändert und erweitert nach WEILAND,<br />
2006).........................................................................................................12<br />
Abbildung 2-5: Schema einer zweiphasigen Biogasanlage mit optionaler Feststoffabtrennung<br />
aus dem Hydrolysat ..............................................................16<br />
Abbildung 3-1: Der Versuchsaufbau I der diskontinuierlichen zweiphasigen Biogasanlage<br />
im Feststofffermentationslabor der Universität <strong>Hohenheim</strong><br />
(Links: gesamte Versuchsanlage; Rechts: Fermenterpaar mit Zwischenspeichern)<br />
.......................................................................................27<br />
Abbildung 3-2: Schema der zweiphasigen Versuchsbiogasanlage mit diskontinuierlichem<br />
Perkolationsfermenter und Festbettreaktor (Versuchsaufbau I) ...28<br />
Abbildung 3-3: Schema der umgebauten Versuchsanlage (Versuchsaufbau II) ............29<br />
Abbildung 3-4: Konstruktion zur Belüftung der Perkolationsfermenter bestehend aus<br />
Messgaspumpe (1), Nadelventil (2), Schwebkörperdurchflussmesser<br />
(3), Rückschlagventil (4) und Kugelventil (5) mit Druckluftanschluss<br />
(V13; Versuchsaufbau II)..........................................................................30<br />
Abbildung 4-1: Exemplarischer Verlauf der pH-Werte in den Festbettreaktoren des<br />
Versuchsdurchlaufs V2b bei unterschiedlichem Perkolatmassenstrom<br />
zwischen den Prozessphasen (Substrat: G4; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C)..............................................................................50<br />
Abbildung 4-2: Exemplarischer Verlauf der pH-Werte des Versuchsdurchlaufs V2b<br />
bei unterschiedlichem Perkolatmassenstrom zwischen den Prozessphasen<br />
(Substrat: G4; Perkolationsfermentertemp. 55 °C).....................50
Abbildungsverzeichnis<br />
V<br />
Abbildung 4-3:<br />
Abbildung 4-4:<br />
Abbildung 4-5:<br />
Abbildung 4-6:<br />
Abbildung 4-7:<br />
Abbildung 4-8:<br />
Abbildung 4-9:<br />
Exemplarische Abbildung des kumulierten Methanertrags für die<br />
Perkolationsfermenter bei der Variation des Perkolatmassenstroms<br />
zwischen den Prozessphasen (Substrat: G4; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchlauf: V2b; PF: Perkolationsfermenter)........51<br />
Die prozentuale Verteilung der Methanproduktion auf die beiden<br />
Prozessphasen bei Variation des Perkolatmassenstroms zwischen<br />
Perkolationsfermenter und Festbettreaktor (Substrat: G3, G4; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung<br />
nur bei Varianten mit Wiederholung; Versuchsdurchläufe: V2a, V2b)....52<br />
Exemplarischer Verlauf der CSB-Konzentrationen im Perkolat der<br />
Perkolationsfermenter bei unterschiedlicher Dauer der Vorhydrolyse<br />
(Ende der Vorhydrolyse an Versuchstag 10; Substrat: G9; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Werte wurden interpoliert, Versuchsdurchlauf:<br />
V3b)...................................................................................................54<br />
Verlauf der pH-Werte in der Prozessflüssigkeit am Perkolationsfermenterauslauf<br />
bei unterschiedlichen Temperaturen in den Perkolationsfermentern<br />
(Substrat: G7, G11, G12; Fehlerindikator: Standardabweichung;<br />
Versuchsdurchläufe: V4a, V4b, V4c; PF: Perkolationsfermenter,<br />
FBR: Festbettreaktor) .............................................................57<br />
Verlauf der Essig- und n-Buttersäurekonzentration am Auslauf der<br />
Perkolationsfermenter bei unterschiedlicher Perkolationsfermentertemperatur<br />
(Substrat: G7, G11, G12; Fehlerindikator wurde der<br />
Übersichtlichkeit halber nicht eingezeichnet; Versuchsdurchläufe:<br />
V4a, V4b, V4c)..........................................................................................58<br />
Exemplarischer Verlauf der spezifischen Methanertragssummenkurven<br />
des Gesamtsystems aus zwei Versuchsdurchläufen bei unterschiedlicher<br />
Perkolationsfermentertemperatur (Substrat: G7, G11,<br />
G12; Fehlerindikator: Standardabweichung; Versuchsdurchläufe:<br />
V4a, V4b, V4c; PF: Perkolationsfermenter, FBR: Festbettreaktor) ........59<br />
Verteilung der Methanproduktion auf die Prozessphasen bei unterschiedlicher<br />
Perkolationsfermentertemperatur (Substrat: G7, G11,<br />
G12; Fehlerindikator: Standardabweichung; Versuchsdurchläufe:<br />
V4a, V4b, V4c)..........................................................................................60
VI<br />
Abbildungsverzeichnis<br />
Abbildung 4-10: Exemplarischer Verlauf der CSB-Ausbeuten des Versuchsdurchlaufes<br />
V5b der Perkolationsfermenter bei unterschiedlicher Perkolataustauschfrequenz<br />
(Substrat: G10; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C)........................................................................................................62<br />
Abbildung 4-11: Exemplarischer Verlauf der spezifischen Methanerträge der Gesamtanlage<br />
des Versuchsdurchlaufes V5b bei unterschiedlicher Perkolataustauschfrequenz<br />
(Substrat: G10; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C)........................................................................................................62<br />
Abbildung 4-12: Exemplarischer Verlauf des Versuchsdurchlaufes V6a der<br />
CSB-Konzentrationen der Perkolationsfermenter bei unterschiedlicher<br />
Beladung mit organischer Trockensubstanz (Substrat: G13;<br />
Perkolationsfermentertemp. 55 °C)..........................................................65<br />
Abbildung 4-13: Verlauf der CSB-Konzentrationen bei dem Vergleich der Verfahren<br />
mit Perkolations- und Einstaufermenter (Substrat: G15, G16; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung;<br />
Versuchsdurchläufe: V7a, V7b) ...............................................................67<br />
Abbildung 4-14: Kumulierte Methanerträge des Gesamtsystems bei dem Vergleich<br />
der Verfahren mit Perkolations- und Einstaufermenter (Substrat:<br />
G15, G16; Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung;<br />
Versuchsdurchläufe: V7a, V7b) ..................................69<br />
Abbildung 4-15: Der Verlauf der pH-Werte bei Einsatz der Substrate Grassilage<br />
(G19), Maissilage (M1) und Roggen-Ganzpflanzensilage (R1) (Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung;<br />
Versuchsdurchläufe: V9a, V9b, V9c; PF: Perkolationsfermenter,<br />
FBR: Festbettreaktor).........................................................................70<br />
Abbildung 4-16: Verlauf der Essig- und n-Buttersäurekonzentrationen im Perkolationsfermenter<br />
bei Einsatz verschiedener Substrate (Substrate: Grassilage<br />
G19, Maissilage M1, Roggen-Ganzpflanzensilage R1; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V9a, V9b, V9c;<br />
Fehlerindikator wurde der Übersichtlichkeit halber nicht eingezeichnet)<br />
............................................................................................................71
Abbildungsverzeichnis<br />
VII<br />
Abbildung 4-17: Relative Verteilung des spezifischen Methanertrages auf die Prozessphasen<br />
bei der zweiphasigen Vergärung verschiedener nachwachsender<br />
Rohstoffe (Substrate: Grassilage G19, Maissilage M1,<br />
Roggen-Ganzpflanzensilage R1; Perkolationsfermentertemp. 55 °C;<br />
Fehlerindikator: Standardabweichung; Versuchsdurchläufe: V9a,<br />
V9b, V9c) ..................................................................................................72<br />
Abbildung 4-18: Verlauf der pH-Werte bei dem Einsatz eines Steinfilters im Perkolationsfermenter<br />
im Vergleich zur Variante ohne Steinfilter (Substrat:<br />
G20; Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung;<br />
Versuchsdurchläufe: V10a, V10b; PF: Perkolationsfermenter,<br />
FBR: Festbettreaktor) .................................................................74<br />
Abbildung 4-19: Verlauf der Essig- und der n-Buttersäure im Perkolationsfermenter<br />
mit und ohne Einsatz eines Steinfilters (Substrat: G20; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung; Versuchsdurchläufe:<br />
V10a, V10b) .................................................................75<br />
Abbildung 4-20: Verteilung der Methanproduktion auf die Prozessphasen bei der Variation<br />
der Perkolationsdauer in den Perkolationsfermentern (Substrat:<br />
G20; Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Perkolationsintensität<br />
1,8 bis 54,6 l (kg oTS·h) -1 ; Versuchsdurchlauf V11)................................78<br />
Abbildung 4-21: Spezifische Methananträge des Gesamtprozesses bei unterschiedlicher<br />
Perkolationsdauer (Substrat: G20; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Perkolationsintensität 1,8 bis 54,6 l (kg oTS·h) -1 ; Versuchsdurchlauf<br />
V11) ..........................................................................................79<br />
Abbildung 4-22: Gehalte an löslichen Zuckern in der organischen Trockensubstanz<br />
zweier Grassilagen und ihrer Gärreste (Silage G6: nährstoffarme Silage,<br />
Silage G8: nährstoffreiche Silage; 24 h Hydrolyse im Schüttelwasserbad<br />
bei 50 °C und substrateigenem pH-Wert).............................81<br />
Abbildung 4-23: Gehalt an reduzierenden Zuckern in der organischen Trockensubstanz<br />
bei den pH-Werten 5 und 7 nach der Zugabe verschiedener<br />
Enzympräparate zum Substrat Grassilage G6 nach 24 Stunden Hydrolyse<br />
im Schüttelwasserbad bei 50 °C ...................................................82
VIII<br />
Abbildungsverzeichnis<br />
Abbildung 4-24: Gehalte an löslichen Zuckern in der organischen Trockensubstanz<br />
zweier Gärreste (Gärrest Silage G6: nährstoffarme Silage, Gärrest<br />
Silage G8: nährstoffreiche Silage; 24 h Hydrolyse im Schüttelwasserbad<br />
bei 50 °C und substrateigenem pH-Wert)....................................83<br />
Abbildung 4-25: Gehalt an reduzierenden Zuckern in der organischen Trockensubstanz<br />
von Silage G8 bei unterschiedlichen Enzympräparaten nach<br />
24 stündiger Hydrolyse im Schüttelwasserbad bei 50 °C und pH 5 .......84<br />
Abbildung 4-26: Vergleich der spezifischen Methanerträge der Variante mit Einsatz<br />
des Enzympräparates EP2 mit der Kontrollvariante in Bezug auf das<br />
gesamte Verfahren (Substrat: G20; Perkolationsfermentertemp.<br />
50 °C; Versuchsdurchlauf: V12)...............................................................86<br />
Abbildung 4-27: Verlauf der pH-Werte bei der Zudosierung von Luft in die Perkolationsfermenter<br />
(Substrat: G20; Perkolationsfermentertemp. 55 °C;<br />
Versuchsdurchlauf V13; PF: Perkolationsfermenter, FBR: Festbettreaktor)......................................................................................................88<br />
Abbildung 4-28: Übersicht über die Energieströme in der zweiphasigen Versuchsbiogasanlage<br />
mit Perkolationsfermenter und Festbettreaktor bei der<br />
Vergärung von Grassilage (verändert und erweitert nach ZIELONKA<br />
et al., 2010)...............................................................................................90<br />
Abbildung 4-29: Verteilung der mit dem Gas produzierten Energie auf die Prozessphasen<br />
(Substrate: G19, M1, R1; Perkolationsfermentertemp. 55 °C;<br />
Versuchsdurchläufe: V9a, V9b; nach ZIELONKA et al., 2010)...............93<br />
Abbildung 4-30: Vergleich der Methanerträge des Referenzgärtests (HBT) mit den<br />
Methanerträgen der zweiphasigen Versuchsanlage bei verschiedenen<br />
Silagen und Versuchsdurchläufen ....................................................95
Tabellenverzeichnis<br />
IX<br />
TABELLENVERZEICHNIS<br />
Tabelle 2-1: Übersicht über Literaturwerte für Prozessparameter zweiphasiger<br />
Anlagen bei der Vergärung von Gras oder Grassilage, sowie Roggen-Ganzpflanzen<br />
und Maissilage mit diskontinuierlichem Perkolationsfermenter<br />
und Hochleistungsmethanreaktor (erweitert und verändert<br />
nach LEHTOMÄKI et al., 2008; PF: Perkolationsfermenter, FBR:<br />
Festbettreaktor) ........................................................................................19<br />
Tabelle 3-1: Analysierte Parameter in den Prozessphasen ........................................31<br />
Tabelle 3-2: Analysierte Gase und Messbereiche der verwendeten Gasanalysegeräte<br />
bezogen auf das Volumen ............................................................38<br />
Tabelle 3-3: Kennzahlen der bei den Versuchen eingesetzten Substrate (G:<br />
Grassilage; M: Maissilage, R: Roggenganzpflanzensilage)....................44<br />
Tabelle 3-4: Übersicht über die Versuche, Versuchsdurchläufe, Varianten, Wiederholungen,<br />
verwendete Substrate und Versuchsaufbauten ................46<br />
Tabelle 4-1: Spezifischer Gesamtmethanertrag, Anteil des Festbettreaktors am<br />
Gesamtmethanertrag, CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei unterschiedlichem<br />
Perkolatmassenstrom (Substrat: G3, G4; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V2a, V2b; Fehlerindikator:<br />
Standardabweichung nur bei Varianten mit Wiederholung) .............52<br />
Tabelle 4-2: p-Wert und Funktion des linearen Zusammenhangs der Parameter<br />
spezifischer Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten<br />
Methans, CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei der Variation des<br />
Perkolatmassenstroms.............................................................................53<br />
Tabelle 4-3: Spezifischer Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten<br />
Methans, spezifische CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei unterschiedlicher<br />
Dauer der Vorhydrolysephase (Substrat: G9; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V3a, V3b) ....................55<br />
Tabelle 4-4: p-Wert und Funktion des linearen Zusammenhangs der Parameter<br />
spezifischer Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten<br />
Methans, CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei Variation der Vorhydrolysephasendauer<br />
.............................................................................55
X<br />
Tabelle 4-5:<br />
Tabelle 4-6:<br />
Tabelle 4-7:<br />
Tabelle 4-8:<br />
Tabelle 4-9:<br />
Tabelle 4-10:<br />
Tabellenverzeichnis<br />
Erzielter spezifischer Methanertrag, CSB-Ausbeute und Abbaugrad<br />
der organischen Trockensubstanz bei der Untersuchung der Perkolationsfermentertemperatur<br />
(Substrat: G7, G11, G12; Versuchsdurchläufe:<br />
V4a, V4b, V4c; Werte in Zeilen mit denselben Kleinbuchstaben<br />
sind nicht signifikant verschieden bei einem Signifikanzniveau<br />
von 0,05) ...................................................................................................59<br />
Mittel des pH-Wertes, spezifischer Methanertrag des Gesamtsystems,<br />
Verteilung des Methanertrages auf die Prozessphasen, mittlere<br />
CSB-Konzentration beim Austausch von Perkolat zwischen den<br />
Prozessphasen, CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei unterschiedlicher<br />
Perkolataustauschfrequenz (Substrat: G8, G10; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V5a, V5b) ...............63<br />
p-Wert und Funktion des linearen Zusammenhangs der Parameter<br />
spezifischer Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten<br />
Methans, CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei Variation der Perkolataustauschfrequenz<br />
...........................................................................63<br />
Mittel des pH-Wertes, spezifischer Methanertrag des Gesamtsystems,<br />
Verteilung des Methanertrages auf die Prozessphasen, spezifische<br />
CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei unterschiedlicher Perkolationsfermenterbeladung<br />
(Substrat: G13, G14; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V6a, V6b) ..............................65<br />
p-Wert und Funktion des linearen Zusammenhangs der Parameter<br />
spezifischer Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten<br />
Methans, CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei Variation der Perkolationsfermenterbeladung.....................................................................66<br />
Spezifischer Methanertrag und dessen Verteilung auf die Prozessphasen,<br />
sowie spezifische CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad der<br />
Varianten Perkolations- und Einstau-Versäuerungsfermenter (Substrat:<br />
G15, G16; Versäuerungsfermentertemp. 55 °C, Versuchsdurchläufe:<br />
V7a, V7b; Werte in Zeilen mit denselben Kleinbuchstaben<br />
sind nicht signifikant verschieden bei einem Signifikanzniveau<br />
von 0,05) ...................................................................................................68
Tabellenverzeichnis<br />
XI<br />
Tabelle 4-11: Die spezifischen Gas- und Methanerträge verschiedener Substrate<br />
und deren Verteilung auf die Prozessphasen sowie die spezifische<br />
CSB-Ausbeute und der oTS-Abbaugrad bei der diskontinuierlichen<br />
zweiphasigen Vergärung (Substrat: Grassilage G19, Maissilage M1,<br />
Roggen-Ganzpflanzensilage R1; Perkolationsfermentertemp. 55 °C;<br />
Versuchsdurchläufe: V9a, V9b, V9c; Werte in Zeilen mit denselben<br />
Kleinbuchstaben sind nicht signifikant verschieden bei einem Signifikanzniveau<br />
von 0,05) ...............................................................................73<br />
Tabelle 4-12: Spezifischer Methanertrag, Verteilung des Methanertrages auf die<br />
Prozessphasen und CSB-Ausbeute mit und ohne Einsatz eines<br />
Steinfilters im Perkolationsfermenter (Substrate: G20; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V10a, V10b; Werte in<br />
Zeilen mit denselben Kleinbuchstaben sind nicht signifikant verschieden<br />
bei einem Signifikanzniveau von 0,05).....................................76<br />
Tabelle 4-13: Spezifische Methanerträge des Gesamtsystems sowie der Festbettreaktoren,<br />
CSB-Ausbeuten und Abbaugrade der Perkolationsfermenter<br />
bei unterschiedlicher Perkolationsdauer und Perkolationsintensität<br />
(Substrat: G20; Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Perkolationsintensität<br />
1,8 bis 54,6 l (kg oTS·h) -1 ; Versuchsdurchlauf V11) ..............77<br />
Tabelle 4-14: p-Wert und Funktion des linearen Zusammenhangs der Parameter<br />
spezifischer Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten<br />
Methans, CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei Variation der Perkolationsdauer<br />
und Perkolationsintensität ...............................................79<br />
Tabelle 4-15: Gehalt an löslichen Zuckern verschiedener Grassilagen (G6, G8;<br />
Werte in Spalten mit denselben Kleinbuchstaben sind nicht signifikant<br />
verschieden bei einem Signifikanzniveau von 0,05) .......................81<br />
Tabelle 4-16: Gehalte an löslichen Zuckern in der organischen Trockensubstanz<br />
von Grassilage G6 bei Einsatz verschiedener Enzyme und unterschiedlichen<br />
pH-Werten (24 h Hydrolyse im Schüttelwasserbad bei<br />
50 °C; Werte in Spalten mit denselben Kleinbuchstaben sind nicht<br />
signifikant verschieden bei einem Signifikanzniveau von 0,05) ..............83
XII<br />
Tabelle 4-17:<br />
Tabelle 4-18:<br />
Tabelle 4-19:<br />
Tabelle 4-20:<br />
Tabelle 4-21:<br />
Tabelle 9-1:<br />
Tabelle 9-2:<br />
Tabelle 9-3:<br />
Tabelle 9-4:<br />
Tabelle 9-5:<br />
Tabelle 9-6:<br />
Tabelle 9-7:<br />
Tabelle 9-8:<br />
Tabellenverzeichnis<br />
Gehalte an löslichen Zuckern in der organischen Trockensubstanz<br />
von der Grassilage G8 bei Einsatz verschiedener Enzympräparate<br />
(24 h Hydrolyse im Schüttelwasserbad bei 50 °C; Werte in Spalten<br />
mit denselben Kleinbuchstaben sind nicht signifikant verschieden bei<br />
einem Signifikanzniveau von 0,05) ..........................................................85<br />
Spezifischer Methanertrag, CSB-Ausbeuten und oTS-Abbaugrade<br />
beim Einsatz des Enzympräparates EP2 in diskontinuierlichen Perkolationsfermentern<br />
bei 50 °C (Werte in Zeilen mit denselben Kleinbuchstaben<br />
sind nicht signifikant verschieden bei einem Signifikanzniveau<br />
von 0,05; Versuchsdurchlauf: V12)..............................................86<br />
Spezifische Methanerträge des Gesamtsystems, spezifische Kohlendioxiderträge<br />
der Perkolationsfermenter, die Verteilung der Methanproduktion<br />
auf die Prozessphasen, CSB-Ausbeuten und<br />
oTS-Abbaugrade bei der Eindosierung von Luft in die Perkolationsfermenter<br />
(Substrat: G20; Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Versuchsdurchlauf<br />
V13).................................................................................88<br />
Energiebilanz des Substrates in einer zweiphasigen Biogasanlage<br />
mit Perkolationsfermenter und Festbettreaktor bei Einsatz verschiedener<br />
Substrate (Substrate: Grassilage G19, Roggen-<br />
Ganzpflanzensilage R1, Maissilage M1; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V9a, V9b; nach ZIELONKA et al., 2010)....92<br />
Vergleich der Methanerträge des Referenzgärtests (HBT) mit den<br />
Methanerträgen der zweiphasigen Versuchsanlage bei verschiedenen<br />
Silagen und Versuchsdurchläufen ....................................................96<br />
Datenblatt Enzympräparat EP1..............................................................123<br />
Datenblatt Enzympräparat EP2..............................................................123<br />
Datenblatt Enzympräparat EP3..............................................................123<br />
Datenblatt Enzympräparat EP4..............................................................124<br />
Datenblatt Enzympräparat EP5..............................................................124<br />
Datenblatt Enzympräparat EP6..............................................................124<br />
Datenblatt Enzympräparat EP7..............................................................124<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V2a und V2b<br />
des Versuches Variation des Perkolatmassenstroms zwischen den<br />
Prozessphasen (V2) ...............................................................................125
Tabellenverzeichnis<br />
XIII<br />
Tabelle 9-9:<br />
Tabelle 9-10:<br />
Tabelle 9-11:<br />
Tabelle 9-12:<br />
Tabelle 9-13:<br />
Tabelle 9-14:<br />
Tabelle 9-15:<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V3a und V3b<br />
des Versuches Variation der Vorhydrolysedauer (V3) ..........................125<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V4a, V4b und<br />
V4c des Versuches Variation der Perkolationsfermentertemperatur<br />
(V4) .........................................................................................................126<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V5a und V5b<br />
des Versuches Variation der Perkolataustauschfrequenz (V5) ............127<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V6a und V6b<br />
des Versuches Variation der Beladung der Perkolationsfermenter<br />
(V6) .........................................................................................................127<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V7a und V7b<br />
des Versuches Vergleich des Perkolationsverfahrens mit dem<br />
Einstauverfahren (V7).............................................................................128<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V9a, V9b und<br />
V9c des Versuches Vergleich verschiedener Substrate (V9) ...............129<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V10a und V10b<br />
des Versuches Einfluss des Steinfilters im Perkolationsfermenter auf<br />
den Prozess (V10)..................................................................................130
XIV<br />
Abkürzungs- und Symbolverzeichnis<br />
ABKÜRZUNGS- UND SYMBOLVERZEICHNIS<br />
a<br />
AA<br />
ADF<br />
atm<br />
B<br />
b<br />
BD<br />
c<br />
CH 4<br />
CO 2<br />
Cr<br />
CSB<br />
CSB A<br />
CSB Cr<br />
CSTR<br />
DIN<br />
DNS<br />
E<br />
e<br />
EEG<br />
EGSB<br />
EN<br />
EWG<br />
F<br />
FBR<br />
FeSO 4<br />
FFS<br />
FM<br />
GE<br />
Gl.<br />
GPS<br />
Verbrauch an 0,1 M FeSO 4 Lösung für den Blindwert<br />
Summe der Gehalte an Alkoholen mit zwei bis vier Kohlenstoffatomen<br />
Säure-Detergenz-Faser (engl.: acid detergent fiber)<br />
Physikalische Atmosphäre (1 atm = 1013,25 hPa)<br />
Beladung des Perkolationsfermenters<br />
Verbrauch an 0,1 M FeSO 4 Lösung für die Probe<br />
Gehalt an 2,3 Butandiol<br />
Vorlage für die Titration<br />
Methan<br />
Kohlenstoffdioxid<br />
Chrom<br />
Chemischer Sauerstoffbedarf<br />
aus dem Perkolationsfermenter extrahierte Masse an CSB<br />
Chemischer Sauerstoffbedarf aus Feststoffen<br />
Rührkesselfermenter (engl.: continiously stirred tank reaktor)<br />
Deutsches Institut für Normung<br />
Dinitrosalicylsäure<br />
Einwaage<br />
zufällige Abweichung (Restfehler)<br />
Erneuerbare Energien Gesetz<br />
Schwebebettreaktor (engl.: Expanded granular sludge bed)<br />
Europäische Norm<br />
Europäische Wirtschaftsgemeinschaft<br />
Titer bei der Bestimmung des Chemischen Sauerstoffbedarfs aus Feststoffen<br />
Festbettreaktor<br />
Eisen(II)-sulfat<br />
Flüchtige Fettsäuren (organische Säuren mit einem bis sechs Kohlenstoffatomen)<br />
Frischmasse<br />
Bruttoenergie<br />
Gleichung<br />
Ganzpflanzensilage
Abkürzungs- und Symbolverzeichnis<br />
XV<br />
h<br />
Stunde<br />
H 2<br />
H 2 S<br />
HBT<br />
HCl<br />
HPLC<br />
H S<br />
idF v.<br />
K 2 Cr 2 O 7<br />
kWh<br />
l N<br />
M<br />
MB<br />
MgO<br />
min<br />
MS<br />
NDF<br />
NfE<br />
NFS<br />
NH 4<br />
O 2<br />
oDM<br />
oTS<br />
p<br />
p 0<br />
PD<br />
PF<br />
Wasserstoff<br />
Schwefelwasserstoff<br />
<strong>Hohenheim</strong>er Biogas Ertragstest<br />
Chlorwasserstoffsäure (Salzsäure)<br />
Hochleistungsflüssigkeitschromatographie (engl.: high performance liquid<br />
chromatography)<br />
Brennwert<br />
in der Fassung vom<br />
Kaliumdichromat<br />
Kilowattstunden<br />
Normliter<br />
Mol<br />
Methodenbuch<br />
Magnesiumoxid<br />
Minute<br />
Gehalt an Milchsäure<br />
Neutral-Detergenz-Faser (engl.: neutral detergent fiber)<br />
Stickstofffreie Extraktstoffe<br />
Summe der Gehalte an niederen Fettsäuren<br />
Ammoniumstickstoff<br />
Sauerstoff<br />
oTS (engl.: organic dry matter)<br />
organische Trockensubstanz<br />
Druck<br />
Normdruck; p 0 = 1013 hPa<br />
Gehalt an 1,2 Propandiol<br />
Perkolationsfermenter<br />
ppm parts per million (mg kg -1 )<br />
PVC Polyvinylchlorid<br />
PVDF Polyvinylidenfluorid<br />
p w<br />
R<br />
SAS<br />
T<br />
Dampfdruck des Wassers<br />
Abbaugrad der organischen Substanz<br />
Statistisches Analysesystem (engl.: statistical analysis system)<br />
Temperatur in K
XVI<br />
T 0<br />
TS<br />
UASB<br />
Upm<br />
V<br />
V a<br />
VDI<br />
x<br />
XF<br />
XL<br />
XP<br />
Y<br />
y<br />
z<br />
<br />
Abkürzungs- und Symbolverzeichnis<br />
Normtemperatur; T 0 = 273 K<br />
Trockensubstanz<br />
Schlammbettreaktor (engl.: Upflow anaerobic sludge blanket)<br />
Umdrehungen pro Minute<br />
Volumen<br />
Aufschlussvolumen (250 ml)<br />
Verein Deutscher Ingenieure<br />
Perkolatvolumen<br />
Rohfaser<br />
Rohfett<br />
Rohprotein<br />
Biogasertrag im Normzustand<br />
CSB Konzentration Perkolationsfermenterauslauf<br />
CSB Konzentration im Festbettreaktorauslauf<br />
Erwartungswert, Mittelwert<br />
Abkürzungsverzeichnis von Institutionen<br />
AGEE-Stat Arbeitsgruppe Erneuerbare Energien-Statistik des BMU<br />
ATB Leibniz-Institut für Agrartechnik Potsdam-Bornim e. V.<br />
ATV Abwassertechnische Vereinigung<br />
BCN Biogas-Crops-Network<br />
BMELV Bundesministerium für Ernährung, Landwirtschaft und Verbraucherschutz<br />
BMU Bundesministerium für Umwelt, Naturschutz und Reaktorsicherheit<br />
BMWi Bundesministerium für Wirtschaft und Technologie<br />
BTU Brandenburgisch technische Universität Cottbus<br />
DVGW Deutsche Vereinigung des Gas- und Wasserfaches<br />
FAL Bundesforschungsanstalt für Landwirtschaft Braunschweig-Völkenrode seit<br />
2008 Johann Heinrich von Thünen-Institut (vTI)<br />
FNR Fachagentur Nachwachsende Rohstoffe e.V.<br />
VDLUFA Verband Deutscher Landwirtschaftlicher Untersuchungs- und Forschungsanstalten<br />
e.V.<br />
vTI<br />
siehe FAL
Einleitung 1<br />
1 EINLEITUNG<br />
1.1 Problemstellung<br />
Die Bundesregierung sieht den Schutz des Klimas und die nachhaltige Energieversorgung<br />
als zentrale Herausforderung. Dazu ist die Nutzung regenerativer Energien, neben der<br />
Effizienzsteigerung und Energieeinsparung, zwingend notwendig. Deshalb wurde der<br />
Ausbau des Anteils der regenerativen Energien an der Stromerzeugung auf 30% im Jahr<br />
2020 beschlossen. Biogas ist mit einem Anteil von etwa 40% an der Stromproduktion aus<br />
Biomasse des Jahres 2009 ein bedeutender regenerativer Energieträger (BMU und<br />
AGEE-STAT, 2010), dessen Stellung als Kraftstoff, wie auch zur Wärme- und Stromproduktion<br />
weiter ausgebaut werden soll (BMWI und BMU, 2010). Um mögliche Flächennutzungskonflikte<br />
zu reduzieren, sollen dazu laut Biomasseaktionsplan der Bundesregierung<br />
verstärkt bisher ungenutzte Biomassepotenziale, wie z. B. Landschaftspflegematerial, genutzt<br />
werden (BMU und BMELV, 2009). In Baden-Württemberg, wie auch in vielen anderen<br />
Regionen, ist aufgrund des züchterischen und technischen Fortschritts sowie des<br />
Strukturwandels in der Milchviehhaltung ein Rückgang der Grünlandnutzung zur Raufuttererzeugung<br />
zu verzeichnen. Durch die Steigerung der Milchleistung ist es möglich, bei<br />
etwa gleichbleibender produzierter Milchmenge den Tierbestand zu reduzieren. Im Jahr<br />
2015 werden voraussichtlich ca. 26% (167 000 ha) der Grünlandflächen Baden-<br />
Württembergs nicht mehr nachhaltig zur Futterproduktion genutzt. Davon sind etwa<br />
79 000 ha für die Biogasproduktion geeignet (RÖSCH et al., 2007). Diese Flächen müssen<br />
aus Gründen des Naturschutzes und zur Offenhaltung der Landschaft weiterhin gemäht<br />
und dürfen nur zu geringen Teilen in Ackerland umgewandelt werden. Damit steht ein großes<br />
Biomassepotenzial für die Energieproduktion zur Verfügung. Je nach Verholzungsgrad<br />
sind diese Substrate biologisch sehr gut für die Biogasproduktion geeignet und erreichen<br />
mit anderen Energiepflanzen vergleichbare Methanerträge (KAISER et al., 2004;<br />
LEMMER, 2005; MÄHNERT, HEIERMANN und LINKE, 2005). Durch den Rückgang der<br />
Milchviehhaltung ist für diese Gebiete eine verfahrenstechnische Lösung zur Vergärung<br />
des Grüngutes ohne Einsatz von Flüssigmist von großem Interesse (WEILAND, 2006). Die<br />
Verwertung von Grasschnitt oder Grassilage in landwirtschaftlichen Rührkesselfermentern<br />
gilt als problematisch. Erfahrungen aus Labor und Praxis haben gezeigt, dass es bei der<br />
Verwertung von hohen Anteilen von Gras oder Grassilage als Kosubstrate bei der Vergärung<br />
von Gülle zu einer starken Schwimmdeckenbildung kommt (BAADER, 1982;<br />
BASERGA und EGGER, 1997; NORDBERG und EDSTRÖM, 1997; DORSCH, 2002;<br />
OECHSNER und LEMMER, 2002; LEMMER, 2005; THAMSIRIROJ und MURPHY, 2010).
2<br />
Einleitung<br />
Diese erschwert das Rühren. Insbesondere beim Ausfall des Rührwerks kann es zu einer<br />
Vervielfachung des Volumens des Fermenterinhaltes kommen, wobei der Fermenter durch<br />
den entstehenden Druck beschädigt werden kann (LEMMER, 2005). Verursacht werden<br />
diese Probleme durch den hohen Fasergehalt des Grases und die dadurch mögliche Anlagerung<br />
von Gasbläschen an faserhaltige und zum flotieren neigende Substratpartikel<br />
(BAADER, 1982). Zudem finden die vier Phasen des Biogasprozesses in den in der<br />
Landwirtschaft üblichen Rührkesselreaktoren in einem Fermenter statt. Das bedeutet,<br />
dass suboptimale Bedingungen für die Mikroorganismen der einzelnen Phasen vorherrschen,<br />
da diese unterschiedliche Ansprüche an ihre Lebensbedingungen haben. Durch<br />
eine Trennung des Prozesses in die Funktionsbereiche Säurebildung und Säureabbau<br />
könnte eine Optimierung der einzelnen Phasen ermöglicht werden (GHOSH und<br />
POHLAND, 1974).<br />
1.2 Zielsetzung und Aufgabenstellung<br />
Zielsetzung für das Projekt ist die Entwicklung und Erforschung eines zweiphasigen Verfahrens<br />
zur Grassilagevergärung. Dies soll als Monofeststofffermentation realisiert werden,<br />
um dem Umstand des geringeren Viehbesatzes und der verfahrenstechnischen Probleme<br />
der Grasvergärung in Rührkesselfermentern Rechnung zu tragen. Durch die Unterteilung<br />
des Prozesses in eine Versäuerungs- und eine Methanisierungsphase soll den Anforderungen<br />
der verschiedenen Mikroorganismengruppen an ihre Lebensbedingungen<br />
besser entsprochen werden und damit eine beschleunigte Vergärung und verbesserte<br />
Prozessstabilität erreicht werden. Die daraus abgeleitete Aufgabenstellung beinhaltet den<br />
Aufbau und Versuchsbetrieb einer zweiphasigen Laborbiogasanlage bestehend aus Perkolationsfermenter<br />
(PF) und Festbettmethanreaktor (FBR) zur Verfahrensoptimierung<br />
durch das Auffinden und Optimieren prozessrelevanter Parameter.<br />
Dieses Forschungsprojekt wurde im Rahmen des BMBF-Verbundprojektes „Biogas-Crops-<br />
Network“ durchgeführt (Förderkennzeichen: 03SF0317D).
