Biorreactores o Fermentadores Biologicos

Los fermentadores o biorreactores

LOS FERMENTADORES O BIORREACTORES

El fermentador o biorreactor es el corazón del proceso de fermentación o conversión enzimátic enzimática. a. El diseño diseño de biorreac biorreactores tores es una tarea tarea complica complicada, da, basada basada en princip principios ios científicos y de ingeniería y en muchas reglas empíricas. Los aspectos específicos del biorreactor y su operación incluyen varias decisiones críticas. i. Configuración del reactor: Por eemplo, !debería ser el reactor un tan"ue agitado por medios mecánicos o por aire# ii. Tamaño del reactor: !$u% tamaño de reactor se necesita para alcanzar la velocidad de producción deseada# Condiciones del proceso dentro del reactor: !$u% condiciones de reacción, tales como iii. Condiciones temperatura, p& y tensión de o'ígeno disuelto deberían mantenerse en el recipiente y cómo se controlarían dichos parámetros#. parámetros#. !(ómo se controlaría la contaminación#. contaminación#. iv. Modo de operación ) !*peraría el reactor en discontinuo discontinuo o mediante un proceso de fluo continuo#. !+ebería alimentarse el substrato en forma intermitente#. !+ebería operar un reactor solo o en serie con otros# Las decisiones tomadas en el diseño del reactor tienen un efecto considerable considerable sobre el rendimiento rendimiento global del proceso. odavía odavía no e'isten procedimientos procedimientos sencillos o estándar para el diseño de reactores "ue cubran todos los aspectos del recipiente y su operación. El conocimiento conocimiento de cin%tica de las reacciones es esencial para comprender como funcionan los reactores biológicos, aun"ue tambi%n son necesarias otras áreas de la ingeniería "uímica como los balances de masa y energía, el mezclado, la transferencia de materia y la transmisión de calor Ingeniería de los bi orreactores. orreactores.

-ntes de empezar empezar el diseño de un reactor deben deben definirse claramente claramente ciertos obetivos. obetivos. Propósitos sencillos como producir / g de anticuerpos monoclonales por día0 o producir /111 toneladas de aminoácidos por año0, son el punto de partida. *tros obetivos tambi%n son importantes. En los procesos industriales, el producto debe fabricarse al menor costo posible con el fin de ma'imizar los beneficios comerciales de la empresa. En algunos casos, los obetivos económicos se ven superados por asuntos de seguridad, por la necesidad de obtener productos de elevada pureza o por consideraciones reguladoras. El diseño final del reactor será un refleo de todos estos re"uisitos y, en la mayoría de los casos, representa una solución de compromiso a los intereses en conflicto. En este este apar aparta tado do se cons consid ider erar arán án algu alguna nass cont contri ribu buci cion ones es a los los costo costoss de bioprocesamiento para diferentes tipos de producto y la importancia de la ingeniería de reactores en la meora del rendimiento global del proceso. (omo se muestra en la figura /, el valor de los productos de bioprocesado cubre un amplio intervalo de posibilidades. posibilidades. Precio por onelada 23456 /11.111.111 /.111.111 /1.111

Producto Proteínas de cultivo de c%lulas de mamíferos 7itamina 8/9 Levadura de panadería

/11 /

Proteína de origen unicelular -gua residual Figura 

1


Para reducir el costo de cual"uier bioproceso es necesario en primer lugar identificar "u% "u% aspe aspect ctos os son son los los "ue "ue dete determ rmin inan an el cost costo o fina final.l. La redu reducc cció ión n de los los cost costos os de producción varía de un proceso a otro. En la figura 9 se muestra un es"uema de tipo general. (*5* *-L +E P?*+3((;@A

;nvestigación +esarrollo

Cateriales de artida

Bermentación

?ecuperación del roducto

-dministración CarDetin

*peración del 8iorreactor

!!5alarios

::5ervicios 2agua, vapor, aire6

::5eguros Figura "

Los componentes más importantes son) i. ;nve ;nvest stig igac ació ión n y desar desarro rollllo. o. ii. La etap etapa a de ferm ferment entaci ación ón o de de reacc reacció ión n iii. iii. El proc procesa esado do y recup recupera eració ción n poster posterio ior r iv. iv. La admin administ istrac ració ión n y comerci comercial aliza izació ción n En much muchos os de los los prod produc ucto toss biop biopro roce cesa sado dos, s, el cost costo o de admi admini nist stra raci ción ón y comercialización es relativamente pe"ueño. Entre los productos en los "ue domina el costo de la reacción pueden citarse la biomasa, como la levadura de panadería y las proteínas de origen unicelular, los metabolitos catabólicos como el etanol y el ácido láctico, y productos de bioconversión como el arabe de maíz rico en fructosa y el ácido <:aminopenicilanico. Los productos intracelulares intracelulares como las proteínas, antibióticos, vitaminas y aminoácidos aminoácidos presentan elevados costos de tratamiento posterior en comparación con los costos de reacción. Para produc productos tos de biotec biotecnol nologí ogía a nuevo nuevoss y de alto alto valor valor como como los los antic anticue uerpo rposs y proteí proteína nass recombinantes, los costos reales del proceso representan =nicamente una pe"ueña parte del total debido a las enormes inversiones necesarias en investigación y desarrollo y en aprobación regularizadora. La introducción rápida de los productos en el mercado es la medida de ahorro más importante en estos casos, siendo despreciable cual"uier ahorro debido a las meoras en la eficiencia del rector. 5in embargo, para la mayoría de los productos de fermentación fuera de esta categoría de "productos de alto valor" los los costos de bioprocesado representan una contribución apreciable al precio final del producto. 5i en la estructura de costos predomina la etapa de reacción, esto puede deberse a los elevados costos de las materias primas o al elevado costo de operación del reactor. Las contri contribuc bucio iones nes relati relativas vas de todos todos estos estos facto factores res depend dependen en del del proces proceso o especí específic fico o en > cuestión. Por eemplo, para producir antibióticos de alto valor, el costo de /111 m de medio 2


