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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 />

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122<br />

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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.

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