Stand der Technik 3<br />
2 STAND DER TECHNIK<br />
2.1 Grundlagen der Gärbiologie und relevante Parameter des Gärprozesses<br />
Der Prozess des mikrobiellen Abbaus organischer Substanzen unter anoxischen Bedingungen<br />
kann in die vier Schritte Hydrolyse, Acidogenese, Acetogenese und Methanogenese<br />
(MUDRACK und KUNST, 2003; DEUBLEIN und STEINHAUSER, 2008) unterteilt<br />
werden (Abbildung 2-1).<br />
Abbildung 2-1: Vereinfachtes Schema des mikrobiellen Abbaus unter anoxischen Bedingungen<br />
(nach BISCHOFSBERGER et al., 2005 und LEMMER, 2010)<br />
2.1.1 Hydrolyse<br />
In der ersten Phase, der Hydrolyse oder auch Verflüssigung, werden nichtlösliche Bestandteile,<br />
wie Polysacharide, Proteine und Lipide durch Exoenzyme, der sogenannten<br />
primären Gärer, zu wasserlöslichen Mono- und Dimeren abgebaut. Dazu werden die kovalenten<br />
Bindungen der Moleküle durch die Exoenzyme in einer chemischen Reaktion mit
4<br />
Stand der Technik<br />
Wasser aufgebrochen. Die Hydrolyse ermöglicht es den daran beteiligten, obligat als auch<br />
fakultativ anaeroben Bakterien und Hefen, die gebildeten Monomere oder Dimere aufzunehmen<br />
und weiter umzuwandeln. Die fakultativ anaeroben Mikroorganismen verbrauchen<br />
den gelösten Sauerstoff im Wasser, so dass ein niedriges Redox-Potenzial entsteht, das<br />
für die obligat anaeroben Mikroorganismen notwendig ist (BISCHOFSBERGER et al.,<br />
2005).<br />
Die Hydrolyse von kurzkettigen Kohlenhydraten, wie Zuckern oder Hemizellulosen, findet<br />
in wenigen Stunden statt (DEUBLEIN und STEINHAUSER, 2008). Mit zunehmender<br />
Komplexität der Kohlenhydrate (z.B. Zellulose oder Pektin) nimmt auch die Hydrolysedauer<br />
zu. Lignin ist so gut wie gar nicht hydrolysierbar (BISCHOFSBERGER et al., 2005). Bei<br />
lignocellulose- oder cellulosehaltigen Substraten kann die Hydrolyse den abbaulimitierenden<br />
Schritt darstellen (ATV-FACHAUSSCHUSS, 1994).<br />
Die Hydrolyse von Proteinen benötigt einige Tage (DEUBLEIN und STEINHAUSER, 2008)<br />
und ist relativ komplex, da viele verschiedene Aminosäuren und Peptide gebildet werden<br />
können. Sie erfolgt vorzugsweise bei neutralen bis schwach alkalischen pH-Werten durch<br />
Proteasen (MCINERNEY, 1988).<br />
Für die Hydrolyse von Fetten ist die Emulgierung notwendig, so dass die Lipasen sie in<br />
langkettige Fettsäuren und Glycerin spalten können (BISCHOFSBERGER et al., 2005).<br />
Die Hydrolyse stellt auch bei guter Emulgierung in der Regel den abbaulimitierenden<br />
Schritt dar (ATV-FACHAUSSCHUSS, 1994).<br />
Die Hydrolyse kann der Umsatz limitierende Schritt bei dem anaeroben Abbau von Biomasse<br />
sein, falls das Substrat biologisch schwer abbaubar ist, weil es z. B. viel Fett oder<br />
stückiges Material enthält (MUDRACK und KUNST, 2003; KHANAL, 2008). Auch im Rahmen<br />
der Versäuerung (Hydrolyse und Acidogenese) ist die Hydrolyse von Polymeren der<br />
Umsatz limitierende Schritt, da nur Monomere von den primären Gärern direkt aufgenommen<br />
und weiterverarbeitet werden können (UBUKATA, 1997).<br />
Der Einsatz von industriellen Enzympräparaten im Biogasprozess verspricht den zusätzlichen<br />
Aufschluss von bisher nicht oder nur schwer abbaubaren Substanzen, wie z. B. Zellulosen<br />
und Hemizellulosen (VINTILOIU et al., 2009). In Biogasreaktoren konnte der Erfolg
Stand der Technik 5<br />
dieser Behandlungsmethode bisher nicht nachgewiesen werden. Es wird vermutet, dass<br />
die Einsatzbedingungen der Grund dafür sind. Die Temperaturen in normalen einphasigen<br />
Biogasanlagen, die als kontinuierlich betriebener Rührkesselfermenter (CSTR) ausgeführt<br />
sind, liegen meistens im mesophilen und der pH-Wert im neutralen Bereich. Dieses entspricht<br />
nicht den Wirkungsoptima von Hemizellulose abbauenden Enzymen. In einphasigen<br />
Biogasanlagen sind zudem immer aktive Mikroorganismen zugegen, die die eingesetzten<br />
Enzyme abbauen könnten bevor sie ihre Wirkung entfalten. Zudem ist hier der<br />
Trockensubstanzgehalt mit ca. 6 bis 12% sehr niedrig. Dieses könnte die Wirksamkeit der<br />
Enzyme herabsetzen, weil sie dadurch nicht genügend Kontakt zum Substrat erlangen. Oft<br />
wird auch die gute Abbaubarkeit der Substrate als Grund angeführt, dass Enzyme keinen<br />
zusätzlichen Nutzen im Biogasprozess erbringen (BRULÉ et al., 2007a; BRULÉ et al.,<br />
2008).<br />
2.1.2 Acidogenese<br />
Die von den primären Gärern aufgenommenen Mono- und Dimere werden von ihnen zu<br />
organischen Säuren, Alkoholen, Wasserstoff und Kohlenstoffdioxid umgewandelt. Dieser<br />
Umbauschritt wird nach den dominierenden Produkten, den Fettsäuren, als Acidogenese<br />
bezeichnet. Neben den Fettsäuren, wie z. B. Milch-, Butter-, Essig- und Propionsäure und<br />
ihren Isomeren, werden auch Alkohole, wie z. B. Ethanol, gebildet. Die Versäuerung ist<br />
durch eine geringe Abnahme des chemischen Sauerstoffbedarfs (CSB) bzw. des Energie-<br />
Gehaltes des Abwassers (etwa 10%) gekennzeichnet (MUDRACK und KUNST, 2003).<br />
In Biogasanlagen ist immer eine Mischkultur von versäuernden Bakterien enthalten. Die<br />
stofflichen Eigenschaften des Substrates und die Milieubedingungen entscheiden darüber,<br />
welche der verschiedenen Gärungen (Propionsäuregärung, Buttersäuregärung, etc.) ablaufen<br />
(BISCHOFSBERGER et al., 2005). Die Konzentration der gebildeten Wasserstoffionen<br />
beeinflusst z. B. die Art der gebildeten Fermentationsprodukte. Je höher der Wasserstoffpartialdruck,<br />
desto weniger reduzierte Verbindungen, beispielsweise Acetat, werden<br />
gebildet (DEUBLEIN und STEINHAUSER, 2008).<br />
Die in der Hydrolyse gebildeten Zucker versäuern schnell und der pH-Wert kann dabei<br />
unter vier absinken (MUDRACK und KUNST, 2003). Eine optimale Säurebildung ist an<br />
pH-Werte unter 6,5 gebunden. Aber auch bei höheren Werten ist die Versäuerung der in<br />
der Hydrolyse gebildeten Zucker in der Regel kein umsatzlimitierender Abbauschritt (ATV-
6<br />
Stand der Technik<br />
FACHAUSSCHUSS, 1994). Bei einem Überangebot von schnell versäuerbaren Substraten<br />
wie Glucose, kommt es zu einer erhöhten Wasserstoffproduktion (ZINDER, 1986). Eine<br />
Überversorgung hemmt die Wasserstoff und Acetat verwertenden Mikroorganismen.<br />
Dies führt zu einem Anstieg der Acetat- und Wasserstoffkonzentrationen. Dies hat zur Folge,<br />
dass auch längerkettige Fettsäuren, wie Propion- und Buttersäure (WILDENAUER und<br />
WINTER, 1985), sowie Milchsäure und Ethanol gebildet werden. Dadurch kann der<br />
pH-Wert bei gleichzeitigem Anstieg von undissoziierten Fettsäuren in einen für die Methanproduktion<br />
ungünstigen Bereich abfallen (ATV-FACHAUSSCHUSS, 1994).<br />
Bei der langsameren Versäuerung von Proteinen werden pH-puffernde Ionen freigesetzt.<br />
Daher liegt der optimale pH-Wert für die Versäuerung von Eiweißen im neutralen Bereich<br />
zwischen 7,0 und 7,5 (MUDRACK und KUNST, 2003). Die vollständige Versäuerung ist an<br />
einen niedrigen Wasserstoffpartialdruck gekoppelt. Dies kann durch reduktive Reaktionen<br />
oder durch Syntrophie mit Wasserstoff verwertenden methanogenen Mikroorganismen<br />
erfolgen (WINTER, SCHINDLER und WILDENAUER, 1987). Bei dem Abbau von Aminosäuren<br />
entstehen durch Desaminierung und Decarboxylierung immer langkettige Fettsäuren,<br />
wie z. B. Butter- und Propionsäure (ATV-FACHAUSSCHUSS, 1994).<br />
Die in der Hydrolyse aus Ölen und Fetten gebildete Alkoholfraktion und freien Fettsäuren<br />
werden in verschiedenen Stoffwechselwegen weiter abgebaut. Die Alkohole werden über<br />
die Versäuerungs-, Acetogene-Phase und die Methanbildung metabolisiert. Der weitere<br />
Abbau der Fettsäuren erfolgt durch Hydrierung der Fettsäuren und die -Oxidation. Bei<br />
dieser erfolgt eine schrittweise Verkürzung um jeweils zwei Kohlenstoffatome. Die Länge<br />
der Fettsäurekette bestimmt damit die Reaktionszeit. Da direkt Essigsäure gebildet wird,<br />
entfällt die acetogene Phase (MUDRACK und KUNST, 1987).<br />
Die zu bevorzugenden pH-Werte unterscheiden sich also je nach Zusammensetzung des<br />
Substrates. Die dabei gebildeten Intermediate sind abhängig von der Zusammensetzung<br />
der eingesetzten Substrate und der dominierenden Gärungsart. Diese ist wiederum abhängig<br />
vom pH-Wert.<br />
2.1.3 Acetogenese<br />
Die Produkte der Acidogenese werden im dritten Konversionsschritt, der Acetogenese,<br />
durch die sekundären Gärer zu Essigsäure, Wasser, Wasserstoff und Kohlenstoffdioxid
Stand der Technik 7<br />
umgesetzt. Die sekundären Gärer produzieren also selbst Wasserstoff, können aber nur<br />
bei einem sehr niedrigen Wasserstoffpartialdruck von weniger als 10 -4 atm Stoffwechsel<br />
betreiben. Bei einem höheren Wasserstoffpartialdruck wären die Stoffwechselschritte endergon.<br />
Dieser Gärungsschritt kann daher nur gekoppelt mit einer exergonen Reaktion<br />
ablaufen (ATV-FACHAUSSCHUSS, 1994). Dieses wird durch eine Syntrophie der sekundären<br />
Gärer mit Wasserstoff zehrenden methanogenen Mikroorganismen erreicht. Durch<br />
die „Interspecies Hydrogen Transfer“ bezeichnete Übertragung des Wasserstoffs von den<br />
sekundären Gärern auf die methanogenen Mikroorganismen wird der Wasserstoffpartialdruck<br />
so weit gesenkt, dass eine exergone Gesamtreaktion möglich ist<br />
(BISCHOFSBERGER et al., 2005). Bei vorwiegend gelösten Substraten kann auch die<br />
Acetogenese wegen der langsamen Wachstumsraten der acetogenen Bakterien der Geschwindigkeits<br />
limitierende Schritt im anaeroben Abbau von Biomasse sein. Das trifft z. B.<br />
dann zu, wenn in der Acidogenese durch einen niedrigen pH-Wert hauptsächlich reduzierte<br />
Produkte, wie Buttersäure, gebildet werden, die von den methanogenen Mikroorganismen<br />
nicht direkt aufgenommen werden können (MUDRACK und KUNST, 2003).<br />
2.1.4 Methanogenese<br />
Bei der Methanogenese handelt es sich um eine Carbonat-Atmung, eine Form der anaeroben<br />
Atmung mit Kohlendioxid als Elektronenakzeptor (CYPIONKA, 2010). Es werden<br />
hierbei die durch die primären und sekundären Gärer gebildeten Stoffe Essigsäure, Wasserstoff,<br />
Kohlendioxid Methanol, Methylen und Formiat als Substrate benutzt. Die zu den<br />
Archaeen zählenden strikt anaeroben methanogenen Mikroorganismen lassen sich nach<br />
ihren Stoffwechselwegen in zwei physiologische Untergruppen unterteilen. Die wasserstoffoxidierenden<br />
methanogenen Mikroorganismen bilden aus Wasserstoff und Kohlendioxid<br />
bzw. Formiat Methan. Das Reaktionsschema ist in Gl. (1) dargestellt (SCHLEGEL et<br />
al., 2007).<br />
H 2<br />
CO 2<br />
CH 4<br />
H 2 O<br />
Wasserstoff<br />
Kohlestoffdioxid<br />
Methan<br />
Wasser<br />
4H2 CO2<br />
CH4<br />
H2O<br />
(1)
8<br />
Stand der Technik<br />
Die andere physiologische Untergruppe sind die Acetat verwertenden Methanogenen. Sie<br />
verwerten Essigsäure oder andere Substrate mit Methylgruppen, wie z. B. Methanol. Sie<br />
haben gegenüber den Wasserstoffverwertern zwei bis viermal längere Umsatz- und<br />
Wachstumsraten (MUDRACK und KUNST, 2003). Die Verwertung von Acetat erfolgt nach<br />
dem in Gl. (2) beschriebenen Reaktionsschema (SCHLEGEL et al., 2007).<br />
H 3 C-COO -<br />
H +<br />
CH 4<br />
CO 2<br />
<br />
H3C<br />
COO H CH4<br />
CO2<br />
(2)<br />
Essigsäure<br />
Wasserstoff<br />
Methan<br />
Kohlestoffdioxid<br />
Je nach stöchiometrischer Zusammensetzung der Ausgangssubstrate lassen sich die Zusammensetzung<br />
und die Menge des entstehenden Biogases nach der in Gl. (3) beschriebenen<br />
Formel von BUSWELL und MUELLER (1952) berechnen. Diese basiert auf der<br />
Kenntnis der chemischen Summenformeln aller Eingangsstoffe und setzt den vollständigen<br />
Stoffumsatz voraus.<br />
a b n a b n a b<br />
CnHaOb<br />
(n )H2O<br />
( )CO2<br />
( ) CH4<br />
(3)<br />
4 2 2 8 4 2 8 4<br />
C Kohlenstoff<br />
H Wasserstoff<br />
O Sauerstoff<br />
a/b/n Anzahl in mol<br />
2.2 Verfahrenstechnik der Biogasproduktion<br />
Die Verfahren zur anaeroben Behandlung organischer Rest- und Rohstoffe zur Biogasproduktion<br />
lassen sich nach vielfältigen Kriterien schematisieren. Als ein übergeordnetes<br />
Kriterium kann die Unterscheidung von ein- und zweiphasigen Verfahren angesehen werden.<br />
Dies bezieht sich auf die Möglichkeit, die Phasen der Hydrolyse und Acidogenese<br />
räumlich und zeitlich getrennt von der Acetogenese und Methanogenese ablaufen zu lassen.<br />
Da die zweiphasigen Biogasanlagen aus technischer Sicht sich aus Behältern zusammensetzen,<br />
die ebenso an einphasigen Biogasanlagen verwendet werden, soll hier
Stand der Technik 9<br />
als Hinleitung zuerst auf die zur Unterscheidung von einphasigen Biogasverfahren gebräuchlichen<br />
Kriterien eingegangen werden.<br />
Ein Kriterium zur Untergliederung der Verfahren ist der Trockensubstanzgehalt (TS-<br />
Gehalt) der verwendeten Substrate. Dabei wird zwischen flüssigem Gärsubstrat<br />
(13% TS) und Feststoffen (20 bis 35% TS) unterschieden (BISCHOFSBERGER et al.,<br />
2005). Bei den flüssigen Substraten handelt es sich um pumpfähige Biomasse, während<br />
die Feststoffe als stapelbar bzw. stichfest beschrieben werden (FAL, 2007).<br />
Weiter wird zwischen kontinuierlich und diskontinuierlich betriebenen Anlagen unterschieden.<br />
Speziell bei flüssigen Substraten ist außerdem die Unterscheidung zwischen Verfahren<br />
mit und ohne Biomasserückhalt sinnvoll (Abbildung 2-2), da hier insbesondere das<br />
Ausschwemmen der mikrobiologischen Biomasse durch das flüssige Substrat bei hoher<br />
Belastung des Reaktors ein großes Problem darstellt (ATV-FACHAUSSCHUSS, 1990;<br />
MEYER, 2004). Dazu wird die hydraulische Verweilzeit von der Verweilzeit der Biomasse<br />
entkoppelt, indem diese durch Trägermaterialien (NICOLELLA, VAN LOOSDRECHT und<br />
HEIJNEN, 2000; RAJESHWARI, 2000), Flockung oder Pelletbildung (LETTINGA, 1995) im<br />
Reaktor zurückgehalten wird. Auch die Kombination verschiedener Systeme in einem Reaktor<br />
ist möglich. Dann wird von einem Hybridreaktor gesprochen (MONTENEGRO,<br />
ARAUJO und VAZOLLER, 2003).
10<br />
Stand der Technik<br />
Abbildung 2-2: Schema zur anaeroben Verfahrenstechnik der Biogasproduktion aus<br />
flüssigen Substraten (nach MEYER, 2004)<br />
Um Verwechselungen mit dem im EEG 2004 (BGBI Teil 1 Nr. 40 EEG, 21. Juni 2004)<br />
verwendeten Begriff Trockenfermentation auszuschließen, unter den auch CSTR fallen<br />
können, die ausschließlich mit nachwachsenden Rohstoffen wie Maissilage beschickt<br />
werden (BMU, KI III 4/KI III 2, 2007), wird in dieser Arbeit der Begriff Feststofffermentation<br />
verwendet. Nach BISCHOFSBERGER et al. (2005) ist Feststofffermentation (dort Trockenverfahren<br />
bzw. Trockenvergärung genannt) durch einen Trockensubstanzgehalt des<br />
schütt- oder stapelfähigen Substrates bis zu etwa 35% und einen Trockensubstanzgehalt<br />
im Reaktionsraum von 20 bis 35% definiert. Feststofffermentation zeichnet sich nach der<br />
Definition von KUSCH (2007) durch den Einsatz von stapelfähigem Substrat und einen<br />
über dem von Flüssigvergärung liegendem Trockensubstanzgehalt im Fermentationsraum<br />
aus. In der erweiterten Definition ist dabei der Trockensubstanzgehalt während der Einbringung<br />
entscheidend. So schließt diese Definition auch Verfahren ein, dessen Trockensubstanzgehalt<br />
im Reaktionsraum sich nach Befüllung ändert, beispielsweise durch Flutung.<br />
Für die Feststofffermentation werden kontinuierliche und diskontinuierliche Verfahren angewendet.<br />
Zu den diskontinuierlichen Verfahren zählen die Aufstaufermenter, die Haufwerksfermenter<br />
und die Perkolationsfermenter. Die kontinuierlichen Verfahren lassen sich
Stand der Technik 11<br />
in Verfahren mit Perkolationsfermenter, Pfropfenstromfermenter und Silofermenter unterteilen<br />
(Abbildung 2-3).<br />
Diskontinuierliche<br />
Verfahren<br />
Kontinuierliche<br />
Verfahren<br />
Feststofffermentation<br />
Perkolationsfermenter<br />
Haufwerksfermenter<br />
Aufstaufermenter<br />
Perkolationsfermenter<br />
Pfropfenstromfermenter<br />
Silofermenter<br />
Abbildung 2-3: Schema zur anaeroben Verfahrenstechnik der Biogasproduktion aus<br />
Feststoffen (nach WEILAND, 2006)<br />
Im weiteren Verlauf soll näher auf die bei den eigenen Untersuchungen verwendeten Perkolationsfermenter<br />
und Festbettreaktoren eingegangen werden.<br />
2.2.1 Perkolations- und Einstaufermenter<br />
Nach WEILAND (2006) können die Verfahren mit Perkolationsfermentern (PF) nach zwei<br />
Kriterien weiter untergliedert werden (Abbildung 2-4):<br />
Anzahl der Phasen und<br />
kontinuierlicher bzw. diskontinuierlicher Betriebsweise.
12<br />
Stand der Technik<br />
Abbildung 2-4:<br />
Schema zur anaeroben Verfahrenstechnik der Biogasproduktion mit Perkolationsfermentern<br />
(verändert und erweitert nach WEILAND, 2006)<br />
Die einphasigen, diskontinuierlichen Perkolationsfermenter (Boxen- / Garagenfermenter)<br />
sind auf Deponiesimulationsreaktoren zurückzuführen. Die Deponiesimulationsreaktoren<br />
(engl.: leach bed reactors) sind ausschließlich im Labor betriebene Reaktoren, die die Untersuchung<br />
von Sickerwasser- und Deponiegasbildung von Mülldeponien im Labor, sowohl<br />
unter aeroben wie auch unter anaeroben Bedingungen, ermöglichen sollen, da die gezielte<br />
Durchrieselung des Deponiekörpers zu einem schnelleren Umsatz der organischen Materialien<br />
führt (CHUGH, CHYNOWETH und CLARKE, 1999). Deponiesimulationsreaktoren<br />
werden in der Regel als einphasige Batch-Reaktoren genutzt. Die kreuzweise Berieselung<br />
von Reaktoren mit frischem Substrat und vergorenem Substrat führt das organische Material<br />
den methanogenen Mikroorganismen im „alten“ Reaktor zu und der „neue“ Reaktor<br />
wird angeimpft. Dies führt insgesamt zu einem beschleunigten Abbau der organischen<br />
Substanz (LAI et al., 2001).<br />
Ähnlich den einphasig betriebenen Deponiesimulationsreaktoren dienen die so genannten<br />
Garagenfermenter (oft auch als Boxenfermenter bezeichnet) zur Behandlung von organischen<br />
Feststoffen. Diese Anlagen bestehen meist aus mehreren Garagenfermentern, die<br />
versetzt betrieben werden, um eine gleichmäßige Gasproduktion zu ermöglichen. Die Garagenfermenter<br />
sind in der Regel mit einem zentralen Perkolatspeicher verbunden, aus<br />
dem das Perkolat für die Berieselung entnommen wird und in den es nach der Berieselung
Stand der Technik 13<br />
wieder abfließt. Bei diesen Verfahren werden oft die gleichen Verfahrensführungen wie in<br />
den Deponiesimulationsreaktoren verwendet, wie z. B. eine aerobe Vorrotte und eine<br />
kreuzweise Berieselung der Fermenter (WEILAND, 2006). Die Garagenfermenter sind für<br />
die Vergärung von Feststoffen geeignet, weil sie ohne Rührwerke auskommen. Ein weiterer<br />
Vorteil sind die geringeren Betriebskosten, da kaum Reparatur- und Wartungskosten<br />
anfallen und der Eigenbedarf der Anlage an Energie deutlich niedriger ist. Die Nachteile<br />
dieser Technik sind eine geringe Substratausnutzung (BAKSYS, 2007) und die schlechte<br />
Ausnutzung des Fermentervolumens aufgrund der technisch bedingten Füllhöhe und des<br />
zum Animpfen des Substrates nötigen Anteils an Gärrest, der bis zu 70% des insgesamt<br />
eingebrachten Materials ausmachen kann (KUSCH, 2007). Diese Technologie wird in der<br />
Praxis in der Regel zur Behandlung organischer Abfälle angewendet.<br />
In Kombination mit einem nachgeschalteten Methanreaktor zur Vergärung von flüssigen<br />
Substraten eignen sich die Perkolationsfermenter aber auch für den zweiphasigen Betrieb<br />
(O'KEEFE und CHYNOWETH, 2000; SHIN et al., 2001). Dabei findet in dem Perkolationsfermenter<br />
die Versäuerung statt. Das Perkolat wird in einen Methanreaktor, z. B. einen<br />
UASB- oder einen Festbettreaktor, überführt. Dort wird das organische Material des Perkolats<br />
methanisiert. Diskontinuierliche Verfahren eignen sich auch zur Vergärung nachwachsender<br />
Rohstoffe, wie z. B. Grassilage (YU et al., 2002; LEHTOMÄKI et al., 2008;<br />
NIZAMI et al., 2010).<br />
Die kontinuierlichen zweiphasigen Perkolationsverfahren benötigen viel Energie zum Mischen<br />
der Substrate. Wegen des hohen technischen Aufwandes fanden diese Verfahren<br />
bisher nur in der Restmüllbehandlung Anwendung (WEILAND, 2006). Die Versäuerung im<br />
Perkolationsfermenter wird zudem meist unter aeroben Bedingungen durchgeführt<br />
(SANTEN und SEIFERMANN, 2003).<br />
Oft problematisch bei diskontinuierlichen Feststofffermentationsverfahren ist die gleichmäßige<br />
Durchfeuchtung des Substratstapels. Die gleichmäßige Durchströmung der Feststoffschüttung<br />
ist aber für eine gleichmäßige Temperaturverteilung und Befeuchtung für den<br />
mikrobiellen Abbau und zum Abtransport der Intermediate notwendig (KUSCH, 2007). Bei<br />
der Perkolation von strukturarmen Substraten können sich wasserundurchlässige Schichten<br />
in der Feststoffschüttung bilden die dazu führen, dass das Perkolat oberflächlich am<br />
Substratstapel vorbei oder in Kanälen durch den Substratstapel hindurch abfließt. Dadurch
14<br />
Stand der Technik<br />
können trockene Zonen in der Schüttung entstehen in denen das Substrat nur unvollständig<br />
abgebaut wird (GRONAUER und ASCHMANN, 2003). Eine gleichmäßigere, vollständigere<br />
Durchfeuchtung und damit bessere Abbaugrade sind bei einer kompletten Flutung<br />
des Fermenters zu erwarten (LIESCH und MÜLLER, 2007). Bei den Aufstau- oder auch<br />
Einstaufermentern wird das Substrat in einer luftdicht verschlossenen Box geflutet. Von<br />
dieser Technik gibt es bisher eine Pilotanlage die durch das ATB Potsdam Bornim wissenschaftlich<br />
untersucht wurde. Probleme bei diesem Verfahren gab es bisher besonders bei<br />
Einsatz von zu dickflüssiger Prozessflüssigkeit, die nicht tief genug in den Substratstapel<br />
eindrang, oder durch Aufschwimmen des Substrates. Bei ordnungsgemäßem Betrieb<br />
konnten Methanerträge einphasiger Flüssigvergärungsanlagen erreicht werden. In Laborversuchen<br />
zeigten sich Vorteile bei einem mit einem Festbettreaktor gekoppelten Betrieb<br />
(LINKE, HEIERMANN und MUMME, 2006). Vorteile des Einstauverfahrens gegenüber<br />
dem Perkolationsverfahren konnten bisher aber nicht nachgewiesen werden (NIZAMI et<br />
al., 2010).<br />
2.2.2 Festbettreaktoren<br />
Festbettreaktoren (FBR) können sowohl im aeroben als auch im anaeroben Betrieb genutzt<br />
werden. In diesem Kapitel wird auf die anaerobe Betriebsweise von Festbettreaktoren<br />
eingegangen.<br />
Um hohe Raum-Zeit-Ausbeuten bei der anaeroben Behandlung flüssiger Substrate zu erreichen,<br />
ist die Anreicherung von Biomasse im Anaerobreaktor nötig. Dazu werden verschiedene<br />
Strategien verfolgt (Abbildung 2-2). Eine dieser Strategien ist die Immobilisierung<br />
von Mikroorganismen als Biofilm auf Trägermaterialien (RAJESHWARI, 2000). Es<br />
wird hier zwischen Festbett- und Fließbettreaktoren unterschieden. Die in dieser Arbeit<br />
betrachteten Festbettreaktoren verfügen im Gegensatz zu Fließbettreaktoren über ortsfeste<br />
Trägermaterialien. Festbettreaktoren lassen sich nach Prozessführung, Art und Menge<br />
des Trägermaterials, dessen Anordnung, sowie der Reaktorgeometrie unterscheiden. Bei<br />
der Prozessführung wird zwischen Auf- und Abstromreaktoren sowie Reaktoren mit und<br />
ohne Rezirkulation unterschieden (SARSOUR, 2004). In der Praxis haben sich die Aufstromverfahren,<br />
trotz ihrer stärkeren Neigung zur Verstopfung, aufgrund ihrer höheren<br />
Leistungsfähigkeit durchgesetzt. Diese wird durch eine höhere Biomassekonzentration<br />
erreicht, da hier ein Großteil der Biomasse in suspendierter Form vorliegt (MEYER, 2004).<br />
Um Verstopfungsneigungen und zu hohen Substratkonzentrationen entgegenzuwirken,
Stand der Technik 15<br />
wird oft ein Teil des Ablaufes rezirkuliert. Die Trägermaterialien müssen unter den im Reaktor<br />
vorherrschenden Bedingungen inert sein. Außerdem sollten sie über eine hohe spezifische<br />
Oberfläche mit poröser Struktur bei guter Durchströmbarkeit verfügen, um den<br />
Bakterien die Besiedelung zu ermöglichen und um nicht zur Verstopfung des Reaktors zu<br />
führen (BISCHOFSBERGER et al., 2005). Es werden lose geschüttete Füllkörper wie auch<br />
geordnet gepackte Blockbauweisen verwendet. Die Bauweisen mit lose geschütteten Füllkörpern<br />
weisen höhere Biomassekonzentrationen auf, neigen allerdings auch schneller zu<br />
Verstopfungen. Das Volumen, in dem sich das Trägermaterial befindet, beträgt im großtechnischen<br />
Maßstab üblicherweise 70% des Wasservolumens des Reaktors<br />
(AUSTERMANN-HAUN, 1997). Bei Ein- und Ablauf ist auf eine gleichmäßige Verteilung<br />
über den Reaktorquerschnitt zu achten, um eine vollständige Durchströmung des Festbettes<br />
zu gewährleisten. Festbettreaktoren werden in der Praxis mit durchschnittlich<br />
10 kg (m 3 d) -1 CSB belastet. Empfohlene Aufstromgeschwindigkeiten liegen zwischen 0,5<br />
und 2 m h -1 . Die Gasflächenbeschickung liegt meist zwischen 0,5 und 1,5 m 3 (m 2 h) -1 . Es<br />
werden Trockenmassekonzentrationen zwischen 5 und 20 kg m -3 erreicht. Die Vorteile dieser<br />
Reaktorbauweise liegen in einem hohen erzielbaren Schlammalter und den spezialisierten<br />
Mikroorganismen, die sich in den Zonen des Festbettes durch das Pfropfenstromfließverhalten<br />
der Prozessflüssigkeit ergeben (BISCHOFSBERGER et al., 2005). In einem<br />
zweiphasigen Verfahren mit Feststoffabtrennung wurden für Festbettreaktoren durchschnittliche<br />
Methangehalte für kommunalen Grasschnitt als Substrat von 71% (YU et al.,<br />
2002) ermittelt.<br />
2.2.3 Zweiphasige Biogasanlagen<br />
In konventionellen einphasigen Biogasanlagen herrschen für alle am anaeroben Abbau<br />
von Biomasse verantwortlichen Mikroorganismengruppen dieselben physikalischen und<br />
chemischen Bedingungen. Der Betrieb dieser Anlagen richtet sich deshalb nach den sensibleren<br />
und sich relativ langsam vermehrenden methanogenen Mikroorganismen. Wegen<br />
deren Generationszeiten von etwa zwei bis elf Tagen sind hydraulische Verweilzeiten von<br />
mindestens 2,9 bis 15,9 Tagen nötig, sonst kommt es zur Auswaschung der mikrobiellen<br />
Biomasse (GHOSH und POHLAND, 1974). In der Praxis beträgt die Verweilzeit in der Regel<br />
über 40 Tage (FNR, 2009). Die primären Gärer benötigen hingegen lediglich Generationszeiten<br />
von 34 min bis zu 5 h. In einphasigen Biogasanlagen kann es zudem schnell zu<br />
biologischen Prozessstörungen durch Disbalancen zwischen Umsatzraten der primären<br />
und sekundären Gärer und der methanogenen Mikroorganismen kommen (GHOSH und
16<br />
Stand der Technik<br />
POHLAND, 1974). Ist der Intermediatabbau der sekundären Gärer und methanogenen<br />
Mikroorganismen gehemmt, kommt es zu einer Anreicherung von organischen Säuren im<br />
Fermenter und damit zu einem pH-Abfall, der so stark sein kann, dass die methanogenen<br />
Mikroorganismen ihre Stoffwechselaktivität völlig einstellen (LEMMER, 2010).<br />
Ziel der Zweiphasigkeit ist es, die biologischen Prozesse der Hydrolyse und der Acidogenese<br />
von der Acetogenese und Methanogenese räumlich zu trennen (Abbildung 2-5). In<br />
dem ersten Fermenter wird festes oder dickflüssiges Substrat versäuert (Hydrolyse und<br />
Acidogenese). Im zweiten Reaktor findet die Acetogenese und Methanogenese statt<br />
(BISCHOFSBERGER et al., 2005). So können die Lebensbedingungen der verschiedenen<br />
Mikroorganismengruppen unabhängig voneinander gezielt optimiert werden. Dadurch soll<br />
der Gesamtprozess biologisch stabiler und der Abbau der organischen Substanzen beschleunigt<br />
werden (GHOSH und POHLAND, 1974).<br />
Abbildung 2-5: Schema einer zweiphasigen Biogasanlage mit optionaler Feststoffabtrennung<br />
aus dem Hydrolysat<br />
Anfänglich wurde anhand einer zweiphasigen Gestaltung die Mikrobiologie des Biogasprozesses<br />
genauer untersucht. Dazu wurde ein Dialyseprozess zur Abtrennung der organischen<br />
Säuren aus dem Versäuerungsfermenter verwendet (BORCHARDT, 1971). Den<br />
zweiphasigen Biogasprozess zur anaeroben Behandlung organischen Materials zur Biogasproduktion<br />
wurde noch im gleichen Jahr vorgestellt (POHLAND und GHOSH, 1971).<br />
Sie untersuchten den zweiphasigen Biogasprozess im Hinblick auf die Generationszeiten<br />
der Mikroorganismengruppen und im Bezug auf kinetische Aspekte des Prozesses. Dabei<br />
fanden sie heraus, dass die versäuernden Bakterien ca. 60 bis 76% des Substrates in<br />
Produkte umwandelten, 15 bis 19% des Substrates als Energiequelle für die Produktsynthese<br />
verwertet wurden und vier bis 26% für die Erhaltungsenergie genutzt wurden<br />
(GHOSH und POHLAND, 1974). Bei der Untersuchung des Substrates Glukose im zwei-
Stand der Technik 17<br />
phasigen Biogasprozess war Buttersäure das Hauptversäuerungsprodukt und es wurde zu<br />
etwa gleichen Teilen Wasserstoff und Kohlendioxid als Gas der Versäuerungsstufe bei<br />
pH 6, 30 °C und einer Verweilzeit von 10 h gebildet (COHEN et al., 1979). Bei einem Vergleich<br />
eines einphasigen Systems mit dem Methanreaktor eines zweiphasigen Systems<br />
wurde bei dem Methanreaktor des zweiphasigen Systems eine dreimal höhere maximale<br />
CSB-Beladungsrate festgestellt. Nach einer Überlastung beider Systeme regenerierte sich<br />
das zweiphasige System wesentlich schneller. Eine erhöhte Propionsäurebildung wie im<br />
einphasigen System blieb aus (COHEN et al., 1980). Durch eine Richtung der Versäuerung<br />
von Hexose zur Milchsäure-Ethanol-Gärung hin und damit günstigeren kinetischen<br />
Bedingungen, konnten höhere Ausbeuten der Versäuerung und damit höhere Methanerträge<br />
erzielt werden (PIPYN und VERSTRAETE, 1981).<br />
Für die zweiphasige Biogasproduktion ist theoretisch jede denkbare Kombination einphasiger<br />
Reaktoren (Abbildung 2-2 und Abbildung 2-3) möglich. Es ist zwischen Verfahrensvarianten<br />
mit vollem Substratdurchgang, wie z. B. zwei hintereinander geschaltete CSTR<br />
(COHEN et al., 1979), und Varianten mit einer Fest-Flüssigtrennung zwischen Versäuerung<br />
und Methanbildung zu unterscheiden. Diese Fest-Flüssigtrennung kann aktiv, durch<br />
eigens dafür eingesetzte Vorrichtungen wie z. B. Schneckenpressen (SCHÄFER, LEHTO<br />
und TEYE, 2006), Zentrifugen (JARVIS et al., 1995), oder passiv, z. B. durch Membranen<br />
(BORCHARDT, 1971; DALHOFF et al., 2003), oder eine Siebbodenabtrennung im Fermenter<br />
(KUSCH, 2007; LEHTOMÄKI et al., 2008), wie bei Perkolationsfermentern, erfolgen.<br />
Die Feststoffabtrennung ermöglicht den Einsatz von leistungsfähigen Reaktoren zur<br />
Flüssigsubstratvergärung mit Biomasserückhalt, wie z. B. UASB- oder Festbettreaktoren.<br />
Dadurch ist es möglich, die, im Vergleich zu den acidogenen Mikroorganismen, längeren<br />
Generationszeiten der methanogenen Mikroorganismen auszugleichen, den Prozess zu<br />
beschleunigen oder den Methanreaktor kleiner zu dimensionieren.<br />
In einem zweiphasigen Prozess wurden die Auswirkungen der Prozessflüssigkeitsrezirkulation<br />
aus dem Methanreaktor in die Versäuerungsstufe auf die Vergärung von Kleegrassilage<br />
untersucht (JARVIS et al., 1995). Dabei beobachteten sie in der rezirkulierten Variante<br />
höhere Ausbeuten an flüchtigen Fettsäuren aus der Versäuerungsstufe. Die Rückführung<br />
von Prozessflüssigkeit aus dem Methanreaktor steigert die Leistung des Perkolationsfermenters<br />
durch eine Anhebung des pH-Wertes und die Senkung des Wasserstoffpar-
18<br />
Stand der Technik<br />
tialdruckes durch die Anwesenheit von methanogenen Mikroorganismen (NORDBERG,<br />
1996).<br />
Bei der einphasigen Vergärung von Pferdemist in Boxenfermentern (Garagenfermentern)<br />
konnte mit der Flutung der Fermenter im Vergleich zur Perkolation ein höherer Methanertrag<br />
erzielt werden (KUSCH, OECHSNER und JUNGBLUTH, 2008). Allerdings erreichte<br />
bei dem Vergleich der Perkolation mit der Flutung der Perkolationsfermenter in einem<br />
zweiphasigen System, bei Einsatz von Ballengrassilage und Flachsilograssilage, die Variante<br />
mit der Ballengrassilage und Perkolation die besten Abbaugrade (NIZAMI et al.,<br />
2010).<br />
Viele weitere Untersuchungen zweiphasiger Biogasprozesse waren auf die Vergärbarkeit<br />
verschiedener Substrate fokussiert. Dazu zählen z. B. Schweinegülle (CSEH et al., 1984),<br />
Abfälle aus der Palmölproduktion (NG, 1985), Gemüseabfälle (VERRIER, 1987), cellulosehaltige<br />
Substrate unter Verwendung von Pansenmikroorganismen (ZWART et al.,<br />
1988), Molke (LO und LIAO, 1988), sowie Wasserhyazinthen und Hausmüll (CHANAKYA<br />
et al., 1992). Eine Übersicht über die Erfolge der Vergärung verschiedener Substrate in<br />
zweiphasigen Biogasanlagen mit Perkolationsfermenter und Festbettreaktor findet sich bei<br />
(LEHTOMÄKI et al., 2008). Die Eignung von nachwachsenden Rohstoffen zur Vergärung<br />
in zweiphasigen Biogasanlagen mit diskontinuierlichem Perkolationsfermenter und Festbettreaktor<br />
wurde bisher nur von wenigen Autoren beschrieben (Tabelle 2-1). Es überwiegen<br />
dabei die Anlagen, deren Volumen der Perkolationsfermenter größer ist als das der<br />
Methanreaktoren. Die Perkolationsfermenter wurden überwiegend im mesophilen Temperaturbereich<br />
betrieben. Es wurden Abbaugrade zwischen 45 und 71% der oTS erreicht.<br />
Die Methanerträge lagen zwischen 165 und 400 l kg -1 oTS. Die Verweildauer betrug 21 bis<br />
190 Tage. Die Methanerträge aus Grassilage in einphasigen Biogasanlagen liegen bei<br />
etwa 318 l N kg -1 oTS (KTBL, 2005).<br />
Im Praxismaßstab wurden bisher nur wenige Verfahren mit einem Perkolationsfermenter<br />
und einem Hochleistungsmethanreaktor realisiert. Meistens werden diese zur Behandlung<br />
von Restabfällen verwendet. Dazu sind sie mit einer kontinuierlichen, belüfteten Hydrolyse<br />
und einer aktiven Festflüssigtrennung ausgestattet.
Stand der Technik 19<br />
Tabelle 2-1:<br />
Substrat<br />
Anlagentyp<br />
Reaktorvol.<br />
l<br />
1./2. Phase<br />
Methangehalt<br />
%<br />
FBR-Biogas<br />
Y CH4 gesamt l kg -1<br />
8 000/ 7 600/ 1,0/<br />
6x50/ 6x50/ 100/ 100/<br />
50/- 50/- 50/- 50/-<br />
190 2 600 1,0<br />
31,4 31,4 30 30<br />
60<br />
-72<br />
70 71 80<br />
oTS<br />
165 1) 390 197 330 1) 400 1) 300 1) 170 1) 305 341 351 180<br />
Y CH4 PF % 36 6<br />
Y CH4 FBR % 64 80 94<br />
Y CH4 einph.<br />
Ref.<br />
l kg -1<br />
oTS<br />
t PF °C<br />
Übersicht über Literaturwerte für Prozessparameter zweiphasiger Anlagen<br />
bei der Vergärung von Gras oder Grassilage, sowie Roggen-<br />
Ganzpflanzen und Maissilage mit diskontinuierlichem Perkolationsfermenter<br />
und Hochleistungsmethanreaktor (erweitert und verändert nach<br />
LEHTOMÄKI et al., 2008; PF: Perkolationsfermenter, FBR: Festbettreaktor)<br />
Rasenschnitt<br />
GPS silage<br />
Roggen- Mais-<br />
Grassilage<br />
1./2. PF/ PF/ PF/<br />
Phase FBR FBR FBR PF/- PF/- PF/- PF/- PF/ PF/ PF/ PF/<br />
UASB UASB FBR FBR<br />
Umgebung<br />
370 300 350<br />
350<br />
-493<br />
36 35 40 40 40 40 37 37 55 37<br />
t FBR °C 37 35 37 37<br />
Abbaugrad % oTS 67 59 55 71 68 75 54 67<br />
Verweilzeit d 190 50 55 42 1) 42 1) 42 1) 42 1) 42 30 21 21<br />
Quelle 1 2 3 4 5 6 7 8<br />
1 (YU et al., 2002)<br />
2 (LEHTOMÄKI und BJÖRNSSON, 2006)<br />
3 (LEHTOMÄKI et al., 2008)<br />
4 (NIZAMI et al., 2010)<br />
5 (NIZAMI, SINGH und MURPHY, 2011)<br />
6 (NIZAMI et al., 2012)<br />
7 (SCHÖNBERG und LINKE, 2009b)<br />
8 (BUSCH und BUSCHMANN, 2009)<br />
1) Werte aus den Angaben der Autoren berechnet<br />
230<br />
2.3 Milieubedingungen<br />
Die am anaeroben Abbau beteiligten Mikroorganismen werden durch die im Fermenter<br />
herrschenden Milieubedingungen beeinflusst. Dazu zählen der Sauerstoffgehalt, die Temperatur,<br />
der pH-Wert, die Nährstoffversorgung mit Makro- und Mikronährstoffen sowie das<br />
Vorhandensein von Hemmstoffen (BRAUN, 1982). In diesem Kapitel soll nur auf die für<br />
diese Arbeit relevanten Parameter näher eingegangen werden. Insbesondere sollen die<br />
Eigenarten der Milieubedingungen bei zweiphasigen Anlagen betrachtet werden.
20<br />
Stand der Technik<br />
2.3.1 Temperatur<br />
In Reaktoren zum anaeroben Abbau organischer Substanzen hat die Temperatur auf kinetische<br />
Parameter und chemisch-physikalische Aspekte einen Einfluss.<br />
Die Temperatur beeinflusst die Geschwindigkeit des Ablaufes biochemischer Reaktionen.<br />
Mit steigender Temperatur erhöhen sich Wachstums- und Umsatzraten der Mikroorganismen,<br />
da damit weniger Energie für den Ablauf chemischer Reaktionen, wie dem Abbau<br />
organischer Substanz, nötig ist. Dieser Anstieg verläuft bis zu einem individuenspezifischen<br />
Maximum, nachdem die Wachstumskurven durch die Denaturierung von Enzymen<br />
und Nukleinsäuren stark abfallen (MEYER, 2004). Es haben sich dabei drei Bereiche herausgestellt,<br />
denen die Temperaturoptima der Mikroorganismen zugeordnet werden können.<br />
Der Temperaturbereich unter 20 °C wird als psychrophil bezeichnet (KASHYAP,<br />
DADHICH und SHARMA, 2003). Der mesophile Bereich reicht von 20 bis 42 °C und der<br />
thermophile Temperaturbereich liegt zwischen 45 bis 60 °C (PFEFFER, 1974). Der höchste<br />
Bereich ist der extrem thermophile mit Temperaturen über 60 °C (LEPISTÖ und<br />
RINTALA, 1999).<br />
Auch bei der Versäuerung lässt sich ein Einfluss der Temperatur auf die Abbaugeschwindigkeit<br />
und die gebildeten Produkte ausmachen. Es werden zwei Temperaturoptima für die<br />
Versäuerung von Glukose bei einem pH-Wert von 5,8 beschrieben. Das erste Optimum<br />
liegt bei ca. 37 °C, das Zweite bei ca. 52 °C. Das thermophile Optimum hat dabei eine um<br />
etwa 40% höhere Versäuerungsrate. Trotzdem wird der Betrieb bei mesophilen Temperaturen<br />
bei etwa 37 °C empfohlen, da eine stabilere Verteilung der Gärungsprodukte beobachtet<br />
wurde. Die Verteilung der Gärungsprodukte hing allerdings nicht nur von der<br />
Temperatur, sondern auch von der Beladungsrate ab (ZOETEMEYER et al., 1982a). Bei<br />
der Vergärung von Klärschlamm in einer zweiphasigen Anlage mit einem mesophilen Methanreaktor<br />
(36 bis 37 °C) wurde die Temperatur des Versäuerungsfermenters in den Stufen<br />
47, 54 und 60 °C variiert. Bei der höchsten Variante wurde die höchste Säurebildung in<br />
der Versäuerungsstufe, der höchste Abbaugrad im Gesamtsystem und die höchste Trennschärfe<br />
der Produktgase, mit 98% der Methanbildung im Methanreaktor, erzielt. Der Abbaugrad<br />
konnte um 46% gegenüber einer einphasigen mesophilen Kontrollvariante gesteigert<br />
werden. Die Varianten 47 und 54 °C unterschieden sich dagegen nicht signifikant<br />
davon (WATTS, HAMILTON und KELLER, 2006).
Stand der Technik 21<br />
In der Praxis sind mesophile einphasige Anlagen am weitesten verbreitet, da in diesem<br />
Bereich gute Biogasausbeuten und ein stabiler Prozess erreicht werden können<br />
(WEILAND, 2000). Thermophile Verfahren zeigen höhere Leistungen und eine bessere<br />
Hygienisierung des Substrates aber auch instabilere Prozesse, die empfindlicher auf<br />
Schwankungen reagieren. Zudem wird mehr Energie zum Aufheizen des Prozesses benötigt<br />
(SCHATTNER und GRONAUER, 2000).<br />
Neben den kinetischen Parametern werden auch chemisch-physikalische Parameter<br />
durch die Temperatur beeinflusst, wie z.B. die Löslichkeit von Gasen im Prozesswasser.<br />
Das Henry-Gesetz besagt, dass mit ansteigender Temperatur leichtflüchtige Komponenten<br />
zunehmend in die Gasphase überführt werden. Dies betrifft beim anaeroben Abbau Gase,<br />
wie CO 2 , CH 4 , H 2 S, NH 3 und H 2 . Je nach Gas hat das auch Einflüsse auf andere Prozessparameter.<br />
So nimmt der pH-Wert mit zunehmender Lösung von CO 2 in der Prozessflüssigkeit<br />
ab (MERKEL und KRAUTH, 1999). Außerdem wird die Löslichkeit von anorganischen<br />
Komponenten im Prozesswasser durch die Temperatur beeinflusst. Salze gehen<br />
mit steigender Temperatur zunehmend in Lösung. Mit steigender Temperatur verringert<br />
sich die Viskosität der Flüssigkeit im Fermenter. Das kann zu einer stärkeren Durchmischung<br />
und zu einem besseren Absetzverhalten der Biomasse führen (MEYER, 2004).<br />
2.3.2 pH-Wert<br />
Der pH-Wert hat zum einen Auswirkungen auf die biologischen Prozesse, zum anderen<br />
werden die chemischen Gleichgewichte im Reaktor durch den pH-Wert beeinflusst<br />
(MEYER, 2004).<br />
Die Mikroorganismen und deren Enzyme, die an dem Prozess des anaeroben Abbaus<br />
beteiligt sind, haben, ähnlich wie bei der Temperatur, Aktivitätsoptima bei bestimmten<br />
pH-Werten. Während die methanogenen Organismen nur in einem Bereich von pH 6,8 bis<br />
7,4 optimal aktiv sind (BRAUN, 1982), sind die versäuernden Bakterien sauren pH-Werten<br />
gegenüber toleranter. Je nach Substrat und Mikroorganismen sind pH-Werte zwischen 4,0<br />
(YU und FANG, 2002) und 8,5 (HWANG et al., 2004) geeignet. Auch sind je nach pH-Wert<br />
andere Mikroorganismen dominant. Dadurch ändern sich die Zusammensetzung und die<br />
Anteile der produzierten flüchtigen Fettsäuren (HORIUCHI et al., 2002).