de cultivo varía entre 9.111 y /11.111 345. Por el contrario, el costo de la energía para la operación de un fermentador de tan"ue de /111 m > con agitación, aire comprimido y agua de refrigeración es de alrededor de F.111 345. Para productos de alto valor y bao rendimiento, como antibióticos, vitaminas, enzimas y pigmentos, el costo del medio de cultivo representa entre el <1 y G1H de los costos de fermentación. Para metabolitos de bao costo y alto rendimiento como etanol, biomasa y ácido láctico, el costo de la materia prima varía entre el I1H de los costos de fermentación para el ácido cítrico y el J1H para el etanol producido a partir de melaza. El resto de los costos de operación de los biorreactores son principalmente costos laborales y servicios. (omo se muestra en la figura >, la identificación de la estructura de costos de los bioprocesos, ayuda a definir los obetivos para el diseño del reactor. ;ncluso aun"ue la reacción en si misma no sea determinante del costo final, diferentes aspectos del diseño del reactor, pueden todavía ser importantes. 5i el costo de investigación y desarrollo es el dominante, el diseño del reactor va dirigido hacia la necesidad de un rápido cambio de escala, siendo esto más importante "ue ma'imizar la conversión o minimizar los costos de operación. Para productos biotecnológicos nuevos destinados a usos terap%uticos, las pautas de regulación re"uieren la validación del es"uema de producción completo y la garantía de "ue el control de proceso cumpla ciertas normas de calidad y seguridad. (uando el costo de las materias primas es insignificante tiene prioridad ma'imizar la conversión del substrato y el rendimiento de producto. 5i el tratamiento posterior del producto es caro, el reactor se diseña y opera a fin de ma'imizar la concentración del producto obtenido en el reactor, lo cual evita el costo "ue representa la recuperación del producto a partir de soluciones diluidas. (uando los costos de la reacción son importantes, el reactor debe ser tan pe"ueño como sea posible con el fin de reducir tanto los costos de operación como los de capital. Para alcanzar la velocidad total de producción deseada un recipiente de pe"ueño tamaño, la productividad volum%trica del reactor deberá ser suficientemente elevada. (omo se indica en la figura >, la productividad volum%trica depende de la concentración del catalizador y de su velocidad específica de producción. Para alcanzar elevadas velocidades volum%tricas, el reactor debe permitir alcanzar la má'ima actividad del catalizador a la mayor concentración posible del mismo. La e'tensión en la "ue pueden alcanzarse estas concentraciones límites, depende del funcionamiento del reactor. Por eemplo, si la mezcla o la transferencia de materia es inadecuada se producirá falta de o'ígeno o de nutriente y la densidad má'ima de c%lulas será menor. Por el contrario, si los niveles de efecto de corte 2cizalla6 del reactor son elevados las c%lulas se disgregarán y las enzimas se desactivarán, por lo "ue disminuye la concentración efectiva de catalizador. La productividad específica má'ima se obtiene cuando el catalizador es capaz de alcanzar elevados niveles de producción y en a"uellas condiciones en el reactor "ue permitan el óptimo funcionamiento catalítico. Para metabolitos sencillos como el etanol, butanol o ácido ac%tico, relacionados con el metabolismo energ%tico de la c%lula, el rendimiento má'imo teórico está limitado por los principios termodinámicos y este"uiom%tricos. Por tanto, la reducción de los costos de producción y los beneficios comerciales se basan principalmente en meoras sobre la operación del reactor, lo cual permite "ue el sistema se apro'ime al rendimiento má'imo teórico. Para la producción de antibióticos y enzimas, es más rentable, en un principio, la identificación de las cepas de elevada producción y las condiciones ambientales óptimas, "ue las posibles meoras en el diseño del reactor y en la operación del mismo.

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B-(*? +EE?C;A-AE +EL (*5*

;nvestigación +esarrollo

Cateriales de artida

Ca'imizar la conversión del sustrato

*peración del biorreactor

Ca'imizar el rendimiento del producto

Ca'imizar la Productividad Cinimizar el volumen del reactor

?ecuperación del roducto

Ca'imizar la concentración del producto

Ca'imizar velocidad de cambio de escala, Cinimizar riesgo de contaminación

Figura #

Con$iguraciones del biorreactor.