22<br />
Stand der Technik<br />
Es ist darauf zu achten, dass der Fermenterinhalt bei der Zufütterung von Substrat mit<br />
abweichendem pH über eine ausreichend große Pufferkapazität verfügt, damit es nicht zu<br />
pH-Wert Schwankungen kommt. Puffernd wirken z. B. auch die enthaltenen Säuren (z. B.<br />
Flüchtige Fettsäuren, Kohlensäure) und Basen (z. B. Ammoniak, Carbonat). Das wichtigste<br />
Puffersystem ist die Kohlendioxid / Hydrogencarbonat-Dissoziation (BOE, 2006).<br />
Eine pH-Regulation in den Varianten pH 6, 7 und 8 in der Versäuerung von Siedlungsabfällen<br />
mithilfe von Alkali und Säuren erbrachte nach (DINAMARCA et al., 2003) keine Vorteile<br />
zu einer unregulierten Variante. Bei der zweiphasigen Vergärung von Grassilage mit<br />
der Variante mit unreguliertem pH-Wert in der Versäuerung konnten um 91% höhere Methanerträge<br />
erzielt werden als in der Variante, in der der Zufluss zum Perkolationsfermenter<br />
mit HCl auf pH 6 reguliert wurde. Die Regulierung führte vermutlich zu einer Inhibierung<br />
der Versäuerung sowie der Methanbildung (LEHTOMÄKI et al., 2008).<br />
2.3.3 Hemmungen und Toxizitäten<br />
Als Hemmung wird die reversible Änderung kinetischer Parameter, wie die Wachstumsrate<br />
der beteiligten Mikroorganismen durch in einer ausreichend hohen Konzentration in den<br />
Reaktor eingetragene oder im Reaktor gebildete Substanzen verstanden. Sind die hemmenden<br />
Substanzen von den Mikroorganismen selbst gebildete Produkte oder Zwischenprodukte,<br />
handelt es sich um eine Produkthemmung. Toxische Substanzen dagegen führen<br />
zum Absterben der aktiven Mikroorganismen. Ob es zu einer Hemmung oder toxischen<br />
Wirkung kommt, ist von der Konzentration der Substanz und den Betriebsbedingungen<br />
im Reaktor abhängig. Hemmungen wirken sich besonders stark dann aus, wenn die<br />
Mikroorganismen nahe an Ihrer maximalen Umsetzrate arbeiten. Es ist zudem zu beachten,<br />
dass bei verminderter Vermehrung die Sterberate gleichbleibt. Dadurch verringert sich<br />
die Mikroorganismenpopulation. Zudem kommt es bei gleichbleibender Substratzufuhr zu<br />
einer Anreicherung von Substrat und Intermediaten im Reaktor (BISCHOFSBERGER et<br />
al., 2005).<br />
Zu Hemmungen oder toxischen Effekten kommt es durch Sauerstoffeintrag, Ammoniak,<br />
Schwefelverbindungen, Salze, Schwermetalle, organische Säuren, pH-Wert und Temperatur.<br />
Außerdem gibt es zahlreiche andere Stoffe, die toxische Wirkungen haben können wie<br />
z. B. Phenole, chlorierte Kohlenwasserstoffe oder Antibiotika (MEYER, 2004). In diesem<br />
Kapitel soll nur auf die für diese Arbeit relevanten hemmenden Faktoren eingegangen
Stand der Technik 23<br />
werden, die in einem Monofermentationsprozess von Grassilage eine Rolle spielen könnten.<br />
Sauerstoff<br />
Wie schon in Kapitel 2.1.4 beschrieben, sind die methanogenen Mikroorganismen obligat<br />
anaerob, da sie für ihr Wachstum ein Redox-Potenzial im Reaktor von unter -330 mV benötigen<br />
(MUDRACK und KUNST, 2003). Ab ca. -220 mV kommt es zu einer Hemmung der<br />
anaeroben Bakterien (MEYER, 2004).<br />
An der Hydrolyse und Acidogenese sind fakultativ anaerobe Mikroorganismen beteiligt.<br />
Diese sind in der Lage kleine Sauerstoffeinträge zu veratmen und somit den anaeroben<br />
Zustand wieder herzustellen. Daher ist es auch möglich in einem zweistufigen Prozess die<br />
Versäuerung sowohl unter aeroben als auch unter anaeroben Bedingungen durchzuführen<br />
(DEUBLEIN und STEINHAUSER, 2008). Die Vorteile einer aeroben Versäuerung in einem<br />
zweiphasigen Prozess sind der geringere bauliche Aufwand und die Inhibierung der methanogenen<br />
Mikroorganismen in der ersten Phase durch den anwesenden Luftsauerstoff<br />
(BUSCH und SIEBER, 2006). Von verschiedenen Autoren wurde bei einer Belüftung der<br />
Versäuerung eine Erhöhung der Ausbeute an flüchtigen Fettsäuren festgestellt. Dabei<br />
werden Luftraten von wenigen Litern in der Minute, bei der so genannten Micro-Aeration<br />
(JUANGA, VISVANATHAN und TRANKLER, 2007; JAGADABHI, KAPARAJU und<br />
RINTALA, 2010), bis weit über 100 l min -1 (SANTEN und SEIFERMANN, 2003) verwendet.<br />
Gegensätzliche Ergebnisse wurden bei der Belüftung der Versäuerung eines Deponiesimulations-Perkolationsfermenters<br />
erzielt. Hier hatte die Belüftung einen negativen Effekt<br />
auf den Methanertrag der gesamten Biogasanlage (O'KEEFE und CHYNOWETH, 2000).<br />
Organische Säuren<br />
Die mit dem Substrat eingetragenen oder im Prozess gebildeten organischen Säuren können<br />
in hohen Konzentrationen hemmend auf die methanogenen Mikroorganismen wirken<br />
(LABIB et al., 1992; VAN LIER et al., 1993). Es wird davon ausgegangen, dass die Hemmung<br />
von dem Anteil der undissoziierten Säuren abhängt (BISCHOFSBERGER et al.,<br />
2005; DEUBLEIN und STEINHAUSER, 2008). Dabei geht eine stärkere Hemmung von<br />
den n-Isomeren von Buttersäure, Valeriansäure und Capronsäure auf verschiedene methanogene<br />
Spezies aus (HAJARNIS und RANADE, 1994).
24<br />
Stand der Technik<br />
Auch bei der Versäuerung können Hemmungen durch zu hohe Fettsäurekonzentrationen<br />
beobachtet werden. Bei der Versäuerung von Glukose konnte durch eine Zugabe von bis<br />
zu 2 500 mg l -1 Buttersäure eine Veränderung der Produktzusammensetzung und vor allem<br />
eine Inhibierung der Buttersäureproduktion erreicht werden (ZOETEMEYER et al., 1982b).<br />
In einphasigen Batch-Experimenten konnte unabhängig vom pH-Wert bei der Vergärung<br />
von Cellulose eine Inhibierung der Aktivität cellolytischer Enzyme ab einer Buttersäurekonzentration<br />
von über 2 g l -1 festgestellt werden. Bei der Vergärung von Glucose trat eine<br />
Inhibierung erst ab 4 g l -1 ein. Auswirkungen auf den Methanertrag konnten erst ab 6 g l -1<br />
beobachtet werden (SIEGERT und BANKS, 2005).<br />
Ammoniak und Ammonium<br />
Aufgrund des relativ hohen Proteingehaltes von Grassilage kann es zu einer vermehrten<br />
Bildung von Ammoniak und Ammonium während der Fermentation kommen. Hohe Konzentrationen<br />
an Ammoniak und Ammonium wirken hemmend auf die Mikroorganismen im<br />
Biogasfermenter (RÖSCH et al., 2007). Da die Hemmung durch Ammonium von vielen<br />
Faktoren wie pH-Wert, Temperatur, Anwesenheit von anderen Ionen und der Adaption der<br />
Mikroorganismen abhängt, wird in der Literatur eine sehr große Spanne von 1,7 bis 14 g l -1<br />
für eine 50%ige Hemmung des Prozesses angegeben (CHEN, CHENG und CREAMER,<br />
2008).<br />
2.4 Folgerungen für die eigene Arbeit<br />
Der aus vier Stufen bestehende Biogasprozess lässt sich optimieren, indem er in zwei<br />
Phasen unterteilt wird. Dadurch können die Milieubedingungen der einzelnen Phasen den<br />
Bedürfnissen der verschiedenen Mikroorganismen angepasst werden. Dabei kann es auch<br />
bei der Vergärung des Substrates Grassilage zu Hemmungen durch Anreicherung von<br />
organischen Säuren, Sauerstoffeintrag, pH-Wert, Temperatur, Ammoniak und Schwefelwasserstoff<br />
kommen. Aufgrund der Hinweise aus der Literatur wurden diese Parameter<br />
bei den Untersuchungen überwacht.<br />
Die Kombination eines Perkolationsfermenters mit einem Hochleistungsmethanreaktor<br />
wurde von verschiedenen Autoren wissenschaftlich untersucht. Diese Kombination ist in<br />
der Lage die substratspezifischen Probleme bei der Monofermentation von Grassilage in<br />
CSTR, wie z.B. Schwimmdeckenbildung, zu lösen. Dieses Verfahren ist daher eine mögliche<br />
Option zur Verwertung von Grassilage von überschüssigen Aufwüchsen von Grün-
Stand der Technik 25<br />
landflächen. Bei den bisher untersuchten Substraten handelte es sich allerdings überwiegend<br />
um Abfälle und Reststoffe. Nur selten wurden nachwachsende Rohstoffe verwendet.<br />
Bei deren Untersuchung wurden nur wenige Prozessparameter überprüft und auch nicht<br />
immer das Potenzial des Substrates in wirtschaftlich vertretbaren Verweilzeiten ausgenutzt.<br />
Auch konnten die Erträge der einphasigen Referenzanlagen oft nicht erreicht werden.<br />
Trotzdem wurde generell eine gute Eignung des Verfahrens für die Monofermentation<br />
von Grassilage festgestellt. Es fehlen bislang aber noch Untersuchungen, bei denen an<br />
einem Substrat und an einem Anlagen-Setup systematisch die relevanten Prozessparameter<br />
ermittelt und variiert wurden.<br />
Deshalb sollen in dieser Arbeit an dem Substrat Grassilage, in einem zweiphasigen Verfahren<br />
mit diskontinuierlich beschicktem Perkolationsfermenter und einem Festbettreaktor,<br />
die verfahrenstechnisch beeinflussbaren Parameter mit Fokus auf dem Perkolationsfermenter<br />
untersucht werden.
26<br />
Material und Methode<br />
3 MATERIAL UND METHODE<br />
Die experimentellen Untersuchungen zur Vergärung von Grasssilage in einer zweiphasigen<br />
Prozessführung wurden im Labormaßstab im Feststoff-Biogaslabor der Landesanstalt<br />
für Agrartechnik und Bioenergie an der Universität <strong>Hohenheim</strong> durchgeführt. Nachfolgend<br />
werden zunächst der Aufbau der Versuchsanordnung, die durchgeführten Analysen und<br />
dazu verwendeten Geräte, die daraus berechneten Parameter, die Versuchsplanung und<br />
die verwendeten Substrate erläutert.<br />
3.1 Aufbau der Versuchsanordnung<br />
Zur Durchführung der Versuche wurden zwei leicht unterschiedliche Versuchsaufbauten<br />
verwendet (Versuchsaufbau I und Versuchsaufbau II).<br />
Versuchsaufbau I<br />
Zur Durchführung der Untersuchungen wurden fünf baugleiche Laborbiogasanlagen zur<br />
diskontinuierlichen, zweiphasigen Vergärung von Biomasse aufgebaut. Jede der fünf Versuchsanlagen<br />
bestand aus einem Perkolationsfermenter für die Versäuerung und einem<br />
Festbettreaktor zur Methanbildung (Abbildung 3-1). Der Perkolationsfermenter und der<br />
Festbettreaktor waren bis auf die Einbauten baugleich. Der Innenmaße der zylindrischen<br />
Reaktoren betrugen etwa 88 cm Höhe bei einem Innendurchmesser von 30 cm. Die Perkolationsfermenter<br />
waren mit einem Siebboden, mit einem Millimeter Siebdurchgang, und<br />
einem vierarmigen Berieselungskreuz am Deckel des Fermenters ausgestattet. Das Nutzvolumen<br />
des Perkolationsfermenters betrug etwa 45 Liter. Der Pumpensumpf unterhalb<br />
des Siebbodens war mit einem Volumen von etwa zehn Liter so bemessen, dass der Flüssigkeitsspiegel<br />
immer unter dem Substratstapel anstand. Die Festbettreaktoren waren mit<br />
jeweils 600 Füllkörpern (RAUSCHERT BIOFLOW 40: Oberfläche 305 m 2 m -3 ) in loser<br />
Schüttung als Besiedlungsfläche für die Mikroorganismen und 40 Litern Perkolat gefüllt.<br />
Das Volumen der Füllkörper betrug etwa 32% des mit Flüssigkeit gefüllten Volumens von<br />
58 Litern. Alle Fermenter waren als isolierte Edelstahl-Doppelmantelreaktoren ausgeführt.<br />
Aufgrund der unterschiedlichen Temperaturen in den Prozessphasen wurden die jeweils in<br />
Reihe geschalteten fünf Perkolationsfermenter und fünf Festbettreaktoren mit einem mit<br />
Wasser betriebenen Thermostat beheizt. Die Temperatur in den Reaktoren wurde über<br />
Messsonden im Fermenter erfasst. Diese waren auf etwa des Durchmessers senkrecht<br />
von oben in den Reaktoren montiert und reichten vom Deckel bis kurz über den Siebboden.<br />
Sie verfügten über einen PT-1 000 Sensor an der Spitze und einen auf halber Länge
Material und Methode 27<br />
der Lanze, die die Messung im Substrat und in der Gasphase der Perkolationsfermenter<br />
bzw. in unterschiedlichen Höhen des Festbettreaktors ermöglichten. Die Temperaturen<br />
wurden über einen Datalogger (AGILENT 34970A) auf einem Computer protokolliert. Die<br />
Abweichung von der Solltemperatur in den Fermentern betrug ±1°C. Die hydraulische<br />
Verschaltung erfolgte mit isolierten PVC-Schläuchen mit zehn Millimeter Innendurchmesser.<br />
Es war sowohl eine interne Perkolation jedes Fermenters mit Kreiselpumpen (EHEIM<br />
UNIVERSAL 1048, Durchfluss etwa 2 l min -1 ), als auch ein gewichtsdosierter Austausch<br />
des Perkolates zwischen den beiden Fermentationsphasen möglich. Dieser Austausch<br />
wurde mit Hilfe von auf einer Waage (KERN DE 36 KL 10 NL) platzierten Zwischenspeichern<br />
durchgeführt. Die Probennahme des Perkolats wurde am Auslauf der Fermenter am<br />
Fermenterboden vorgenommen (Abbildung 3-2).<br />
Abbildung 3-1:<br />
Der Versuchsaufbau I der diskontinuierlichen zweiphasigen Biogasanlage<br />
im Feststofffermentationslabor der Universität <strong>Hohenheim</strong> (Links: gesamte<br />
Versuchsanlage; Rechts: Fermenterpaar mit Zwischenspeichern)
28<br />
Material und Methode<br />
Gasspeicher<br />
Probenahme Gas<br />
Perkolationsfermenter<br />
Festbettreaktor<br />
Substratstapel<br />
Zwischenspeicher<br />
Steinfilter<br />
Siebboden<br />
Druckausgleich<br />
Probenahme<br />
Flüssigkeit<br />
Abbildung 3-2: Schema der zweiphasigen Versuchsbiogasanlage mit diskontinuierlichem<br />
Perkolationsfermenter und Festbettreaktor (Versuchsaufbau I)<br />
Versuchsaufbau II<br />
Der Versuchsaufbau II war bezüglich der eingesetzten Komponenten bis auf die hier beschriebenen<br />
Änderungen identisch mit Versuchsaufbau I.<br />
Nach Abschluss der Aufbau- und Inbetriebnahmephase des Labors lief die Versuchsanlage<br />
über 435 Versuchstage stabil. Nach Versuch 7 (Tabelle 3-4) wurde der Versuchsbetrieb<br />
zur Überholung und technischen Verbesserung der Anlage unterbrochen. Durch den<br />
über einjährigen Betrieb der Festbettreaktoren zeigte sich eine deutliche Schlammablagerung<br />
in den Reaktoren, die durch die Biomassebildung der Bakterien hervorgerufen wurde.<br />
Diese Ablagerungen führten bei dem Versuchsaufbau I (Abbildung 3-2) zu Verstopfungen<br />
der Perkolationsöffnungen im Berieselungskreuz und in den Umwälzpumpen. Um weitere<br />
Verstopfungen und damit die Öffnung der Fermenter zur Reinigung zu vermeiden, wurden<br />
die Festbettreaktoren von dem bisherigen Down-flow- zum Up-flow-Betrieb umgebaut und
Material und Methode 29<br />
Schlammabscheider zum verbesserten Biomasserückhalt in das System integriert. Jedes<br />
Fermenterpaar verfügte jetzt nur noch über einen Zwischenbehälter zum gewichtsdosierten<br />
Perkolataustausch vom Perkolationsfermenter zum Festbettreaktor. Das Rückflussvolumen<br />
wurde über einen Überlauf geregelt. Der Flüssigkeitspegel im Festbettreaktor wurde<br />
so eingestellt, dass exakt das Volumen an Perkolat überlief, das aus dem Perkolationsfermenter<br />
entnommen und in den Festbettreaktor eingefüllt wurde. Die Probenahme der<br />
Flüssigkeit erfolgte bei dem Perkolationsfermenter nun am Zulauf zum Zwischenspeicher<br />
und bei dem Festbettreaktor im Zirkulationskreislauf unter dem Überlauf (Abbildung 3-3).<br />
Nach dem Umbau wurde die Anlage wieder angefahren und nach Feststellung der Betriebsfähigkeit<br />
wieder in den Versuchsbetrieb überführt.<br />
Gasspeicher<br />
Zwischenspeicher<br />
Perkolationsfermenter<br />
Überlauf<br />
Festbettreaktor<br />
Substratstapel<br />
Druckausgleich<br />
Doppelter<br />
Siebboden<br />
Abbildung 3-3:<br />
Schema der umgebauten Versuchsanlage (Versuchsaufbau II)<br />
Modifikationen des Versuchsaufbaus<br />
Für drei Versuche wurden Modifikationen an dem Aufbau durchgeführt. Bei dem Vergleich<br />
der Verfahren Perkolation und Einstau (V7, Versuchsaufbau I) wurde über dem Substrat-
30<br />
Material und Methode<br />
stapel ein Lochblech eingebaut, das das Aufschwimmen der Silage verhinderte. Die Untersuchungen<br />
zur Perkolationsdauer (V11, Versuchsaufbau II) benötigten eine Änderung<br />
der Zeitsteuerung der Perkolatpumpen. Dazu wurden über einen USB-Anschluss programmierbare<br />
Steckdosen (GEMBIRD SILVERSHIELD SIS-PMS) verwendet. Die Mindestschaltzeit<br />
betrug eine Minute. Die Belüftung der Perkolationsfermenter in Versuch 13<br />
(Versuchsaufbau II) erfolgte mit einer Eigenkonstruktion aus einer Messgaspumpe<br />
(THOMAS ANR 50020368) kombiniert mit einem Nadelventil (SERTO) und einem<br />
Schwebkörperdurchflussmesser. Zur Sicherung gegen Flüssigkeitsrückfluss wurde ein<br />
Rückschlagventil eingesetzt. Diese Konstruktion wurde über einen Druckluftanschluss an<br />
den Druckausgleich der Perkolationsfermenter angeschlossen (Abbildung 3-4). Die Luft<br />
wurde dadurch unter den Siebboden wie auch in den Gasraum eingepresst.<br />
Perkolationsfermenter<br />
(1) (2) (3) (4) (5)<br />
Abbildung 3-4: Konstruktion zur Belüftung der Perkolationsfermenter bestehend aus<br />
Messgaspumpe (1), Nadelventil (2), Schwebkörperdurchflussmesser (3),<br />
Rückschlagventil (4) und Kugelventil (5) mit Druckluftanschluss (V13;<br />
Versuchsaufbau II)<br />
3.2 Durchgeführte Analysen und dazu verwendete Geräte<br />
Bei den durchgeführten Versuchen wurden jeweils das Substrat, der Gärrest, die Prozessflüssigkeit<br />
und die gebildeten Gase beprobt. Eine Übersicht der dazu analysierten Parameter<br />
findet sich in Tabelle 3-1.
Material und Methode 31<br />
Tabelle 3-1: Analysierte Parameter in den Prozessphasen<br />
Perkolationsfermenter Festbettreaktor Methode<br />
Gasbildungspotenzial<br />
HBT<br />
Stoffgruppenanalyse<br />
Weender / van Soest<br />
Gärproduktanalyse<br />
Substrat (Gärsäurekorrektur) -<br />
nach Weißbach<br />
TS & oTS-Gehalt<br />
Nach DIN<br />
Brennwert<br />
Bombenkalorimeter<br />
CSB aus Feststoff<br />
Hausmethode<br />
Gasbildungspotenzial<br />
HBT<br />
Gärrest<br />
Stoffgruppenanalyse<br />
Weender / van Soest<br />
-<br />
TS & oTS-Gehalt<br />
Nach DIN<br />
Brennwert<br />
Bombenkalorimeter<br />
pH pH Handmessgerät<br />
Temperatur Temperatur pH-Elektrodentemperatursensor<br />
Leitfähigkeit Leitfähigkeit Leitfähigkeitsmessgerät<br />
Flüssigkeit Salinität Salinität Leitfähigkeitsmessgerät<br />
FFS FFS Gaschromatographisch<br />
CSB CSB Küvettenschnelltest<br />
Gas<br />
NH 4 -Gehalt NH 4 -Gehalt nach Kjeldahl<br />
Volumen Volumen Balgengaszähler<br />
Qualität Qualität Gasanalysatoren<br />
3.2.1 Feststoffanalyse<br />
Die Probennahmen erfolgten für das Substrat aus der vom Ballen oder Flachsilo entnommenen<br />
und vermischten Masse als repräsentative Stichprobe. Der Gärrest wurde nach<br />
Beendigung der Versuche komplett aus dem Perkolationsfermenter entnommen und<br />
durchmischt. Aus dieser Mischung erfolgten repräsentative Probennahmen für die einzelnen<br />
Analysen. Die Probenahme wurde unter Beachtung der Hinweise der VDI-<br />
Richtlinie 4630 durchgeführt (VDI-FACHBEREICH ENERGIEWANDLUNG und -<br />
ANWENDUNG, 2006). Das Substrat wurde auf den Trockensubstanzgehalt, den Gehalt<br />
an Gärprodukten, die Stoffgruppenzusammensetzung, den Brennwert, das Gasbildungspotenzial<br />
und den CSB hin untersucht. Der Gärrest wurde auf den Trockensubstanzgehalt,<br />
die Stoffgruppenzusammensetzung, den Brennwert und das Gasbildungspotenzial hin<br />
analysiert.
32<br />
Material und Methode<br />
Trockensubstanz- (TS 105 ) / organischer Trockensubstanzgehalt (oTS 550 ) (%)<br />
Die Bestimmung der Trockensubstanz bzw. der organischen Trockensubstanz erfolgte<br />
nach DIN EN 12880 (NORM DIN EN 12880, 2001) bzw. DIN EN 12879 (NORM DIN EN<br />
12879:2001-02, 2001). Zur Ermittlung wurde eine Dreifachbestimmung durchgeführt. Die<br />
Einwaage wurde zur TS-Bestimmung bis auf Gewichtskonstanz (mind. 24 h) bei 105±3 °C<br />
getrocknet und nach weiterer Wägung bei 550±25 °C bis zur Gewichtskonstanz (mind.<br />
12 h) verascht. Die Differenz zwischen dem Gewicht der getrockneten und der veraschten<br />
Probe ist der organische Trockensubstanzgehalt, angegeben in Prozent der Einwaage.<br />
Der Gehalt an TS 105 bzw. oTS 550 von Silagen wurde, wie in Kapitel 3.3 beschrieben, um<br />
den Anteil an flüchtigen Stoffen korrigiert.<br />
Gärproduktanalysen<br />
(g kg -1 TS)<br />
Die Gärproduktanalysen wurden an der Landesanstalt für landwirtschaftliche Chemie der<br />
Universität <strong>Hohenheim</strong> durchgeführt. Dabei wurden die pH-Werte, die Trockensubstanzgehalte<br />
(24 h bei 60 °C und 4 h bei 103 °C), die Gehalte an Milchsäure, an Gärsäuren und<br />
an Gärungsalkoholen bestimmt. Die Milchsäuregehalte wurden nach der Methode<br />
P23-5-35 der Landesanstalt für landwirtschaftliche Chemie ermittelt (Enzymatische Bestimmung<br />
der D- und L-Milchsäure nach Extraktion mit Wasser nach Arbeitsanweisungen<br />
zum UV-Test des Herstellers BOEHRINGER MANNHEIM/R-BIOPHARM, Bestellnummer:<br />
11.112.821.035). Die Bestimmung der Gärsäuren erfolgte nach der Methode: P23-5-012<br />
(LENGERKEN und ZIMMERMANN, 1991). Die Gärungsalkohole der Silagen wurden nach<br />
einer Hausmethode der Landesanstalt für landwirtschaftliche Chemie aus demselben,<br />
aber nicht angesäuerten, Grundextrakt wie die Gärsäuren per Gaschromatograph ermittelt.<br />
Stoffgruppenanalyse<br />
Die Stoffgruppenanalyse nach Weender / van Soest wurde an der Landesanstalt für landwirtschaftliche<br />
Chemie der Universität <strong>Hohenheim</strong> durchgeführt. Beim Substrat wurden die<br />
Parameter Trockensubstanz, Rohprotein, Rohfett, Rohfaser, ADF, NDF und Rohzucker<br />
durch eine Nahinfrarotspektroskopieanalyse nach der Untersuchungsmethode<br />
VDLUFA Methodenbuch III 31.2 analysiert (NAUMANN und BASSLER, 1976). Der Parameter<br />
Asche wurde nach der Richtlinie 71/250/EWG ermittelt. Beim Gärrest wurden die<br />
Parameter Trockensubstanz, Rohprotein, Rohfaser, ADF, NDF und Rohzucker nassche-
Material und Methode 33<br />
misch nach den entsprechenden Vorschriften des Methodenbuches III der VDLUFA bestimmt<br />
(NAUMANN und BASSLER, 1976).<br />
Brennwert (H S ) (MJ kg -1 )<br />
Die Brennwertbestimmung erfolgte als Doppelbestimmung mit dem Bombenkalorimeter<br />
PARR 6100 aus dem bei 60 °C 48 h lang vorgetrockneten und auf zwei Millimeter Siebdurchgang<br />
gemahlenen Material, das auch für die Gasbildungspotenzialbestimmung im<br />
HBT verwendet wurde.<br />
Gasbildungspotenzial<br />
(l N kg -1 oTS)<br />
Das Gasbildungspotenzial wurde mit dem der VDI-Richtlinie 4630 (VDI-FACHBEREICH<br />
ENERGIEWANDLUNG und -ANWENDUNG, 2006) entsprechenden <strong>Hohenheim</strong>er Biogasertragstest<br />
(HBT) ermittelt (HELFFRICH und OECHSNER, 2003). Dazu wurde das<br />
Substrat bei 60 °C bis zur Gewichtskonstanz (48 h) getrocknet und mit einer Schneidmühle<br />
(Firma RETSCH) auf zwei Millimeter Siebdurchgang gemahlen. 400 mg des getrockneten<br />
und gemahlenen Substrates wurden mit 30 g ausgefaulter Impfgülle in einem Kolbenprober<br />
in einem Brutschrank bei 37 °C für 35 Tage vergoren. Dabei wurde das Gasvolumen<br />
am Kolbenprober abgelesen und der Methangehalt mit einem Analysator (Methansensor<br />
der Firma SENSORS EUROPE ACK10) ermittelt. Es wurde eine Nullvariante mit Impfgülle<br />
sowie zwei Standardsubstrate mitvergoren, um die Vergleichbarkeit der Ergebnisse zu<br />
gewährleisten. Auch die Gasbildungspotenzialermittlung vom Gärrest wurde wie oben beschrieben<br />
durchgeführt. Abweichend dazu wurden 600 mg Substrat eingewogen, um trotz<br />
der geringeren Gasbildung ein ausreichendes Volumen zur Analyse zur Verfügung zu haben.<br />
Chemischer Sauerstoffbedarf aus Feststoffen (CSB Cr ) (mg l -1 )<br />
Die Bestimmung des CSB in Feststoffen hat eine große Bedeutung für die Aussage über<br />
den Gehalt an oxidierbaren Substanzen. Den größten Teil der oxidierbaren Stoffe bildet in<br />
den Feststoffen die organische Substanz. Die Bestimmung des chemischen Sauerstoffbedarfes<br />
aus dem Substrat erfolgte nach folgender mit dem Projektpartner ATB Potsdam<br />
Bornim abgestimmten Methode: Der CSB in den Feststoffen wurde mit Hilfe von Kaliumdichromat<br />
(K 2 Cr 2 O 7 -CSB Cr ) bestimmt, wobei die zu analysierende Probe mit K 2 Cr 2 O 7 in<br />
schwefelsaurer Lösung zur Reaktion gebracht wurde. Hierbei wird Cr 6+ zu Cr 3+ reduziert<br />
und die organischen Stoffe werden oxidiert. Zur Durchführung der Analyse wurden 0,1 bis
34<br />
Material und Methode<br />
0,2 g getrocknetes Probenmaterial in 250 ml Messkolben eingewogen, mit einfach destilliertem<br />
H 2 O auf zehn Gramm aufgefüllt, anschließend mit 25 ml Kaliumdichromatlösung<br />
versetzt und mit 40 ml konzentrierter Schwefelsäure unter ständigem Kühlen angesäuert.<br />
Als Blindwert wurde analog zu den Proben nur zehn Gramm destilliertes Wasser eingewogen.<br />
Die so vorbereiteten Proben wurden drei Stunden bei 105 °C im Trockenschrank aufgeschlossen,<br />
anschließend gekühlt und mit destilliertem Wasser auf 250 ml aufgefüllt. Je<br />
zehn Milliliter der Blindwertprobe und der oxidierten Proben wurden mit 20 ml destilliertem<br />
Wasser verdünnt und mit drei Tropfen Ferrein-Indikator versetzt. Alle Proben wurden anschließend<br />
gegen 0,1 molare Eisensulfatlösung bis zum Farbumschlag von grün nach „rotbraun“<br />
titriert. Hierbei handelte es sich um eine so genannte Rücktitration der nicht verbrauchten<br />
Menge Kaliumdichromat. Die Menge des bei der Oxidation der organischen<br />
Stoffe umgesetzten Dichromats ließ sich aus der Differenz zwischen dem ursprünglich<br />
zum Aufschluss gegebenen und dem in der Probe durch Rücktitration wiedergefundenen<br />
K 2 Cr 2 O 7 , unter Berücksichtigung verschiedener Parameter, wie z. B. die Masse der verwendeten<br />
Probe und das Aufschlussvolumen, berechnen. Die Berechnung des chemischen<br />
Sauerstoffbedarfs erfolgte nach Gl. (4):<br />
CSB<br />
Cr<br />
0,8 1000<br />
F V<br />
<br />
c E<br />
a<br />
( a b)<br />
(4)<br />
CSB Cr = Chemischer Sauerstoffbedarf in mg l -1<br />
F<br />
V a<br />
a<br />
b<br />
c<br />
E<br />
= Titer<br />
= Aufschlussvolumen (250 ml)<br />
= Verbrauch an 0,1 M FeSO 4 Lösung für den Blindwert in ml<br />
= Verbrauch an 0,1 M FeSO 4 Lösung für die Probe in ml<br />
= Vorlage für die Titration in ml<br />
= Einwaage in g<br />
3.2.2 Flüssigkeitsanalyse<br />
Die Probenahme der Flüssigkeit erfolgte bei dem Perkolationsfermenter und dem Festbettreaktor<br />
jeweils am Auslauf. Bei einem üblichen Versuchsablauf wurden die Probenahmen<br />
der Flüssigkeiten jeden zweiten Tag (außer an Wochenenden) durchgeführt. Am Tag des<br />
ersten Austausches des Perkolats zwischen dem Perkolationsfermenter und dem Festbettreaktor<br />
wurde kurz vor dem Austausch sowie ca. eine Stunde nach dem Austausch<br />
eine Probe genommen. Das Probenahmevolumen betrug etwa 50 ml. In den Probenah-
Material und Methode 35<br />
megefäßen wurden unverzüglich der pH-Wert (WTW 323 mit WTW SenTix 41 Sonde), die<br />
elektrische Leitfähigkeit (QCOND 2400) und die dazugehörige Temperatur gemessen.<br />
Danach wurden die Proben bis zur weiteren Analyse bei minus 30 °C eingefroren. Nach<br />
dem Auftauen und der Analyse der Parameter, flüchtige Fettsäuren, chemischer Sauerstoffbedarf<br />
und Ammoniumstickstoff, wurde eine Trockensubstanzanalyse durchgeführt.<br />
Chemischer Sauerstoffbedarf (CSB) der Prozessflüssigkeit (mg l -1 )<br />
Der chemische Sauerstoffbedarf ist eine Kenngröße für den Grad der Belastung einer<br />
Flüssigkeit insbesondere mit organischen Verbindungen, ermittelt nach einem genormten<br />
Verfahren. Für die Messung wurde der Küvettentest LCK 014 von DR. LANGE (1 000 bis<br />
10 000 mg l -1 ) verwendet. Je nach Grad der Belastung der Proben mit organischen<br />
Verbindungen wurden die Proben so verdünnt, dass sie im Messbereich des Tests lagen.<br />
Gegebenenfalls wurden sie bei geringer Belastung auch unverdünnt in die Küvetten<br />
pipettiert. Es wurde jeweils 0,5 ml Probevolumen verwendet. Im Thermostat<br />
HACH LANGE LT 200 wurden die Küvetten anschließend 120 min. auf 148 °C erhitzt.<br />
Abschließend wurden die Proben noch einmal händisch homogenisiert und nach dem<br />
Abkühlen im Sensor Array Photometer von DR. LANGE (LASA 20) der CSB ermittelt<br />
(Anzeige in mg l -1 ).<br />
Flüchtige Fettsäuren<br />
(ppm)<br />
Die Bestimmung der flüchtigen Fettsäuren wurde anhand von Kapillar-<br />
Gaschromatographie (VARIAN CP-3800) mit Flammenionisationsdetektor und Dünnfilm-<br />
Kapillarsäule (VARIAN WCOT FUSED SILICA, 50 m Länge, 0,32 mm Innendurchmesser,<br />
Beschichtung CP-Wax 58 (FFAP) CB) vorgenommen. Zur Bestimmung der flüchtigen<br />
Fettsäuren (FFS) aus Flüssigkeiten wurde ein Gramm des Probenmaterials mit einem Milliliter<br />
17 prozentiger ortho-Phosphorsäure angesäuert, um einen weiteren bakteriellen Abbau<br />
der Fettsäuren zu stoppen. Zusätzlich wurde zu jeder Probe ein Milliliter n-Methyl-<br />
Valeriansäure als interner Standard pipettiert und anschließend auf zehn Milliliter aufgefüllt.<br />
Dieses diente zum Ausschluss evtl. Einspritzfehler bei der anschließenden gaschromatographischen<br />
Analyse. Nach Verdünnung mit Wasser wurden die Proben mit bei<br />
13 200 Upm abzentrifugiert (EPPENDORF CENTRIFUGE 5415 D). Vom Überstand der<br />
Proben wurden zwei Milliliter abpipettiert und in gasdichte GC-Probengefäße überführt.<br />
Daraus wurde ein Injektionsvolumen von zwei Mikroliter dem Gaschromatographen durch<br />
einen automatischen Probengeber zugeführt. Hier erfolgte die Analyse folgender Inhalts-
36<br />
Material und Methode<br />
stoffe (flüchtige Fettsäuren): Essigsäure, Propionsäure, n- und iso-Valeriansäure, n- und<br />
iso-Buttersäure sowie Capronsäure, nach Kalibrierung mit einem geeigneten Standard<br />
(Standardlösung).<br />
Ammoniumstickstoff (g kg -1 )<br />
Zum Versuchsstart und bei Beendigung des Versuches, sowie an jedem siebten<br />
Versuchstag, wurde der Gehalt der Prozessflüssigkeit an Ammoniumstickstoff (NH 4 )<br />
analysiert. Dieser wurde titrimetrisch bestimmt. Dazu wurden etwa fünf Gramm<br />
Probenmaterial in einen Glaskolben eingewogen und mit drei Tropfen Indikator<br />
(Phenolphtalein) und fünf Gramm Magnesiumoxid (MgO) versetzt. Die Probe wird in dem<br />
Gerät GERHARDT VAPODEST 50 vier Minuten mit Wasserdampf destilliert und das<br />
Destillat in zwei-prozentiger Borsäure überführt. Abschließend erfolgt eine Rücktitration mit<br />
0,1 m HCl zum Ausgangs-pH-Wert der Borsäure. Die dabei verbrauchte Menge an HCl<br />
entspricht der in der Probe enthaltenen Menge an Ammoniumstickstoff.<br />
Bestimmung des Gehaltes löslicher Zucker<br />
(mg 100g -1 oTS)<br />
In den Vorversuchen zur Versuch 11 wurde von den Silagen G6 und G8 eine enzymatische<br />
Hydrolyse zur Bestimmung des Gehaltes an löslichen Zuckern in mg 100 g -1 oTS<br />
durchgeführt. Eine detaillierte Beschreibung der Methodik findet sich bei (VINTILOIU et al.,<br />
2009):<br />
„Die enzymatische Hydrolyse erfolgte in einem Schüttel-Wasserbad mit einer Schüttelgeschwindigkeit<br />
von 60 Upm. Dabei wurden 1,8 g frisches, gemörsertes Material in Glasflaschen<br />
mit 10 ml Zitatpuffer 0,1 M (pH-Bereich 3,5 bis 6) bzw. Phosphatpuffer 0,1 M (pH 7)<br />
eingebracht. Die Dauer der enzymatischen Hydrolyse betrug 24 h. Die Temperatur wurde<br />
auf 50 °C, der pH-Wert auf 5 bzw. 7 eingestellt. Während der enzymatischen Hydrolyse<br />
wurden die in der Grasssilage enthaltenen Zellulose- und Hemi-Zellulose-Zuckerketten<br />
durch die Enzymwirkung zu löslichen Zuckern gespalten. Die gebildeten löslichen Zucker,<br />
die eine reduzierende Eigenschaft haben (reduzierende Zucker), wurden mit dem Farbreagenz<br />
3,5–Dinitrosalicylsäure (DNS) nach der von (MILLER, 1959) entwickelten Methode<br />
nachgewiesen, mit der einfachen Zusammensetzung der ergänzten Lösung von (WOOD<br />
und BHAT, 1988). Dazu wurden die Proben nach dem Abschluss der enzymatischen Hydrolyse<br />
zentriert und im Messkolben fünfzigfach verdünnt. Zwei Milliliter aus dem filtrierten<br />
Probenmaterial wurden zusammen mit drei Milliliter DNS Präparat in Reagenzgläser ein-
Material und Methode 37<br />
gebracht, für genau 15 min auf einer Kochplatte bei circa 95 °C erhitzt und sofort nach dem<br />
Kochen abgekühlt. Nach einer Wartezeit von 30 min zur Stabilisierung der Farbbildung<br />
erfolgte die Absorbanzmessung der Proben bei einer Wellenlänge von 46 nm im Photometer<br />
(SCHIMADZU UV MINI 1240 UV-VIS-SPECTROPHOTOMETER). Eine Glukose-<br />
Kalibrations-Kurve, mit steigender Glukosekonzentration zwischen null und 1 g l -1 mit einer<br />
Auflösung von 0,1 g l -1 , wurde zur Ermittlung der Menge an reduzierenden Zuckern mitlaufend<br />
erstellt. Die Extinktion der Glukoselösung schwankte im Bereich von 0,0 bis 0,5 und<br />
die der Messergebnisse im Bereich von 0,1 bis 0,3. In einem Vorversuch wurde der Gehalt<br />
der Enzyme an reduzierenden Zuckern analysiert. Dieser war geringer als 0,5% bezogen<br />
auf die oTS und konnte deshalb in den Ergebnissen vernachlässigt werden“.<br />
3.2.3 Gasanalyse<br />
Die Gase wurden in Gasspeicherbeuteln der Firma TESSERAUX mit einem Volumen von<br />
ca. 150 l gesammelt und nach Möglichkeit im gleichen Rhythmus wie die Flüssigkeit und<br />
zusätzlich nach Bedarf beprobt. Das mit einem auf den Durchfluss der Gaspumpe kalibrierten<br />
Balgengaszähler (ELSTER BK-G4) gemessene Gasvolumen wurde gemäß der<br />
VDI-Richtlinie 4630 auf Normkubikmeter umgerechnet. Dazu wurde der absolute Luftdruck<br />
(GREISINGER Digital-Barometer GPB 2300) und der relative Luftdruck in der Gasleitung<br />
(GREISINGER Digital-Manometer GDH 13 AN) gemessen. Um mögliche Luftdruckunterschiede<br />
und damit unterschiedliche Gasvolumina durch händisches Abschalten der Gaspumpe<br />
bei entleertem Gasspeicher zu vermeiden, wurde die Gaspumpe automatisch bei<br />
einem festgelegten Unterdruck abgeschaltet. Vor der Analyse wurde das Gas mit einem<br />
Kompressorgaskühler (M&C ECM) unter den Taupunkt auf 5 °C abgekühlt. Es wurden üblicherweise<br />
die Komponenten CH 4 , CO 2 , H 2 S, H 2 und O 2 mit den Analysegeräten<br />
SIEMENS ULTRAMAT 22, PRONOVA SSM 6000, SICK MAIHACK S710 (Module<br />
THERMOR und FINOR) analysiert (Tabelle 3-2). Der Einsatz des SIEMENS<br />
ULTRAMAT 22 und des PRONOVA SSM 6000 erfolgte parallel während des Versuchsaufbaus<br />
I. Das SICK MAIHACK S710 wurde als alleiniges Analysegerät während<br />
des Versuchsaufbaus II verwendet. Das zur Analyse benötigte Gasvolumen wurde über<br />
den Durchfluss der Analysegerätepumpen und Zeitmessungen bestimmt oder im Versuchsaufbau<br />
II durch einen Trommelgaszähler (RITTER TG 1) gemessen.
38<br />
Material und Methode<br />
Tabelle 3-2: Analysierte Gase und Messbereiche der verwendeten Gasanalysegeräte<br />
bezogen auf das Volumen<br />
Gase SIEMENS ULTRAMAT 22 PRONOVA SSM 6000 SICK MAIHACK S710<br />
CH 4 0 – 100% 0 – 100% 0 – 100%<br />
CO 2 0 – 100% - 0 – 100%<br />
H 2 S - 0 – 1 000 ppm -<br />
O 2 - 0 – 25% -<br />
H 2 - 0 – 10 000 ppm 0 – 100%<br />
3.3 Berechnete Parameter<br />
Im Rahmen dieser Arbeit wurden folgende Berechnungen durchgeführt:<br />
Korrektur des Trockensubstanzgehaltes / organischen Trockensubstanzgehaltes<br />
Bei der Trocknung des Substrates zur Trockensubstanzgehaltsbestimmung gehen flüchtige<br />
Substanzen wie Milchsäure und Gärungsalkohole verloren. Zur Ermittlung der richtigen<br />
Bezugsgröße für die Gas- und Methanerträge wurde eine Korrektur des Trockensubstanzgehaltes<br />
nach (WEIßBACH und STRUBELT, 2008) mit der in Gl. (5) beschriebenen Berechnung<br />
des korrigierten Trockensubstanzgehaltes (TS) durchgeführt.<br />
TS TS105 (1,05 0,059pH )NFS 0,08MS 0, 77PD 0,87BD 1,00AA<br />
(5)<br />
TS<br />
TS 105<br />
NFS<br />
MS<br />
PD<br />
BD<br />
AA<br />
= Korrigierter Trockensubstanzgehalt in g kg -1 FM<br />
= gemessener Trockensubstanzgehalt nach Trocknung bei 105 °C in g kg -1 FM<br />
= Summe der Gehalte an niederen Fettsäuren in g kg -1 FM<br />
= Gehalt an Milchsäure in g kg -1 FM<br />
= Gehalt an 1,2 Propandiol in g kg -1 FM<br />
= Gehalt an 2,3 Butandiol in g kg -1 FM<br />
= Summe der Gehalte an Alkoholen mit zwei bis vier Kohlenstoffatomen in<br />
g kg -1 FM<br />
Die auf die Trockensubstanz bezogenen Parameter der Weender / van Soest-Analyse<br />
wurden mit dem korrigierten Trockensubstanzgehalt berichtigt. Die Berechnung des korrigierten<br />
Gehaltes an organischer Trockensubstanz (oTS) aus dem unkorrigierten organischen<br />
Trockensubstanzgehalt (oTS 550 ) erfolgte analog zu der oben beschriebenen Methode.
Material und Methode 39<br />
Abbaugrad der organischen Trockensubstanz (R) (%)<br />
Zur Berechnung des Abbaugrades der organischen Trockensubstanz wurde die organische<br />
Trockensubstanz aus dem in den Perkolationsfermenter eingewogenen Substrat und<br />
dem daraus entnommenen Gärrest bestimmt und die prozentualen Angaben wie in Gl. (6)<br />
beschrieben miteinander verrechnet.<br />
oTSs<br />
oTSg<br />
R <br />
100<br />
(6)<br />
oTS<br />
s<br />
R<br />
oTS s<br />
oTS g<br />
= Auf den Ausgangsgehalt des Substrates bezogene Verminderung der Konzentration<br />
an org. Substanz durch den anaeroben Abbau in %<br />
= dem Perkolationsfermenter zu Versuchsbeginn mit dem Substrat zugeführte organische<br />
Trockensubstanz in kg<br />
= dem Perkolationsfermenter am Versuchsende entnommene organische Trockensubstanz<br />
des Gärrestes in kg<br />
Biogas- und Methanertrag als Normvolumen (Y) (l N )<br />
Die Biogas- und Methanerträge wurden nach der VDI-Richtlinie 4630 (VDI-<br />
FACHBEREICH ENERGIEWANDLUNG UND -ANWENDUNG, 2006) in das Normvolumen<br />
umgerechnet. Dazu wurden, wie in Kapitel 3.2 beschrieben, die Temperatur und der Absolutdruck<br />
des Gases bei der Volumenmessung erfasst. Die Berechnung erfolgte mit der<br />
Gl. (7):<br />
( p p ) T<br />
Y V<br />
w <br />
<br />
0<br />
(7)<br />
p0<br />
T<br />
Y<br />
V<br />
p<br />
p w<br />
T 0<br />
p 0<br />
T<br />
= Volumen des trockenen Gases im Normzustand in ml N<br />
= abgelesenes Volumen des Gases in ml<br />
= Druck der Gasphase zum Zeitpunkt der Ablesung in hPa<br />
= Dampfdruck des Wassers in Abhängigkeit von der Temperatur des umgebenden<br />
Raumes in hPa<br />
= Normtemperatur; T 0 = 273 K<br />
= Normdruck; p 0 = 1 013 hPa<br />
= Temperatur des Faulgases oder des umgebenden Raumes in K
40<br />
Material und Methode<br />
Bruttoenergie (GE) (MJ kg -1 )<br />
Die Bruttoenergie wurde nach der Gl. (8) aus den nach der Weender / van Soest-Analyse<br />
ermittelten Gehalten an Rohnährstoffen berechnet (UNIVERSITÄT HOHENHEIM<br />
DOKUMENTATIONSSTELLE, 1997):<br />
GE 0,239 gXP 0,0398 gXL 0,0201 gXF 0,0175 gNfE<br />
(8)<br />
GE = Bruttoenergie in MJ kg -1<br />
gXP = Rohproteingehalt in g kg -1 TS<br />
gXL = Rohfettgehalt in g kg -1 TS<br />
gXF = Rohfasergehalt in g kg -1 TS<br />
gNfE = Gehalt an stickstofffreien Extraktstoffen in g kg -1 TS<br />
Energiegehalt des Biogases (MJ l -1 N )<br />
Der Energiegehalt des gebildeten Biogases wurde aus Literaturwerten für den Brennwert<br />
des Volumens von Reinstgasen im Normzustand in MJ m -3 (CERBE, 2008) und dem gemessenen<br />
Normvolumen der Komponenten Methan und Wasserstoff errechnet Gl. (9).<br />
HSY<br />
YCH<br />
H<br />
4 SCH Y<br />
4 H H<br />
2 SH2<br />
(9)<br />
Y CH4<br />
= Methanvolumen in l N<br />
Y H2<br />
= Wasserstoffvolumen in l N<br />
H SCH4 = Brennwert von Methan: 0,039831 MJ l -1 bei Normbedingungen (T 0 = 273 K, p 0 =<br />
1 013 hPa)<br />
H SH2 = Brennwert von Wasserstoff: 0,012745 MJ l -1 bei Normbedingungen (T 0 = 273 K,<br />
p 0 = 1 013 hPa)<br />
Brennwert des chemischen Sauerstoffbedarfes (MJ kg -1 )<br />
Stöchiometrische Berechnungen ergeben, dass aus einem Gramm CSB 0,35 Liter Methan<br />
gebildet werden können (BISCHOFSBERGER et al., 2005; LINKE et al., 2006). Mit dem<br />
daraus resultierenden Faktor wurden die ermittelten Frachten an CSB mit dem in Gl. (10)<br />
beschriebenen Berechnungsweg in Energie umgerechnet.
Material und Methode 41<br />
H<br />
CSB<br />
CSB<br />
(10)<br />
F<br />
350 HSCH 4<br />
H CSB = Brennwert des chemischen Sauerstoffbedarfs in MJ kg -1<br />
CSB F = Chemischer Sauerstoffbedarf in kg<br />
350 = Konstante aus der Literatur: 1 kg CSB entspricht 350 l Methan<br />
H SCH4 = Brennwert von Methan: 0,039831 MJ l -1 bei Normbedingungen (T 0 = 273 K, p 0 =<br />
1 013 hPa)<br />
Berechnung der CSB-Ausbeute (CSB A )<br />
(g kg -1 oTS)<br />
Es wurde in allen Versuchen bei jedem zweiten Massenaustausch zwischen den Prozessphasen<br />
die CSB-Konzentration ermittelt. Eine Ausnahme stellen die Versuchsdurchläufe<br />
V9a und V9b dar. Hier wurde bei jedem Perkolataustausch zwischen den Prozessphasen<br />
auch der CSB-Gehalt bestimmt. Um die CSB-Ausbeute bei den Versuchen berechnen zu<br />
können, bei denen nur bei jedem zweiten Austausch der CSB bestimmt wurde, wurden die<br />
fehlenden Werte durch Interpolation mit dem Computerprogramm ORIGIN 7G SR1 (Version<br />
7.0303 (B303)) ermittelt. Dabei wurde eine Anzahl an Werten berechnet, die der Anzahl<br />
der Massenaustausche entsprach. Zur Berechnung der CSB-Ausbeute wurde die ermittelte<br />
oder interpolierte CSB-Konzentration der Prozessflüssigkeit mit dem zwischen den Prozessphasen<br />
ausgetauschten Volumen zu einer Fracht verrechnet. Dabei wurde die vom<br />
Festbettreaktor zum Perkolationsfermenter transportierte Fracht des Vortages von der aus<br />
dem Perkolationsfermenter stammenden Fracht abgezogen Gl. (11).<br />
n1<br />
n<br />
( x y ) x<br />
z<br />
CSB i 0<br />
i 1<br />
A <br />
B<br />
CSB A = aus dem Perkolationsfermenter entnommene Masse an CSB in g kg -1 oTS<br />
x = Perkolatvolumen in l<br />
y = CSB Konzentration Perkolationsfermenterauslauf in g l -1<br />
z = CSB Konzentration im Festbettreaktorauslauf in g l -1<br />
B =Beladung des Perkolationsfermenters mit oTS in kg<br />
<br />
(11)<br />
Statistische Auswertung der Versuchsergebnisse<br />
Die statistische Auswertung der Versuche wurde mit dem Computerprogramm SAS 9.2<br />
durchgeführt. Es wurde mit einem linearen Modell und der Prozedur Mixed beim Signifi-
42<br />
Material und Methode<br />
kanzniveau von 0,05 geprüft. Bei metrischen beeinflussenden Variablen wurde eine lineare<br />
Regression und bei nominalen beeinflussenden Variablen eine univariate Varianzanalyse<br />
durchgeführt. Als Mittelwertvergleich wurde der Tukey-Test verwendet. Die Varianzhomogenität<br />
wurde grafisch oder mit dem Levenne-Test überprüft. Die Normalverteilung<br />
wurde ebenfalls grafisch oder mit dem Shapiro-Wilk Test getestet. Der Geltungsbereich<br />
der erstellten linearen Regressionen beschränkt sich auf den Bereich innerhalb der Messdaten.<br />
Eine Extrapolation ist unzulässig.<br />
Für die Versuche<br />
Variation des Perkolatmassenstroms zwischen den Prozessphasen (V2),<br />
Einfluss der Perkolationsfermenterbelüftung (V13),<br />
Variation der Perkolationsdauer (V11) und<br />
wurde bei einem p-Wert von
Material und Methode 43<br />
Der Versuch Enzymeinsatz in den Perkolationsfermentern (V12) und seine Vorversuche<br />
wurden mit einer ein- bzw. zweifaktoriellen Varianzanalysen ausgewertet. Bei den zweifaktoriellen<br />
Analysen der Vorversuche wurden auch die Wechselwirkungen der Varianten berücksichtigt,<br />
wie in Gl. (15) dargestellt.<br />
f ( x ) Variable1 Variable2<br />
Variable1<br />
Variable2<br />
e<br />
(15)<br />
3.4 Verwendete Substrate<br />
Die Untersuchungen der Universität <strong>Hohenheim</strong> zur Feststoffvergärung im zweiphasigen<br />
Verfahren mit diskontinuierlichem Perkolationsfermenter bezogen sich auf das Substrat<br />
Grassilage. Die verwendeten Grassilagen wurden ohne weitere Aufbereitung mit einer<br />
Häcksellänge von etwa zehn Zentimetern im Prozess eingesetzt. Es wurde Ballengrassilage<br />
erster Schnitt von untergrasbetonten, klee- und kräuterarmen Wiesen mit intensiver,<br />
mehrschüriger Nutzung vom Standort Meiereihof mit Kleinhohenheim (401) der Versuchsstation<br />
Agrarwissenschaften der Universität <strong>Hohenheim</strong> verwendet. In der Regel wurde für<br />
jeden Versuch die Silage frisch von der Versuchsstation bezogen. Für einen Versuch wurden<br />
zudem zum Vergleich der im Netzwerk verwendeten Substrate Roggenganzpflanzensilage<br />
vom Agrarbetrieb Damsdorf GbR, in Damsdorf nähe Potsdam, vom Verbundpartner<br />
ATB Potsdam Bornim und Maissilage vom Verbundpartner BTU Cottbus bereitgestellt.<br />
Eine Übersicht zu den Eigenschaften der Silage findet sich in (Tabelle 3-3).<br />
Trotz einheitlicher Herkunft wiesen die Grassilagen starke Schwankungen in den Parametern<br />
auf, wie z. B. an den Werten des Trockensubstanzgehaltes gut zu erkennen ist. Diese<br />
bewegten sich während der Versuche etwa in einem Bereich zwischen 25 und 45% FM.<br />
Auch der pH-Wert der Grassilagen schwankte in einem weiten Bereich zwischen 4,13 und<br />
5,91. Der Mittelwert mit Standardabweichung lag bei 4,37±0,58. Diese Schwankungen<br />
waren der Anlass dafür, dass für die Versuchsdurchläufe V9a, V9b und V9c des Vergleiches<br />
verschiedener Substrate (V9) jeweils dieselben Silagen verwendet wurden. Ebenso<br />
wurde bei den Versuchen Einfluss des Steinfilters auf den Prozess (V10), Variation der<br />
Perkolationsdauer (V11), Enzymeinsatz in den Perkolationsfermentern (V12) und Belüftung<br />
des Perkolationsfermenters (V13) dieselbe Silage verwendet. Diese Silagen wurden<br />
dazu bis zur weiteren Verwendung komprimiert in luftdicht verschlossenen Kunststofffässern<br />
in einer Kühlzelle bei 5 °C eingelagert. Der bei Entnahme von Silage im Fass entstehende<br />
Luftraum wurde durch einen mit Flüssigkeit gefüllten Beutel minimiert. Auf diese
44<br />
Material und Methode<br />
Weise blieb die Silage komprimiert und es konnte der anaerobe Zustand im Fass garantiert<br />
werden.<br />
Tabelle 3-3: Kennzahlen der bei den Versuchen eingesetzten Substrate (G: Grassilage;<br />
M: Maissilage, R: Roggenganzpflanzensilage)<br />
Silage 1) TS 2) pH XP XL XF ADF NDF Rohzucker CSB CR<br />
1)<br />
2)<br />
% FM g kg -1 TS g kg -1 FM<br />
G3 40,1 5,91 152 41 220 246 408 140 959<br />
G4 43,9 5,85 141 36 222 236 394 111 944<br />
G5 36,3 4,44 151 39 226 250 402 113 1003<br />
G6 43,0 4,21 114 31 269 299 483 65 968<br />
G7 45,4 5,53 135 34 225 234 420 132 927<br />
G8 37,1 5,08 143 37 189 203 334 118 1240<br />
G9 29,9 4,26 149 40 217 244 375 69 862<br />
G10 32,4 4,73 161 42 200 223 340 20 1111<br />
G11 33,5 4,13 n.e. n.e. n.e. n.e. n.e. n.e. 1052<br />
G12 28,4 4,52 153 38 218 231 379 64 1085<br />
G13 25,9 4,37 149 40 205 234 368 53 1118<br />
G14 31,6 4,29 125 35 216 230 342 21 1086<br />
G15 40,9 4,54 192 44 222 229 383 34 1153<br />
G16 31,6 4,18 199 47 231 243 412 6 1202<br />
G17 34,7 4,35 153 38 241 266 446 45 1338<br />
G18 29,7 4,30 160 35 220 273 418 1 1247<br />
G19 34,8 4,22 148 37 227 258 433 29 1131<br />
M1 36,2 3,73 73 30 184 192 373 335 1165<br />
R1 28,5 4,33 101 28 323 n.e. n.e. n.e. 1164<br />
G20 32,0 4,19 127 36 225 240 375 24 1392<br />
(Silage G1 und G2 wurden zum Anfahren der Reaktoren verwendet und nicht beprobt)<br />
TS-Werte sind gärsäurekorrigiert<br />
n.e.: nicht erfasst<br />
3.5 Versuchsplan<br />
Die prozesstechnischen Untersuchungen waren in Versuchsblöcke mit einer Dauer von<br />
jeweils vier Wochen untergliedert, deren Ablauf jeweils ähnlich strukturiert war. Bei jedem<br />
dieser Versuchsblöcke wurde ein technischer Parameter gezielt verändert, um dessen<br />
Einfluss auf den Prozess ermitteln zu können (Tabelle 3-4). Die in Tabelle 3-4 aufgeführten<br />
Versuche sind nach Inhalt gegliedert und geben nicht den chronologischen Ablauf der<br />
Versuchsdurchläufe wieder.
Material und Methode 45<br />
Nach dem Anfahren der Reaktoren wurden zwei Testläufe (V1a und V1b) zur Feststellung<br />
der Versuchstauglichkeit durchgeführt. Danach folgten insgesamt zwölf Versuche. Nach<br />
den ersten zwei Versuchen wurde ein weiterer Testlauf (V1c) vorgenommen, um die Auswirkungen<br />
der Versuche auf die Vergleichbarkeit der Wiederholungen zu prüfen. Nach<br />
dem Umbau der Versuchsanlage zum Versuchsaufbau II wurden wieder zwei Versuchsdurchläufe<br />
(V8a du V8b) zur Feststellung der Versuchstauglichkeit durchgeführt.<br />
Zur Untersuchung der Prozesswasserführung wurden der Perkolatmassenstrom zwischen<br />
den Prozessphasen (V2), die Perkolataustauschfrequenz (V5) und die Perkolationsdauer<br />
im Perkolationsfermenter (V11) variiert. Außerdem wurde die Dauer der Vorhydrolysephase<br />
(V3) untersucht.<br />
Weitere Untersuchungen wurden zur Temperatur im Perkolationsfermenter (V4), zum Einsatz<br />
von Enzymen in den Perkolationsfermentern (V12), zur Belüftung der Perkolationsfermenter<br />
(V13) und zu unterschiedlichen Beladungen der Perkolationsfermenter (V6)<br />
durchgeführt. Es wurden auch die Auswirkungen des in den Perkolationsfermentern eingesetzten<br />
Steinfilters (V10) geprüft und es erfolgte ein Verfahrensvergleich mit dem<br />
Einstauverfahren (V7).<br />
Es ist zu unterscheiden, ob die Versuche im Versuchsaufbau I oder II durchgeführt wurden.<br />
Zudem ist die Anzahl der Versuchsdurchläufe und die daraus resultierende Anzahl an<br />
Wiederholungen der Varianten in jedem Versuchsdurchlauf zu beachten.
46<br />
Material und Methode<br />
Tabelle 3-4:<br />
Lfd.<br />
Nr.<br />
V1<br />
V2<br />
V3<br />
V4<br />
V5<br />
Übersicht über die Versuche, Versuchsdurchläufe, Varianten, Wiederholungen,<br />
verwendete Substrate und Versuchsaufbauten<br />
Ver-<br />
Versuchsdurchläufe<br />
Substrat Varianten Anzahl<br />
Versuch<br />
suchs-<br />
aufbau<br />
Wdh.<br />
Testläufe Versuchsaufbau<br />
I<br />
Variation des Perkolatmassenstroms<br />
zwischen<br />
den Prozessphasen<br />
Variation der Vorhydrolysephasendauer<br />
Variation der Perkolationsfermentertemperatur<br />
Variation der Perkolataustauschfrequenz<br />
V1a<br />
V1b<br />
V1c<br />
V2a<br />
V2b<br />
V3a<br />
V3b<br />
V4a<br />
V4b<br />
V4c<br />
V5a<br />
V5b<br />
G1<br />
G2<br />
G5<br />
G3<br />
G4<br />
G6<br />
G9<br />
G7<br />
G11<br />
G12<br />
G8<br />
G10<br />
- 15 I<br />
2 kg d -1 1<br />
3 kg d -1 1<br />
4 kg d -1 1<br />
5 kg d -1 1<br />
6 kg d -1 1<br />
2 kg d -1 1<br />
4 kg d -1 1<br />
6 kg d -1 1<br />
8 kg d -1 1<br />
10 kg d -1 1<br />
0 d 1<br />
2 d 1<br />
4 d 1<br />
6 d 1<br />
10 d 1<br />
0 d 1<br />
2 d 1<br />
4 d 1<br />
6 d 1<br />
10 d 1<br />
55 °C 1<br />
25 °C 2<br />
38 °C 2<br />
55 °C 1<br />
25 °C 2<br />
38 °C 2<br />
55 °C 1<br />
25 °C 2<br />
38 °C 2<br />
24 h 1<br />
48 h 1<br />
72 h 1<br />
96 h 1<br />
120 h 1<br />
24 h 1<br />
48 h 1<br />
72 h 1<br />
96 h 1<br />
120 h 1<br />
I<br />
I<br />
I<br />
I
Material und Methode 47<br />
Fortsetzung Tabelle 3-4<br />
Lfd.<br />
Versuch<br />
Nr.<br />
V6<br />
V7<br />
V8<br />
V9<br />
V10<br />
V11<br />
V12<br />
V13<br />
Variation der Beladung<br />
der Perkolationsfermenter<br />
Vergleich Perkolation<br />
zu Einstau<br />
Testläufe Versuchsaufbau<br />
II V8b G18<br />
Vergleich verschiedener<br />
Substrate<br />
Einfluss des Steinfilters<br />
auf den Prozess<br />
Variation der Perkolationsdauer<br />
Enzymeinsatz in den<br />
Perkolationsfermentern<br />
Einfluss der Perkolationsfermenterbelüftung<br />
Versuchsdurchläufe<br />
Substrat Varianten Anzahl<br />
Wdh.<br />
0,5 kg 1<br />
1,0 kg 1<br />
V6a G13 1,5 kg 1<br />
2,0 kg 1<br />
2,5 kg 1<br />
0,5 kg 1<br />
1,0 kg 1<br />
V6b G14 1,5 kg 1<br />
2,0 kg 1<br />
2,5 kg 1<br />
Perkolation 2<br />
V7a G15<br />
Einstau 3<br />
Perkolation 2<br />
V7b G16<br />
Einstau 3<br />
V8a G17 5<br />
-<br />
5<br />
Grassilage 1<br />
V9a G19 Maissilage 2<br />
Roggen-GPS 2<br />
Grassilage 1<br />
V9b M1 Maissilage 2<br />
Roggen-GPS 2<br />
Grassilage 1<br />
V9c R1 Maissilage 2<br />
Roggen-GPS 2<br />
Steinfilter 2<br />
V10a<br />
Kein Steinfilter 3<br />
G20<br />
Steinfilter 2<br />
V10b<br />
Kein Steinfilter 3<br />
1 min h -1 1<br />
9 min h -1 1<br />
V11 G20 15 min h -1 1<br />
23 min h -1 1<br />
30 min h -1 1<br />
- 3<br />
V12 G20<br />
Enzyme EP2 2<br />
- 1<br />
2,5 l d -1 1<br />
V13 G20 7,5 l d -1 1<br />
12,5 l d -1 1<br />
17,5 l d -1 1<br />
Versuchsaufbau<br />
I<br />
I<br />
II<br />
II<br />
II<br />
II<br />
II<br />
II
48<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
4 ERGEBNISSE ZUR ZWEIPHASIGEN VERGÄRUNG VON GRASSILAGE<br />
Vor der Darstellung der einzelnen Versuche und deren Ergebnisse wird zuerst der allgemeine<br />
Verfahrensablauf beschrieben. Ausnahmen zur folgenden Beschreibung bildeten<br />
die in den Versuchen variierten Parameter.<br />
4.1 Versuchsablauf<br />
Für die Durchführung der Versuche zur diskontinuierlichen, zweiphasigen Vergärung wurden<br />
die Perkolationsfermenter mit 1±0,01 kg oTS Grassilage und 10±0,01 kg Leitungswasser<br />
befüllt. Danach erfolgte eine mehrtägige Vorhydrolysephase, in der die Perkolationsfermenter<br />
intern perkoliert wurden. Dadurch wurde organisches Material im Perkolat angereichert.<br />
Die Perkolation der Fermenter dauerte 15 min h -1 und erfolgte mit ca. 2 l min -1 .<br />
Anschließend erfolgte die zweite Phase der Versuche, in der zusätzlich zur internen Perkolation<br />
das Perkolat zwischen den Prozessstufen ausgetauscht wurde. Dieser Austausch<br />
erfolgte täglich einmal und betrug üblicherweise je nach Versuchsaufbau 3,25 bis 4 kg<br />
(Versuchsaufbau I: 4 kg, Versuchsaufbau II: 3,5 und 3,25 kg). Das in dem Perkolat der<br />
Hydrolyse angereicherte organische Material wurde dabei in den Methanstufen zu Methan<br />
umgesetzt. Dieser Abbau wurde solange betrieben bis die Gasbildung versiegte. Danach<br />
wurde der Versuch beendet. Die Perkolationsfermenter wurden entleert, gereinigt und<br />
wieder befüllt. Die Prozessflüssigkeit aller fünf Festbettreaktoren wurde zu gleichen Teilen<br />
miteinander vermischt und dann wieder gleichmäßig auf die Reaktoren verteilt, um eine<br />
Verschleppung von Effekten in den nächsten Versuch zu minimieren.<br />
Da bei dem Einsatz von Grassilage kritische Konzentrationen von Ammoniumstickstoff<br />
und durch den geschlossenen Prozesswasserkreislauf eine Aufkonzentration von Inhaltsstoffen<br />
in der Prozessflüssigkeit auftreten kann, wurden die Parameter elektrische Leitfähigkeit,<br />
Salinität und Ammoniumstickstoff überwacht. Die elektrische Leitfähigkeit und die<br />
Salinität lagen im Mittel aller Versuche bei einem Wert von 12,6±3 mS bzw. 7,5±1,8. Der<br />
maximale gemessene Wert lag bei der Leitfähigkeit bei 20,2 mS und bei der Salinität bei<br />
12,1. Der Gehalt der Prozessflüssigkeit an Ammoniumstickstoff lag im Mittel aller Versuche<br />
bei 0,75±0,33 g kg -1 . Der höchste gemessene Wert war hier 1,49 g kg -1 . Eine Tendenz<br />
zur Aufkonzentration war nicht erkennbar. Aufgrund dieser Werte konnte eine Prozesshemmung<br />
ausgeschlossen werden und diese Parameter werden in der folgenden Darstellung<br />
der Versuchsergebnisse nicht weiter betrachtet.
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 49<br />
4.2 Variation des Perkolatmassenstroms zwischen den Prozessphasen (V2)<br />
4.2.1 Untersuchungsziel der Variation des Perkolatmassenstroms<br />
Im Rahmen dieses Versuches sollte geprüft werden, ob die Variation des Perkolatmassenstroms<br />
zwischen den Prozessphasen einen Einfluss auf die Hydrolysebedingungen<br />
hat. Dazu wurde die täglich einmal zwischen den beiden Prozessphasen ausgetauschte<br />
Perkolatmasse verändert. In dem ersten der zwei durchgeführten Versuchsdurchläufe<br />
(V2a) wurde die ausgetauschte Masse zwischen zwei und sechs Kilogramm variiert. Geplant<br />
waren hier ursprünglich dieselben Werte wie im Versuchsdurchlauf V2b. In diesem<br />
wurde der Perkolatmassenstrom zwischen zwei und zehn Kilogramm variiert. (Tabelle<br />
3-4). Die Feldkapazität der Silage hielt allerdings einen Teil des am Versuchsstart zugegebenen<br />
Wassers zurück, so dass die Massen angepasst werden mussten. Um die auszutauschenden<br />
Massen bei dem Versuchsdurchlauf V2b zu erreichen, wurden 14 kg Wasser<br />
bei dem Versuchsstart zugegeben. Dieser Versuch wurde mit den Silagen G3 (V2a)<br />
und G4 (V2b) durchgeführt (Tabelle 3-3).<br />
4.2.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation des Perkolatmassenstroms<br />
Die pH-Werte in den Festbettreaktoren lagen bei etwa 7,7. Nach dem ersten Austausch<br />
sanken diese für ein bis zwei Versuchstage leicht ab auf Werte unter 7,5 (Abbildung 4-1).<br />
Der Verlauf der pH-Werte in den Perkolationsfermentern lag zuerst in der Vorhydrolysephase<br />
stabil um pH 5. Nach dem ersten Austausch stiegen die Werte schlagartig auf Werte<br />
zwischen 6,23 (2 kg d -1 Perkolatmassenstrom) und 7,99 (10 kg d -1 Perkolatmassenstrom)<br />
an. Beim Austausch von zwei und vier Kilogramm Perkolat kann der Anstieg<br />
des pH-Wertes in den Perkolationsfermentern verzögert werden (Abbildung 4-2). In den<br />
übrigen Varianten war nach dem ersten Austausch zwischen den Prozessphasen an Versuchstag<br />
sieben ein Anstieg des pH-Wertes innerhalb von weiteren sieben Versuchstagen<br />
auf die Werte der Festbettreaktoren zu verzeichnen. In den Varianten mit zwei und vier<br />
Kilogramm Perkolatmassenstrom wurde der Anstieg um fünf bzw. zwei Tage verzögert.
50<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
8<br />
7,5<br />
7<br />
pH-Wert<br />
6,5<br />
6<br />
5,5<br />
5<br />
4,5<br />
4<br />
2 kg pH Festbettreaktor<br />
4 kg pH Festbettreaktor<br />
6 kg pH Festbettreaktor<br />
8 kg pH Festbettreaktor<br />
10 kg pH Festbettreaktor<br />
1 2 3 4 5 6 7 8 9 101112131415161718192021222324252627282930313233<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-1:<br />
Exemplarischer Verlauf der pH-Werte in den Festbettreaktoren des Versuchsdurchlaufs<br />
V2b bei unterschiedlichem Perkolatmassenstrom zwischen<br />
den Prozessphasen (Substrat: G4; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C)<br />
8<br />
7,5<br />
7<br />
pH-Wert<br />
6,5<br />
6<br />
5,5<br />
5<br />
4,5<br />
4<br />
2 kg pH Perkolationsfermenter<br />
4 kg pH Perkolationsfermenter<br />
6 kg pH Perkolationsfermenter<br />
8 kg pH Perkolationsfermenter<br />
10 kg pH Perkolationsfermenter<br />
1 2 3 4 5 6 7 8 9 101112131415161718192021222324252627282930313233<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-2:<br />
Exemplarischer Verlauf der pH-Werte des Versuchsdurchlaufs V2b bei<br />
unterschiedlichem Perkolatmassenstrom zwischen den Prozessphasen<br />
(Substrat: G4; Perkolationsfermentertemp. 55 °C)
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 51<br />
Die Methanbildung in den Perkolationsfermentern fand bei den Varianten mit geringem<br />
Perkolatstrom (2 und 4 kg d -1 ) später statt (Abbildung 4-3). Mit erhöhtem Perkolatstrom<br />
erhöhten sich auch die CSB-Ausbeute und der Anteil des im Festbettreaktor gebildeten<br />
Methans (Tabelle 4-1, Abbildung 4-4). Bei der Variante mit einem täglichen Austausch von<br />
zwei Litern wurde eine CSB-Ausbeute von 682±22 g kg -1 oTS erreicht und 52% des Methans<br />
im Festbettreaktor gebildet, während in der Variante mit zehn Litern Austausch<br />
1 420 g kg -1 oTS extrahiert werden konnten und 73% des Methans im Festbettreaktor gebildet<br />
wurden. Diese erhöhte CSB-Ausbeute sowie der erhöhte Anteil des Methans, das im<br />
Festbettreaktor gebildet wurde, waren signifikant. Zwischen der ausgetauschten Perkolatmasse<br />
und dem Abbaugrad der organischen Substanz sowie dem Methanertrag der Gesamtanlage<br />
konnte kein signifikanter Zusammenhang festgestellt werden (Tabelle 4-2).<br />
Spez. Methanertrag (l N kg -1 oTS)<br />
200<br />
150<br />
100<br />
50<br />
0<br />
2 kg PF<br />
4 kg PF<br />
6 kg PF<br />
8 kg PF<br />
10 kg PF<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 101112131415161718192021222324252627282930313233<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-3:<br />
Exemplarische Abbildung des kumulierten Methanertrags für die Perkolationsfermenter<br />
bei der Variation des Perkolatmassenstroms zwischen<br />
den Prozessphasen (Substrat: G4; Perkolationsfermentertemp. 55 °C;<br />
Versuchsdurchlauf: V2b; PF: Perkolationsfermenter)
52<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
Tabelle 4-1: Spezifischer Gesamtmethanertrag, Anteil des Festbettreaktors am Gesamtmethanertrag,<br />
CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei unterschiedlichem<br />
Perkolatmassenstrom (Substrat: G3, G4; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V2a, V2b; Fehlerindikator: Standardabweichung<br />
nur bei Varianten mit Wiederholung)<br />
Perkolatmassenstrom<br />
Gesamtanlage FBR 1) CSB-Ausbeute 2) oTS-<br />
Y CH4 - Y CH4 -Anteil<br />
Abbaugrad<br />
kg d -1 l N kg -1 oTS % g kg -1 oTS %<br />
2 403±13 52±3 682±22 81±1<br />
3 343 66 944 83<br />
4 331±16 53±11 766±122 84±1<br />
5 421 64 1009 80<br />
6 365±70 65±5 980±77 84±1<br />
8 340 60 1152 84<br />
10 271 73 1420 85<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
Perkolatmassenstrom (kg d -1 )<br />
10<br />
8<br />
6<br />
5<br />
4<br />
3<br />
2<br />
27<br />
40<br />
35<br />
36<br />
47<br />
34<br />
48<br />
73<br />
60<br />
65<br />
64<br />
53<br />
66<br />
52<br />
0 20 40 60 80 100<br />
Perkolationsfermenter Festbettreaktor<br />
Anteil an der Methanproduktion (%)<br />
Abbildung 4-4: Die prozentuale Verteilung der Methanproduktion auf die beiden Prozessphasen<br />
bei Variation des Perkolatmassenstroms zwischen Perkolationsfermenter<br />
und Festbettreaktor (Substrat: G3, G4; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung nur bei Varianten<br />
mit Wiederholung; Versuchsdurchläufe: V2a, V2b)
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 53<br />
Tabelle 4-2:<br />
p-Wert und Funktion des linearen Zusammenhangs der Parameter spezifischer<br />
Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten Methans,<br />
CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei der Variation des Perkolatmassenstroms<br />
Perkolatmassenstrom p-Wert Linearer Zusammenhang<br />
Y CH4 -Gesamtanlage 0,3095 Nein<br />
Y CH4 -Anteil PF 1) 0,0022 f(x) 3,08x<br />
55, 10<br />
Y CH4 -Anteil FBR 2) 0,0022 f(x) 3,08x 44, 90<br />
CSB-Ausbeute
54<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
bzw. einen höheren Methanertrag der Festbettreaktoren erzielt. Es wurden die zwei Versuchsdurchläufe<br />
V3a (Silage G6) und V3b (Silage G9) zur Variation der Vorhydrolysephasendauer<br />
durchgeführt. In beiden Versuchsdurchläufen wurde die Dauer der Vorhydrolyse<br />
zwischen null und zehn Tagen variiert (Tabelle 3-4). Dazu wurden die Fermenterpaare<br />
zeitlich versetzt nacheinander gestartet.<br />
4.3.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation der Vorhydrolysephasendauer<br />
Für die Zeitdauer der Vorhydrolyse lag bei allen Varianten der pH-Wert im Perkolationsfermenter<br />
stabil in einem Bereich zwischen 4,8 und 5. Es fand eine Anreicherung von organischem<br />
Material im Perkolat statt, wie die Erhöhung der CSB-Konzentration in den<br />
Perkolationsfermentern zeigt. Diese Anreicherung erreichte nach etwa drei Tagen einen<br />
Maximalwert von ca. 50 g l -1 , der auch bei einer längeren Vorhydrolyse nicht überschritten<br />
wurde (Abbildung 4-5).<br />
CSB-Konzentration (g l -1 )<br />
60<br />
50<br />
40<br />
30<br />
20<br />
10<br />
Vorhydrolysedauer 10 d<br />
Vorhydrolysedauer 6 d<br />
Vorhydrolysedauer 4 d<br />
Vorhydrolysedauer 2 d<br />
Vorhydrolysedauer 0 d<br />
0<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-5:<br />
Exemplarischer Verlauf der CSB-Konzentrationen im Perkolat der Perkolationsfermenter<br />
bei unterschiedlicher Dauer der Vorhydrolyse (Ende der<br />
Vorhydrolyse an Versuchstag 10; Substrat: G9; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Werte wurden interpoliert, Versuchsdurchlauf: V3b)<br />
In der Vorhydrolysephase wurde, unabhängig von deren Zeitdauer, mit durchschnittlich<br />
12±12 l N kg -1 oTS nur wenig CO 2 gebildet. Dieses deutet auf eine geringe Aktivität der Mikroorganismen<br />
hin. Die spezifischen Methanerträge der Varianten dieses Versuches lagen
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 55<br />
zum Versuchsende zwischen 345±90 und 365±59 l N kg -1 oTS. Die CSB-Ausbeute betrug<br />
482±161 bis 576±56 g kg -1 oTS. Beim Abbau der organischen Trockensubstanz wurden<br />
Grade zwischen 73±7 und 79±4% erreicht. Eine Auswirkung der Vorhydrolyse auf den Abbaugrad<br />
und den Methanertrag konnte nicht nachgewiesen werden (Tabelle 4-3). Auch die<br />
Verteilung des Methanertrages auf die beiden Prozessstufen Perkolationsfermenter und<br />
Festbettreaktor zeigte keine nachweisbaren Vorteile der Vorhydrolysephase. Bei der CSB-<br />
Ausbeute konnte ein positiver Zusammenhang nachgewiesen werden. Mit steigender<br />
Dauer der Vorhydrolysephase stieg auch die CSB-Ausbeute an (Tabelle 4-4).<br />
Tabelle 4-3:<br />
Spezifischer Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten Methans,<br />
spezifische CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei unterschiedlicher<br />
Dauer der Vorhydrolysephase (Substrat: G9; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V3a, V3b)<br />
Vorhydrolysedauer<br />
Y CH4 - Y CH4 -Anteil CSB-<br />
Gesamtanlage FBR 1) Ausbeute 2)<br />
d l N kg -1 oTS % g kg -1 oTS %<br />
oTS-<br />
Abbaugrad<br />
0 353±62 47±11 482±161 76±7<br />
2 345±90 42±8 486±105 79±4<br />
4 365±59 50±4 541±122 76±5<br />
6 363±56 49±8 573±69 73±7<br />
10 364±53 51±5 576±56 75±8<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
Tabelle 4-4:<br />
p-Wert und Funktion des linearen Zusammenhangs der Parameter spezifischer<br />
Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten Methans,<br />
CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei Variation der Vorhydrolysephasendauer<br />
Vorhydrolysephasendauer p-Wert Linearer Zusammenhang<br />
Y CH4 -Gesamtanlage 0,2237 Nein<br />
Y CH4 -Anteil FBR 1) 0,1195 Nein<br />
CSB-Ausbeute 0,0174 f ( x ) 10, 75x 484, 11<br />
oTS-Abbaugrad 0,3001 Nein<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
4.4 Variation der Perkolationsfermentertemperatur (V4)<br />
4.4.1 Untersuchungsziel der Variation der Perkolationsfermentertemperatur<br />
In diesem Versuch wurde der Einfluss der Temperatur auf die Umsatzleistung der diskontinuierlichen<br />
Perkolationsfermenter untersucht. Dazu wurden drei Temperaturen in den
56<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
Perkolationsfermentern im mesophilen und thermophilen Bereich eingestellt (Tabelle 4-5).<br />
Die Temperaturen orientieren sich an den in der Literatur (ZOETEMEYER et al., 1982a;<br />
WATTS, HAMILTON und KELLER, 2006) beschriebenen Optima von etwa 38 °C für den<br />
mesophilen und 55 °C für den thermophilen Temperaturbereich. Mit der 25 °C Variante<br />
sollte überprüft werden, ob die Beheizung der Perkolationsreaktoren notwendig ist oder ob<br />
die Versäuerung auch bei Außentemperatur stattfindet. Die Temperatur der Festbettreaktoren<br />
wurde bei allen Versuchen und Varianten bei 38 °C belassen. Um die Ergebnisse zu<br />
bestätigen, wurden insgesamt die drei Versuchsdurchläufe V4a (Silage G7), V4b (Silage<br />
G11) und V4c (Silage G12) durchgeführt (Tabelle 3-3).<br />
4.4.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation der Perkolationsfermentertemperatur<br />
Mit dem Austausch des Perkolats stieg der pH-Wert in den Perkolationsfermentern unterschiedlich<br />
schnell und stark an (Abbildung 4-6). Die thermophile Variante erreichte das<br />
pH-Niveau der Festbettreaktoren (etwa pH 7,8) am Versuchstag 13. Die mesophilen Varianten<br />
gelangten im Versuchszeitraum nicht auf dieses Niveau. Die 38°C Variante erreichte<br />
etwa einen pH-Wert von 7,5. Der pH der 25°C Variante stieg auf einen Wert von ca. sieben.<br />
Die 38 °C Variante war die einzige, die nach dem Versuchsstart in der Vorhydrolysephase<br />
einen kontinuierlichen Anstieg des pH-Wertes zeigte.
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 57<br />
8,0<br />
7,5<br />
7,0<br />
pH-Wert<br />
6,5<br />
6,0<br />
5,5<br />
5,0<br />
4,5<br />
55°C pH PF<br />
55°C pH FBR<br />
38°C pH PF<br />
38°C pH FBR<br />
25°C pH PF<br />
25°C pH FBR<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10111213141516171819202122232425<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-6:<br />
Verlauf der pH-Werte in der Prozessflüssigkeit am Perkolationsfermenterauslauf<br />
bei unterschiedlichen Temperaturen in den Perkolationsfermentern<br />
(Substrat: G7, G11, G12; Fehlerindikator: Standardabweichung;<br />
Versuchsdurchläufe: V4a, V4b, V4c; PF: Perkolationsfermenter, FBR:<br />
Festbettreaktor)<br />
In den bei unterschiedlichen Temperaturen betriebenen Perkolationsfermentern zeigten<br />
sich Unterschiede in der Zusammensetzung der gebildeten flüchtigen Fettsäuren. Hier ist<br />
ein Zusammenhang zwischen den Parametern Perkolationsfermentertemperatur, Fettsäurezusammensetzung<br />
und pH-Wert festzustellen. Am Anfang des Versuches dominierte die<br />
Buttersäurebildung (Abbildung 4-7). Bei einem pH-Wert von etwa sechs wich die Buttersäurebildung<br />
der Essigsäurebildung. Der pH-Wert der mesophilen Varianten war länger in<br />
einem für die Essigsäureproduktion günstigen Bereich und so dauerte die Essigsäureproduktion<br />
in den Perkolationsfermentern bis zum Versuchsende an. Auffällig bei der 38 °C<br />
Variante war die starke Buttersäurebildung am Anfang des Versuches in der Vorhydrolysephase.<br />
Diese Entwicklung war bei den anderen Varianten nicht zu beobachten. In der<br />
thermophilen Variante wurden generell niedrigere Säurekonzentrationen beobachtet.
58<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
Fettsäurekonzentration (ppm)<br />
12000<br />
10000<br />
8000<br />
6000<br />
4000<br />
2000<br />
0<br />
55 °C Essigsäure<br />
55 °C n-Buttersäure<br />
38 °C Essigsäure<br />
38 °C n-Buttersäure<br />
25 °C Essigsäure<br />
25 °C n-Buttersäure<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10111213141516171819202122232425<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-7:<br />
Verlauf der Essig- und n-Buttersäurekonzentration am Auslauf der Perkolationsfermenter<br />
bei unterschiedlicher Perkolationsfermentertemperatur<br />
(Substrat: G7, G11, G12; Fehlerindikator wurde der Übersichtlichkeit halber<br />
nicht eingezeichnet; Versuchsdurchläufe: V4a, V4b, V4c)<br />
Die thermophile Variante zeigte in allen drei Durchläufen die schnellste und stärkste Gasbildung<br />
(Abbildung 4-8). Die Methanbildung der 38 °C Variante war etwa 40% langsamer,<br />
die der 25 °C Variante sogar 60%. Es wurde in der thermophilen Variante, sowohl in dem<br />
Perkolationsfermenter wie auch im gesamten System, das größte Methanvolumen gebildet<br />
und auch die höchsten Abbaugrade der organischen Substanz erreicht (Tabelle 4-5). Die<br />
Abbaugrade sanken mit der Temperatur aufgrund der geringeren Abbaugeschwindigkeit<br />
und lagen bei der 38°C Variante bei etwa 68% der oTS und bei der 25 °C Variante bei ca.<br />
40% der zugeführten oTS. Die CSB-Ausbeute war bei der thermophilen Variante niedriger,<br />
als bei den mesophilen. Dies dürfte durch die stärkere Methanbildung in den Perkolationsfermentern<br />
verursacht worden sein.