El tan"ue cilíndrico, con o sin agitación, es el reactor más utilizado en bioprocesado. 5in embargo, e'iste una gran cantidad de configuraciones de fermentadores en diferentes industrias de bioprocesos. (ontinuamente se desarrollan biorreactores para aplicaciones específicas. Los reactores utilizados en fermentaciones anaerobias sin inyección de aire ni agitación son de construcción más sencilla. En la siguiente discusión sobre configuración de biorreactores, se supondrá "ue son para operación aerobia. Tan%ues agitados.

En la figura I se muestra un típico biorreactor aireado y agitado. La mezcla y dispersión de las burbuas se alcanza mediante agitación mecánica, lo cual re"uiere una relativa gran cantidad de energía por unidad de volumen. Los deflectores se utilizan para disminuir la formación de vórtices. E'iste una amplia variedad de formas y tamaños de rodetes "ue producen diferentes tipos de fluo dentro del recipiente. En los fermentadores altos se instalan varios rodetes, sobre un mismo ee, para meorar la mezcla. Keneralmente sólo el J1 : F1H del volumen de los reactores agitados se llena con lí"uido, lo "ue permite "ue e'ista un espacio en la parte superior para retirar las gotas "ue arrastra el gas de salida y dar cabida a cual"uier espuma "ue se forme. 5i la formación de espuma es un problema, se puede instalar otro rodete llamado separador de espumas. *tra posibilidad consiste en añadir agentes antiespumantes al medio de cultivo, aun"ue estos 4


pueden reducir la transferencia de o'ígeno, por lo "ue se suele preferir la opción de la dispersión mecánica de la espuma.

Figura &

El factor de forma de los reactores agitados, es decir, la relación entre la altura y el diámetro, puede variar considerablemente. La forma más barata de la construcción tiene una relación apro'imada de /, ya "ue esta forma presenta la menor superficie y, por tanto, necesita la mínima cantidad de material para un determinado volumen. 5in embargo, cuando se necesita aireación la relación de forma aumenta, lo cual proporciona tiempo de contacto mayor entre las burbuas "ue ascienden y el li"uido así como una mayor presión hidrostática en el fondo del reactor. Los tan"ues agitados se utilizan para reacciones con enzimas libres e inmovilizadas, así como para el cultivo de c%lulas en suspensión e inmovilizadas. (uando se utilizan determinados catalizadores "ue pueden ser dañados o destruidos por el rodete cuando gira a gran velocidad, es necesario tener un cuidado especial. Elevados niveles de efecto cortante pueden tambi%n dañar c%lulas sensibles. Colu'na de burbu(as

*tra alternativa al reactor agitado la constituyen a"uellos reactores sin agitación mecánica. En los reactores de columna de burbuas, la aireación y la mezcla se alcanzan mediante la inyección de gas, proceso "ue re"uiere menos energía "ue la agitación mecánica. Las columnas de burbuas se utilizan industrialmente para la producción de levaduras para panadería, cerveza y vinagre.  en el tratamiento de aguas residuales. Las columnas de burbuas son de estructura muy sencilla. (omo lo muestra la figura , consisten generalmente en un recipiente cilíndrico con alturas superiores al doble del diámetro. En la producción de levaduras para panadería es normal utilizar una relación altura diámetro de >)/, mientras "ue en otras aplicaciones pueden utilizarse torres con relaciones de <)/.

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-parte del difusor para la inyección del aire, los reactores de columnas de burbuas no presentan estructuras internas.

Figura )

-lgunas veces, en los reactores muy altos se instalan placas horizontales perforadas para evitar la coalescencia de las burbuas y lograr una meor redistribución del aire. Las ventaas de este tipo de reactores incluyen los baos costo de capital, la ausencia de partes móviles y un adecuado rendimiento en la transferencia de calor y masa. -l igual "ue en los tan"ues agitados, la formación de espuma puede ser un problema "ue necesite una dispersión mecánica o la adición de un agente antiespumante. La hidrodinámica de la columna de burbuas y las características de la transmisión de calor depende por completo del comportamiento de las burbuas formadas en el difusor. E'isten diferentes regímenes de fluo dependiendo del caudal de gas, del diseño del difusor, del diámetro de la columna y de las propiedades del medio como puede ser la viscosidad. 3n fluo homog%neo se produce solamente con caudales baos de gas y cuando las burbuas "ue abandonan el difusor se distribuyen a lo largo de toda al sección de la columna. En el fluo homog%neo, todas las burbuas ascienden con la misma velocidad y no e'iste retromezcla de la fase gas. La mezcla del lí"uido en este tipo de r%gimen de fluo es bastante limitada y se reduce =nicamente a su arrastre en la estela de las burbuas. Aormalmente se opera a mayores velocidades de gas, donde se desarrolla un fluo caótico de circulación y se produce el denominado fluo heterog%neo "ue se muestra en la figura <.

Figura *

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En este r%gimen, las burbuas y el lí"uido tienden a ascender por el centro de la columna, mientras "ue en las pro'imidades de las paredes e'iste un fluo descendiente de lí"uido. La circulación del lí"uido arrastra a las burbuas y se produce una cierta retromezcla del gas. El tiempo de mezcla del lí"uido en las columnas de burbuas depende del tipo de fluo. Reactores de tiro o corriente de aire +air li$t,.