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 59<br />
Kum. Methanertrag (l N kg -1 oTS)<br />
500<br />
450<br />
400<br />
350<br />
300<br />
250<br />
200<br />
150<br />
100<br />
50<br />
0<br />
55°C PF. + FBR<br />
38°C PF. + FBR<br />
25°C PF. + FBR<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-8: Exemplarischer Verlauf der spezifischen Methanertragssummenkurven<br />
des Gesamtsystems aus zwei Versuchsdurchläufen bei unterschiedlicher<br />
Perkolationsfermentertemperatur (Substrat: G7, G11, G12; Fehlerindikator:<br />
Standardabweichung; Versuchsdurchläufe: V4a, V4b, V4c; PF: Perkolationsfermenter,<br />
FBR: Festbettreaktor)<br />
Tabelle 4-5: Erzielter spezifischer Methanertrag, CSB-Ausbeute und Abbaugrad der<br />
organischen Trockensubstanz bei der Untersuchung der Perkolationsfermentertemperatur<br />
(Substrat: G7, G11, G12; Versuchsdurchläufe: V4a,<br />
V4b, V4c; Werte in Zeilen mit denselben Kleinbuchstaben sind nicht signifikant<br />
verschieden bei einem Signifikanzniveau von 0,05)<br />
PF-Temperatur °C 55 38 25<br />
Y CH4 -Gesamtanlage l N kg -1 oTS 399±11<br />
a<br />
348±8<br />
b<br />
275±8 c<br />
Y CH4 -Anteil FBR 1) % 59±4<br />
a<br />
74±3<br />
b<br />
96±3<br />
c<br />
CSB-Ausbeute 2) g kg -1 oTS 651±33 a 739±23<br />
oTS-Abbaugrad % 83±2 72±2<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
a<br />
a<br />
b<br />
737±23 a<br />
52±2<br />
c<br />
Die Variation der Perkolationsfermentertemperatur hatte auch Auswirkungen auf die Aufteilung<br />
der Methanproduktion auf die Prozessphasen. Die Methanbildung in den Fermentern<br />
ließ sich durch den mesophilen Betrieb im Vergleich zur thermophilen Variante verzögern.<br />
Beim Betrieb bei 25 °C blieb die Methanbildung in den Perkolationsfermentern in<br />
dem Versuchszeitraum nahezu aus. Sie lag hier bei sechs Prozent des Gesamtmethanertrages<br />
(Abbildung 4-9). Die Methanerträge der Festbettreaktoren lagen dagegen bei allen
60<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
Varianten in einem ähnlich hohen Bereich von 241 bis 259 l N kg -1 oTS bezogen auf die<br />
dem Perkolationsfermenter zugeführte Masse.<br />
Perkolationsfermentertemperatur (°C)<br />
25<br />
38<br />
55<br />
6<br />
33<br />
41<br />
94<br />
67<br />
59<br />
0 20 40 60 80 100<br />
Perkolationsfermenter Festbettreaktor<br />
Anteil an der Methanproduktion (%)<br />
Abbildung 4-9:<br />
Verteilung der Methanproduktion auf die Prozessphasen bei unterschiedlicher<br />
Perkolationsfermentertemperatur (Substrat: G7, G11, G12; Fehlerindikator:<br />
Standardabweichung; Versuchsdurchläufe: V4a, V4b, V4c)<br />
4.5 Variation der Perkolataustauschfrequenz (V5)<br />
4.5.1 Untersuchungsziel der Variation der Perkolataustauschfrequenz<br />
Normalerweise wurde nach der Vorhydrolysephase das Perkolat täglich ausgetauscht. In<br />
diesem Versuch sollte geprüft werden, ob bei einer niedrigeren Austauschfrequenz durch<br />
die Säurebildung der pH-Wert in einem niedrigeren Bereich gehalten werden und dadurch<br />
die Versäuerung ungestörter ablaufen kann. Dazu wurden in zwei Versuchsdurchläufen<br />
die Zeiträume zwischen dem Perkolataustausch zwischen einem und fünf Tagen variiert<br />
(Tabelle 3-4). Es wurden bei allen Varianten bei jedem Austausch vier Kilogramm Perkolat<br />
aus dem Perkolationsfermenter entnommen und durch vier Kilogramm ausgefaultes Perkolat<br />
aus dem Festbettreaktor ersetzt. Der erste Versuchsdurchlauf V5a wurde mit der<br />
Silage G8 und der zweite Versuchsdurchlauf V5b wurde mit der Silage G10 durchgeführt<br />
(Tabelle 3-3).
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 61<br />
4.5.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation der Perkolataustauschfrequenz<br />
An den gemittelten pH-Werten lässt sich erkennen, dass die pH-Werte in den Perkolationsfermentern<br />
mit geringerer Perkolataustauschfrequenz etwas langsamer anstiegen<br />
(Tabelle 4-6). Dies ließ sich allerdings nicht statistisch nachweisen (Tabelle 4-7). Auch die<br />
Konzentrationen der flüchtigen Fettsäuren erhöhten sich mit verringerter Austauschfrequenz<br />
in den Perkolationsfermentern.<br />
Die Abfuhr des CSB war aber nur bei der Variante des täglichen Austausches in ihrem<br />
Verlauf kontinuierlich. Bei den anderen Varianten ist deutlich sichtbar, dass das organische<br />
Material nur aus den Perkolationsfermentern entfernt wurde, wenn Perkolat ausgetauscht<br />
wurde. Bei dem für alle Varianten gleichen Perkolatmassenstrom von vier Kilogramm<br />
am Tag wurde dadurch der Gehalt an CSB langsamer aus den Varianten mit geringerer<br />
Austauschfrequenz entfernt (Abbildung 4-10). Auch wenn die mittlere entnommene<br />
CSB-Fracht pro Austausch mit geringerer Austauschfrequenz signifikant anstieg, wurden<br />
bei höheren Frequenzen insgesamt signifikant höhere Ausbeuten erzielt (Tabelle 4-7).<br />
Aus der Variante mit täglichem Austausch wurden über den Versuchszeitraum<br />
660±5 g CSB kg -1 oTS aus den Perkolationsfermentern entfernt. Dagegen wurden bei der<br />
Variante mit einem Austausch alle 120 Stunden nur 349±39 g CSB kg -1 oTS (etwa 53%)<br />
entnommen (Tabelle 4-6).<br />
Die geringe Entnahme des CSB aus den Perkolationsfermentern wirkte sich auf den Methanertrag<br />
und die Verteilung der Methanbildung aus. Der Methanertrag der gesamten<br />
Anlage wurde mit höherer Frequenz schneller gebildet und erreichte im Versuchszeitraum<br />
auch höhere Werte (Abbildung 4-11). Bei höherer Austauschfrequenz wurde mehr Methan<br />
in den Festbettreaktoren gebildet (Tabelle 4-6). In der Variante mit einem Austausch alle<br />
24 Stunden sind etwa 56% des Methans im Festbettreaktor produziert worden. In der Variante<br />
mit dem Austausch alle 120 Stunden wurden dagegen nur etwa 41% des Methans<br />
im Festbettrektor gebildet.<br />
Aufgrund dieser Ergebnisse wurde der tägliche Austausch beibehalten. Kürzere Zeiträume<br />
zwischen dem Perkolataustausch zwischen den Prozessphasen waren aufgrund des manuellen<br />
Perkolataustausches arbeitswirtschaftlich nicht möglich.
62<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
CSB-Ausbeute (g kg -1 oTS)<br />
700<br />
600<br />
500<br />
400<br />
300<br />
200<br />
100<br />
0<br />
Austausch alle 24 h<br />
Austausch alle 48 h<br />
Austausch alle 72 h<br />
Austausch alle 96 h<br />
Austausch alle 120 h<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-10: Exemplarischer Verlauf der CSB-Ausbeuten des Versuchsdurchlaufes<br />
V5b der Perkolationsfermenter bei unterschiedlicher Perkolataustauschfrequenz<br />
(Substrat: G10; Perkolationsfermentertemp. 55 °C)<br />
Kum. Methanertrag (l N kg -1 oTS)<br />
450<br />
400<br />
350<br />
300<br />
250<br />
200<br />
150<br />
100<br />
50<br />
0<br />
Austausch alle 24 h<br />
Austausch alle 48 h<br />
Austausch alle 72 h<br />
Austausch alle 96 h<br />
Austausch alle 120 h<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-11: Exemplarischer Verlauf der spezifischen Methanerträge der Gesamtanlage<br />
des Versuchsdurchlaufes V5b bei unterschiedlicher Perkolataustauschfrequenz<br />
(Substrat: G10; Perkolationsfermentertemp. 55 °C)
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 63<br />
Tabelle 4-6: Mittel des pH-Wertes, spezifischer Methanertrag des Gesamtsystems,<br />
Verteilung des Methanertrages auf die Prozessphasen, mittlere<br />
CSB-Konzentration beim Austausch von Perkolat zwischen den Prozessphasen,<br />
CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei unterschiedlicher<br />
Perkolataustauschfrequenz (Substrat: G8, G10; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V5a, V5b)<br />
Perkolataustauschfrequenz d -1 1 0,5 0,3 0,25 0,2<br />
Austauschintervall h 24 48 72 96 120<br />
Mittel pH-Wert PF 1) 6,71±0,11 6,58±0,03 6,60±0,12 6,51±0,23 6,45±0,39<br />
Y CH4 -Gesamtanlage l N kg -1 oTS 424±8 384±29 357±1 366±4 346±29<br />
Y CH4 -Anteil PF 1) 44±0,3 54±5,3 55±8,9 57±1,9 59±1,1<br />
Y CH4 -Anteil FBR 2) %<br />
56±0,3 46±5,3 45±8,9 43±1,9 41±1,1<br />
Mittlere aus dem PF entnommene<br />
CSB-Fracht pro<br />
Austausch<br />
g l -1 11±0,03 15±1,53 18±0,54 22±2,54 26±0,03<br />
CSB-Ausbeute 3) g kg -1 oTS 660±5 503±61 398±8 334±24 349±39<br />
oTS-Abbaugrad % 84±4 81±6 82±4 79±5 80±6<br />
1) PF: Perkolationsfermenter<br />
FBR: Festbettreaktor<br />
3) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
Tabelle 4-7: p-Wert und Funktion des linearen Zusammenhangs der Parameter spezifischer<br />
Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten Methans,<br />
CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei Variation der Perkolataustauschfrequenz<br />
Perkolataustauschfrequenz p-Wert Linearer Zusammenhang<br />
Mittel pH-Wert PF 0,0833 Nein<br />
Y CH4 -Gesamtanlage 0,0003 f ( x)<br />
91,62x<br />
33, 52<br />
Y CH4 -Anteil PF 1) 0,0009 f ( x)<br />
17,60x<br />
61, 83<br />
Y CH4 -Anteil FBR 2) 0,0009 f ( x)<br />
17,60x<br />
38, 17<br />
Mittlere aus dem PF entnommene<br />
CSB-Fracht pro Austausch<br />
0,0014 f ( x)<br />
16,30x<br />
26, 02<br />
CSB-Ausbeute
64<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
zu verdichten. Es sollte mit diesem Versuch geprüft werden, ob es mit einer höheren Beladung<br />
möglich ist, die Bedingungen in den Perkolationsfermentern länger in einem für die<br />
Versäuerung günstigen Bereich zu halten. Es wurden die zwei Versuchsläufe V6a (Silage<br />
G13) und V6b (Silage G14) durchgeführt (Tabelle 3-3). Zu bemerken ist, dass es bei der<br />
Variante mit der höchsten Beladung zu Problemen bei dem Austausch des Perkolats kam,<br />
da mit der Masse an Substrat auch die Feldkapazität des Substratstapels steigt. Die Masse<br />
von 2,76 kg oTS Grassilage (TS-Gehalt 31%) hatte eine so hohe Feldkapazität, dass<br />
von den anfänglich eingefüllten zehn Kilogramm Wasser nicht immer genug zur Verfügung<br />
stand, um vier Kilogramm zum Austausch aus den Perkolationsfermentern entnehmen zu<br />
können. Für einen ungestörten Prozessablauf wäre eine höhere Masse an Perkolat notwendig<br />
gewesen.<br />
4.6.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation der Beladung der Perkolationsfermenter<br />
Mit der Zunahme der Beladung stieg der pH-Wert im Perkolationsfermenter im Mittel der<br />
Versuche (Tabelle 4-8) statistisch signifikant langsamer an (Tabelle 4-9). Die Verteilung<br />
der Methanproduktion auf die Prozessphasen war nahezu unbeeinflusst. Etwa 60% des<br />
Methans wurden in den Festbettreaktoren gebildet. Nur bei der Variante mit der Beladung<br />
von 0,55 kg oTS im Perkolationsfermenter wurde mit ca. 66% ein größerer Anteil des Methans<br />
in dem Festbettreaktor gebildet. Die spezifische CSB-Ausbeute nahm mit abnehmender<br />
Beladung nachweisbar zu. Sie liegt bei der Variante mit 0,55 kg oTS bei<br />
703±208 g kg -1 oTS. Bei der Variante mit einer Beladung von 2,21 kg oTS konnten dagegen<br />
nur 624 g kg -1 oTS extrahiert werden. Auch die Zunahme der spezifischen Methanerträge<br />
des Gesamtsystems bei abnehmender Beladung konnte nachgewiesen werden. Hier<br />
gab es Schwankungen zwischen 356±2 (0,55 kg oTS) und 388±35 l N kg -1 oTS<br />
(2,21 kg oTS). Ein größerer Effekt ließ sich allerdings bei den Konzentrationen im Perkolat<br />
erkennen. Je höher die Beladung, desto höhere CSB-Konzentrationen, wie auch Konzentrationen<br />
an flüchtigen Fettsäuren (hier nicht dargestellt), waren zu beobachten (Abbildung<br />
4-12).
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 65<br />
CSB-Konzentration (g O 2 l -1 )<br />
90<br />
80<br />
70<br />
60<br />
50<br />
40<br />
30<br />
20<br />
10<br />
0<br />
2,76 kg oTS<br />
2,21 kg oTS<br />
1,65 kg oTS<br />
1,10 kg oTS<br />
0,55 kg oTS<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-12: Exemplarischer Verlauf des Versuchsdurchlaufes V6a der<br />
CSB-Konzentrationen der Perkolationsfermenter bei unterschiedlicher<br />
Beladung mit organischer Trockensubstanz (Substrat: G13; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C)<br />
Tabelle 4-8: Mittel des pH-Wertes, spezifischer Methanertrag des Gesamtsystems,<br />
Verteilung des Methanertrages auf die Prozessphasen, spezifische<br />
CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei unterschiedlicher Perkolationsfermenterbeladung<br />
(Substrat: G13, G14; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V6a, V6b)<br />
Versuchdurchlauf<br />
V6b V6a V6b V6a V6b V6a V6b V6a V6b V6a<br />
PF-Beladung 1) kg oTS 0,54 0,56 1,08 1,13 1,62 1,69 2,15 2,26 2,69 2,82<br />
Mittel pH-Wert PF 1) - 7,04 7,00 6,89 6,81 6,63 6,77 6,60 6,49 6,03 6,65<br />
Y CH4 -Gesamtanlage l N kg -1 oTS 413 363 374 372 399 340 355 357 308 265<br />
Y CH4 -Anteil PF 1) 36 32 41 42 42 39 49 40 36 49<br />
Y CH4 -Anteil FBR 2) %<br />
64 68 59 58 58 61 51 60 64 51<br />
CSB-Ausbeute 3) g kg -1 oTS 557 850 580 751 701 679 579 669 491 502<br />
oTS-Abbaugrad % 91 82 85 83 84 81 83 78 70 80<br />
1) PF: Perkolationsfermenter<br />
2) FBR: Festbettreaktor<br />
3) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden
66<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
Tabelle 4-9: p-Wert und Funktion des linearen Zusammenhangs der Parameter spezifischer<br />
Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten Methans,<br />
CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei Variation der Perkolationsfermenterbeladung<br />
Perkolationsfermenterbeladung p-Wert Linearer Zusammenhang<br />
Mittel pH-Wert PF 1) 0,0031 f ( x ) 0,30 x 7,<br />
19<br />
Y CH4 -Gesamtanlage 0,0064 f ( x ) 39,83 x 420, 50<br />
Y CH4 -Anteil PF 1) 0,1186 Nein<br />
Y CH4 -Anteil FBR 2) 0,1186 Nein<br />
CSB-Ausbeute 0,0371 f ( x ) 81,93x<br />
774,<br />
74<br />
oTS-Abbaugrad 0,0241 f ( x ) 4,<br />
73x 89, 52<br />
1) PF: Perkolationsfermenter<br />
2) FBR: Festbettreaktor<br />
4.7 Vergleich des Perkolationsverfahrens mit dem Einstauverfahren (V7)<br />
4.7.1 Untersuchungsziel des Vergleiches des Perkolationsverfahrens mit dem<br />
Einstauverfahren<br />
Wie beschrieben wird sich von Einstaufermentern erhofft, die Probleme der Perkolationsfermenter<br />
bezüglich der ungleichmäßigen Durchfeuchtung des Substratstapels zu beheben.<br />
Es wurde deshalb untersucht, ob von der Betriebsweise des Versäuerungsfermenters<br />
ein Einfluss auf den zu realisierenden substratspezifischen Methanertrag ausgeht. Dazu<br />
wurden die zwei Verfahrensführungen Perkolation und Einstau („Flutung“) der Versäuerungsfermenter<br />
miteinander verglichen. Die Perkolationsvariante wurde wie in Kapitel 4.1<br />
beschrieben durchgeführt. Bei den Einstauvarianten wurden die Versäuerungsfermenter<br />
mit 45 l Leitungswasser gefüllt. Die Silage wurde mit einem Lochblech gegen das Aufschwimmen<br />
gesichert. Die Festbettreaktoren wurden unverändert wie in Kapitel 4.1 beschrieben<br />
betrieben. Es wurden dazu zwei Versuchsläufe durchgeführt. Die Silage G15<br />
wurde für den Durchlauf V7a und die Silage G16 für V7b verwendet (Tabelle 3-4).<br />
4.7.2 Ergebnisbeschreibung zum Vergleich des Perkolationsverfahrens mit dem<br />
Einstauverfahren<br />
Bei dem Vergleich der beiden Verfahren Einstau und Perkolation zeigten sich unmittelbar<br />
nach dem Versuchsstart deutliche Einflüsse der Betriebsweise des Perkolationsfermenters<br />
auf konzentrationsabhängige Parameter wie CSB, Salinität, NH 4 und flüchtige Fettsäuren.<br />
Diese waren in den gefluteten niedriger als in den perkolierten Fermentern. Besonders<br />
deutlich zeigte sich dieses bei der CSB-Konzentration. In der perkolierten Variante reicherte<br />
sich bis zum Start des Perkolataustausches organisches Material im Perkolat des Per-
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 67<br />
kolationsfermenters an, so dass die CSB-Konzentrationen auf etwa 55 g l -1 anstiegen, um<br />
nach dem Start des Perkolataustausches rasch auf ein Niveau von ca. 28,3 g l -1 abzufallen<br />
und sich dann langsam der Konzentration des Festbettreaktors anzugleichen. Der Versäuerungsfermenter<br />
der eingestauten Variante dagegen wies lediglich eine Spitzenkonzentration<br />
von etwa 12,2 g l -1 auf (Abbildung 4-13).<br />
CSB-Konzentration (g l -1 )<br />
70<br />
60<br />
50<br />
40<br />
30<br />
20<br />
10<br />
0<br />
Versäuerungsfermenter Perkolation<br />
Festbettreaktor Perkolation<br />
Versäuerungsfermenter Einstau<br />
Festbettreaktor Einstau<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-13: Verlauf der CSB-Konzentrationen bei dem Vergleich der Verfahren mit<br />
Perkolations- und Einstaufermenter (Substrat: G15, G16; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung; Versuchsdurchläufe:<br />
V7a, V7b)<br />
Nach dem ersten Austausch des Perkolats war ein Anstieg des pH-Wertes über die Dauer<br />
des Versuches in den Perkolationsfermentern von etwa pH 5 bis auf das Niveau der Festbettreaktoren<br />
von etwa pH 7,7 zu verzeichnen. Der Anstieg des pH-Wertes in den gefluteten<br />
Versäuerungsfermentern war nur wenig langsamer als in den perkolierten Fermentern.<br />
Durch den Anstieg des pH-Wertes setzte in beiden Systemen eine Methanbildung in den<br />
Versäuerungsfermentern ein. Durch das hoch konzentrierte Perkolat der Perkolationsvariante<br />
wurde dort das organische Material schnell aus dem Perkolationsfermenter entfernt<br />
und im Festbettreaktor zu Methan umgesetzt. Die aus den gefluteten Versäuerungsfermentern<br />
entfernte CSB-Fracht war aber aufgrund der Verdünnung geringer. Es kam zu<br />
einer Verlagerung der Methanbildung in den Versäuerungsfermentern im Vergleich zum<br />
perkolierten System. Dieses spiegelte sich auch in der spezifischen CSB-Ausbeute wider
68<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
(Tabelle 4-10). Aus den Perkolationsfermentern konnte im selben Zeitraum wesentlich<br />
mehr CSB entfernt werden.<br />
Tabelle 4-10: Spezifischer Methanertrag und dessen Verteilung auf die Prozessphasen,<br />
sowie spezifische CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad der Varianten<br />
Perkolations- und Einstau-Versäuerungsfermenter (Substrat: G15, G16;<br />
Versäuerungsfermentertemp. 55 °C, Versuchsdurchläufe: V7a, V7b;<br />
Werte in Zeilen mit denselben Kleinbuchstaben sind nicht signifikant verschieden<br />
bei einem Signifikanzniveau von 0,05)<br />
Variante Einheit Perkolation Einstau<br />
Y CH4 -Gesamtanlage l N kg -1 a<br />
oTS 291±6 292±5 a<br />
Y CH4 -Anteil PF 1) a<br />
b<br />
35±2 57±2<br />
Y CH4 -Anteil FBR 2) %<br />
a<br />
b<br />
65±2 43±2<br />
CSB-Ausbeute 3) g kg -1 oTS 647±20<br />
oTS-Abbaugrad % 84±1<br />
1) PF: Perkolationsfermenter<br />
2) FBR: Festbettreaktor<br />
3)<br />
CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
a<br />
a<br />
326±17 b<br />
81±1<br />
b<br />
Die spezifischen Methanerträge des gesamten Systems sind bei beiden Varianten nicht<br />
signifikant unterschiedlich. In dem Versuchszeitraum gab es eine signifikante Tendenz zu<br />
höheren Abbaugraden der organischen Substanz bei der Variante mit perkoliertem Versäuerungsfermenter.<br />
Der bessere Abbau aufgrund der besseren Durchfeuchtung des<br />
Substratstapels bei der Einstauvariante trat also nicht ein. Die eingestauten Versäuerungsfermenter<br />
wiesen im Vergleich zu denen mit Perkolation einen höheren Methangehalt des<br />
Biogases auf und hatten auch den größeren Anteil am Gesamtmethanertrag. Die Qualität<br />
des in den Festbettreaktoren gebildeten Gases war von den Variationen unbeeinflusst. Sie<br />
lag bei etwa 77% Methangehalt. Eine Änderung des pH-Wertes konnte in dem Einstaufermenter<br />
nicht verhindert werden bzw. nur unwesentlich verzögert werden. Die Trennschärfe<br />
der Produktgase, also der Methananteil der im Festbettreaktor gebildet wurde, war<br />
in der Versuchsvariante mit der Perkolation höher als in der Vergleichsvariante. Zudem<br />
wurde in der Perkolationsvariante eine schnellere Methanbildung beobachtet (Abbildung<br />
4-14).
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 69<br />
350<br />
Kum. Methanertrag (l N kg -1 oTS)<br />
300<br />
250<br />
200<br />
150<br />
100<br />
50<br />
0<br />
Perkolation<br />
Einstau<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-14: Kumulierte Methanerträge des Gesamtsystems bei dem Vergleich der<br />
Verfahren mit Perkolations- und Einstaufermenter (Substrat: G15, G16;<br />
Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung;<br />
Versuchsdurchläufe: V7a, V7b)<br />
4.8 Vergleich verschiedener Substrate (V9)<br />
4.8.1 Untersuchungsziel des Vergleiches verschiedener Substrate<br />
Zusätzlich zu dem Substrat Grassilage sollten weitere Nachwachsende Rohstoffe, die üblicherweise<br />
in der landwirtschaftlichen Biogasproduktion als Substrat verwendet werden,<br />
auf ihre Eignung zur Vergärung in der diskontinuierlichen zweiphasigen Vergärung mittels<br />
Perkolationsfermenter und Festbettreaktor hin untersucht werden. Dazu wurden Maissilage<br />
und Roggenganzpflanzensilage ausgewählt. Beide Substrate wurden wie die Grassilage<br />
als alleiniges Substrat ohne weitere Zusätze eingesetzt. Die Silagen wurden von den<br />
Projektpartnern BTU Cottbus (Maissilage) und ATB Potsdam Bornim (Roggenganzpflanzensilage)<br />
zur Verfügung gestellt. Der Versuch wurde dreimal durchgeführt (V9a, V9b,<br />
V9c). In jedem der Durchläufe wurden die Silagen G19, M1 und R1 verwendet (Tabelle<br />
3-4).<br />
4.8.2 Ergebnisbeschreibung zum Vergleich verschiedener Substrate<br />
Die Substrate zeigten ein individuelles Verhalten im Gärverlauf. In der Abbildung 4-15 sind<br />
die pH-Werte des Perkolats über die Versuchszeit, gemessen jeweils am Ablauf der Perkolationsfermenter<br />
und der Festbettreaktoren, dargestellt. Die pH-Werte der Substrate la-
70<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
gen beim Versuchsstart alle zwischen 4,5 und 5. Bis das Perkolat das erste Mal zwischen<br />
den Phasen ausgetauscht wurde, blieben die pH-Werte recht stabil. Nach dem ersten Austausch<br />
der Prozessflüssigkeit zwischen den Phasen am Versuchstag vier war bei allen<br />
Varianten ein plötzlicher pH-Anstieg durch die Vermischung der Flüssigkeiten mit unterschiedlichen<br />
pH-Werten zu verzeichnen. Anschließend zeigten sich im Verlauf der<br />
pH-Werte deutliche Unterschiede. Während bei der Maissilage die Werte nach dem<br />
pH-Anstieg schnell wieder unter fünf absanken, wurde bei der Roggenganzpflanzensilage<br />
nur ein Absinken des pH-Wertes auf 5,6 und bei der Grassilage ein Abfall des pH-Wertes<br />
auf etwa sechs beobachtet. Bei der Grasssilage war dann ein deutlich schnellerer Anstieg<br />
des pH-Wertes in den Perkolationsfermentern zu beobachten als bei den anderen Substraten.<br />
8,0<br />
7,5<br />
7,0<br />
pH-Wert<br />
6,5<br />
6,0<br />
5,5<br />
5,0<br />
4,5<br />
4,0<br />
PF G19<br />
FBR G19<br />
PF R1<br />
FBR R1<br />
PF M1<br />
FBR M1<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-15: Der Verlauf der pH-Werte bei Einsatz der Substrate Grassilage (G19),<br />
Maissilage (M1) und Roggen-Ganzpflanzensilage (R1) (Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung; Versuchsdurchläufe:<br />
V9a, V9b, V9c; PF: Perkolationsfermenter, FBR: Festbettreaktor)<br />
Diese Beobachtungen lassen sich anhand der Ergebnisse der beiden dominierenden<br />
flüchtigen Fettsäuren, der Essig- und der n-Buttersäure, erklären. Bei den Varianten Maissilage<br />
und Roggenganzpflanzensilage waren, verglichen mit der Variante Grassilage, sowohl<br />
bei der Essig- wie auch bei der n-Buttersäure höhere Konzentrationen zu beobach-
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 71<br />
ten, die zudem länger auf diesem hohen Niveau verweilten (Abbildung 4-16). Obwohl die<br />
Variante Maissilage nicht die höchsten Konzentrationen an Essigsäure aufwies, dauerte<br />
hier der Abbau am längsten an. Deutlich wird dieses auch bei Betrachtung der mittleren<br />
Essigsäurekonzentrationen. Diese lag für Maissilage bei 2 255 ppm, bei Roggenganzpflanzensilage<br />
bei 2 386 ppm und bei der Grassilage bei 1 509 ppm.<br />
Essig-/ n-Buttersäure (ppm)<br />
6000<br />
5000<br />
4000<br />
3000<br />
2000<br />
1000<br />
G19 Essigsäure<br />
G19 n-Buttersäure<br />
R1 Essigsäure<br />
R1 n-Buttersäure<br />
M1 Essigsäure<br />
M1 n-Buttersäure<br />
0<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10111213141516171819202122232425<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-16: Verlauf der Essig- und n-Buttersäurekonzentrationen im Perkolationsfermenter<br />
bei Einsatz verschiedener Substrate (Substrate: Grassilage G19,<br />
Maissilage M1, Roggen-Ganzpflanzensilage R1; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V9a, V9b, V9c; Fehlerindikator wurde<br />
der Übersichtlichkeit halber nicht eingezeichnet)<br />
Der langsamere Anstieg des pH-Wertes in den Perkolationsfermentern bei den Substraten<br />
Maissilage und Roggenganzpflanzensilage verhinderte die Methanbildung in diesen Fermentern,<br />
wodurch ein prozentual höherer Anteil des Methans in den Festbettreaktoren<br />
gebildet wurde (Abbildung 4-17). Während es bei der Grassilage lediglich 63% waren, sind<br />
bei der Roggenganzpflanzensilage 68% und bei der Maissilage 79% des Methans im<br />
Festbettreaktor gebildet worden. Der Anteil des im Festbettreaktor gebildeten Methans ist<br />
bei der Maissilage signifikant höher als bei den anderen beiden Substraten, die sich nicht<br />
signifikant voneinander unterscheiden (Tabelle 4-11).
72<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
G19<br />
37<br />
63<br />
Substrate<br />
R1<br />
32<br />
68<br />
M1<br />
21<br />
79<br />
0 20 40 60 80 100<br />
Perkolationsfermenter<br />
Anteil an der Methanproduktion (%)<br />
Festbettreaktor<br />
Abbildung 4-17: Relative Verteilung des spezifischen Methanertrages auf die Prozessphasen<br />
bei der zweiphasigen Vergärung verschiedener nachwachsender<br />
Rohstoffe (Substrate: Grassilage G19, Maissilage M1, Roggen-<br />
Ganzpflanzensilage R1; Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Fehlerindikator:<br />
Standardabweichung; Versuchsdurchläufe: V9a, V9b, V9c)<br />
Die Maissilage erbrachte den höchsten Biogasertrag mit 687±11 l N kg -1 oTS gefolgt von der<br />
Roggenganzpflanzensilage mit 628±11 l N kg -1 oTS und der Grassilage mit<br />
624±15 l N kg -1 oTS (Tabelle 4-11). Es konnte ein signifikanter Unterschied zwischen dem<br />
Biogasertrag von Maissilage und den Biogaserträgen der anderen beiden Substrate nachgewiesen<br />
werden. Dies lag an der höheren Kohlenstoffdioxidproduktion dieser Variante.<br />
Diese lag bei der Maissilage bei 570±21 l N kg -1 oTS, bei der Roggen-Ganzpflanzensilage<br />
bei 515±27 l N kg -1 oTS und bei der Grassilage bei 249±20 l N kg -1 oTS. Den höchsten Methanertrag<br />
erzielte die Grassilage mit 324±9 l N kg -1 oTS vor der Roggenganzpflanzensilage<br />
mit 319±6 l N kg -1 oTS und der Maissilage mit 316±6 l N kg -1 oTS. Die Methanerträge der drei<br />
Substrate wiesen keine signifikanten Unterschiede auf. Durch die unterschiedlich hohe<br />
Kohlenstoffdioxidproduktion schwankte auch der mittlere Methangehalt des Biogases der<br />
Perkolationsfermenter zwischen 32% für Maissilage und 43% für Grassilage. Der mittlere<br />
Methangehalt des Biogases der Festbettreaktoren war in allen Varianten mit durchschnittlich<br />
74±0,4% relativ stabil.
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 73<br />
Tabelle 4-11: Die spezifischen Gas- und Methanerträge verschiedener Substrate und<br />
deren Verteilung auf die Prozessphasen sowie die spezifische<br />
CSB-Ausbeute und der oTS-Abbaugrad bei der diskontinuierlichen zweiphasigen<br />
Vergärung (Substrat: Grassilage G19, Maissilage M1, Roggen-<br />
Ganzpflanzensilage R1; Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Versuchsdurchläufe:<br />
V9a, V9b, V9c; Werte in Zeilen mit denselben Kleinbuchstaben<br />
sind nicht signifikant verschieden bei einem Signifikanzniveau von<br />
0,05)<br />
Substrat Grassilage Roggen-GPS Maissilage<br />
Y-Gesamtanlage 624±15 a a<br />
628±11 687±11 b<br />
l N kg -1 oTS<br />
Y CH4 -Gesamtanlage<br />
324±9 a a<br />
a<br />
319±6 316±6<br />
Y CH4 -Anteil PF 1) a<br />
a<br />
b<br />
37±2 32±2 21±2<br />
Y CH4 -Anteil FBR 2) %<br />
a<br />
a<br />
b<br />
63±2 68±2 79±2<br />
CSB-Ausbeute 3) g kg -1 oTS 650±18 a 675±13<br />
oTS-Abbaugrad % 85±2 76±1<br />
1) PF: Perkolationsfermenter<br />
2) FBR: Festbettreaktor<br />
3)<br />
CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
a<br />
a<br />
b<br />
752±13 b<br />
81±1<br />
a<br />
4.9 Einfluss des Steinfilters im Perkolationsfermenter auf den Prozess (V10)<br />
4.9.1 Untersuchungsziel bei der Ermittlung des Einflusses des Steinfilters im Perkolationsfermenter<br />
auf den Prozess<br />
In den Versuchen eins bis neun wurde bei dem Versuchstart in den Perkolationsfermentern<br />
ein Kiesbett auf den Siebboden aufgebracht. Dieser Filter wurde verwendet, um die<br />
Partikel des Substrates daran zu hindern, den Siebboden zu passieren und die Perkolatpumpen<br />
zu verstopfen. Bei dem Kies handelte es sich um handelsübliche Flusskiesel unterschiedlicher<br />
mineralischer Zusammensetzung mit einer Korngröße von etwa 10 mm. Die<br />
Auswirkungen des Filtereinsatzes wurden in diesem Versuch überprüft. Dazu wurde die<br />
mit einem Steinfilter ausgestatte Variante mit einer Variante ohne Steinfilter verglichen. Bei<br />
letzterer Variante wurde der Steinfilter durch einen zweiten Siebboden ersetzt. Beide<br />
Siebböden wurden mit einer engmaschigeren Gaze von etwa 0,7 mm Siebdurchgang bespannt.<br />
Auf diese Weise war der Betrieb auch ohne Steinfilter möglich. In diesem Versuch<br />
wurde in beiden Versuchsdurchläufen (V10a, V10b) die Silage G20 verwendet (Tabelle<br />
3-4).
74<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
4.9.2 Ergebnisbeschreibung zum Einfluss des Steinfilters im Perkolationsfermenter<br />
auf den Prozess<br />
Bei dem Verlauf der pH-Werte war zu beobachten, dass in der Vorhydrolysephase die Variante<br />
ohne Steinfilter einen niedrigeren pH-Wert aufwies. Dieser Wert lag etwa bei 4. Der<br />
pH-Wert der Variante mit Steinfilter lag bei Versuchsstart dagegen bei etwa 4,5 und stieg<br />
in der Vorhydrolysephase auf etwa 5 an. Nach dem ersten Perkolataustausch zwischen<br />
den Prozessphasen am Versuchstag vier war eine pH-Wert-Schwankung bei der Variante<br />
mit Steinfilter zu beobachten. Diese erfolgte bei der Variante ohne Steinfilter etwa um einen<br />
Tag zeitversetzt. Danach stiegen bei beiden Varianten die pH-Werte kontinuierlich an.<br />
Bei der Variante mit Steinfilter geschah dieses schneller. Hier wurde ein pH-Niveau von<br />
etwa 7,5 am Versuchstag 18 erreicht. Bei der Variante ohne Steinfilter wurde dieses Niveau<br />
im Versuchszeitraum nicht erreicht. Am letzten Versuchstag lag der pH-Wert erst bei<br />
7,3 (Abbildung 4-18).<br />
8<br />
7<br />
pH-Wert<br />
6<br />
5<br />
4<br />
3<br />
PF Ohne Steinfilter<br />
FBR Ohne Steinfilter<br />
PF Mit Steinfilter<br />
FBR Mit Steinfilter<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-18: Verlauf der pH-Werte bei dem Einsatz eines Steinfilters im Perkolationsfermenter<br />
im Vergleich zur Variante ohne Steinfilter (Substrat: G20; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung;<br />
Versuchsdurchläufe: V10a, V10b; PF: Perkolationsfermenter, FBR: Festbettreaktor)<br />
Anhand der beiden dominierenden flüchtigen Fettsäuren Essig- und n-Buttersäure lässt<br />
sich der Verlauf des pH-Wertes erklären. Nach dem ersten Austausch von Perkolat zwi-
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 75<br />
schen den Prozessphasen waren ein Abfall der Essigsäure und ein Anstieg der Buttersäure<br />
zu verzeichnen. In diesem Zeitraum zwischen Versuchstag vier und Versuchstag neun<br />
war ein Peak des pH-Wertes zu beobachten. Nach diesem Zeitraum wurde wieder mehr<br />
Essigsäure gebildet. Hier waren deutliche Unterschiede zwischen den Varianten zu erkennen.<br />
Während die Variante mit Steinfilter von knapp 5 800 ppm am Versuchstag neun auf<br />
etwa 120 ppm an Versuchstag 25 abfiel, war bei der Variante ohne Steinfilter in demselben<br />
Zeitraum ein Abfall von ca. 6 100 ppm auf etwa 1 100 ppm zu beobachten (Abbildung<br />
4-19).<br />
7000<br />
Ohne Steinfilter Essigsäure<br />
Mit Steinfilter Essigsäure<br />
Ohne Steinfilter n-Buttersäure<br />
Mit Steinfilter n-Buttersäure<br />
Essig-/ n-Buttersäure (ppm)<br />
6000<br />
5000<br />
4000<br />
3000<br />
2000<br />
1000<br />
0<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10111213141516171819 202122232425<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-19: Verlauf der Essig- und der n-Buttersäure im Perkolationsfermenter mit<br />
und ohne Einsatz eines Steinfilters (Substrat: G20; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Fehlerindikator: Standardabweichung; Versuchsdurchläufe:<br />
V10a, V10b)<br />
Dass mehr Säuren aus dem Perkolationsfermenter entfernt wurden, lässt sich auch an der<br />
CSB-Ausbeute erkennen. Diese war bei der Variante ohne Steinfilter um mehr als<br />
100 g kg -1 oTS höher. Dieses führte zu einer günstigeren Verteilung des Methanertrages<br />
auf die Prozessphasen. Bei der Variante ohne Steinfilter wurden etwa 81% des Methans in<br />
den Festbettreaktoren gebildet. Bei der Variante mit Steinfilter waren es dagegen nur 62%.<br />
Der Gesamtmethanertrag des Systems war dagegen tendenziell bei der Variante mit<br />
Steinfilter etwas höher. Dies ließ sich aber nicht statistisch nachweisen (Tabelle 4-12).
76<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
Tabelle 4-12: Spezifischer Methanertrag, Verteilung des Methanertrages auf die Prozessphasen<br />
und CSB-Ausbeute mit und ohne Einsatz eines Steinfilters<br />
im Perkolationsfermenter (Substrate: G20; Perkolationsfermentertemp.<br />
55 °C; Versuchsdurchläufe: V10a, V10b; Werte in Zeilen mit denselben<br />
Kleinbuchstaben sind nicht signifikant verschieden bei einem Signifikanzniveau<br />
von 0,05)<br />
Variante Mit Steinfilter Ohne Steinfilter<br />
Y CH4 -Gesamtanlage l N kg -1 a<br />
a<br />
oTS 360±7 334±8<br />
Y CH4 -Anteil PF 1) a<br />
b<br />
38±3 19±4<br />
Y CH4 -Anteil FBR 2) %<br />
a<br />
b<br />
62±3 81±4<br />
CSB-Ausbeute 3) g kg -1 oTS 745±20 a 836±25<br />
oTS-Abbaugrad % 85±1<br />
1) PF: Perkolationsfermenter<br />
2) FBR: Festbettreaktor<br />
3) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
a<br />
82±1<br />
b<br />
b<br />
4.10 Variation der Perkolationsdauer (V11)<br />
4.10.1 Untersuchungsziel der Variation der Perkolationsdauer<br />
Es wurden bei diesem Versuch die Zeitintervalle der Perkolation variiert. Wenn bei einer<br />
reduzierten Laufzeit der Pumpen gleiche Methanerträge erzielt werden, ist eine Senkung<br />
der laufenden Kosten der Biogasanlage durch einen geringeren Eigenstrombedarf möglich.<br />
Außerdem ist bei hoher Perkolationsintensität durch die erhöhte mechanische Belastung<br />
eine Störung des Kontaktes der Bakterien zum Substrat durch Scherkräfte möglich.<br />
Dem gegenüber steht eine bessere Durchfeuchtung des Substratstapels (Kapitel 2.2.1).<br />
Deshalb wurden bei diesem Versuch die Zeitintervalle der Perkolation zwischen 1 min h -1<br />
und 30 min h -1 variiert (Tabelle 4-13). Die Perkolatpumpen der Perkolationsfermenter arbeiteten<br />
mit einer Leistung von etwa zwei l min -1 . Damit wurde eine Perkolationsrate bezogen<br />
auf das Nutzvolumen des Perkolationsfermenters zwischen 1,07 und 32,00 l (l·d) -1<br />
bzw. bezogen auf die zugeführte oTS zwischen 43,2 und 1 310,4 l (kg·d) -1 getestet. Bei<br />
diesem Versuch wurden aus technischen Gründen (Versuchsaufbau II) nach der Vorhydrolyse<br />
täglich 3,25 l zwischen den Prozessphasen ausgetauscht. Die Pumpenintervalle der<br />
Festbettreaktoren blieben unverändert bei 15 min h -1 . Es wurde ein Versuchslauf (V11) mit<br />
der Silage G20 durchgeführt.<br />
4.10.2 Ergebnisbeschreibung zur Variation der Perkolationsdauer<br />
Die CSB-Ausbeuten der Perkolationsfermenter nahmen zuerst mit steigender Perkolationsintensität<br />
zu. Das Maximum von 814 g kg -1 oTS wurde bei der Variante mit 15 Minuten
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 77<br />
Perkolation erreicht. Die Variante mit einer Perkolationsdauer von 23 Minuten pro Stunde<br />
ergab 813 g CSB kg -1 oTS. Nur bei der Variante mit einer Perkolationsdauer von 30 min h -1<br />
war eine deutliche Abnahme der Versäuerungsleistung zu verzeichnen (Tabelle 4-13).<br />
Tabelle 4-13: Spezifische Methanerträge des Gesamtsystems sowie der Festbettreaktoren,<br />
CSB-Ausbeuten und Abbaugrade der Perkolationsfermenter bei<br />
unterschiedlicher Perkolationsdauer und Perkolationsintensität (Substrat:<br />
G20; Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Perkolationsintensität 1,8 bis<br />
54,6 l (kg oTS·h) -1 ; Versuchsdurchlauf V11)<br />
Perkolationsdauer min h -1 1 9 15 23 30<br />
Perkolationsintensität l (kg oTS·h) -1 1,8 16,4 27,3 41,9 54,6<br />
Y CH4 -Gesamtanlage l N kg -1 oTS 343 341 336 328 333<br />
Y CH4 -Anteil FBR 1) % 64 67 77 79 59<br />
CSB-Ausbeute 2) g kg -1 oTS 695 750 814 813 629<br />
oTS-Abbaugrad % 85 85 84 84 85<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
Die Methanerträge der Festbettreaktoren hatten ihr Maximum auch bei den Varianten 15<br />
und 23 min h -1 mit 285 l N kg -1 oTS bzw. 261 l N kg -1 oTS. Dadurch wirkte sich eine hohe Perkolationsintensität<br />
auch günstig auf die Verteilung der Methanproduktion auf die Prozessphasen<br />
aus. Es wurde bei der Variante 23 Minuten Perkolation pro Stunde mit 79% das<br />
meiste Methan im Festbettreaktor gebildet (Abbildung 4-20).