-l igual "ue en las columnas de burbuas, en estos reactores la mezcla se produce sin agitación mecánica. E'isten varios tipos diferentes de reactores de tiro de aire. El rasgo característico "ue los diferencia de la columna de burbuas es "ue las corrientes de fluo de lí"uido están más definidas debido a la separación física de las corrientes ascendentes y descendentes. (omo se muestra en la figura J, el gas es inyectado =nicamente en la parte de la sección del reactor denominado MriserM El gas e'istente en el reactor y la disminución de la densidad producen un movimiento de lí"uido ascendente en el MriserM. El gas se retira del lí"uido en la parte superior del reactor deando el lí"uido más pesado libre de las burbuas y se recircula a trav%s del MdoNncomerM. En estos reactores el lí"uido circula como resultado de la diferencia de densidades entre el MriserM y el MdoNncomerM. En los reactores de bucle interno de las figuras J2a6 y J2b6 el MriserM y el MdoNncomerM están separados por un deflector interno o tubo de tiro. El aire puede inyectarse bien en el tubo de tiro o en el anillo. En los reactores de tiro de aire de bucle e'terno de la figura J2c6, se conectan dos tubos verticales separados mediante pe"ueñas secciones horizontales en la parte superior e inferior.

Figura -

En este dispositivo, la separación del gas es más efectiva "ue en los reactores de bucle interno ya "ue el MriserM y el MdoNncomerM se encuentran separados. -simismo, en el MdoNncomerM se arrastran muy pocas burbuas, lo "ue provoca "ue la diferencia de densidades entre los fluidos del MriserM y del MdoNncomerM aumente y la circulación del 7


lí"uido sea más rápida. Por consiguiente la mezcla es meor en los reactores de bucle e'terno "ue en los de bucle interno. Los reactores de tiro de aire proporcionan generalmente meores mezclas "ue las columnas de burbuas, e'cepto cuando se opera a velocidades baas de lí"uido. La configuración de tiro de aire le confiere mayor estabilidad al fluo de lí"uido "ue en la columna de burbuas, pudiendo utilizarse mayores caudales de gas sin producir problemas de operación como puede ser el fluo pistón o nebulizaciones. Reactores agitados 'ecnica'ente / 0or aire1 Co'0araci2n de las características de o0eraci2n

anto los tan"ues agitados como los reactores de columnas de burbuas y los de tiro de aire pueden conseguir una mezcla y transferencia de materia adecuadas con fluidos de baa viscosidad. (uando se necesita un fermentador de gran tamaño 21:11 m >6 para un cultivo de viscosidad baa, el reactor de columna de burbuas representa una elección muy atractiva debido a "ue es simple y barato, tanto desde el punto de vista de instalación como de operación. Los reactores agitados mecánicamente no son prácticos para vol=menes superiores a los 111 m > ya "ue la potencia necesaria para conseguir una mezcla adecuada llega a ser e'tremadamente alta. 5i el cultivo tiene una alta viscosidad, los reactores agitados por aire no proporcionan una mezcla suficiente y, por tanto, la transferencia de materia es deficiente. En ese caso, los reactores agitados mecánicamente son más apropiados ya "ue mediante ese sistema se pueden suministrar mayores potencias. - pesar de todo, las velocidades de transferencia de materia disminuyen rápidamente en los reactores agitados mecánicamente cuando la viscosidad supera los 1:/11 cP. 3n punto importante a la hora de elegir un reactor agitado por aire y mecánicamente es el referido a la transmisión de calor. La agitación mecánica genera mucho más calor "ue la inyección de gas comprimido. (uando el calor de reacción es elevado, como es el caso de producción de proteínas de origen unicelular a partir de metanol, la eliminación del calor producido por el rozamiento mecánico puede ser un problema, por lo "ue es preferible utilizar un reactor agitado por aire. Los reactores tan"ue agitado mecánicamente y los agitados por aire representan la gran parte de las configuraciones de biorreactores utilizadas para cultivos aerobios. 5in embargo, pueden utilizares otras configuraciones diferentes para determinados procesos de carácter específico. Trans$erencia de calor

En los reactores biológicos, si el calor generado durante la conversión del sustrato es inadecuado para mantener el sistema en un nivel aceptable de temperatura, el calor debe ser agregado o removido. La determinación de los re"uerimientos de transferencia de calor surge de una consideración del balance global de energía. En un sistema con presión constante y con cambios despreciables en la energía cin%tica y potencial, el balance de energía puede conducirse en t%rminos de cambios de entalpía, es decir calor de las transformaciones "uímicas o transformaciones de fases 2evaporación, condensación6, fluo de calor sensible en las corrientes másicas y transferencias a los fluidos de intercambio. (onsideremos) $metO velocidad de generación de calor por crecimiento celular y mantenimiento $agO velocidad de generación de calor por agitación mecánica $gasO velocidad de generación de calor por aireación $accO velocidad de acumulación de calor $e'chO velocidad de transferencia de calor por intercambio $evapO velocidad de p%rdidas de calor por evaporación $sensO velocidad de ganancia de entalpía sensible de la corriente 2 salida  entrada6

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Luego, el balance $met Q $ag Q $gas O $acc Q $e'ch Q $evap Q $sens En condiciones e'perimentales, $ evap y $sens son despreciables. En condiciones de diseño de un reactor se asume "ue $ accO 1, y el calor $ ag y el $gas se determinan de correlaciones, restando sólo averiguar el $ met para calcular el calor de intercambio necesario) $ecchO $met Q $ag Q $gas +onde $metO 7reactor µ RS∆ ∆O coeficiente de generación de calor 2g.cel.SDcal6 Luego $ecchO 3-.∆ Clculo del coe$iciente de generaci2n de calor +3 ,

La c%lula usa la energía "uímica muy eficientemente pero como en todo proceso real, algo de la energía "ue hay en los sustratos, es liberada como calor. La generación del calor metabólico, determina los re"uerimientos de intercambio en el biorreactor. La producción de calor celular, es producto del metabolismo energ%tico y de crecimiento celular. 5e define el ∆ 2 gramos de masa celular por Dilocaloría de calor evolucionado6. 5i  s son los gramos de masa celular producida por gramo de sustrato consumido y ∆&s y ∆&c son los calores de combustión en Dilocalorías por gramos de sustrato y material celular respectivamente, se puede escribir) L∆ ( g.cel. S Dcal)

=

Ls ( g.cel. S g.sustrato)

( ∆&s − Ls ∆&c )( Dcal S g.sustrato)

Esto se deduce de un balance de energía sobre dos caminos como se muestra en el siguiente es"uema para un crecimiento aeróbico) *9 Q sustrato

I4 Co'busti2n total ∆&s, DcalSg.sust.o'idado

(*9 Q &9*

∆&c, DcalSg.cel.comb. II4 Res0iraci2n celular

III4 Co'busti2n Material celular

&9* Q (*9 Q c%lulas

9


+e este es"uema puede deducirse "ue de la diferencia entre el calor generado por gramo de sustrato completamente o'idado 2 ∆&s, DcalSg.sust.o'idado6 menos el calor de la combustión celular 2 s∆&c6, será una apro'imación razonable al calor generado por gramo de sustrato consumido en la fermentación "ue produce c%lulas, agua y (* 9. (on datos e'perimentales de entalpía puede determinarse  ∆ y en caso de no disponer de los mismos se pueden calcular mediante balance de grado de reductancia. (omo apro'imación puede considerarse un valor promedio de /1I a /9I DcalSmol de * 9. Por eemplo en la siguiente este"uiometría el cálculo sería) (&/.<
(*9 Q 1./1 A9 Q 1.F> &9*

(on la consideración antes mencionada, el calor de combustión de /1I DcalS mol de *9, da como resultado una liberación de calor de combustión de las bacterias de

(1.28mol* 2 )(104Dcal S mol* 2 ) Dcal = 6.41 (12 + (1.66)(1) + ( 0.20)(14) + ( 0.27)(16) ) g g 5in embargo, el peso celular medido e'perimentalmente incluye cenizas 2/1 H6, con lo "ue ∆&c≅21.G162<.I/6O .F/ DcalSgrs. (el seca

Los valores de  ∆ dependen del microorganismo y del sustrato metabolizado. En general los hidrocarburos producen más calor "ue las especies parcialmente o'igenadas 2∆2(&I6< ∆2(&>*&66 y ∆2n:alcanos6< ∆2glucosa6. Por lo tanto, con sustratos más reducidos, hay necesidad de mayor remoción de calor en el biorreactor. Lec5os e'0a%uetados

Los reactores de lecho empa"uetado se utilizan con biocatalizadores inmovilizados o en forma de partículas. El reactor consiste en un tubo, generalmente vertical, relleno empa"uetado con partículas de catalizador. El medio de cultivo puede alimentarse por la parte superior o inferior de la columna y forma una fase lí"uida continua entre las partículas. En los lechos empa"uetados, el daño debido al desgaste de las partículas es mínimo en comparación con los reactores agitados. Los reactores de lecho empa"uetado han sido utilizados a escala comercial con c%lulas y enzimas inmovilizadas para la producción de aspartato y fumarato, la conversión de penicilina a ácido <:aminopenicilánico y en la resolución de isómeros de aminoácidos. La transferencia de materia entre el medio lí"uido y el catalizador sólido se facilita trabaando a caudales elevados de lí"uido a trav%s del lecho para lo cual normalmente de recircula el lí"uido, tal como se muestra en la figura F. Para evitar "ue el catalizador se arrastre fuera de la columna se colocan pantallas a la salida del lí"uido. Las partículas deben ser relativamente incompresibles y capaces de soportar su propio peso en la columna sin deformarse y obstruir el fluo de lí"uido.

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Figura 6

El medio recirculado debe estar tambi%n limpio y libre de desechos para evitar el taponamiento del lecho. La aireación se realiza generalmente en un recipiente separado, ya "ue si se inyectara el aire directamente en el lecho, la coalescencia de las burbuas produciría bolsas de gas y canalizaciones o una distribución deficiente del fluo. Los lechos empa"uetados no pueden utilizarse en procesos "ue produzcan grandes cantidades de dió'ido de carbono u otros gases "ue puedan "uedar atrapados en el relleno. Lec5os $luidi7ados

(uando se hace fluir hacia arriba un lí"uido sobre un lecho empa"uetado de partículas de catalizador de tamaño y densidad apropiados, este se e'pande debido al movimiento ascendente de las partículas. Este es el fundamento de operación de los reactores de lecho fluidizado, tal como se lo muestra en la figura G.