78<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
Perkolationsdauer (min h -1 )<br />
30<br />
23<br />
15<br />
9<br />
1<br />
21<br />
23<br />
33<br />
36<br />
41<br />
79<br />
77<br />
67<br />
64<br />
59<br />
0 20 40 60 80 100<br />
Perkolationsfermenter<br />
Festbettreaktor<br />
Anteil an der Methanproduktion (%)<br />
Abbildung 4-20: Verteilung der Methanproduktion auf die Prozessphasen bei der Variation<br />
der Perkolationsdauer in den Perkolationsfermentern (Substrat: G20;<br />
Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Perkolationsintensität 1,8 bis<br />
54,6 l (kg oTS·h) -1 ; Versuchsdurchlauf V11)<br />
Bei Betrachtung der Methanerträge des Gesamtsystems konnte kein Einfluss der Perkolationsdauer<br />
festgestellt werden. Hier erzielte die Variante mit einer Minute Perkolation pro<br />
Stunde die höchsten spezifischen Methanerträge mit 343 l N kg -1 oTS. Allerdings lagen die<br />
Methanerträge alle in einem engen Bereich zwischen 328 und 343 l N kg -1 oTS, so dass<br />
keine signifikanten Unterschiede nachgewiesen werden konnten. Die Variante mit<br />
30 Minuten Perkolation wies eine etwas schnellere Methanbildung auf. Die Variante mit<br />
23 Minuten Perkolation lag aufgrund eines kurzzeitig undichten Gasspeichers des Perkolationsfermenters<br />
etwas unterhalb der anderen Werte (Abbildung 4-21). Die Untersuchung<br />
der Daten in Bezug auf den Gesamtmethanertrag, den Anteil des Festbettreaktors am Gesamtmethanertrag,<br />
die CSB-Ausbeute und den oTS-Abbaugrad zeigte keine statistisch<br />
absicherbaren linearen Zusammenhänge (Tabelle 4-14). Daraufhin wurde eine Kurvenanpassung<br />
durchgeführt, die mit einem R-Quadrat von 0,997 einen kubischen Zusammenhang<br />
vermuten lässt. Detailliertere Untersuchungen wären zur Bestätigung des Zusammenhanges<br />
nötig.
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 79<br />
Spez. Methanertrag (l N kg -1 oTS)<br />
400<br />
350<br />
300<br />
250<br />
200<br />
150<br />
100<br />
50<br />
0<br />
Perkolation 1 min h-1<br />
Perkolation 9 min h-1<br />
Perkolation 15 min h-1<br />
Perkolation 23 min h-1<br />
Perkolation 30 min h-1<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-21: Spezifische Methanerträge des Gesamtprozesses bei unterschiedlicher<br />
Perkolationsdauer (Substrat: G20; Perkolationsfermentertemp. 55 °C;<br />
Perkolationsintensität 1,8 bis 54,6 l (kg oTS·h) -1 ; Versuchsdurchlauf V11)<br />
Tabelle 4-14:<br />
p-Wert und Funktion des linearen Zusammenhangs der Parameter spezifischer<br />
Methanertrag, Anteil des im Festbettreaktor gebildeten Methans,<br />
CSB-Ausbeute und oTS-Abbaugrad bei Variation der Perkolationsdauer<br />
und Perkolationsintensität<br />
Perkolationsintensität p-Wert Linearer Zusammenhang<br />
Y CH4 -Gesamtanlage 0,0611 Nein<br />
Y CH4 -Anteil FBR 1) 0,9628 Nein<br />
CSB-Ausbeute 0,8207 Nein<br />
oTS-Abbaugrad 0,6575 Nein<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
4.11 Enzymeinsatz in den Perkolationsfermentern (V12)<br />
4.11.1 Untersuchungsziel des Enzymeinsatzes in den Perkolationsfermentern<br />
In Praxisanlagen werden oft Enzympräparate zum Aufschluss der Faserfraktion des eingesetzten<br />
Substrates angewendet. Laboruntersuchungen haben diesen Effekt aber nicht<br />
nachweisen können. Unter anderem könnten die suboptimalen Einsatzbedingungen in<br />
Rührkesselfermentern dazu beitragen (Kapitel 2.1.1). Deshalb sollte in diesem Versuch<br />
die Wirksamkeit solcher Präparate in der diskontinuierlichen, zweiphasigen Biogasanlage
80<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
getestet werden, da der diskontinuierliche Perkolationsfermenter des hier untersuchten<br />
Verfahrens folgende Vorteile für den Einsatz von Enzymen hat:<br />
Temperatur: 50 °C<br />
Feststoffstapel mit hohem Trockensubstanzgehalt<br />
pH-Wert: ca. 5<br />
geringe Konzentration aktiver methanogener Mikroorganismen<br />
Substrat mit hohem Faseranteil<br />
Die in diesem Verfahren verhältnismäßig günstigen Voraussetzungen für den Einsatz von<br />
Enzymen waren der Anlass, deren Wirkung in diesem Verfahren zu überprüfen.<br />
4.11.2 Vorversuche zum Enzymeinsatz in den Perkolationsfermentern<br />
Es wurden insgesamt vier Vorversuche durchgeführt. Als erstes wurden Substrate und die<br />
dazugehörigen Gärreste ohne Einsatz von Enzymen auf den Gehalt an reduzierenden Zuckern<br />
überprüft. Dazu wurden eine nährstoffarme (Silage G6) und eine nährstoffreiche<br />
Silage (Silage G8) verwendet (Tabelle 3-3). Diese unterscheiden sich signifikant in ihrem<br />
Gehalt an löslichen Zuckern etwa um den Faktor drei (10,79 und 30,81 mg 100g -1 oTS).<br />
Die untersuchten frischen Substrate zeigten trotzdem alle deutlich höhere Gehalte an reduzierenden<br />
Zuckern als ihre Gärreste (Abbildung 4-22). Die Gärreste befanden sich beide<br />
auf einem ähnlichen Niveau zwischen 2,17 und 2,55 mg 100 g -1 oTS. Das bedeutet,<br />
dass unabhängig von dem Ausgangsgehalt an löslichen Zuckern, diese in den Perkolationsfermentern<br />
vollständig abgebaut wurden. Es konnte ein Unterschied der Qualität der<br />
beiden Silagen nachgewiesen werden. Zudem konnte sowohl bei einer „guten“ wie auch<br />
bei einer „schlechten“ Silage ein signifikanter Unterschied zwischen dem Anfangsgehalt<br />
und dem Endgehalt an löslichen Zuckern nachgewiesen werden (Tabelle 4-15). Die sich<br />
nicht signifikant voneinander unterscheidenden Gehalte der Gärreste an löslichen Zuckern<br />
zeigten, dass diese Analysemethode, trotz der natürlichen Qualitätsschwankungen des<br />
Substrates Grassilage, aussagekräftig war. Es zeigte damit außerdem die Eignung des<br />
Substrates Grassilage für den Nachweis der Wirkung von Enzymen und die gute Wirksamkeit<br />
der Versäuerung des in dieser Arbeit betrachteten Verfahrens.
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 81<br />
35<br />
30,81<br />
30<br />
Glukose (mg 100g -1 oTS)<br />
25<br />
20<br />
15<br />
10<br />
5<br />
10,79<br />
2,55<br />
2,17<br />
0<br />
G6 G8 Gärrest G6 Gärrest G8<br />
Substrat<br />
Abbildung 4-22: Gehalte an löslichen Zuckern in der organischen Trockensubstanz zweier<br />
Grassilagen und ihrer Gärreste (Silage G6: nährstoffarme Silage, Silage<br />
G8: nährstoffreiche Silage; 24 h Hydrolyse im Schüttelwasserbad bei<br />
50 °C und substrateigenem pH-Wert)<br />
Tabelle 4-15:<br />
Gehalt an löslichen Zuckern verschiedener Grassilagen (G6, G8; Werte<br />
in Spalten mit denselben Kleinbuchstaben sind nicht signifikant verschieden<br />
bei einem Signifikanzniveau von 0,05)<br />
Substrat<br />
Gehalt an löslichen Zuckern<br />
mg 100g -1 oTS<br />
Silage G6 10,78±0,3<br />
Silage G8 30,81±0,3<br />
Gärrest Silage G6 2,55±0,3<br />
Gärrest Silage G8 2,17±0,3<br />
a<br />
b<br />
c<br />
c<br />
Im zweiten Vorversuch wurden Enzyme mit unterschiedlichen pH-Optima auf Ihre Wirkung<br />
hin an der Silage G6 untersucht. Es wurden Enzyme mit einem Wirkungsoptimum bei pH 5<br />
und pH 7 eingesetzt. Einige der Enzyme mit ihrem Optimum bei pH 5 lösten etwa doppelt<br />
so viel reduzierende Zucker wie das Enzym mit dem Wirkungsoptimum bei pH 7 oder die<br />
Kontrollvarianten (Abbildung 4-23).
82<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
30<br />
25,24<br />
Glukose (mg 100g -1 oTS)<br />
25<br />
20<br />
15<br />
10<br />
5<br />
21,30<br />
21,23<br />
13,04<br />
12,41<br />
11,47 10,04<br />
0<br />
EP1 EP2 EP3 EP4 Kontrolle 1 EP5 Kontrolle 2<br />
pH 5 pH 7<br />
Enzympräparate & pH-Werte<br />
Abbildung 4-23: Gehalt an reduzierenden Zuckern in der organischen Trockensubstanz<br />
bei den pH-Werten 5 und 7 nach der Zugabe verschiedener Enzympräparate<br />
zum Substrat Grassilage G6 nach 24 Stunden Hydrolyse im<br />
Schüttelwasserbad bei 50 °C<br />
Mit den Enzympräparaten EP3 und EP5 konnten zu den jeweiligen Kontrollvarianten keine<br />
signifikant höheren Werte an löslichen Zuckern erreicht werden. Die Enzympräparate EP1,<br />
EP2 und EP4 dagegen bewirkten einen signifikanten Mehrertrag an löslichen Zuckern<br />
(Tabelle 4-16). EP4 und die Kontrollvariante 1 bei pH 7 sind aufgrund ungenügender Varianzhomogenität<br />
allerdings als Ausreißer zu betrachten. Aufgrund dieser Ergebnisse wurden<br />
weiterhin nur noch Enzyme mit dem Wirkungsoptimum bei pH 5 betrachtet.<br />
Neben dem Einsatz von Enzymen an frischem Substrat zur Beschleunigung des Abbaus<br />
ist auch ein Einsatz an Gärresten zur Erhöhung des Abbaugrades denkbar. Deshalb wurden<br />
verschiedene Enzyme auch an den Gärresten getestet. Der Vorversuch drei zeigte,<br />
dass der Einsatz von den Enzympräparaten EP5 und EP6 an den Gärresten der Silagen<br />
G6 und G8 keinen Mehrertrag an reduzierenden Zuckern gegenüber der Kontrollvariante<br />
ergab (Abbildung 4-24). Der Einsatz der Enzyme sollte also am frischen Substrat zu Beginn<br />
der Versäuerung getestet werden.
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 83<br />
Tabelle 4-16:<br />
Gehalte an löslichen Zuckern in der organischen Trockensubstanz von<br />
Grassilage G6 bei Einsatz verschiedener Enzyme und unterschiedlichen<br />
pH-Werten (24 h Hydrolyse im Schüttelwasserbad bei 50 °C; Werte in<br />
Spalten mit denselben Kleinbuchstaben sind nicht signifikant verschieden<br />
bei einem Signifikanzniveau von 0,05)<br />
Enzym<br />
Gehalt an löslichen Zuckern<br />
mg 100g -1 oTS<br />
EP1 21,30±0,39<br />
EP2 21,23±0,47<br />
EP3 13,04±0,57<br />
EP4 1) 25,24±1,19<br />
Kontrolle 1 (pH 5) 12,41±0,71<br />
EP5 11,47±0,47<br />
Kontrolle 2 (pH 7) 1) 10,04±1,19<br />
1) für Varianzanalyse ungenügende Varianzhomogenität<br />
b<br />
b<br />
c<br />
a<br />
c<br />
cd<br />
d<br />
Glukose (mg 100g -1 oTS)<br />
3,0<br />
2,5<br />
2,0<br />
1,5<br />
1,0<br />
0,5<br />
2,51<br />
2,49<br />
2,59<br />
2,15 2,17 2,17<br />
0,0<br />
EP5 EP6 Kontrolle 1 EP5 EP6 Kontrolle 2<br />
Gärrest G6<br />
Gärrest G8<br />
Substrate & Enzympräparate<br />
Abbildung 4-24: Gehalte an löslichen Zuckern in der organischen Trockensubstanz zweier<br />
Gärreste (Gärrest Silage G6: nährstoffarme Silage, Gärrest Silage G8:<br />
nährstoffreiche Silage; 24 h Hydrolyse im Schüttelwasserbad bei 50 °C<br />
und substrateigenem pH-Wert)<br />
Ein signifikanter Mehrertrag an reduzierenden Zuckern gegenüber der Kontrolle konnte im<br />
Vorversuch zwei durch die Zugabe der Enzympräparate EP1, EP2 und EP4 zur Grassilage<br />
G6 erreicht werden (Tabelle 4-16). Dieses wurde in dem Vorversuch vier an Silage G8
84<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
bestätigt (Abbildung 4-25, Tabelle 4-17). Den höchsten Ertrag an löslichen Zuckern erreichte<br />
in beiden Vorversuchen das Enzympräparat EP4 mit 52,61 an Silage G8 bzw.<br />
25,05 mg 100 g -1 oTS an Silage G6. EP1 erreichte Werte von 50,57 bzw.<br />
22,86 mg 100 g -1 oTS. EP2 erreichte 49,27 bzw. 22,42 mg 100 g -1 oTS. Ein signifikanter<br />
Unterschied konnte zwischen EP4 und den beiden Enzympräparaten EP1 und EP2 anhand<br />
der Silagen G6 und G8 nachgewiesen werden (Tabelle 4-17). Ein signifikanter Unterschied<br />
zwischen den Präparaten EP1 und EP2 war nicht zu verzeichnen.<br />
Glukose (mg 100g -1 oTS)<br />
60<br />
50<br />
40<br />
30<br />
20<br />
10<br />
50,57<br />
49,27<br />
36,01<br />
52,61<br />
37,99<br />
34,65<br />
0<br />
EP1 EP2 EP3 EP4 EP7 Kontrolle<br />
Enzympräparate<br />
Abbildung 4-25: Gehalt an reduzierenden Zuckern in der organischen Trockensubstanz<br />
von Silage G8 bei unterschiedlichen Enzympräparaten nach 24-stündiger<br />
Hydrolyse im Schüttelwasserbad bei 50 °C und pH 5
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 85<br />
Tabelle 4-17:<br />
Gehalte an löslichen Zuckern in der organischen Trockensubstanz von<br />
der Grassilage G8 bei Einsatz verschiedener Enzympräparate (24 h Hydrolyse<br />
im Schüttelwasserbad bei 50 °C; Werte in Spalten mit denselben<br />
Kleinbuchstaben sind nicht signifikant verschieden bei einem Signifikanzniveau<br />
von 0,05)<br />
Silage G8<br />
Enzym<br />
mg 100g -1 oTS<br />
EP1 50,57±0,49<br />
EP2 49,27±0,49<br />
EP3 36,01±0,49<br />
EP4 52,61±0,49<br />
EP7 37,99±0,49<br />
Kontrolle 34,65±0,49<br />
b<br />
b<br />
d<br />
a<br />
c<br />
d<br />
Da an allen getesteten Silagen Unterschiede zwischen den drei Enzymen mit der höchsten<br />
Signifikanz und der Kontrollvariante bestanden, wurde schließlich das Enzympräparat<br />
EP2 aufgrund der vom Hersteller angegebenen Langzeitstabilität, der guten Marktverfügbarkeit<br />
und zum Vergleich mit anderen Versuchen an der Landesanstalt für Agrartechnik<br />
und Bioenergie (BRULÉ et al., 2007b; BRULÉ et al., 2008) für den Einsatz in dem diskontinuierlichen<br />
Perkolationsfermenter ausgewählt.<br />
4.11.3 Ergebnisbeschreibung zum Enzymeinsatz in den Perkolationsfermentern<br />
Es erfolgten zwei Zugaben des Enzympräparates EP2 im Verlauf des Versuches (V12),<br />
die erste beim Start, die zweite zur Mitte des Versuches. Die zweite Zugabe wurde gegeben,<br />
da die Enzyme über die Versuchszeit verdünnt und aus dem Perkolationsfermenter<br />
ausgewaschen wurden. Für jede Zugabe wurden zehn Milliliter des Enzympräparates mit<br />
90 ml H 2 O verdünnt und dem Fermenter durch eine Öffnung im Deckel zugegeben. Der<br />
Nullvariante wurden stattdessen 100 ml H 2 O zugegeben (Tabelle 4-18). Die Temperatur<br />
der Perkolationsfermenter wurde für diesen Versuch auf 50 °C eingestellt, um mit den Vorversuchen<br />
vergleichbar zu sein. Zu dem Einsatz des Enzympräparates in der zweiphasigen<br />
Biogasanlage wurde ein Versuchsdurchlauf (V11) mit der Silage G20 durchgeführt<br />
(Tabelle 3-4).<br />
Durch den Einsatz des Enzympräparates im Perkolationsfermenter bei der Vergärung von<br />
Grassilage konnte weder ein signifikanter Mehrertag an CSB oder ein erhöhter oTS-
86<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
Abbaugrad in den diskontinuierlichen Perkolationsfermentern (Tabelle 4-18) noch ein gesteigerter<br />
Methanertrag im Gesamtsystem festgestellt werden (Abbildung 4-26).<br />
Tabelle 4-18: Spezifischer Methanertrag, CSB-Ausbeuten und oTS-Abbaugrade beim<br />
Einsatz des Enzympräparates EP2 in diskontinuierlichen Perkolationsfermentern<br />
bei 50 °C (Werte in Zeilen mit denselben Kleinbuchstaben<br />
sind nicht signifikant verschieden bei einem Signifikanzniveau von 0,05;<br />
Versuchsdurchlauf: V12)<br />
Varianten 200 ml Wasser 180 ml Wasser + 20 ml EP2<br />
Y CH4 -Gesamtanlage l N kg -1 oTS 365±3<br />
a<br />
362±3<br />
a<br />
Y CH4 -Anteil FBR 1) % 67±3<br />
a<br />
66±4<br />
a<br />
CSB-Ausbeute 2) g kg -1 oTS 773±29<br />
oTS-Abbaugrad % 87±1<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
a<br />
a<br />
759±35<br />
84±1<br />
a<br />
a<br />
400<br />
Spez. Methanertrag (l N kg -1 oTS)<br />
350<br />
300<br />
250<br />
200<br />
150<br />
100<br />
50<br />
0<br />
EP2<br />
Kontrolle<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10111213141516171819202122232425<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-26: Vergleich der spezifischen Methanerträge der Variante mit Einsatz des<br />
Enzympräparates EP2 mit der Kontrollvariante in Bezug auf das gesamte<br />
Verfahren (Substrat: G20; Perkolationsfermentertemp. 50 °C; Versuchsdurchlauf:<br />
V12)
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 87<br />
4.12 Einfluss der Perkolationsfermenterbelüftung (V13)<br />
4.12.1 Untersuchungsziel bei der Ermittlung des Einflusses der Perkolationsfermenterbelüftung<br />
Zur Überprüfung der Ergebnisse von BUSCH et al. (2006) zur aeroben Betriebsweise der<br />
Perkolationsfermenter sollten in diesem Versuch die Auswirkungen des Eintrages von Luft<br />
in die Perkolationsfermenter an dem Substrat Grassilage untersucht werden. Ziel dabei<br />
war nicht die Belüftung zur Stimulation der Versäuerung (Micro-aeration), wie es von verschiedenen<br />
Autoren praktiziert wird (Kapitel 2.3.3). Vielmehr sollten die Bedingungen einer<br />
Versäuerungsstufe imitiert werden, die nicht luftdicht abgeschlossen ist. Dies sollte zu einer<br />
Inhibierung der methanogenen Mikroorganismen führen (Kapitel 2.3.3). Um den Grad<br />
der Inhibierung beurteilen bzw. den verbleibenden Methanertrag messen zu können, wurde<br />
die Umgebungsluft in die luftdicht verschlossenen Perkolationsfermenter sowohl unterhalb<br />
des Substratstapels in den Pumpensumpf wie auch oberhalb in den Gasraum eingepresst.<br />
Es wurden dazu Messgaspumpen mit einem Regelventil und einem Durchflussmesser<br />
ausgestattet und an die Perkolationsfermenter angeschlossen (Kapitel 3.1). Die<br />
Dosierung des Luftvolumens erfolgte viermal täglich gleichmäßig verteilt auf 24 Stunden.<br />
Das Luftvolumen wurde zwischen 2,5 und 17,5 Liter am Tag variiert (Tabelle 4-19). Dieser<br />
Versuch wurde einmal (Versuchsdurchlauf V13) mit der Silage G20 durchgeführt (Tabelle<br />
3-4).<br />
4.12.2 Ergebnisbeschreibung zur Perkolationsfermenterbelüftung<br />
Der Anstieg der pH-Werte war bei den Varianten mit Luftzudosierung schneller als bei der<br />
Nullvariante. Auffällig war, dass die pH-Werte dieser Varianten zum Ende des Versuches<br />
über die des dazugehörigen Festbettreaktors anstiegen (Abbildung 4-27). Die<br />
CSB-Ausbeuten der untersuchten Varianten variierten nur leicht in einem engen Bereich<br />
von 776 bis 800 g kg -1 oTS. Auch die Methanerträge und die Verteilung der Methanproduktion<br />
auf die Prozessphasen ließen keine größeren Unterschiede erkennen (Tabelle 4-19).<br />
Zu bemerken ist, dass 17 bis 25% des Methans in den Perkolationsfermentern gebildet<br />
wurde. Bei den untersuchten Parametern konnten keine linearen Zusammenhänge nachgewiesen<br />
werden.
88<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
9<br />
8<br />
7<br />
6<br />
pH<br />
5<br />
4<br />
3<br />
2<br />
1<br />
0<br />
0 l Luft d-1 PF 0 l Luft d-1 FBR<br />
2,5 l Luft d-1 FBR 2,5 l Luft d-1 PF<br />
7,5 l Luft d-1 PF 7,5 l Luft d-1 FBR<br />
12,5 l Luft d-1 PF 12,5 l Luft d-1 FBR<br />
17,5 l Luft d-1 PF 17,5 l Luft d-1 FBR<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10111213141516171819202122232425<br />
Zeit (d)<br />
Abbildung 4-27: Verlauf der pH-Werte bei der Zudosierung von Luft in die Perkolationsfermenter<br />
(Substrat: G20; Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Versuchsdurchlauf<br />
V13; PF: Perkolationsfermenter, FBR: Festbettreaktor)<br />
Tabelle 4-19:<br />
Spezifische Methanerträge des Gesamtsystems, spezifische Kohlendioxiderträge<br />
der Perkolationsfermenter, die Verteilung der Methanproduktion<br />
auf die Prozessphasen, CSB-Ausbeuten und oTS-Abbaugrade bei<br />
der Eindosierung von Luft in die Perkolationsfermenter (Substrat: G20;<br />
Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Versuchsdurchlauf V13)<br />
Luftvolumen l d -1 - 2,5 7,5 12,5 17,5<br />
Y CH4 -Gesamtanlage<br />
4)<br />
327 322 345 322<br />
Y CO2 -PF 1) l N kg -1 oTS<br />
180 188 222<br />
4)<br />
Y CH4 -Anteil PF 1) 22 18 29<br />
Y CH4 -Anteil FBR 2) %<br />
78 82 71<br />
4)<br />
4)<br />
234<br />
CSB-Ausbeute 3) g kg -1 oTS 776 789 771 788 765<br />
oTS-Abbaugrad % 86 86 85 86 86<br />
1) PF: Perkolationsfermenter<br />
FBR: Festbettreaktor<br />
3) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
4) Die Variante mit 12,5 l Luft d -1 wurde wegen eines undichten Gasspeichers aus der Auswertung<br />
genommen<br />
26<br />
74
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 89<br />
4.13 Energiebilanz<br />
4.13.1 Untersuchungsziel der Energiebilanz<br />
Um den Energiefluss des zugeführten Substrates im Gesamtsystem zu untersuchen, wurden<br />
das Eingangssubstrat, der Gärrest, die gebildeten Gase und die zwischen den Phasen<br />
ausgetauschten Massen an Perkolat zur Bestimmung herangezogen. Der Energiegehalt<br />
des Substrats und der Gärrest wurden per Bombenkalorimeter bestimmt (Kapitel 3.2).<br />
Für die Bilanz zwischen den Phasen wurden die CSB-Konzentration und die Masse des<br />
ausgetauschten Perkolats herangezogen. Dazu wurde in zwei Versuchsdurchläufen aus<br />
dem Versuch zum Vergleich verschiedener Substrate täglich die CSB-Konzentration im<br />
Perkolat, das zwischen den Phasen ausgetauscht wurde, analysiert. Daraus wurden,<br />
ebenso wie bei den Gasen, rechnerisch der Energiegehalt ermittelt (Kapitel 3.3). Zusätzlich<br />
wurde die Anfangs- und End-CSB-Konzentration in der Prozessflüssigkeit der Festbettreaktoren<br />
bestimmt, um eine Aussage über den Biomassezuwachs treffen zu können.<br />
Bei diesen Untersuchungen wurden die Silagen G19, M1 und R1 verwendet. Die hier dargestellten<br />
Ergebnisse basieren auf den Versuchsdurchläufen V9a und V9b des Versuches<br />
V9 mit jeweils vier Wiederholungen für die Mais- und die Roggenganzpflanzensilage, sowie<br />
zwei Wiederholungen für die Grassilage (Tabelle 3-4).<br />
4.13.2 Ergebnisbeschreibung zur Energiebilanz<br />
Wie in Kapitel 4.8 beschrieben, zeigten die Substrate ein individuelles Verhalten bei der<br />
Vergärung. Deshalb werden die Energiebilanzen hier für die verschiedenen Substrate einzeln<br />
dargestellt.<br />
Grassilage<br />
Die mit der Grassilage dem System zugeführte Energie diente als Bezugsgröße und entsprach<br />
100%. Bezogen auf die Energiezufuhr durch die Grassilage wurden am Ende des<br />
Versuches mit dem Gärrest 17% dieser Energie entnommen. Das am Ende des Versuches<br />
dem Perkolationsfermenter entnommene Perkolat enthielt etwa 2% der Energie. Der<br />
Gärrest und das Perkolat beinhalteten neben den nicht abbaubaren Strukturstoffen der<br />
Grassilage auch die im Perkolationsfermenter aufgebaute Biomasse, die nicht separat bestimmt<br />
werden konnte. Das dem Perkolationsfermenter im Versuchsverlauf entnommene<br />
Biogas entsprach 31% der zugeführten Energie. 51% der Energie wurden dem Perkolationsfermenter<br />
mit dem Perkolat entnommen und dem Festbettreaktor zugeführt. Der Rückfluss<br />
aus dem Festbettreaktor in den Perkolationsfermenter entsprach 9% der Energie.
90<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
Damit wurden 42% im Festbettreaktor umgesetzt. Als Gas verließen den Festbettreaktor<br />
36% (Abbildung 4-28). Die CSB-Bilanz im Festbettreaktor, ermittelt durch die Differenz der<br />
CSB-Konzentration am Anfang und Ende des Versuches, betrug 0,02%. Der CSB-Aufbau<br />
ist damit vernachlässigbar klein und deutet darauf hin, dass sich der Reaktor in einem<br />
konstanten Betrieb ohne größeren Biomasseaufbau oder -abbau befand. Rechnerisch<br />
verblieben von den 14% der übrigen Energie etwa 6% im Festbettreaktor und etwa 8% im<br />
Perkolationsfermenter (ZIELONKA et al., 2010).<br />
Abbildung 4-28: Übersicht über die Energieströme in der zweiphasigen Versuchsbiogasanlage<br />
mit Perkolationsfermenter und Festbettreaktor bei der Vergärung<br />
von Grassilage (verändert und erweitert nach ZIELONKA et al., 2010)<br />
Maissilage<br />
Wie bei der Grassilage wurde die mit der Maissilage dem System zugeführte Energie als<br />
Bezugsgröße genutzt. Von den 100% an Energie, die dem System mit der Maissilage zugeführt<br />
wurden, verließen es 18% als Gärrest. Etwa 2% wurden bei Versuchsende mit
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 91<br />
dem Perkolat entnommen. Von den 100% an Eingangsenergie verließen 22% den Perkolationsfermenter<br />
als Gas. 65% der Eingangsenergie wurden aus dem Perkolationsfermenter<br />
mit dem Perkolat dem Festbettreaktor zugeführt. Der Rückfluss aus dem Festbettreaktor<br />
in den Perkolationsfermenter enthielt in der Summe 8% der Eingangsenergie. Damit<br />
wurden 57% im Festbettreaktor umgesetzt. Es verließen aber nur 52% der Energie den<br />
Festbettreaktor als Gas. Die CSB-Bildung im Festbettreaktor war bei der Variante Maissilage<br />
leicht negativ mit -0,01%. Dies deutet, wie auch bei der Energiebilanz der Grassilage,<br />
auf einen stabilen Betrieb ohne wesentlichen Auf- oder Abbau von Biomasse hin. Im Festbettreaktor<br />
verblieben damit etwa 5% und in dem Perkolationsfermenter etwa 1% der übrigen<br />
Energie von 6% (ZIELONKA et al., 2010).<br />
Roggenganzpflanzensilage<br />
Die dem System zugeführte Roggenganzpflanzensilage wurde wie in den oben beschriebenen<br />
Untersuchungen als Bezugsgröße (100%) verwendet. Die damit dem System zugeführte<br />
Energie fand sich zu 27% im Gärrest und zu etwa 2% in dem bei Versuchsende<br />
entnommenen Perkolat des Perkolationsfermenters wieder. Etwa 26% verließen das System<br />
mit dem Perkolationsfermentergas wieder. Dem Festbettreaktor wurden mit dem Perkolat<br />
58% der Substratenergie zugeführt. Im Festbettreaktor wurden 43% zu Gas umgesetzt<br />
und 8% verließen den Festbettreaktor mit der Prozessflüssigkeit. 0,02% können aufgrund<br />
der CSB-Differenz zwischen Versuchsstart und Ende der Biomassebildung im Festbettreaktor<br />
angerechnet werden. Wie auch bei den anderen Substraten deutet dies darauf<br />
hin, dass keine wesentliche Änderung der Biomassekonzentration während des Versuches<br />
stattgefunden hat. Etwa 2% der Energie verbleiben als nicht zuzuordnender Rest<br />
(ZIELONKA et al., 2010).<br />
Die Tabelle 4-20 gibt einen Überblick über die an den drei Substraten ermittelten Werte in<br />
Megajoule.
92<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
Tabelle 4-20:<br />
Energiebilanz des Substrates in einer zweiphasigen Biogasanlage mit<br />
Perkolationsfermenter und Festbettreaktor bei Einsatz verschiedener<br />
Substrate (Substrate: Grassilage G19, Roggen-Ganzpflanzensilage R1,<br />
Maissilage M1; Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Versuchsdurchläufe:<br />
V9a, V9b; nach ZIELONKA et al., 2010)<br />
Grassilage Roggen-GPS Maissilage<br />
Input Substrat 1) 19,9 19,8 19,5<br />
Biogas PF 2) 4)<br />
Biogas FBR 2) 5)<br />
6,2±0,6 5,1±1,0 4,2±0,9<br />
7,2±0,7 8,6±1,1 10,2±0,5<br />
Output Gärrest PF 1) 4)<br />
3,3±0,3 5,3±0,2 3,5±0,6<br />
Bei Versuchsende<br />
aus PF entnommenes<br />
Perkolat 3) 4) MJ<br />
0,326±0,051 0,476±0,065 0,423±0,089<br />
Perkolat PF<br />
Energiefluss<br />
zu FBR 3) 4) 5) 10,2±0,5 11,4±0,3 12,6±0,4<br />
innerhalb des<br />
Systems<br />
Perkolat FBR<br />
3) 4) 5) 1,8±0,1 1,6±0,2 1,5±0,1<br />
zu PF<br />
CSB-Bilanz FBR 3) 5) 0,004±0,002 0,004±0,003 -0,002±0,002<br />
Rest<br />
2,8±1,0 0,4±1,5 1,2±0,2<br />
1) Per Bombenkalorimeter bestimmt<br />
2) Aus dem Methan- und Wasserstoffgehalt des Biogases errechnet<br />
3) Aus dem CSB-Gehalt errechnet<br />
4) PF: Perkolationsfermenter<br />
5) FBR: Festbettreaktor<br />
Die Verteilung der Energie des Biogases auf die beiden Prozessphasen variiert. Bei dem<br />
Substrat Grassilage wurden lediglich 54% der mit dem Gas produzierten Energie im Festbettreaktor<br />
gebildet. Bei der Roggen-GPS waren es 63%. Bei Verwendung von Maissilage<br />
waren es sogar 70% (Abbildung 4-29). Dieses ist vor allem auf die unterschiedlichen Mengen<br />
an Energie zurückzuführen, die mit dem Perkolat aus dem Perkolationsfermenter entfernt<br />
wurden (Tabelle 4-20). Dieses bestätigt die Aussagen aus Kapitel 4.8. Die Verteilung<br />
der Energie auf das in den Prozessphasen gebildete Gas ähnelt der Verteilung des Methanertrages.<br />
Dieses ist erklärbar durch den Verlauf des pH-Wertes bzw. durch den Verlauf<br />
der flüchtigen Fettsäurekonzentrationen.
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 93<br />
Maissilage<br />
30<br />
70<br />
Substrate<br />
Roggen-GPS<br />
37<br />
63<br />
Grassilage<br />
46<br />
54<br />
0 20 40 60 80 100<br />
Perkolationsfermenter<br />
Festbettreaktor<br />
Anteile an der Energieproduktion (%)<br />
Abbildung 4-29: Verteilung der mit dem Gas produzierten Energie auf die Prozessphasen<br />
(Substrate: G19, M1, R1; Perkolationsfermentertemp. 55 °C; Versuchsdurchläufe:<br />
V9a, V9b; nach ZIELONKA et al., 2010)<br />
4.14 Referenzgärtests zum Abgleich der Methanerträge<br />
4.14.1 Untersuchungsziel der Referenzgärtests zum Abgleich der Methanerträge<br />
Die Methanerträge in der zweiphasigen Anlage waren bei einigen Silagen mit über<br />
400 l N kg -1 oTS ungewöhnlich hoch. Um die Erträge zu überprüfen wurden deshalb Batchgärtests<br />
mit dem <strong>Hohenheim</strong>er Biogasertragstest (HBT) nach VDI-Richtlinie 4630 durchgeführt.<br />
Alle Werte wurden zur Vergleichbarkeit auf ein Kilogramm organische Trockensubstanz<br />
bezogen. Der Vergleich erfolgte anhand der Methanerträge der Silagen im HBT<br />
und der in den einzelnen Versuchsdurchläufen der zweiphasigen Versuchsanlage ermittelten<br />
Erträge. Dazu wurden die Methanerträge des Perkolationsfermenters mit dem des<br />
Festbettreaktors summiert (Y CH4 -Gesamtanlage). Zum Vergleich wurden nur Ergebnisse<br />
der zweiphasigen Versuchsanlage herangezogen, die nicht in ihrem Methanertrag durch<br />
die Versuchsanstellung negativ beeinflusst waren. Waren dies in einem Versuchsdurchlauf<br />
mehrere Varianten wurde deren Mittelwert mit dem HBT verglichen.<br />
4.14.2 Ergebnisdarstellung der Referenzgärtests zum Abgleich der Methanerträge<br />
Die Methanerträge des HBT lagen im Mittel bei 341±20 l N kg -1 oTS. Das Mittel der Methanerträge<br />
der zweiphasigen Versuchsanlage lag bei 341±51 l N kg -1 oTS. Die Unterschiede
94<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
der Methanerträge der Verfahren zeigten sich in der mehr als doppelt so hohen Standardabweichung.<br />
Die Untersuchungen belegen, dass mit der zweiphasigen Versuchsanlage, trotz der kurzen<br />
Verweilzeit von etwa 25 Tagen, die gleiche Größenordnung der Methanertragspotenziale<br />
des HBT erreicht werden konnte. Insbesondere zeigen dies die Versuche 9 und 10.<br />
Dabei ist jedoch zu beachten, dass bei den Versuchsdurchläufen des Versuches neun<br />
jeweils dieselben Silagen verwendet wurden. Diese wurden bis zur weiteren Verwendung<br />
in Kunststofffässern gekühlt gelagert (Kapitel 3.4). Ebenso wurde bei den Versuchen zehn<br />
bis dreizehn verfahren. Bei diesen Versuchen stimmen die jeweils ersten Versuchsdurchläufe<br />
(V9a und V10a), bei denen die verwendete Silage zuerst eingesetzt wurde, gut mit<br />
den HBT-Erträgen überein, während die nachfolgenden Versuchsdurchläufe in den Erträgen<br />
abfallen. Dies könnte auf die Alterung der verwendeten Silagen während der Lagerung<br />
zurückzuführen sein.<br />
Allerdings konnte die gute Übereinstimmung der mit den beiden Verfahren ermittelten Methanerträge<br />
vorrangig bei dem optimierten Versuchsaufbau II erreicht werden. So war auffallend,<br />
dass bei dem direkten Vergleich der Versuchsdurchläufe in den Versuchen des<br />
Versuchsaufbaus I (V2a bis V7b) der Methanertrag des HBT deutlich häufiger und stärker<br />
überschritten wurde, als in den Versuchen des Versuchsaufbaus II (V8a bis V13;<br />
Abbildung 4-30). So wurde im Mittel dieser Versuche des Aufbaus I 110% der HBT-<br />
Methanerträge erreicht, während in den Versuchen acht bis dreizehn 89% erzielt wurden.<br />
Die maximale Abweichung der zweiphasigen Anlage konnte in Versuchsdurchlauf V4b mit<br />
28% Mehrertrag beobachtet werden. Die Mehrerträge, insbesondere in den Versuchsdurchläufen<br />
V4a bis V6b, sind kritisch zu betrachten. Eine Überschätzung der Methanerträge<br />
kann aufgrund der bei diesen Versuchen verwendeten Messtechnik nicht gänzlich<br />
ausgeschlossen werden.<br />
Im Versuchsdurchlauf V7a und V7b mit 86 bzw. 75% des HBT-Methanertrages konnten<br />
negative Abweichung beobachtet werden (Tabelle 4-21). Diese könnten auf Verstopfungen<br />
zurückzuführen sein, die letztlich zum Umbau zum Versuchaufbau II führten. Die auffällig<br />
große Differenz von 44% zwischen den Erträgen des Versuchsdurchlaufes V8a ist<br />
durch den Neustart der zweiphasigen Anlage nach dem Umbau zu Versuchsaufbau II erklärbar.<br />
Auch der Versuchsdurchlauf V8b dürfte dadurch noch beeinflusst gewesen sein.
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage 95<br />
Y CH4 (l N kg -1 oTS)<br />
450<br />
400<br />
350<br />
300<br />
250<br />
200<br />
150<br />
100<br />
50<br />
0<br />
HBT<br />
Zweiphasige Anlage<br />
G3-V2a<br />
G4-V2b<br />
G5-V1c<br />
G6-V3a<br />
G7-V4a<br />
G8-V5a<br />
G9-V3b<br />
G10-V5a<br />
G11-V4b<br />
G12-V4c<br />
G13-V6a<br />
G14-V6b<br />
G15-V7a<br />
G16-V7b<br />
G17-V8a<br />
G18-V8b<br />
G19-V9a<br />
M1-V9a<br />
R1-V9a<br />
G19-V9b<br />
M1-V9b<br />
R1-V9b<br />
G19-V9c<br />
M1-V9c<br />
R1-V9c<br />
G20-V10a<br />
G20-V10b<br />
G20-V11<br />
G20-V12<br />
G20-V13<br />
Silagen und Versuchsdurchläufe<br />
Abbildung 4-30: Vergleich der Methanerträge des Referenzgärtests (HBT) mit den Methanerträgen<br />
der zweiphasigen Versuchsanlage bei verschiedenen Silagen<br />
und Versuchsdurchläufen
96<br />
Ergebnisse zur zweiphasigen Vergärung von Grassilage<br />
Tabelle 4-21: Vergleich der Methanerträge des Referenzgärtests (HBT) mit den Methanerträgen<br />
der zweiphasigen Versuchsanlage bei verschiedenen Silagen<br />
und Versuchsdurchläufen<br />
Silage Versuchsdurchlauf Y CH4 -HBT Y CH4 -Zweiphasig<br />
l N kg -1 oTS<br />
G3 V2a 392±6 394±21<br />
G4 V2b 284±3 339±65<br />
G5 V1c 328±2 324±23<br />
G6 V3a 333±4 313±19<br />
G7 V4a 336±2 393 1)<br />
G8 V5a 343±3 429 1)<br />
G9 V3b 328±7 403±5<br />
G10 V5a 335±5 419 1)<br />
G11 V4b 325±10 416 1)<br />
G12 V4c 327±24 388 1)<br />
G13 V6a 326±5 372 1)<br />
G14 V6b 330±5 374 1)<br />
G15 V7a 353±11 303±13<br />
G16 V7b 374±4 279±11<br />
G17 V8a 338±11 189±8<br />
G18 V8b 327±6 278±10<br />
G19 V9a 340±9 357 1)<br />
M1 V9a 356±6 343±2<br />
R1 V9a 345±14 349±12<br />
G19 V9b 340±9 311 1)<br />
M1 V9b 356±6 310±12<br />
R1 V9b 345±14 312±42<br />
G19 V9c 340±9 306 1)<br />
M1 V9c 356±6 293±5<br />
R1 V9c 345±14 297±6<br />
G20 V10a 377±4 357±23<br />
G20 V10b 377±4 342±17<br />
G20 V11 377±4 336 1)<br />
G20 V12 377±4 364±4<br />
G20 V13 377±4 327 1)<br />
1)<br />
Ergebnisse ohne Angabe der Standardabweichung sind ausgewählte Ergebnisse aus<br />
den Versuchsdurchläufen
Diskussion und Schlussfolgerungen 97<br />
5 DISKUSSION UND SCHLUSSFOLGERUNGEN<br />
Zuerst werden die Versuchsdurchführung und die erzielten Ergebnisse im Hinblick auf die<br />
verwendete Methodik diskutiert. Anschließend werden die Ergebnisse der einzelnen Versuche<br />
besprochen, gegeneinander und mit der Literatur verglichen. Abschließend erfolgt<br />
ein Ausblick zu weiterem Forschungsbedarf und zur Anwendbarkeit des untersuchten Verfahrens<br />
in der Praxis.<br />
5.1 Diskussion der Methodik<br />
Der genutzte Versuchsaufbau und die verwendeten Komponenten waren prinzipiell gut für<br />
die Durchführung der Versuche und das Erreichen der Zielsetzung geeignet. Trotzdem<br />
wurden während der Versuchsdurchführung Optimierungsmöglichkeiten ausgemacht, die<br />
bei Möglichkeit auch umgesetzt wurden. Diese werden im Folgenden diskutiert.<br />
Bei den Perkolationsfermentern wurde der Substratstapel über ein Berieselungskreuz befeuchtet.<br />
Die Arme des Kreuzes waren beidseitig seitlich perforiert. Durch zu geringen<br />
Pumpendruck kam es aber nicht zu einer gleichmäßigen Verteilung des Perkolates über<br />
den Fermenterquerschnitt. Die Zonen des Substratstapels unter den Armen des Berieselungskreuzes<br />
waren durch herabtropfendes Perkolat stärker komprimiert. Dieses war am<br />
vergorenen Substratstapel deutlich ersichtlich. Da dieser trotzdem überall sehr gut durchfeuchtet<br />
war, wurde diese Konstruktion für die Versuche beibehalten. Gerade auch im<br />
Hinblick auf eine Praxisanwendung dieses Verfahrens ist hier aber Optimierungspotenzial<br />
zu erkennen.<br />
Zur Konstruktion der Festbettreaktoren wurden Perkolationsfermenter mit je 600 Füllkörpern<br />
ausgestattet. Das Animpfen mit ausgefaultem Substrat aus einem mit Rindergülle<br />
gefüttertem CSTR erwies sich als gut geeignet um die Reaktoren zu starten. Die Prozesswasserführung<br />
wurde zuerst im Down-flow-Betrieb vorgenommen. Nach etwa einjährigem<br />
Versuchsbetrieb kam es dadurch zu Verstopfungen im Bereich des Siebbodens im unteren<br />
Teil des Reaktors. Diese Probleme konnten durch eine Umstellung auf Up-flow-Betrieb<br />
beseitigt werden. Dazu war allerdings eine Unterbrechung des Versuchsbetriebes zum<br />
Umbau der Reaktoren nötig.<br />
Sowohl für die Perkolationsfermenter als auch für die Festbettreaktoren wurden baugleiche<br />
Kreiselpumpen eingesetzt, deren Durchfluss nicht reguliert werden konnte. Die För-
98<br />
Diskussion und Schlussfolgerungen<br />
dermengen wurden deshalb per Zeitschaltuhr geregelt. Da die Prozesswasserführung<br />
aber einen Einfluss auf die Leistung der Perkolationsfermenter und Festbettreaktoren haben<br />
kann, wäre eine Kontrolle des Durchflusses wünschenswert gewesen. Dies konnte im<br />
Rahmen der Untersuchungen jedoch nicht realisiert werden. Bei den Festbettreaktoren<br />
wurden trotz der hohen Aufstromgeschwindigkeit von 1,7 m h -1 gute Leistungen und Abbaugrade<br />
erzielt. Dieses ist vermutlich auf die geringe Beladungsrate zurückzuführen. Um<br />
eine geringere Auswaschung von Mikroorganismen zu erreichen, wäre eine Möglichkeit<br />
zur Leistungsregulation der Pumpen wünschenswert gewesen.<br />
Bei der Messung des pH-Wertes in der Prozessflüssigkeit kam es durch das geringe Probenvolumen<br />
zur unvermeidbaren Abkühlung. Dieses führte zu leichten Schwankungen im<br />
Verlauf des pH-Wertes, die durch eine gute Organisation der Probenahme und Messung<br />
minimiert wurden. Die Messungen waren zur Beurteilung des Prozessverlaufes trotzdem<br />
gut geeignet. Es wäre allerdings zu prüfen, ob durch eine Online-Messung des Parameters<br />
eine konstantere Qualität der Messwerte möglich ist.<br />
Die Befüllung der Perkolationsfermenter mit Leitungswasser zu jedem Versuchsstart verhinderte<br />
die Verschleppung von Effekten in den nächsten Versuch, kann allerdings als<br />
wenig praxisnah angezweifelt werden. Diese Methode bekam aber aufgrund der Wichtigkeit<br />
einheitlicher Versuchsbedingungen den Vorzug gegenüber der Wiederverwendung<br />
des Prozesswassers der Perkolationsfermenter. Die anfänglich gewählten Parameter, wie<br />
der Perkolatmassenstrom von etwa vier Kilogramm pro Tag (40% des Perkolates im Perkolationsfermenter)<br />
und die Perkolationsintensität von 27,3 l (kg oTS·h) -1 (15 min h -1 ), erwiesen<br />
sich im Nachhinein durch die durchgeführten Versuche als gut geeignet und wurden<br />
deshalb, und auch für die bessere Vergleichbarkeit der Versuche, beibehalten.<br />
5.2 Diskussion der eigenen Untersuchungen<br />
An dieser Stelle werden die Ergebnisse der Versuche diskutiert und mit Ergebnissen aus<br />
der Literatur verglichen. Dabei werden die Versuche zur Perkolatführung, wie<br />
Variation des Perkolatmassenstroms zwischen den Prozessphasen,<br />
Variation der Vorhydrolysephasendauer,<br />
Variation der Perkolataustauschfrequenz und<br />
Variation der Perkolationsdauer<br />
wegen der thematischen Verbundenheit gemeinsam diskutiert.