Figura 8

-provechando "ue las partículas presentes en el lecho fluidizado están en continuo movimiento y no se producen canalizaciones ni atascos en el mismo, el aire puede introducirse directamente en la columna. Los reactores de lecho fluidizado se usan en el tratamiento de residuos con arena o un material similar "ue soporta las mezclas de poblaciones microbiana. ambi%n pueden utilizarse con organismos floculantes en los procesos de fabricación de la cerveza o en la producción de vinagre.

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Lec5o de goteo

El reactor de lecho de goteo 2en ingl%s, tricDle bed6 es otra variante de lecho empa"uetado. (omo se muestra en la figura /1, el lí"uido es rociado en forma de MsprayM sobre la parte superior del empa"uetamiento y las gotas descienden a trav%s del lecho en forma de pe"ueñas corrientes. El aire puede introducirse por la base, y puesto "ue la fase lí"uida no es continua a trav%s de la columna, el aire o cual"uier gas se mueve con relativa facilidad alrededor del empa"uetamiento. Este tipo de reactores se utiliza ampliamente para el tratamiento aerobio de aguas residuales.

Figura 9 Consideraciones 0rcticas 0ara la construcci2n de biorreactores

Los biorreactores industriales para operaciones as%pticas se diseñan generalmente como recipientes de acero capaces de resistir desde vacío completo hasta presiones de > atm a /1:/F1 T(. En los reactores de gran tamaño se colocan Mbocas de hombreM para permitir la entrada de trabaadores a su interior y así realizar la limpieza y el mantenimiento del mismo, mientras "ue los reactores pe"ueños se diseñan con una tapa desmontable. En los fermentadores a escala de laboratorio se utilizan habitualmente las tapas planas, mientras "ue en los reactores de gran tamaño se utilizan e'tremos torisf%ricos o elípticos. Los fermentadores de gran tamaño están e"uipados con mirillas para inspeccionar el contenido del reactor. Es normal tambi%n la colocación en la tapa superior la colocación de bo"uillas para el ingreso de medio de cultivo, antiespumantes y ácidos o álcalis, como así tambi%n tuberías de salida de gases, manómetros de presión y válvulas de seguridad para el caso de emergencias. ambi%n es normal la colocación de sensores de p&, de temperatura y de concentración de o'ígeno disuelto, así como disponer de una salida, esterilizable con vapor, para la toma de muestras. El reactor debe poder drenarse completamente mediante válvulas ubicadas en el punto más bao del reactor. 5i el reactor se agita por medios mecánicos debe instalarse un agitador en la parte superior o inferior del mismo. Reglas $unda'entales

La práctica de un buen diseño incorpora varias reglas fundamentales. Estas reglas están dirigidas especialmente al trabao as%ptico, es decir a mantener el proceso de fermentación libre de contaminación. (uando se trata con organismos patógenos aparecen problemas adicionales, por"ue el diseño debe contemplar la necesidad de contener esos organismos. Los microorganismos son una fuente rica en proteína, mucha de las cuales resultan e'trañas al cuerpo humano.

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La inhalación de grandes dosis de microorganismos, normalmente producirá una reacción en la mayoría de los humanos. En consecuencia se deberán e'tremar los cuidados a fin de evitar cual"uier procedimiento o diseño "ue permita un escape de suspensión o aerosol de microorganismos fuera del fermentador. Las reglas a tener en cuenta son )

a.: Ao hacer cone'iones directas entre partes est%riles y no est%riles del sistema. Las bacterias tienen posibilidades de desarrollar dentro de válvulas cerradas. b.: Cinimizar las cone'iones bridadas. +ebido a posibles vibraciones y a e'pansión t%rmica de los e"uipos, las cone'iones bridadas se mueven y pueden dar lugar a entrada de los contaminantes. c.: +entro de lo posible, se debe usar construcciones soldadas y asegurarse de pulir bien todas las soldaduras, de modo "ue no se acumulen sólidos del medio "ue puedan resistir la esterilización. d.: Evitar los espacios muertos, cavidades y similares. Los sólidos pueden acumularse en ellos y convertirse en un ambiente aislado donde los contaminantes escapen a la esterilización. e.: -segurarse "ue varias partes del e"uipo puedan esterilizarse en forma independiente. f.: odas las cone'iones del recipiente deberán estar provistas de sellos de vapor. g.: 3sar válvulas "ue sean fáciles de limpiar, mantener y esterilizar. Por eemplo válvulas esf%ricas, a diafragma y globo con vástago no elevable. h.: Cantener una presión positiva en el fermentador de forma tal "ue siempre pierda hacia fuera. 2Esto no es aplicable con los patógenos6. El tamaño del recipiente depende de las siguientes consideraciones) a.: (apacidad total diseñada para la fermentación. b.: La importancia del riesgo de p%rdidas costosas cuando se contamina un fermentador muy grande. c.: La capacidad de fabricación del constructor, en lo referente al montae in situ vs. El transporte. En la actualidad se construyen recipientes de 911 m > o más. Re%ueri'ientos de :otencia en Fer'entadores Agitados

5istemas no aereados) Bluídos neNtonianos La mayoría de los medios de fermentación e'hiben características neNtonianas antes de ser inoculados, no obstante despu%s de un crecimiento sustancial, la biomasa y la transformación "ue ella hace sufrir al medio 2 degradación de compuestos, producción de metabolitos6 confieren a las suspensiones en fermentación, propiedades reológicas muy diferentes de las del medio inicial. Las modificaciones son más pronunciadas cuando se tratan de organismos filamentosos "ue liberan polisacáridos durante el crecimiento. Las variables "ue caracterizan el comportamiento dinámico del fermentador son las siguientes) /: 7ariables "ue caracterizan la geometría) +) +iámetro del biorreactor ULV +i) +iámetro del agitador ULV &L) -ltura del lí"uido ULV 13


l) -ncho de los bafles ULV Li) -ltura de las paletas de las turbinas ULV &i) -ncho de las paletas de las turbinas ULV 9: 7ariables "ue caracterizan el fluído "ue se agita) ρ) densidad UC. L :>V µ) viscosidad UC.L :/.:/V σ) tensión superficial UC. :9V >: 7ariables cinemáticas y dinámicas) P) Potencia absorbida por el agitador, "ue se desa evaluar UC.L 9.:>V A) velocidad de agitación U :/V g) aceleración de la gravedad

l

&L

&i Li +i &9

+ En el es"uema se pueden observar las dimensiones características de un 8iorreactor de an"ue agitado con agitador tipo ?ushton. Las dimensiones características se dan a continuación) +S+i O >

&9S+i O /

&LS+ O /

LiS+i O 1.9

&iS+i O 1.9

lS+ O 1./

La agitación "ueda definida por) f2+, +i, &L, l, Li, &i, ρ, µ, σ, P, A, g6O 1 5e tiene además los siguientes n=meros adimensionales)

14


?eO ρ . A . +i9S µ n=mero de ?eynolds 2fuerzas inercialesSfuerzas viscosas6 ApO PS 2 ρ . +i . A> 6 n=mero de potencia 2fuerzas e'ternasSfuerzas inerciales6 La curva "ue e'presa las variaciones de Ap en función de ?e, para un determinado tipo de agitador se denomina curva de potencia. En la Bigura // se dan curvas características.

Figura 

En los procesos a gran escala, frecuentemente es necesario multiplicar el n=mero de impulsores a los efectos de proveer potencia suficiente para lograr la absorción deseada de o'ígeno +e acuerdo al tamaño del fermentador serán necesarios más de un agitador. Este n=mero está dado por 2&L : +i6 S +i > Ai > 2&L : 9 +i6 S +i En la "ue Ai es el n=mero de agitadores a instalar. El espaciado apropiado en general, está dado por la siguiente relación) +i < &i < 9 +i 5iendo &i, el espaciado e'istente entre los impulsores. La potencia "ue se consume es proporcional al n=mero de agitadores. Los datos "ue se muestran el la Bigura // representan la conducta de un biorreactor agitado con un solo impulsor. 3sando un diseño de fermentador estándar, BuDuda y otros 2/G
15


Figura "

5istemas aireados) Bluídos neNtonianos La aireación, involucra una disminución de la potencia necesaria para la agitación. 5e define el n=mero de aireación) Aa. AaO $a S 2A. +i>6 +onde $a es el caudal de aire Um >SsegV. E'iste una relación para cada tipo de agitador dada por) Pg S P O f 2Aa6 en la cual P g representa la potencia "ue se consume por el agitador en las condiciones de aereación y agitación definidas por Aa. O0eraci2n as;0tica

La mayoría de las fermentaciones aparte de las de la industria de la alimentación y bebidas se realizan utilizando cultivos puros y condiciones as%pticas. El mantenimiento del reactor libre de organismos no deseados es especialmente importante en cultivos de crecimiento lento, los cuales pueden verse invadidos rápidamente por contaminantes. Los fermentadores deben ser capaces de operar as%pticamente durante varios días, algunas veces, incluso meses. Keneralmente, entre >:H de las fermentaciones realizadas en plantas industriales se pierden debido a fallos en el proceso de esterilización. 5in embargo, la frecuencia y causas de la contaminación difiere considerablemente de un proceso a otro. Por eemplo, la naturaleza del producto en las fermentaciones de antibióticos proporciona cierta protección contra los contaminantes, de manera "ue menos del 9H de los 16