Diskussion und Schlussfolgerungen 99<br />
Perkolatführung<br />
Ziel dieser Versuche war es, die Bedingungen für die Versäuerung in den Perkolationsfermentern<br />
möglichst lange in einem für die primären Gärer und deren Enzyme günstigen<br />
pH-Bereich zu halten. Dadurch sollte eine bessere Verflüssigung des Substrates und damit<br />
auch ein höherer Abbaugrad der organischen Substanz erreicht werden. Ein weiteres<br />
Ziel war es, die Methanbildung im Perkolationsfermenter dadurch zu unterbinden.<br />
Bei der Variation des Perkolatmassenstroms zwischen den Prozessphasen (V2) führte die<br />
Entnahme großer Anteile des Perkolats aus den Perkolationsfermentern zu einer schnellen<br />
Entnahme großer CSB-Frachten, die dann im Festbettreaktor zu Methan umgesetzt<br />
wurden. Der im Festbettreaktor gebildete Anteil an Methan stieg damit an. Bei Entnahme<br />
geringer Anteile konnte zwar der pH-Wert länger in einem für die Versäuerung günstigen<br />
Bereich gehalten werden, dieses hatte aber einen negativen Einfluss auf den oTS-Abbau<br />
und damit auch auf den Gesamtmethanertrag.<br />
Durch eine Vorhydrolysephase (V3) mit einer Dauer von bis zu zehn Tagen, in der kein<br />
Perkolat zwischen den Prozessphasen ausgetauscht wurde, sollte eine ungestörte Hydrolyse<br />
bei einem stabilen, niedrigen pH-Wert ermöglicht werden. Im Rahmen der Untersuchungen<br />
konnten durch diese Vorhydrolysephase jedoch keine höheren Abbaugrade erreicht<br />
werden. Es ist zu vermuten, dass in dieser Phase kaum mikrobielle Aktivität stattfand<br />
und dass die Erhöhung des CSB eher auf einer Auswaschung und Lösung von in der<br />
Silage befindlichen Substanzen beruhte, die mit der Länge der Vorhydrolysephase zunahm<br />
aber nach etwa drei Tagen ihren Höhepunkt erreichte. Diese Vermutung wird von<br />
den geringen Konzentrationen an flüchtigen Fettsäuren und der geringen CO 2 -Produktion<br />
in dieser Phase bestärkt. Ein Animpfen des Perkolationsfermenters mit Prozessflüssigkeit<br />
anstatt Leitungswasser zu Versuchsstart führte in Untersuchungen von SCHÖNBERG und<br />
LINKE (2009a) an Roggenganzpflanzensilage nicht zu einer Steigerung der biologischen<br />
Aktivität nach dem Versuchsstart. Es wurden sogar leicht geringere Abbaugrade als Auswirkungen<br />
der Vorhydrolysephase bei einem Start mit Prozessflüssigkeit beobachtet.<br />
Die Variation der Austauschfrequenz (V5) ergab ähnliche Ergebnisse wie der zuvor beschriebene<br />
Versuch zur Variation des Perkolatmassenstroms zwischen den Prozessphasen.<br />
Hier wurde bei niedrigerer Frequenz zwar auch der pH-Wert in einem niedrigen Bereich<br />
gehalten, aber es wurde auch nur ein geringer Einfluss auf den oTS-Abbaugrad fest-
100<br />
Diskussion und Schlussfolgerungen<br />
gestellt. Zudem bildete sich durch die langsame Entnahme des CSB relativ viel Methan im<br />
Perkolationsfermenter.<br />
Bei der Variation der Perkolationsdauer (V11) wurde ein Zusammenhang zwischen einer<br />
steigenden Perkolationsintensität und der damit steigenden CSB-Ausbeute festgestellt,<br />
der aber mit den hier angewendeten statistischen Methoden, aufgrund der ausreißenden<br />
Variante mit 54,6 l (kg oTS·h) -1 Perkolation, statistisch nicht nachgewiesen werden konnte.<br />
So lag das Maximum des Methanertrages und Abbaugrades bei den Varianten 27,3 und<br />
41,9 l (kg oTS·h) -1 . Bestätigende Ergebnisse finden sich bei SCHÖNBERG und LINKE<br />
(2009a) am Substrat Roggenganzpflanzensilage. Auch hier wurden mit steigender Perkolationsintensität<br />
erhöhte Abbaugrade und Methanerträge festgestellt. Allerdings wurde in<br />
einem engeren Bereich von etwa 6 bis 12 l (kg oTS·h) -1 variiert. Um herauszufinden, ob die<br />
Verminderung der Hydrolyseleistung bei der Perkolationsintensität von 54,6 l (kg oTS·h) -1<br />
auf eine kubische Funktion hinweist oder ob es ein Ausreißer aus einer linearen Funktion<br />
ist, müssten noch detailliertere Untersuchungen durchgeführt werden. Es konnte bei diesem<br />
Versuch beobachtet werden, dass nicht immer genug Perkolat für die geplante Perkolationsdauer<br />
zur Verfügung stand. Das liegt zum einen an der Feldkapazität des Substrates<br />
und zum anderen an seiner Wasserdurchlässigkeit. Bei geringer Durchlässigkeit des<br />
Substrates kann sich das Perkolat auf dem Substrat stauen. Dass durch das Substrat ein<br />
wesentlicher Teil des Perkolats zurückgehalten werden kann, bestätigen auch die Versuche<br />
zum Perkolatmassenstrom (V2) und zur Trockensubstanzbeladung (V6). Eine Klärung<br />
wäre durch Untersuchungen zur Feldkapazität und der Wasserdurchlässigkeit der verwendeten<br />
Substrate möglich. YU et al. (2002) empfiehlt zur Gewährleistung einer störungsfreien<br />
Perkolation eine Überschreitung der Feldkapazität um 25 Massenprozent.<br />
Nach der Bestimmung der optimalen Berieselungsintensität und -dauer könnte die nötige<br />
Perkolatmasse bestimmt werden, die für die optimale Berieselungsdauer notwendig ist. Es<br />
ist sicherlich trotzdem sinnvoll die Perkolationsdauer der zur Verfügung stehenden Perkolatmasse<br />
anzupassen, z. B. über Schwimmschalter für die Perkolatpumpen, da die Wasserdurchlässigkeit<br />
sich mit dem Fortschreiten der Vergärung durch Verdichtung des Substratstapels<br />
verringert. Im Zweifelsfalle empfiehlt sich eine kürzere aber dafür öfter durchgeführte<br />
Perkolation. Für eine Praxisanwendung sind Volumina in der hier getesteten Größenordnung<br />
allerdings technisch nur sehr aufwändig zu realisieren. Da aber der Abbaugrad<br />
der organischen Substanz und der Gesamtmethanertrag von dem Perkolatmas-
Diskussion und Schlussfolgerungen 101<br />
senstrom nicht beeinflusst werden ist die Möglichkeit hier mit geringeren Volumina zu arbeiten<br />
trotzdem Erfolg versprechend.<br />
In der Literatur gibt es wenige Untersuchungen zur Perkolatführung. Hier wird meistens<br />
eine direkte Verschaltung mehrerer Perkolationsfermenter mit einem Methanreaktor beschrieben<br />
(LEHTOMÄKI et al., 2008; NIZAMI und MURPHY, 2011). Entweder wurde das<br />
Perkolat täglich oder sogar kontinuierlich ausgetauscht. Eine Vorhydrolysephase wurde<br />
nicht beschrieben. Bei einer direkten Führung des Perkolatstroms durch den Methanreaktor<br />
ohne zusätzliche Eigenberieselung des Perkolationsfermenters, begrenzt dessen Aufstromgeschwindigkeit<br />
die Perkolationsintensität der Versäuerung. Eine Trennung von Perkolation<br />
bzw. Umwälzung und Perkolataustausch zwischen den Prozessphasen erscheint<br />
daher zweckmäßig.<br />
Variation der Perkolationsfermentertemperatur (V4)<br />
Im Rahmen dieser Untersuchungen hatte die Perkolationsfermentertemperatur einen wesentlichen<br />
Einfluss auf die Reaktionsgeschwindigkeit und damit auf die Stoffumsetzrate in<br />
einem begrenzten Zeitraum. Die Variante mit einer Temperatur von 55 °C zeigte die<br />
höchsten Abbaugrade und den höchsten Methanertrag, sowie die schnellste Gasbildung.<br />
Dass bei langsamerer Versäuerung ein höherer Anteil des Methanertrages in dem Festbettreaktor<br />
gebildet wurde, unterstützt die bei der Untersuchung der Perkolatführung gewonnene<br />
Erkenntnis, dass für eine hohe Trennschärfe des produzierten Methans und<br />
Kohlendioxids der gebildete CSB möglichst schnell aus der Versäuerung entfernt werden<br />
muss. Eine Anpassung der Entnahmegeschwindigkeit an den gebildeten CSB dürfte von<br />
Vorteil sein. Dass die thermophile Variante zwar hohe Methanerträge und<br />
oTS-Abbaugrade aber insgesamt niedrige Säurekonzentrationen aufwies, lässt darauf<br />
schließen, dass hier möglicherweise Stoffwechselprodukte gebildet wurden, die durch die<br />
durchgeführten Analysen nicht erfasst wurden. Nach ZOETEMEYER et al. (1982a) kämen<br />
dazu bei Temperaturen über 50 °C Ethanol und Lactat in Betracht. Eine instabile Säurebildung,<br />
wie sie von ZOETEMEYER et al. (1982a) im thermophilen Bereich bei kontinuierlichen<br />
Versuchen beobachtet wurde, ist bei einem Batchbetrieb der Versäuerung nicht von<br />
Belang, da sich dort bei allen Temperaturen die Säurezusammensetzung über den Gärverlauf<br />
ändert. Eine Begründung für die anfängliche Buttersäurebildung sind die niedrigen<br />
pH-Werte und die hohe Beladung in den Perkolationsfermentern (ZOETEMEYER et al.,<br />
1982a; ZOETEMEYER, VAN DEN HEUVEL und COHEN, 1982). Ist die Abbaugeschwin-
102<br />
Diskussion und Schlussfolgerungen<br />
digkeit von untergeordneter Rolle, kann die mesophile Betriebsweise aufgrund der guten<br />
Phasentrennung, die auch durch LEHTOMÄKI (2008) bei diesen Temperaturen beobachtet<br />
wurde, eine interessante Alternative sein. Wird sich aufgrund des schnelleren Abbaus<br />
für eine thermophile Temperatur entschieden, muss es das Ziel sein, durch weitere Maßnahmen<br />
die Methanbildung in den Perkolationsfermentern zu verhindern.<br />
Variation der Beladung der Perkolationsfermenter (V6)<br />
Bei diesem Versuch kam es zu der aus der Diskussion zur Perkolatführung bekannten<br />
Problematik bei der Perkolatentnahme aus den Perkolationsfermentern bei zu hoher Feldkapazität<br />
des Substrates. Diese steigt natürlich mit der Substratmasse und so konnte bei<br />
der Variante mit der höchsten Beladung nicht die geplante Perkolatmasse entnommen<br />
werden. Dass trotz unterschiedlich hoher Anfangskonzentrationen zum Ende des Versuches<br />
ähnlich hohe CSB-Konzentrationen erreicht wurden, zeigt die hohe und nicht ausgelastete<br />
Leistungsfähigkeit der Festbettreaktoren. Diese bauten nahezu alle ihnen zugegebenen<br />
CSB-Frachten vollständig ab. Für ein besseres Verhältnis der Methanproduktion im<br />
Festbettreaktor und dem Perkolationsfermenter hätte auch in diesem Versuch eine schnellere<br />
Abfuhr des CSB aus den Perkolationsfermentern erfolgen müssen. In der Literatur<br />
fanden sich keine geeigneten Untersuchungen zur Diskussion dieser Ergebnisse, da die<br />
Beladung der Perkolationsfermenter in den Untersuchungen nicht variiert wurde<br />
(LEHTOMÄKI et al., 2008, NIZAMI et al., 2012).<br />
Vergleich des Perkolationsverfahrens mit dem Einstauverfahren (V7)<br />
Der Vergleich der beiden Verfahren zeigte bei der hier angewendeten Versuchsdurchführung<br />
leichte Vorteile des Perkolationsverfahrens. Es wurden etwas höhere<br />
oTS-Abbaugrade erreicht. Die Gasbildung war schneller und die Trennschärfe bei der Methanproduktion<br />
war besser. Diese Ergebnisse wurden durch die Untersuchungen von<br />
SCHÖNBERG und LINKE (2009a) am Substrat Roggenganzpflanzensilage bestätigt. Das<br />
eingesetzte Wasservolumen bei der Variante Einstau war im Verhältnis zur Substratmasse<br />
sicherlich sehr hoch. Bei geringerem Einstauvolumen würde sich der Vorteil des Perkolationsverfahrens,<br />
das durch hohe Konzentrationen eine schnelle CSB-Abfuhr ermöglichte,<br />
relativieren. Um die Trennschärfe zu verbessern wäre eine phasenweise Einstauung<br />
denkbar. Dass zwischen den beiden Verfahren nur geringe Unterschiede bei den Abbaugraden<br />
zu beobachten waren könnte auch daran gelegen haben, dass es sich um zu geringe<br />
Substratmassen gehandelt hat. Die Problematik der unzureichenden Durchfeuchtung
Diskussion und Schlussfolgerungen 103<br />
und Kanalbildung in den Substratstapeln in Praxisperkolationsfermentern mit Stapelhöhen<br />
von mehreren Metern konnte im Rahmen dieser Untersuchungen nicht simuliert werden.<br />
Um die beiden Verfahren besser vergleichen zu können, wären zum einen für die Versuche<br />
Stapelhöhen im Praxismaßstab zu wählen und zum anderen das Volumen an Prozessflüssigkeit<br />
anzugleichen.<br />
Vergleich verschiedener Substrate (V9)<br />
Um die Eignung des Verfahrens der zweiphasigen Fermentation von Biomasse an unterschiedlichen<br />
nachwachsenden Rohstoffen zu testen, wurden in einer Versuchsreihe neben<br />
dem hauptsächlich betrachteten Substrat Grassilage zusätzlich Mais- und Roggenganzpflanzensilage<br />
untersucht. Die Versuche zeigten für alle Substrate ein stabiles Gärverhalten;<br />
trotz plötzlichen Substratwechsels nach mehrmonatigem Betrieb mit Grassilage.<br />
Durch die längere Säurenachbildung bei den Substraten Maissilage und Roggenganzpflanzensilage<br />
gegenüber der Grassilage bewegte sich der pH-Wert im Perkolationsfermenter<br />
länger in einem für die Versäuerung günstigen Bereich. Dadurch konnte bei der<br />
Maissilage die Methanbildung in den Perkolationsfermentern nachweislich verringert werden,<br />
so dass eine bessere Trennung der Phasen erreicht wurde. Es war also eine unterschiedlich<br />
gute Eignung der verschiedenen Substrate für eine zweiphasige Vergärung mit<br />
einem diskontinuierlichen Perkolationsfermenter zu beobachten.<br />
Einfluss des Steinfilters auf den Prozess (V10)<br />
Die niedrigere CSB-Ausbeute und der etwas höhere Methanertrag des Gesamtsystems<br />
bei der Variante mit Steinfilter zeigten, dass die Intermediate schon in dem Perkolationsfermenter<br />
zu Methan umgesetzt wurden. Hierfür könnte es zwei Gründe geben.<br />
Der Steinfilter könnte zum einen als eine Art Festbett gewirkt haben. Die erhöhte Besiedelungsfläche<br />
führte zu einem verstärkten Säureabbau und damit zur Methanbildung<br />
in den Perkolationsfermentern, dadurch sank der pH-Wert.<br />
Die Steine hatten aufgrund ihres Kalkgehaltes eine puffernde Wirkung. Die Säuren<br />
reagierten mit dem Kalk, dadurch erhöhte sich der pH-Wert und es stellten sich<br />
schneller bessere Bedingungen für die Methanbildung ein.<br />
Denkbar wäre auch eine Kombination beider Wirkmechanismen. Ein Indiz für die zweite<br />
These ist der Anstieg des pH-Wertes in der Vorhydrolysephase. Eine Untersuchung des<br />
Steinfilters mit hochkonzentrierter Salzsäure zeigte durch die Schaumbildung Kalkgehalt
104<br />
Diskussion und Schlussfolgerungen<br />
an und lässt eine puffernde Wirkung vermuten. Ein Vergleich dieses Versuches mit Ergebnissen<br />
aus der Literatur war mangels ähnlicher Untersuchungen nicht möglich.<br />
Enzymeinsatz in den Perkolationsfermentern (V12)<br />
Die durchgeführten Untersuchungen zur Wirkung von Enzympräparaten im Biogasprozess<br />
bestätigen die Ergebnisse der Untersuchungen von BRULÉ et al. (2007a; 2007b). Die im<br />
Labor unter sterilen Bedingungen in den Vorversuchen eindeutig nachgewiesene Bildung<br />
der reduzierenden Zucker durch den Einsatz der Enzympräparate konnte im größeren<br />
Maßstab unter praxisähnlichen Bedingungen nicht nachvollzogen werden. Es ist zu vermuten,<br />
dass entweder die Enzyme durch im Prozess befindliche Mikroorganismen abgebaut<br />
werden bevor sie ihre Wirkung entfalten konnten oder dass die zugeführten pilzlichen<br />
Enzyme keine zusätzliche hydrolysierende Wirkung zu den im Fermenter gebildeten<br />
mikrobiellen Enzymen entfalten konnten.<br />
Einfluss der Perkolationsfermenterbelüftung (V13)<br />
Die Belüftung der Perkolationsfermenter erbrachte weder einen nachweisbaren Mehrertrag<br />
an CSB noch an Methan. Eine Unterdrückung der Methanproduktion in den Perkolationsfermentern<br />
konnte ebenso nicht beobachtet werden. In der Praxis würde ein nicht gasdicht<br />
ausgeführter Perkolationsfermenter dazu führen, dass der Anteil des dort gebildeten<br />
Methans, der bis zu 29% des insgesamt gebildeten Methanvolumens betrug, als klimaschädliches<br />
Gas in die Atmosphäre entweichen könnte und dies nicht mehr zur Energieerzeugung<br />
zur Verfügung stände. Eine offene Versäuerung dürfte zudem mit einer starken<br />
Geruchsemission verbunden sein. Aufgrund dieser Untersuchungsergebnisse ist daher ein<br />
gasdicht ausgeführter Perkolationsfermenter zur Substratversäuerung anzuraten.<br />
Energiebilanz<br />
Die Energiebilanz der Versuchsdurchläufe V9a und V9b des Versuchs zum Vergleich verschiedener<br />
Substrate (V9) bildet mit einem anderen Maßstab die gewonnenen Erkenntnisse<br />
aus der vorhergehenden Auswertung sehr gut ab. Darüber hinaus bringt die Bilanz Erkenntnis<br />
zu den Energieströmen und damit trägt sie zu der Vervollständigung des Verständnisses<br />
der Vorgänge in der Anlage bei. So kann z. B. die Differenz der zugeführten<br />
und der entnommenen Energie in den Festbettreaktoren nicht durch Biomasseaufbau erklärt<br />
werden, denn die Reaktoren befanden sich seit mehreren Monaten in einem stabilen<br />
kontinuierlichen Betrieb ohne weitere Leistungssteigerung. Die CSB-Werte der Prozess-
Diskussion und Schlussfolgerungen 105<br />
flüssigkeit der Festbettreaktoren, gemessen vor und nach den Versuchen, bestätigten dieses.<br />
Die Differenz könnte teilweise durch nicht erfasste energiehaltige Gase, wie z. B.<br />
Schwefelwasserstoff oder Ammoniak erklärt werden. Zudem könnten sich bei den Probenahmen<br />
in der Flüssigkeit gelöste Stoffe verflüchtigt haben, so dass diese bei der<br />
CSB-Analyse nicht erfasst wurden. Bei der dann noch verbleibenden Energie könnte es<br />
sich um, durch den Metabolismus der Mikroorganismen, freigesetzte Wärme handeln.<br />
Plausibilitätsprüfung<br />
Der Vergleich der verschiedenen Verfahren zur Ermittlung der Methanerträge, HBT und<br />
zweiphasige Vergärung, ließ keine eindeutige Aussage zu, da mal das eine und mal das<br />
andere Verfahren mehr Methan produzierte. Die unterschiedlich hohen Standardabweichungen<br />
der Verfahren lassen sich zu einem Teil durch die Anwendung sehr unterschiedlicher<br />
Verfahren begründen. Diese unterschieden sich neben der Fermentertechnologie<br />
und Messtechnik unter anderem in der Substrataufbereitung, Gärtemperatur und dem Einsatz<br />
von Inokulum. Die höhere Standardabweichung bei der zweiphasigen Fermentation<br />
im Vergleich zum HBT könnte verfahrensbedingt sein, da in einem Substratstapel einer<br />
Feststofffermentation sicherlich nicht ein ebenso gleichmäßiger Abbau wie in einer Flüssigfermentation<br />
zu erreichen ist. Auch könnte die Substrataufbereitung für den HBT durch<br />
die Verflüchtigung von Gärprodukten bei der Trocknung leicht nivellierend gewirkt haben.<br />
Abgesehen von den beiden Versuchsdurchläufen zum Wiederanfahren der Anlagen konnten<br />
mit dem zweiten Versuchsaufbau sehr gute Übereinstimmungen mit den Ergebnissen<br />
des HBT erzielt werden. Die Differenzen zum HBT nehmen mit der Dauer der Silagelagerung<br />
zu und sind daher, trotz Komprimierung, Luftabschluss und Kühlung, möglicherweise<br />
auf eine Qualitätsminderung durch Lagerungsverluste zurückzuführen. Um diese Verluste<br />
zu minimieren, wäre die gefrorene Lagerung der Substrate denkbar. Bei der für diese Untersuchungen<br />
notwendigen Masse an Substrat war dies technisch allerdings nicht möglich.<br />
Die Abweichungen der Methanerträge in den Versuchen eins bis sechs sind aufgrund der<br />
guten Ergebnisse an dem Versuchsaufbau II kritisch zu hinterfragen. Als Ursache sind vor<br />
allem verfahrens- und messtechnische Unterschiede zwischen den Versuchsaufbauten<br />
anzuführen. Da diese Änderungen für alle fünf Versuchsanlagen identisch waren, war die<br />
Vergleichbarkeit der Ergebnisse innerhalb der zweiphasigen Versuche trotzdem gegeben.<br />
Zwar konnte anhand des Vergleiches mit dem Referenzgärtest keine eindeutige Aussage<br />
zur Über- oder Unterlegenheit eines der Verfahren getroffen werden, aber die Ergebnisse
106<br />
Diskussion und Schlussfolgerungen<br />
des HBT konnten zeigen, dass die hohen Methanerträge des Substrates Grassilage in der<br />
zweiphasigen Vergärung durchaus realistisch sind.<br />
5.3 Schlussfolgerungen<br />
Die Zielsetzung der Entwicklung einer diskontinuierlichen zweiphasigen Biogasanlage zur<br />
Monofermentation von Grassilage ohne den Einsatz von Gülle wurde erreicht.<br />
Das in diesem Projekt entwickelte Verfahren bietet folgende Vorteile, durch die es für eine<br />
Anwendung in der Praxis geeignet ist:<br />
Erweiterungsmöglichkeit des Substratspektrums im Biogasbereich auf problematische,<br />
schwer rührbare Substrate durch eine stabile Biologie der zweiphasigen Prozessführung<br />
und durch Anwendung nicht durchmischter Fermenter.<br />
Verbesserung der Ausnutzung des Reaktorvolumens gegenüber einphasigen Garagenfermentern<br />
durch Wegfall der Animpfung mit ausgefaultem Material.<br />
Schnellere Vergärung als bei einphasigen Biogasanlagen.<br />
Gute Eignung zur Aufbereitung und Einspeisung des Biogases in das Erdgasnetz,<br />
wegen des hohen Methangehaltes des aus den Festbettreaktoren gewonnen Gases.<br />
Die Vorteile dieses Verfahrens gegenüber Konkurrenzlösungen, wie z. B. dem sogenannten<br />
„Garagenfermenterverfahren“, liegen in der schnelleren Vergärung und der besseren<br />
Faulraumausnutzung. Im Vergleich zu zweiphasigen Abfallvergärungsanlagen benötigt es<br />
weniger Energie dadurch, dass die Feststofffermenter nicht durchmischt werden und eine<br />
anschließende Separation der flüssigen und der festen Phase entfällt. Im Gegensatz zum<br />
CSTR, der im landwirtschaftlichen Biogasbereich sehr häufig Verwendung findet, ist das<br />
Verfahren in der Lage, sehr faserhaltiges Material in Monofermentation zu verwerten. Das<br />
entwickelte Verfahren schließt damit eine Lücke in der Verfahrenstechnik der Biogasproduktion,<br />
insbesondere im Hinblick auf faserreiche stapelbare Substrate. Mögliche Anwendergruppen<br />
wären z. B. Landwirte, denen der Viehbestand zur Gülleerzeugung fehlt oder<br />
über wenig Vieh verfügen, wie z. B. Marktfrucht- oder Grünlandbetriebe. In der Landschaftspflege<br />
anfallender Grünschnitt könnte durch dieses Verfahren sinnvoll verwertet<br />
werden. Abfallwirtschafts- oder Kompostierungshöfe könnten diese Technologie zur Verwertung<br />
und Behandlung ihres organischen Abfalls einsetzen. Sogar eine Behandlung von<br />
Hausmüll wäre nach weiteren Untersuchungen denkbar. Zu prüfen wäre bei diesen Substraten<br />
allerdings, ob sich bei deren ausschließlichem Einsatz ein für die Versäuerung geeigneter<br />
pH-Wert einstellt.
Diskussion und Schlussfolgerungen 107<br />
Ein weiterer Vorteil des Verfahrens ist die Produktion von Biogas mit einem Methangehalt<br />
bis ca. 80% im Methanreaktor, durch die von der Methanogenese getrennte Hydrolyse.<br />
Dieses erleichtert die Aufreinigung des erzeugten Biogases auf Erdgasqualität und damit<br />
den Einsatz des Verfahrens für Biogasanlagen mit dem Zweck der Biogaseinspeisung.<br />
Eine mögliche Praxisanwendung des Verfahrens könnte stark einer Biogasanlage mit „Garagenfermentern“<br />
ähneln. Diese wäre allerdings mit einem Festbettreaktor auszustatten,<br />
der zusätzlich oder anstatt eines Perkolatspeichers eingesetzt werden könnte. Dieser würde<br />
durch mehrere, zeitlich versetzt betriebene Perkolationsfermenter kontinuierlich mit<br />
Hydrolysat versorgt. Bei der baulichen Ausführung der Perkolationsfermenter sollte der<br />
niedrigere pH-Wert bei der Auswahl der Materialien beachtet werden. Für einen thermophilen<br />
Betrieb der Perkolationsfermenter ist dem erhöhten Wärmebedarf durch verstärkte<br />
Isolation Rechnung zu tragen. Um den Vorteil des erhöhtem Methangehaltes im<br />
Festbettreaktor beim zweiphasigen Betrieb auszunutzen, könnte das Biogas, alternativ zur<br />
Nutzung in einem BHKW zur Stromerzeugung, aufgereinigt und ins Erdgasnetz eingespeist<br />
oder als Treibstoff verwertet werden. Die Beheizung der Fermenter müsste dann mit<br />
dem Schwachgas der Perkolationsfermenter erfolgen.<br />
Mit den hier untersuchten Parametern konnte ein Bild zum Betrieb der Anlage gezeichnet<br />
werden. Weiterer Forschungsbedarf besteht zu einzelnen hier untersuchten Parametern,<br />
wie der Perkolationsintensität. Dort sind noch weitere Untersuchungen nötig, um die Art<br />
des Zusammenhanges der Perkolationsintensität mit den untersuchten Parametern, wie<br />
z. B. CSB, zu ergründen. Auch zur Verwertung von weiteren Substraten anhand des hier<br />
untersuchten Verfahrens besteht noch Klärungsbedarf, da diese jeweils ein individuelles<br />
Gärverhalten aufweisen. Zudem wäre die Untersuchung einer Kombination mehrerer Perkolationsfermenter<br />
mit einem Festbettmethanreaktor zur weiteren Annäherung an einen<br />
möglichen Praxisbetrieb empfehlenswert. Abschließend wären vor einer Praxisanwendung<br />
noch wirtschaftliche Betrachtungen durchzuführen.
108<br />
Zusammenfassung<br />
6 ZUSAMMENFASSUNG<br />
Ein Ziel der Bundesregierung ist es, den Anteil der Erneuerbaren Energien an der Stromerzeugung<br />
bis zum Jahr 2020 auf 30% zu erhöhen. Dazu soll auch Biogas einen großen<br />
Anteil leisten. In Baden-Württemberg bietet sich die Nutzung von Grünlandaufwüchsen an,<br />
für die es in der Landwirtschaft keine Verwendung mehr gibt. Bei den bisher genutzten<br />
Biogasanlagen kam es bei dem Einsatz hoher Anteile von Grassilage häufig zu technischen<br />
Problemen. Außerdem bieten diese Anlagen der Prozessbiologie suboptimale Bedingungen.<br />
Von Interesse ist daher ein zweiphasiges Biogasverfahren, das Grassilage in<br />
Monofermentation ohne Einsatz von Gülle verwerten kann.<br />
Der Prozess des mikrobiellen Abbaus organischer Substanzen unter anoxischen Bedingungen<br />
lässt sich in zwei funktionelle Einheiten teilen: die Hydrolyse und Acidogenese<br />
sowie die Acetogenese und Methanogenese. Zweiphasige Anlagen ermöglichen durch die<br />
räumliche Trennung der funktionellen Einheiten eine Optimierung der Milieubedingungen<br />
dieser Teilprozesse, wie z. B. Sauerstoffgehalt, Temperatur, pH-Wert, Nährstoffversorgung<br />
und Hemmstoffgehalte. Zweiphasige Biogasanlagen, mit einer Trennung der im anaeroben<br />
Abbau stattfindenden Phasen, wurden seit Anfang der siebziger Jahre in der Literatur<br />
beschrieben. Durch zahlreiche Versuche wurden die Vorteile wie stabiles Gärverhalten,<br />
höhere Leistungsfähigkeit und die Anwendbarkeit bei problematischen Substraten nachgewiesen.<br />
Die in dieser Arbeit untersuchten diskontinuierlich betriebenen Perkolationsfermenter<br />
wurden mit Festbettreaktoren kombiniert, die aufgrund des Biomasserückhalts<br />
durch Füllkörper eine hohe Leistung erzielen können.<br />
Es wurden zur Optimierung der Prozessführung an der Versuchsanlage mehrere Versuchsreihen<br />
durchgeführt. Die Ergebnisse lassen darauf schließen, dass die Trennung der<br />
beiden Prozessphasen verbessert werden kann, je mehr und je öfter Perkolat zwischen<br />
den Phasen ausgetauscht wird. Durch eine Vorhydrolysephase konnte keine Verbesserung<br />
des Abbaus der organischen Substanz erreicht werden. Bei der Perkolationsintensität<br />
deuten die Ergebnisse auf ein Optimum im Bereich von 27 bis 42 l (kg oTS·h) -1 hin. Die<br />
Untersuchung der Perkolationsfermentertemperatur ergab die schnellste und höchste Methanbildung<br />
bei einer Temperatur von 55 °C. Die Erhöhung der Beladung der Perkolationsfermenter<br />
mit organischer Trockensubstanz konnte keine Instabilität oder Hemmung des<br />
Prozesses hervorrufen. Das Perkolationsverfahren hatte in dieser Untersuchung Vorteile<br />
bezüglich Abbaugrad und Trennschärfe des Prozesses gegenüber dem Einstauverfahren.
Zusammenfassung 109<br />
Bei der Verwendung unterschiedlicher Substrate wurde ein individuelles Gärverhalten beobachtet,<br />
das sich vor allem auf die Trennschärfe des Prozesses auswirkte. Der Einsatz<br />
eines Steinfilters zum Rückhalt des Substrates im Perkolationsfermenter zeigte negative<br />
Auswirkungen auf die Trennschärfe, die CSB-Ausbeute und den Abbaugrad. Der Einsatz<br />
eines Enzympräparates hatte im zweiphasigen Prozess, trotz erfolgreicher Vorversuche im<br />
Labor, keine Auswirkungen auf den spezifischen Methanertrag oder den Abbaugrad der<br />
organischen Trockensubstanz. Die beabsichtigte Unterdrückung der Methanproduktion<br />
durch Belüftung der Perkolationsfermenter trat nicht ein. Insgesamt war bei den Versuchen<br />
ein stabiles Gärverhalten zu beobachten und bei einer optimierten Betriebsweise der<br />
Anlage wurden Methanerträge wie in einphasigen Referenzsystemen erreicht. Die Verweilzeit<br />
für einen Kilogramm organische Trockensubstanz betrug dabei jedoch nur noch<br />
etwa 25 Tage.<br />
Die Zielsetzung der Entwicklung einer Biogasanlage zur Monofermentation von Grassilage<br />
ohne den Einsatz von Gülle wurde erreicht. Es wurde mit den Ergebnissen dieser Arbeit<br />
die Leistungsfähigkeit dieses Verfahrens aufgezeigt und wesentliche Anhaltspunkte für<br />
den Betrieb und die Optimierung von diskontinuierlichen zweiphasigen Biogasanlagen mit<br />
Perkolationsfermenter und Festbettreaktor geschaffen.
110<br />
Literaturverzeichnis<br />
7 LITERATURVERZEICHNIS<br />
ATV-Fachausschuss: Anaerobe Verfahren zur Behandlung von Industrieabwässern : Arbeitsbericht<br />
des ATV-Fachausschusses 7.5 : Anaerobe Verfahren zur Behandlung von<br />
Industrieabwässern. In: Korrespondenz Abwasser 37 (1990), Nr. 10, S. 1247-1251<br />
ATV-Fachausschuss: Geschwindigkeitsbestimmende Schritte beim anaeroben Abbau von<br />
organischen Verbindungen in Abwässern : 3. Arbeitsbericht des ATV-Fachausschusses<br />
7.5 : Anaerobe Verfahren zur Behandlung von Industrieabwässern. In: Korrespondenz<br />
Abwasser 41 (1994), Nr. 1, S. 101-107<br />
AUSTERMANN-HAUN, U.: Inbetriebnahme anaerober Festbettreaktoren. Hannover, Universität<br />
Hannover, Institut für Siedlungswasserwirtschaft und Abfalltechnik, Dissertation,<br />
1997<br />
BAADER, W.: Stoff-Führung in Reaktoren für die Erzeugung von Biogas aus heterogenen<br />
feststoffreichen Substraten. In: DELLWEG, H. (Hrsg.): Technische Mikrobiologie : 5.<br />
Symposium Berlin 1982 : Energie durch Biotechnologie. Bamberg: Difodruck Schmacht,<br />
1982, S. 61-68<br />
BAKSYS, V.: Verfahrenstechnische Untersuchungen an einer Praxisanlage zur Feststofffermentation<br />
in diskontinuierlich beschickten Garagenfermentern. <strong>Hohenheim</strong>, Universität,<br />
Institut für Agrartechnik, Masterthesis, 2007. - unveröffentlicht<br />
BASERGA, U.; EGGER, K.; Bundesamt für Energiewirtschaft (Hrsg.): Vergärung von<br />
Energiegras zur Biogasgewinnung : Programm Biomasse. Tänikon, 1997. BEW 50379<br />
BGBI Teil 1 Nr. 40 EEG (idF. v. 21. Juni 2004) Gesetz zur Neuregelung des Rechts der<br />
Erneuerbaren Energien im Strombereich, 1918 ff.<br />
BISCHOFSBERGER, W.; DICHTL, N.; ROSENWINKEL, K. H.; SEYFRIED, C. F.;<br />
BÖHNKE, B.: Anaerobtechnik. 2., vollst. überarb. Aufl. Berlin: Springer, 2005. -ISBN 3-<br />
540-06850-3<br />
BMU, KI III 4/KI III 2: Auslegungshilfe : Trockenfermentation für kontinuierliche Biogasverfahren.<br />
Berlin: BMU, 2007<br />
BMU; AGEE-Stat: Entwicklung der erneuerbaren Energien in Deutschland im Jahr 2009 :<br />
Grafiken und Tabellen. Berlin: BMU, 2010
Literaturverzeichnis 111<br />
BMU; BMELV: Nationaler Biomasseaktionsplan für Deutschland : Beitrag der Biomasse für<br />
eine nachhaltige Energieversorgung. Berlin: BMELV, 2009<br />
BMWi; BMU: Energiekonzept für eine umweltschonende, zuverlässige und bezahlbare<br />
Energieversorgung. Berlin: BMWi, BMU, 2010<br />
BOE, K.: Online monitoring and control of the biogas process. Lyngby, Technical University<br />
of Denmark, Dissertation, 2006<br />
BORCHARDT, J. A.: Anaerobic Phase Separation by Dialysis Technique. In: POHLAND,<br />
F. G. (Hrsg.): Anaerobic Biological Treatment Processes. Bd. 105. Houston: American<br />
Chemical Society, 1971. -ISBN 978-084-120-131-6<br />
BRAUN, R.: Biogas : Methangärung organischer Abfallstoffe : Grundlagen und Anwendungsbeispiele.<br />
Wien: Springer, 1982. -ISBN 3-211-81705-0<br />
BRULÉ, M.; LEMMER, A.; OECHSNER, H.; JUNGBLUTH, T.; SCHIMPF, U.: Einfluss der<br />
Zugabe von faserspaltenden Enzymen auf die Methanausbeute von Roggensilage. In:<br />
Landtechnik 63 (2008), Nr. 3, S. 178-180<br />
BRULÉ, M.; OECHSNER, H.; FISCHER, L.; LEMMER, A.; JUNGBLUTH, T.: Einfluss der<br />
enzymatischen Substrataufbereitung auf den Biogasertrag von Energiepflanzen. In:<br />
Landtechnik 62 (2007a), Nr. 6, S. 414-415<br />
BRULÉ, M.; OECHSNER, H.; FISCHER, L.; LEMMER, A.; JUNGBLUTH, T.: Zusatz von<br />
faserspaltenden Enzymen zur Steigerung der Biogasausbeute von Energiepflanzen. In:<br />
FnBB e.V. (Hrsg.): Fortschritt beim Biogas : Biogasproduktion aus landwirtschaftlicher<br />
Biomasse und organischen Reststoffen. Internationales Biogas und Bioenergie Kompetenzzentrum<br />
(IBBK), 2007b. -ISBN 978-3-940706-00-3, S. 273-278<br />
BUSCH, G.; BUSCHMANN, J.: Vergärung von Maissilage in einer zweiphasigen Prozessführung<br />
: Forschungsergebnisse und Erfahrungen bei der praktischen Umsetzung in<br />
technischen Anlagen. In: Leibniz-Institut für Agrartechnik Potsdam-Bornim e.V. (Hrsg.):<br />
Wie viel Biogas steckt in Pflanzen? : Abschluss-Symposium des Biogas Crops Network<br />
(BCN). Potsdam: Leibniz-Institut für Agrartechnik Potsdam-Bornim e.V., 2009. -ISBN<br />
ISSN 0947-7314, S. 114-125
112<br />
Literaturverzeichnis<br />
BUSCH, G.; SIEBER, M.: Zweistufiges Fest-Flüssig-Biogasverfahren mit offener Hydrolyse<br />
: ein neues technologisches Konzept für die Biogasgewinnung aus nachwachsenden<br />
Rohstoffen und bioverfügbaren Abfällen. In: Forum der Forschung 19 (2006), S. 63-68<br />
BUSWELL, A. M.; MUELLER, H. F.: Mechanism of methane fermentation. In: Industrial &<br />
Engineering Chemistry 44 (1952), Nr. 3, S. 550-552<br />
CERBE, G.: Grundlagen der Gastechnik : Gasbeschaffung, Gasverteilung, Gasverwendung.<br />
7., vollst. neu bearb. Aufl. München, Wien: Hanser, 2008. -ISBN 978-3-446-<br />
41352-8<br />
CHANAKYA, H. N.; BORGAONKAR, S.; RAJAN, M. G. C.; WAHI, M.: Two-phase anaerobic<br />
digestion of water hyacinth or urban garbage. In: Bioresource technology 42 (1992),<br />
Nr. 2, S. 123-131<br />
CHEN, Y.; CHENG, J. J.; CREAMER, K. S.: Inhibition of anaerobic digestion process : a<br />
review. In: Bioresource technology 99 (2008), Nr. 10, S. 4044-4064<br />
CHUGH, S.; CHYNOWETH, D. P.; CLARKE, W.: Degradation of unsorted municipal solid<br />
waste by a leach-bed process. In: Bioresource technology 69 (1999), S. 103-115<br />
COHEN, A.; BREURE, A. M.; VAN ANDEL, J. G.; VAN DEURSEN, A.: Influence of phase<br />
separation on the anaerobic digestion of glucose : I maximum COD-turnover rate during<br />
continuous operation. In: Water Research 14 (1980), Nr. 10, S. 1439-1448<br />
COHEN, A.; ZOETEMEYER, R. J.; VAN DEURSEN, A.; VAN ANDEL, J.: Anaerobic digestion<br />
of glucose with separated acid production and methane formation. In: Water research<br />
13 (1979), Nr. 7, S. 571-580<br />
CSEH, T.; CZAKÓ, L.; TÓTH, J.; TENGERDY, R. P.: Two-phase anaerobic fermentation<br />
of liquid swine waste to methane. In: Biotechnology and bioengineering 26 (1984), Nr.<br />
12, S. 1425-9<br />
CYPIONKA, H.: Grundlagen der Mikrobiologie. 4. überarbeitete und erweiterte Auflage.<br />
Berlin: Springer, 2010. -ISBN 978-3-642-05096-1<br />
DALHOFF, R.; RABABAH, A.; SONAKYA, V.; RAIZADA, N.; WILDERER, P. A.: Membrane<br />
separation to improve degradation of road side grass by rumen enhanced solid<br />
incubation. In: Water Science and Technology 48 (2003), Nr. 4, S. 163-168
Literaturverzeichnis 113<br />
DEUBLEIN, D.; STEINHAUSER, A.: Biogas from waste and renewable resources : an introduction.<br />
Weinheim: Wiley-VCH, 2008. -ISBN 9783527318414; 3527318410<br />
DINAMARCA, S.; AROCA, G.; CHAMY, R.; GUERRERO, L.: The influence of pH in the<br />
hydrolytic stage of anaerobic digestion of the organic fraction of urban solid waste. In:<br />
Water Science and Technology 48 (2003), Nr. 6, S. 294-254<br />
DORSCH, K.: Unsere Anlage vergärt pro Jahr 900 Tonnen Grassilage. In: Top Agrar, das<br />
Magazin für moderne Landwirtschaft (Hrsg.): Biogas : Strom aus Gülle und Biomasse.<br />
Münster: Landwirtschaftsverlag, 2002. -ISBN 3-7843-3174-2<br />
FAL; FNR (Hrsg.): Biogaserzeugung durch Trockenvergärung von organischen Rückständen,<br />
Nebenprodukten und Abfällen aus der Landwirtschaft : Abschnitt 1 : Grundlagen<br />
der Trockenfermentation und Darstellung des Standes der Technik. Universität Rostock<br />
und Institut für Energetik und Umwelt gGmbH. Gülzow: Fachagentur Nachwachsende<br />
Rohstoffe e.V. (FNR), 2007 - Schlussbericht. Förderkennzeichen 22011701<br />
FNR: Biogas-Messprogramm II : 61 Biogasanlagen im Vergleich. Gülzow: FNR, 2009. -<br />
ISBN 978-3-9803927-8-5<br />
GHOSH, S.; POHLAND, F. G.: Kinetics of Substrate Assimilation and Product Formation<br />
in Anaerobic Digestion. In: Journal of the Water Pollution Control Federation 46 (1974),<br />
Nr. 4, S. 748-759<br />
GRONAUER, A.; ASCHMANN, V.; Landtechnik Weihenstephan; Landtechnischer Verein<br />
in Bayern e.V. (Hrsg.): Wissenschaftliche Begleitung einer Pilotanlage zur Feststoffvergärung<br />
von landwirtschaftlichen Gütern. Freising: Landtechnik Weihenstephan, 2003 -<br />
Endbericht. Az: N/01/17Auftraggeber: Bayerisches Staatsministerium für Landwirtschaft<br />
und Forsten<br />
HAJARNIS, S. R.; RANADE, D. R.: Inhibition of methanogens by n-and iso-volatile fatty<br />
acids. In: World Journal of Microbiology and Biotechnology 10 (1994), Nr. 3, S. 350-351<br />
HELFFRICH, D.; OECHSNER, H.: <strong>Hohenheim</strong>er Biogasertragstest : Vergleich verschiedener<br />
Laborverfahren zur Vergärung von Biomasse. In: Landtechnik 58 (2003), Nr. 3,<br />
S. 148-149<br />
HORIUCHI, J. I.; SHIMIZU, T.; TADA, K.; KANNO, T.: Selective production of organic acids<br />
in anaerobic acid reactor by pH control. In: Bioresource 82 (2002), Nr. 3, S. 209-213
114<br />
Literaturverzeichnis<br />
HWANG, M. H.; JANG, N. J.; HYUN, S. H.; KIM, I. S.: Anaerobic bio-hydrogen production<br />
from ethanol fermentation: the role of pH. In: Journal of Biotechnology 111 (2004), Nr.<br />
3, S. 297-309<br />
JAGADABHI, P. S.; KAPARAJU, P.; RINTALA, J.: Effect of micro-aeration and leachate<br />
replacement on COD solubilization and VFA production during mono-digestion of grasssilage<br />
in one-stage leach-bed reactors. In: Bioresource technology 101 (2010), Nr. 8, S.<br />
2818-2824<br />
JARVIS, A.; NORDBERG, A.; MATHISEN, B.; SVENSSON, B. H.: Stimulation of conversion<br />
rates and bacterial activity in a silage-fed two-phase biogas process by initiating<br />
liquid recirculation. In: Antonie van Leeuwenhoek, International Journal of General and<br />
Molecular Microbiology 68 (1995), Nr. 4, S. 317-327<br />
JUANGA, J. P.; VISVANATHAN, C.; TRANKLER, J.: Optimization of anaerobic digestion<br />
of municipal solid waste in combined process and sequential staging. In: Waste Management<br />
& Research 25 (2007), Nr. 1, S. 30-38<br />
KAISER, F.; DIEPOLDER, M.; EDER, J.; HARTMANN, S.; PRESTELE, H.; GERLACH, R.;<br />
ZIEHFREUND, G.; GRONAUER, A.: Ertragspotenziale verschiedener nachwachsender<br />
Rohstoffe in landwirtschaftlichen Biogasanlagen. In: Bayerische Landesanstalt für<br />
Landwirtschaft (LfL) (Hrsg.): Biogas in Bayern. Freising: Bayerische Landesanstalt für<br />
Landwirtschaft (LfL), 2004. -ISBN 1611-4159, S. 43-55<br />
KASHYAP, D. R.; DADHICH, K. S.; SHARMA, S. K.: Biomethanation under psychrophilic<br />
conditions : a review. In: Bioresource technology 87 (2003), Nr. 2, S. 147-53<br />
KHANAL, S. K.: Anaerobic biotechnology for energy production : principles and applications.<br />
Ames, Iowa: Wiley-Blackwell, 2008. -ISBN 978-0-8138-2346-1<br />
KTBL; SCHWAB, M. (Hrsg.): Gasausbeute in landwirtschaftlichen Biogasanlagen. Kuratorium<br />
für Technik und Bauwesen in der Landwirtschaft Arbeitsgruppe Biogaserträge<br />
(Hrsg.): KTBL-Heft. Bd. 50. Münster: KTBL-Schriften-Vertrieb im Landwirtschaftsverlag,<br />
2005. -ISBN 978-3-939371-17-5; 3-939371-17-3<br />
KUSCH, S.: Methanisierung stapelbarer Biomassen in diskontinuierlich betriebenen Feststofffermentationsanlagen.<br />
München, Universität <strong>Hohenheim</strong>, Dissertation, 2007.
Literaturverzeichnis 115<br />
KUSCH, S.; OECHSNER, H.; JUNGBLUTH, T.: Biogas production with horse dung in solid-phase<br />
digestion systems. In: Bioresource technology 99 (2008), Nr. 5, S. 1280-92<br />
LABIB, F.; FERGUSON, J. F.; BENJAMIN, M. M.; MERIGH, M.; RICKER, N. L.: Anaerobic<br />
butyrate degradation in a fluidized-bed reactor : effects of increased concentrations of<br />
hydrogen and acetate. In: Environmental Science & Technology 26 (1992), Nr. 2, S.<br />
369-376<br />
LAI, T. E.; NOPHARATANA, A.; PULLAMMANAPPALLIL, P. C.; CLARKE, W. P.: Cellulolytic<br />
activity in leachate during leach-bed anaerobic digestion of municipal solid waste.<br />
In: Bioresource technology 80 (2001), Nr. 3, S. 205-10<br />
LEHTOMÄKI, A.; BJÖRNSSON, L.: Two-stage anaerobic digestion of energy crops: Methane<br />
production, nitrogen mineralisation and heavy metal mobilisation. In: Environmental<br />
technology 27 (2006), Nr. 2, S. 209-218<br />
LEHTOMÄKI, A.; HUTTUNEN, S.; LEHTINEN, T. M.; RINTALA, J. A.: Anaerobic digestion<br />
of grass silage in batch leach bed processes for methane production. In: Bioresource<br />
technology 99 (2008), Nr. 8, S. 3267-3278<br />
LEMMER, A.: Kofermentation von Grüngut in landwirtschaftlichen Biogasanlagen. <strong>Hohenheim</strong>,<br />
Universität <strong>Hohenheim</strong>, Institut für Agrartechnik, Dissertation, 2005.<br />
LEMMER, A.: Biogaserzeugung. In: GRAF, F.; BAJOHR, S. (Hrsg.): Biogas : Erzeugung,<br />
Aufbereitung, Einspeisung. München: Oldenbourg Industrieverlag, 2010. -ISBN 978-3-<br />
8356-3197-7<br />
LENGERKEN, J. v.; ZIMMERMANN, K.: Handbuch Futtermittelprüfung : Grundlagen,<br />
Trends, ausgewählte Methoden. Berlin: Dt. Landwirtschaftsverl, 1991. -ISBN 3-331-<br />
00293-3<br />
LEPISTÖ, R.; RINTALA, J. A.: Extreme thermophilic (70 °C), VFA-fed UASB reactor : performance,<br />
temperature response, load potential and comparison with 35 and 55 °C<br />
UASB reactors. In: Water research 33 (1999), Nr. 14, S. 3162-3170<br />
LETTINGA, G.: Anaerobic digestion and wastewater treatment systems. In: Antonie van<br />
Leeuwenhoek, International Journal of General and Molecular Microbiology 67 (1995),<br />
Nr. 1, S. 3-28
116<br />
Literaturverzeichnis<br />
LIESCH, B.; MÜLLER, C.Bundesamt für Energie (Hrsg.): Feststoff-Vergärung in der<br />
Schweiz : Forschungsprogramm Biomasse. Bern: Bundesamt für Energie, 2007.<br />
-Schlussbericht 101639<br />
LINKE, B.; HEIERMANN, M.; MUMME, J.: Ergebnisse aus den wissenschaftlichen Begleitungen<br />
der Pilotanlagen Pirow und Clausnitz. In: FNR (Hrsg.): Trockenfermentation :<br />
Stand der Entwicklungen und weiterer F+E-Bedarf. Bd. 24. Gülzow: FNR, 2006<br />
LINKE, B.; MÄHNERT, P.; HEIERMANN, M.; MUMME, J.: Grundlagen und Verfahren der<br />
Biogasgewinnung. In: Ministerium für Ländliche Entwicklung, Umwelt und Verbraucherschutz<br />
des Landes Brandenburg (Hrsg.): Biogas in der Landwirtschaft : Leitfaden für<br />
Landwirte und Investoren im Land Brandenburg. 3. überarbeitete und erweiterte Auflage.<br />
Potsdam, 2006<br />
LO, K.; LIAO, P.: Laboratory scale studies on the mesophilic anaerobic digestion of cheese<br />
whey in different digester configurations. In: Journal of Agricultural Engineering Research<br />
39 (1988), Nr. 2, S. 99-105<br />
MÄHNERT, P.; HEIERMANN, M.; LINKE, B.: Batch- and Semi-continuous Biogas Production<br />
from Different Grass Species. Bd. VII.: CIGR, 2005<br />
MCINERNEY, M. J.: Anaerobis hydrolysis and fermantation of fats and proteins. In:<br />
ZEHNDER, A. J. B. (Hrsg.): Biology of Anaerobic Microorganisms. New York, Chichester,<br />
Brisbane, Toronto, Singapore: John Wiley & Sons, 1988. -ISBN 0-471-88226-7<br />
MERKEL, W.; KRAUTH, K.: Mass transfer of carbon dioxide in anaerobic reactors under<br />
dynamic substrate loading conditions. In: Water research 33 (1999), Nr. 9, S. 2011-<br />
2020<br />
MEYER, H.: Leistungsfähigkeit anaerober Reaktoren zur Industrieabwasserreinigung.<br />
Hannover, Universität Hannover, Institut für Siedlungswasserwirtschaft und Abfalltechnik,<br />
Dissertation, 2004. -ISBN 3-921421-58-6<br />
MILLER, G. L.: Use of Dinitrosalicylic Acid Reagent for Determination of Reducing Sugar.<br />
In: Anal. Chem. 31 (1959), Nr. 3, S. 426-428
Literaturverzeichnis 117<br />
MONTENEGRO, M. A. P.; ARAUJO, J. C.; VAZOLLER, R. F.: Microbial community<br />
evaluation of anaerobic granular sludge from a hybrid reactor treating pentachlorophenol<br />
by using fluorescence in situ hybridization. In: Water Science and Technology Vol<br />
48 No 6 pp 65–73 (2003), S. 9<br />
MUDRACK, K.; KUNST, S.: Biologie der Abwasserreinigung. 5., vollständig überarb. und<br />
erw. Aufl., unveränd. Nachdr. Heidelberg: Spektrum Akad. Verl., 2003. -ISBN 978-3-<br />
8274-2576-8<br />
MUDRACK, K.; KUNST, S.: Versuche zum biochemischen Abbau von Fettsäuren bei der<br />
Abwasserreinigung. In: Lipid / Fett 89 (1987), Nr. 7, S. 288-292<br />
NAUMANN, C.; BASSLER, R.: Die chemische Untersuchung von Futtermitteln. Verband<br />
Deutscher Landwirtschaftlicher Untersuchungs- und Forschungsanstalten (Hrsg.):<br />
Handbuch der landwirtschaftlichen Versuchs- und Untersuchungsmethodik. Bd. 3, 3.<br />
Aufl. Darmstadt: VDLUFA-Verlag, 19XX. -ISBN 3-7888-0233-2<br />
NG, W.: Two-phase anaerobic treatment kinetics of palm oil wastes. In: Water research 19<br />
(1985), Nr. 5, S. 667-669<br />
NICOLELLA, C.; VAN LOOSDRECHT, ,M.C.; HEIJNEN, J. J.: Wastewater treatment with<br />
particulate biofilm reactors. In: Journal of Biotechnology 80 (2000), Nr. 1, S. 1-33<br />
NIZAMI, A. S.; MURPHY, J. D.: Optimizing the operation of a two-phase anaerobic digestion<br />
system digesting grass silage. In: Environmental Science and Technology 45<br />
(2011), Nr. 17, S. 7561-7569<br />
NIZAMI, A. S.; OROZCO, A.; GROOM, E.; DIETERICH, B.; MURPHY, J. D.: How much<br />
gas can we get from grass? In: Applied Energy 92 (2012), S. 783-790<br />
NIZAMI, A. S.; SINGH, A.; MURPHY, J. D.: Design, Commissioning, and Start-Up of a Sequentially<br />
Fed Leach Bed Reactor Complete with an Upflow Anaerobic Sludge Blanket<br />
Digesting Grass Silage. In: Energy & Fuels 25 (2011), Nr. 2, S. 823-834<br />
NIZAMI, A. S.; THAMSIRIROJ, T.; SINGH, A.; MURPHY, J. D.: Role of Leaching and Hydrolysis<br />
in a Two-Phase Grass Digestion System. In: Energy & Fuels 24 (2010), Nr. 8,<br />
S. 4549-4559
118<br />
Literaturverzeichnis<br />
NORDBERG, Å.: One- and two-phase anaerobic digestion of ley crop silage with and<br />
without liquid recirculation. Uppsala, Sveriges Lantbruksuniversitet, Dissertation, 1996<br />
NORDBERG, Å.; EDSTRÖM, M.: Co-digestion of ley crop silage, straw and manure. In:<br />
HOLM-NIELSEN, J. B. (Hrsg.): Proc. Workshop on the Future of Biogas in Europe<br />
1997. Risskov, Denmark: BioPress, 1997, S. 74-81<br />
Norm DIN EN 12879:2001-02: Charakterisierung von Schlämmen : Bestimmung des<br />
Glühverlustes der Trockenmasse. Berlin: Beuth, 2001<br />
Norm DIN EN 12880: Charakterisierung von Schlämmen : Bestimmung des Trockenrückstandes<br />
und des Wassergehalts. Berlin: Beuth, 2001<br />
OECHSNER, H.; LEMMER, A.: Gras vergären : Eine Alternative für Restgrünland. In: top<br />
agrar, das Magazin für moderne Landwirtschaft (Hrsg.): Biogas : Strom aus Gülle und<br />
Biomasse. Münster: Landwirtschaftsverlag, 2002. -ISBN 3-7843-3174-2<br />
O'KEEFE, D. M.; CHYNOWETH, D. P.: Influence of phase separation, leachate recycle<br />
and aeration on treatment of municipal solid waste in simulated landfill cells. In: Bioresource<br />
Technology 72 (2000), Nr. 1, S. 55-66<br />
PFEFFER, J. T.: Temperature effects on anaerobic fermentation of domestic refuse. In:<br />
Biotechnology and bioengineering 16 (1974), Nr. 6, S. 771-787<br />
PIPYN, P.; VERSTRAETE, W.: Lactate and ethanol as intermediates in two-phase anaerobic<br />
digestion. In: Biotechnology and bioengineering 23 (1981), Nr. 5, S. 1145-1154<br />
POHLAND, F. G.; GHOSH, S.: Development in anaerobic stabilization of organic wastes :<br />
The two- phase concept. In: Environmental letters 1 (1971), Nr. 4, S. 255-266<br />
RAJESHWARI, K.: State-of-the-art of anaerobic digestion technology for industrial wastewater<br />
treatment. In: Renewable and Sustainable Energy Reviews 4 (2000), Nr. 2, S.<br />
135-156<br />
RÖSCH, C.; RAAB, K.; SKARKA, J.; STELZER, V.; Forschungszentrum Karlsruhe GmbH<br />
(Hrsg.): Energie aus dem Grünland : eine nachhaltige Entwicklung?. Karlsruhe, 2007.<br />
Schlussbericht FZKA 7333
Literaturverzeichnis 119<br />
SANTEN, H.; SEIFERMANN, T.: Untersuchungen zur Vorbehandlung von Abfällen vor der<br />
Vergärung mittels Perkolation nach dem ISKA-Verfahren. In: WIEMER, K. (Hrsg.): Witzenhausen-Institut<br />
: Neues aus Forschung und Praxis : Bio- und Restabfallbehandlung<br />
VII., 2003<br />
SARSOUR, J.: Reduzierung der Belastung des Textilveredlungsabwassers durch eine<br />
kombinierte anaerobe/aerobe Behandlung hochkonzentrierter Abwasserteilströme.<br />
Stuttgart, Universität Stuttgart, Institut für Textil- und Verfahrenstechnik der deutschen<br />
Institute für Textil- und Faserforschung, Dissertation, 2004<br />
SCHÄFER, W.; LEHTO, M.; TEYE, F.MTT Agrifood research Finland (Hrsg.): Dry anaerobic<br />
digestion of organic residues on-farm : a feasibility study : Agrifood research reports.<br />
Vihti, 2006 -Forschungsbericht 77<br />
SCHATTNER, S.; GRONAUER, A.: Methanbildung verschiedener Substrate : Kenntnisstand<br />
und offene Fragen. In: FNR (Hrsg.): Energetische Nutzung von Biogas: Stand der<br />
Technik und Optimierungspotenzial. Bd. 15. Gülzow: FNR, 2000<br />
SCHLEGEL, H.; FUCHS, G.; HEIDER, J.; KEMPER, B.; KOTHE, E.; SCHINK, B.;<br />
SCHNEIDER, E.; UNDEN, G., FUCHS, G. (Hrsg.): Allgemeine Mikrobiologie. 8., vollst.<br />
überarb. und erw. Aufl. Stuttgart: Thieme, 2007. -ISBN 3-13-444608-1<br />
SCHÖNBERG, M.; LINKE, B.; ATB (Hrsg.): Untersuchungen zur Entwicklung eines optimalen<br />
Verfahrens zur Vergärung von Biogas-Crops (Roggensilage) durch zweistufige<br />
Prozessführung mit Bioleaching : Biogas-Crops-Network : Grundlagen der Biogasgewinnung<br />
aus pflanzlicher Biomasse : Systemanalyse der mikrobiologischen Stoffumwandlung<br />
unter besonderer Berücksichtigung des Einflusses der Substratbereitstellung,<br />
der Intermediatbildung sowie der Prozessführung. Potsdam: ATB, 2009a. Föderkennzeichen:<br />
03SF0317G<br />
SCHÖNBERG, M.; LINKE, B.: Vergärung von Roggen-Ganzpflanzensilage in einer zweiphasigen<br />
Prozessführung. In: Leibniz-Institut für Agrartechnik Potsdam-Bornim e.V.<br />
(Hrsg.): Wie viel Biogas steckt in Pflanzen? : Abschluss-Symposium des Biogas Crops<br />
Network (BCN). Potsdam: Leibniz-Institut für Agrartechnik Potsdam-Bornim e.V.,<br />
2009b. -ISBN ISSN 0947-7314, S. 114-125
120<br />
Literaturverzeichnis<br />
SHIN, H. S.; HAN, S. K.; SONG, Y. C.; LEE, C. Y.: Performance of UASB reactor treating<br />
leachate from acidogenic fermenter in the two-phase anaerobic digestion of food waste.<br />
In: Water research 35 (2001), Nr. 14, S. 3441-7<br />
SIEGERT, I.; BANKS, C.: The effect of volatile fatty acid additions on the anaerobic digestion<br />
of cellulose and glucose in batch reactors. In: Process Biochemistry 40 (2005), Nr.<br />
11, S. 3412-3418<br />
THAMSIRIROJ, T.; MURPHY, J. D.: Difficulties Associated with Monodigestion of Grass<br />
as Exemplified by Commissioning a Pilot-Scale Digester. In: Energy & Fuels 24 (2010),<br />
Nr. 8, S. 4459-4469<br />
UBUKATA, Y.: Kinetics of polymeric substrate (dextrin or peptone) removal by activated<br />
sludge : Hydrolysis of polymers to monomers is the rate-determining step. In: Water<br />
Science and Technology 36 (1997), Nr. 12, S. 159-167<br />
Universität <strong>Hohenheim</strong> <strong>Dokument</strong>ationsstelle: DLG-Futterwerttabellen Wiederkäuer. 7.,<br />
erw. und überarb. Aufl. Frankfurt am Main: DLG-Verlag, 1997. -ISBN 3-7690-0547-3<br />
VAN LIER, J. B.; GROLLE, K. C.; FRIJTERS, C. T.; STAMS, A. J. M.; LETTINGA, G.: Effects<br />
of acetate, propionate, and butyrate on the thermophilic anaerobic degradation of<br />
propionate by methanogenic sludge and defined cultures. In: Applied and Environmental<br />
Microbiology 59 (1993), Nr. 4, S. 1003-1011<br />
VDI-Fachbereich Energiewandlung und -anwendung; VDI-Gesellschaft Energie und Umwelt<br />
(Hrsg.): VDI 4630 : Vergärung organischer Stoffe : Substratcharakterisierung, Probenahme,<br />
Stoffdatenerhebung, Gärversuche. VDI (Hrsg.): VDI-Richtlinien. Bd. 4. . Berlin:<br />
Beuth, 2006<br />
VERRIER, D.: Two-phase methanization of solid vegetable wastes. In: Biological Wastes<br />
22 (1987), Nr. 3, S. 163-177<br />
VINTILOIU, A.; BRULÉ, M.; LEMMER, A.; OECHSNER, H.; JUNGBLUTH, T.: Einfluss der<br />
Temperatur und des pH-Wertes auf die Aktivität von Enzymen im Biogasprozess. In:<br />
Landtechnik 64 (2009), Nr. 1, S. 22-24<br />
WATTS, S.; HAMILTON, G.; KELLER, J.: Two-stage thermophilic-mesophilic anaerobic<br />
digestion of waste activated sludge from a biological nutrient removal plant. In: Water<br />
Science & Technology 53 (2006), Nr. 8, S. 149-149
Literaturverzeichnis 121<br />
WEILAND, P.: Stand und Perspektiven der Biogasnutzung und -erzeugung in Deutschland.<br />
In: FNR (Hrsg.): Energetische Nutzung von Biogas : Stand der Technik und Optimierungspotenzial.<br />
Bd. 15. Gülzow: FNR, 2000<br />
WEILAND, P.: Stand der Technik bei der Trockenfermentation : Aktuelle Entwicklungen.<br />
In: FNR (Hrsg.): Gülzower Fachgespräche, Trockenfermentation : Stand der Entwicklungen<br />
und weiterer F+E-Bedarf. Bd. 24. Gülzow: FNR, 2006<br />
WEIßBACH, F.; STRUBELT, C.: Die Korrektur des Trockensubstanzgehaltes von Grassilagen<br />
als Substrat für Biogasanlagen. In: Landtechnik 63 (2008), Nr. 4, S. 210-211<br />
WILDENAUER, F. X.; WINTER, J.: Anaerobic digestion of high-strength acidic whey in a<br />
pH-controlled up-flow fixed film loop reactor. In: Applied Microbiology and Biotechnology<br />
22 (1985), Nr. 5, S. 367-372<br />
WINTER, J.; SCHINDLER, F.; WILDENAUER, F. X.: Fermentation of alanine and glycine<br />
by pure and syntrophic cultures of Clostridium sporogenes. In: FEMS microbiology letters<br />
45 (1987), Nr. 3, S. 153-161<br />
WOOD, T. M.; BHAT, K. M.: Methods for measuring cellulase activities. In: WOOD, W. A.;<br />
KELLOGG, S. T. (Hrsg.): Methods in Enzymology. Bd. Volume 160: Academic Press,<br />
1988. -ISBN 0076-6879<br />
YU, H. G.; FANG, H. H. P.: Acidogenesis of dairy wastewater at various pH levels. In: Water<br />
Science and Technology 45 (2002), Nr. 10, S. 201-6<br />
YU, H. W.; SAMANI, Z.; HANSON, A.; SMITH, G.: Energy recovery from grass using twophase<br />
anaerobic digestion. In: Waste Management 22 (2002), Nr. 1, S. 1-5<br />
ZIELONKA, S.; LEMMER, A.; OECHSNER, H.; JUNGBLUTH, T.: Energy balance of a<br />
two-phase anaerobic digestion process for energy crops. In: Engineering in Life Sciences<br />
10 (2010), Nr. 6, S. 515-519<br />
ZINDER, S.: Patterns of carbon flow from glucose to methane in a thermophilic anaerobic<br />
bioreactor. In: FEMS microbiology letters 38 (1986), Nr. 4, S. 243-250<br />
ZOETEMEYER, R. J.; ARNOLDY, P.; COHEN, A.; BOELHOUWER, C.: Influence of temperature<br />
on the anaerobic acidification of glucose in a mixed culture forming part of a<br />
two-stage digestion process. In: Water research 16 (1982a), Nr. 3, S. 313-321
122<br />
Literaturverzeichnis<br />
ZOETEMEYER, R. J.; MATTHIJSEN, A.; COHEN, A.; BOELHOUWER, C.: Product inhibition<br />
in the acid forming stage of the anaerobic digestion process. In: Water research 16<br />
(1982b), Nr. 5, S. 633-639<br />
ZOETEMEYER, R. J.; VAN DEN HEUVEL, J. C.; COHEN, A.: pH influence on acidogenic<br />
dissimilation of glucose in an anaerobic digestor. In: Water Research 16 (1982), Nr. 3,<br />
S. 303-311<br />
ZWART, K. B.; GIJZEN, H. J.; COX, P.; VOGELS, G. D.: Anaerobic digestion of a cellulosic<br />
fraction of domestic refuse by a two-phase rumen-derived process. In: Biotechnology<br />
and Bioengineering 32 (1988), Nr. 5, S. 719-724
Anhang 123<br />
8 ANHANG<br />
8.1 Datenblätter mit Herstellerangaben zu den verwendeten Enzympräparaten<br />
Tabelle 8-1: Datenblatt Enzympräparat EP1<br />
Hauptenzymaktivität Zellulase<br />
Produktionsstamm Trichoderma reesei<br />
Aktivität 700 EGU g -1<br />
Aussehen<br />
Braun<br />
Physikalische Phase Flüssig<br />
Dichte 1,22 g ml -1<br />
Stabilisatoren Natriumchlorid, Sorbitol<br />
Konservierungsmittel Kaliumsorbat<br />
pH 4,5 bis 6<br />
Temperatur 50 bis 60 °C<br />
Anwendungsbereich Lebensmittel<br />
Tabelle 8-2: Datenblatt Enzympräparat EP2<br />
Hauptenzymaktivitäten Xylanase, Beta-Glucanase, Cellulase<br />
Produktionsstamm Trichoderma reesei<br />
Aussehen<br />
Braun<br />
Physikalisch Phase Leicht-viskos, flüssig<br />
Stabilisator<br />
Maltodextrin/Na-Benzoat<br />
Protein 150 bis 200 mg g -1<br />
pH 4 bis 5<br />
Anwendungsbereich Technisch<br />
Tabelle 8-3: Datenblatt Enzympräparat EP3<br />
Hauptenzymaktivitäten Zellobiase<br />
Produktionsstamm Aspergillus niger<br />
Aktivität 250 Cellobiase Einheiten g -1<br />
Aussehen<br />
Braun<br />
Physikalische Phase Flüssig<br />
Protein 170 mg ml -1<br />
pH 3 bis 6<br />
Temperatur 40 bis 60 °C<br />
Anwendungsbereich Lebensmittel
124<br />
Anhang<br />
Tabelle 8-4: Datenblatt Enzympräparat EP4<br />
Hauptenzymaktivitäten Beta-Glucanase, Xylanase<br />
Produktionsstamm keine Angabe<br />
pH 4,5 bis 6,5<br />
Temperatur 55 °C<br />
Anwendungsbereich Bierfiltrierung<br />
Tabelle 8-5: Datenblatt Enzympräparat EP5<br />
Hauptenzymaktivitäten Zellulase<br />
Nebenenzymaktivitäten<br />
Cellubiohydrolase, Zellobiase, Xylanase<br />
und andere Hemicellulasen<br />
Produktionsstamm Humicola sp.<br />
Aktivität 90 Endoglucanase Einheiten g -1<br />
pH 5 bis 9<br />
Temperatur 40 bis 65 °C<br />
Anwendungsbereich Textilindustrie<br />
Tabelle 8-6: Datenblatt Enzympräparat EP6<br />
Hauptenzymaktivitäten Beta-1,4-D-Xylanase<br />
Produktionsstamm Bacillus sp.<br />
Aktivität 1000 Xylanase Einheiten g -1<br />
Aussehen<br />
Braun<br />
pH 6 bis 9<br />
Temperatur 50 bis 60 °C<br />
Anwendungsbereich Papierproduktion<br />
Tabelle 8-7: Datenblatt Enzympräparat EP7<br />
Hauptenzymaktivitäten Beta-1,4 Xylanase<br />
Nebenenzymaktivitäten Xylanase, Cellulase, Hemicellulase<br />
Produktionsstamm Aspergillus aculeatus<br />
Aktivität 100 Fungal Beta-Glucanase Einheiten g -1<br />
Aussehen<br />
Braun<br />
Physikalisch Phase Flüssig<br />
Dichte 1,21 g ml -1<br />
pH 3,3 bis 5,5<br />
Temperatur 25 bis 55 °C<br />
Anwendungsbereich Lebensmittel
Anhang 125<br />
8.2 Einzeldarstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe<br />
Tabelle 8-8:<br />
V2a<br />
V2b<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V2a und V2b des<br />
Versuches Variation des Perkolatmassenstroms zwischen den Prozessphasen<br />
(V2)<br />
Perkolatmassenstrom<br />
Y CH4 - Y CH4 -Anteil CSB-<br />
Gesamtanlage FBR 1) Ausbeute 2)<br />
kg d -1 l N kg -1 oTS % g kg -1 oTS %<br />
Versuchsdurchlauf<br />
oTS-<br />
Abbaugrad<br />
2 697 394 54 80<br />
4 853 373 61 85<br />
5 1009 421 64 80<br />
6 1034 415 69 86<br />
3 944 343 66 83<br />
2 666 413 49 82<br />
4 680 289 45 83<br />
6 925 316 62 83<br />
8 1152 340 60 84<br />
10 1420 271 73 85<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
Tabelle 8-9:<br />
V3a<br />
V3b<br />
Versuchsdurchlauf<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V3a und V3b des<br />
Versuches Variation der Vorhydrolysedauer (V3)<br />
Vorhydrolysedauer<br />
Y CH4 - Y CH4 -Anteil CSB- oTSd<br />
Gesamtanlage FBR 1) Ausbeute 2) Abbaugrad<br />
l N kg -1 oTS % g kg -1 oTS %<br />
10 327 47 536 70<br />
6 323 43 524 68<br />
4 323 47 454 72<br />
2 281 37 412 76<br />
0 309 40 368 71<br />
10 401 55 615 81<br />
6 403 54 622 79<br />
4 406 53 627 79<br />
2 408 47 560 82<br />
0 396 55 596 81<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden
126<br />
Anhang<br />
Tabelle 8-10:<br />
V4a<br />
V4b<br />
V4c<br />
Versuchsdurchlauf<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V4a, V4b und V4c<br />
des Versuches Variation der Perkolationsfermentertemperatur (V4)<br />
PF-<br />
Y CH4 - Y CH4 -Anteil CSB- oTS-<br />
Temperatur Gesamtanlage FBR 1) Ausbeute 2) Abbaugrad<br />
°C l N kg -1 oTS % g kg -1 oTS %<br />
55 766 58 700 77<br />
25 474 93 639 42<br />
25 479 94 672 37<br />
38 689 62 606 66<br />
38 675 60 644 69<br />
55 803 61 626 89<br />
25 602 95 814 61<br />
25 602 96 776 54<br />
38 813 69 780 75<br />
38 727 75 796 77<br />
55 776 57 628 83<br />
25 538 98 779 61<br />
25 506 98 740 57<br />
38 663 85 791 73<br />
38 566 90 818 73<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden
Anhang 127<br />
Tabelle 8-11: Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V5a und V5b des<br />
Versuches Variation der Perkolataustauschfrequenz (V5)<br />
Mittel<br />
Austausch-<br />
Y CH4 - Y CH4 -<br />
Mittlere<br />
CSB- oTS-<br />
Versuchsdurchlauf<br />
Wert<br />
pH-<br />
CSB-<br />
Gesamtanlage<br />
FBR 2) Fracht pro 3)<br />
Anteil<br />
Ausbeute Abbaugrafrequenz<br />
PF 1) Austausch<br />
d -1 l N kg -1 oTS % g l -1 g kg -1 oTS %<br />
V5a<br />
V5b<br />
1 6,8 429 56 11 664 87<br />
0,5 6,6 405 50 16 546 86<br />
0,3 6,7 357 51 19 403 85<br />
0,25 6,7 369 45 20 317 83<br />
0,2 6,7 367 42 26 321 84<br />
1 6,6 419 56 11 657 81<br />
0,5 6,6 363 42 14 459 77<br />
0,3 6,5 356 38 18 392 78<br />
0,25 6,3 362 42 24 351 76<br />
0,2 6,2 326 40 26 376 76<br />
1) PF: Perkolationsfermenter<br />
2) FBR: Festbettreaktor<br />
3) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
Tabelle 8-12:<br />
Versuchsdurchlauf<br />
V6a<br />
V6b<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V6a und V6b des<br />
Versuches Variation der Beladung der Perkolationsfermenter (V6)<br />
PF- MittelpH-<br />
Y CH4 -Gesamtanlage<br />
FBR 1) Ausbeute 2) Abbaugrad<br />
Y CH4 -Anteil CSB- oTS-<br />
Beladung Wert<br />
1)<br />
PF 1<br />
kg oTS l N kg -1 oTS % g kg -1 oTS %<br />
0,56 7,0 363 68 850 82<br />
1,13 6,8 372 58 751 83<br />
1,69 6,8 340 61 679 81<br />
2,26 6,5 357 60 669 78<br />
2,82 6,7 265 51 502 80<br />
0,54 7,0 413 64 557 91<br />
1,08 6,9 374 59 580 85<br />
1,62 6,6 399 58 701 84<br />
2,15 6,6 355 51 579 83<br />
2,69 6,0 308 64 491 70<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden
128<br />
Anhang<br />
Tabelle 8-13:<br />
V7a<br />
V7b<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V7a und V7b des<br />
Versuches Vergleich des Perkolationsverfahrens mit dem Einstauverfahren<br />
(V7)<br />
Variante<br />
Versuchsdurchlauf<br />
Y CH4 - Y CH4 -Anteil CSB-<br />
Gesamtanlage FBR 1) Ausbeute 2)<br />
l N kg -1 oTS % g kg -1 oTS %<br />
oTS-<br />
Abbaugrad<br />
Einstau 311 36 281 83<br />
Perkolation 297 61 537 86<br />
Einstau 280 43 271 83<br />
Einstau 290 44 317 83<br />
Perkolation 308 69 554 85<br />
Perkolation 270 66 744 83<br />
Einstau 299 41 357 80<br />
Perkolation 288 65 753 83<br />
Einstau 289 49 371 77<br />
Einstau 284 46 360 82<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden
Anhang 129<br />
Tabelle 8-14:<br />
V9a<br />
V9b<br />
V9c<br />
Versuchsdurchlauf<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V9a, V9b und V9c<br />
des Versuches Vergleich verschiedener Substrate (V9)<br />
Y CH4 - Y CH4 -Anteil CSB- oTS-<br />
Substrat<br />
Gesamtanlage FBR 1) Ausbeute 2) Abbaugrad<br />
l N kg -1 oTS % g kg -1 oTS %<br />
Roggen 340 60 664 82<br />
Mais 344 74 778 86<br />
Roggen 357 60 675 80<br />
Mais 341 67 725 87<br />
Gras 357 54 620 87<br />
Mais 302 83 780 81<br />
Roggen 282 63 705 74<br />
Roggen 341 71 699 71<br />
Gras 311 54 577 85<br />
Mais 318 74 736 85<br />
Gras 306 80 735 83<br />
Mais 289 89 767 74<br />
Mais 296 89 747 73<br />
Roggen 293 81 680 73<br />
Roggen 301 71 624 76<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden
130<br />
Anhang<br />
Tabelle 8-15:<br />
V10a<br />
V10b<br />
Darstellung der Ergebnisse der Versuchsdurchläufe V10a und V10b des<br />
Versuches Einfluss des Steinfilters im Perkolationsfermenter auf den<br />
Prozess (V10)<br />
Variante<br />
Y CH4 -<br />
Gesamtanlage<br />
Y CH4 -Anteil<br />
FBR 1)<br />
Versuchsdurchlauf<br />
CSB-<br />
Ausbeute<br />
2)<br />
oTS-<br />
Abbaugrad<br />
l N kg -1 oTS % g kg -1 oTS %<br />
Steinfilter 378 72 833 83<br />
Steinfilter 384 64 745 86<br />
Ohne Steinfilter 336 85 844 83<br />
Ohne Steinfilter 336 82 829 82<br />
Ohne Steinfilter 351 80 837 81<br />
Ohne Steinfilter 337 83 870 81<br />
Steinfilter 316 45 686 85<br />
Steinfilter 358 61 748 87<br />
Steinfilter 354 67 756 85<br />
Steinfilter 347 57 667 82<br />
1) FBR: Festbettreaktor<br />
2) CSB-Ausbeuten sind aus interpolierten Daten ermittelt worden<br />
Bei den Versuchen Variation der Perkolationsdauer (V11), Enzymeinsatz in den<br />
Perkolationsfermentern (V12) und Einfluss der Perkolationsfermenterbelüftung (V13)<br />
wurde jeweils nur ein Versuchsdurchlauf durchgeführt. Deren Ergebnisse sind im Kapitel<br />
4.10 bis 4.12 dargestellt.
Abstract 131<br />
ABSTRACT<br />
The Federal Government of Germany aims to raise the share of renewable electricity<br />
generation to 30% by 2020. Biogas technology can contribute significantly to this goal. In<br />
the German state of Baden-Württemberg, this can be accomplished by using grassland<br />
that is no longer needed for agricultural purposes. In past years, technical problems have<br />
commonly occurred when biogas plants used a high percentage of grass silage. In<br />
addition, these plants can only offer suboptimal conditions for the process biology. A twophase<br />
biogas-process, which can utilize grass silage in monodigestion without manure is<br />
of great interest in this issue.<br />
Anaerobic digestion can be divided into two functional units: the first is hydrolysis and<br />
acidogenesis, the second is acetogenesis and methanogenesis. By separating these<br />
functional units spatially, an optimized environment can be achieved, concerning<br />
temperature, pH-value and nutrient-supply, as well as inhibitor- and oxygen-content. Twophase<br />
anaerobic digestion has been described in literature since the 1970s. Its<br />
advantages, such as stable fermentation, higher efficiency and applicability for problematic<br />
substrates, are well documented and have been proved by a variety of past experiments.<br />
For this work, the tested leach bed reactors (operated discontinuously) were combined<br />
with anaerobic filters. These filters are distinguished by an effective retention of the<br />
biomass (by the packed bed) and are highly efficient.<br />
Several series of experiments were conducted in order to optimize the process. A general<br />
conclusion of the results is that the separation of the two phases can be improved each<br />
time leachate is exchanged between the phases. A positive effect of a pre-hydrolysation<br />
period on the degree of degradation was not observed. Concerning the sprinkling rate, the<br />
results show an optimum between 27 and 42 l (kg oDM·h) -1 . The fastest and highest<br />
methane production could be observed at 55 °C inside the leach bed reactor. The increase<br />
of organic dry matter load to the leach bed reactor neither inhibited the process, nor did it<br />
lead to instability. Compared to a flooding of the whole leach bed reactor, the sprinkling<br />
method has some advantages concerning the degree of degradation as well as the<br />
separation of the two phases. However, this separation is influenced by the use of different<br />
substrates that show individual fermentation characteristics. A gravel-filter, applied to<br />
detain substrate inside the leach bed reactor, has negative effects on the separation of the<br />
phases, COD yield and degree of degradation. In spite of promising pretests, the
132<br />
Abstract<br />
application of an enzyme-preparation did not have an impact on specific methane yield or<br />
the degree of degradation. An intentional inhibition of methane production by aeration to<br />
the leach bed reactor did not occur. Overall, a stable fermentation process could be<br />
observed in all experiments. With an optimized operation process, methane yields are<br />
comparable to one-phase reference systems. On the other hand, the retention time is<br />
reduced to only 25 days for one kilogram of organic dry matter.<br />
The goal of developing a biogas plant that can utilize grass silage in monodigestion<br />
(without manure), was accomplished successfully. The efficiency of this system can be<br />
proved and indicators for operating and optimizing discontinuous two-phase anaerobic<br />
digestion with leach bed reactor and anaerobic filter were established.