mismos se pierden debido a contaminaciones por microorganismos. Por el contrario, en la producción a escala industrial de β:interferón de fibroblastos humanos cultivados en biorreactores de 1 litros se ha encontrado una contaminación del /JH. Los fermentadores industriales están diseñados para la esterilización Mi n situM con vapor a presión. El reactor debe disponer de un n=mero mínimo de estructuras internas, puertas, bo"uillas y otros accesorios, "ue aseguren "ue el vapor alcance a todas partes del e"uipo. Para "ue la esterilización sea efectiva, todo el aire del recipiente y de las tuberías de cone'ión debe ser desplazado por vapor. El reactor debe estar libre de grietas y zonas estancas donde puedan acumularse lí"uidos o sólidos, por lo "ue normalmente se utilizan soldaduras pulidas como m%todos de unión. ras la esterilización, todo el medio nutriente y el aire "ue entra al fermentador debe ser est%ril. an pronto cuando se para el fluo de vapor, se introduce aire est%ril con el fin de mantener una ligera presión positiva en el reactor y evitar la entrada de los contaminantes e'istentes en el medioambiente. - su vez se colocan filtros "ue previenen el paso de microorganismos en las líneas de salida de gases. Esto permite mantener el cultivo dentro del fermentador y previene de la contaminación "ue se produciría en caso de un descenso de la presión de operación. El fluo de lí"uidos y gases desde y hacia el fermentador se controla por medio de válvulas. Puesto "ue las válvulas son un potencial foco de contaminantes, su construcción debe ser apta para la operación as%ptica. Los diseños comunes de válvulas e'clusa y globo, tienden a presentar fugas alrededor del vástago de la válvula y acumulan sólidos del cultivo en el mecanismo de cierre. -un"ue estas válvulas se utilizan en la industria de la fermentación, no son aconseables si se necesita un elevado nivel de asepsia. Para ello se recomiendan las válvulas de estrangulamiento y de diafragma. Estos diseños utilizan mangas fle'ibles o diafragmas de manera "ue el mecanismo de cierre está aislado del contenido de la tubería y no e'isten espacios muertos en la estructura de la válvula. (omo cierre de la válvula se utiliza goma o neopreno, capaces de aguantar repetidos ciclos de esterilización. El mayor inconveniente "ue presenta este tipo de válvulas es la necesidad de revisar regularmente estos componentes. 5i se desea minimizar costos en la construcción de fermentadores, es ventaosa la utilización de válvulas tipo esf%rico. En reactores agitados, otro potencial punto de entrada de contaminantes es la unión entre el ee del agitador y el reactor 2prensa estopa6. El espacio e'istente entre el ee del agitador y el espacio del reactor debe estar sellado. 5i el fermentador opera durante largos períodos de tiempo, el desgaste de las untas facilita la entrada de contaminantes. Para prevenir este tipo de contaminación se han diseñado varios tipos de cierre del agitador. En los fermentadores de gran tamaño se utiliza normalmente cierres mecánicos. En estos dispositivos, una parte del ensamblae permanece estacionaria mientras "ue la otra gira sobre el ee. Las superficies de ambos componentes, realizadas con má"uinas de precisión, se presionan mediante muelles o fuelles de e'pansión y son enfriadas y lubricadas con agua. Los cierres mecánicos construidos con carburo de silicio y carburo de tungsteno, son especialmente indicados para su utilización en los fermentadores. Los cierres del agitador son especialmente un punto crítico del reactor, especialmente si este tiene su entrada por la parte inferior. En este caso debería instalarse un cierre mecánico doble para evitar fugas. En los recipientes pe"ueños pueden utilizarse mecanismos de transmisión magn%ticos para acoplar el ee del agitador y el motor, de manera "ue el ee no perfore el recipiente. (on este dispositivo puede transmitirse potencia suficiente para agitar recipientes de hasta F11 litros. 5in embargo, la utilidad de los agitadores magn%ticos es bastante limitada para cultivos viscosos, especialmente cuando se necesitan elevadas velocidades de transferencia de o'ígeno.

17


Inoculaci2n / 'uestreo del $er'entador

En el diseño del fermentador debe tenerse en cuenta la necesidad de inoculación y recogida de muestra de manera as%ptica. El inoculo de reactores de gran tamaño procede de reactores mas pe"ueños. (on el fin de evitar la contaminación durante dicha operación, ambos recipientes se mantienen a presión positiva de aire. El m%todo de transferencia as%ptica más sencillo consiste en presurizar el recipiente "ue contiene el inoculo con aire est%ril, de manera "ue el cultivo es arrastrado hacia el fermentador grande.

Figura #

En la figura /> se muestra un eemplo del sistema de tuberías y cone'iones de válvulas "ue se necesitan para el traspaso. El fermentador y sus tuberías, y el tan"ue "ue contiene el inoculo y sus tuberías incluyendo las válvulas < e I, se esterilizan por separado antes de añadir el cultivo al tan"ue del inoculo. (on las válvulas < e I cerradas, el recipiente pe"ueño se une al fermentador mediante las cone'iones A y B. +ado "ue estas cone'iones están abiertas antes de ser unidas, estas deben esterilizarse antes de abrir el tan"ue de inoculo. (on las válvulas D, <, I y C cerradas, y con las válvulas A y B ligeramente abiertas, el vapor fluye a trav%s de E, F y =, saliendo lentamente por A y B. ras 91 minutos de esterilización con vapor se cierran las válvulas E y = y los conectores A y B, por lo "ue la ruta desde el tan"ue del inoculo hasta el fermentador se encuentra esterilizada. 5e abren las válvulas D y C para "ue fluya aire est%ril al fermentador y mantener así la línea bao presión positiva. Entonces se cierra la válvula F y se abren las válvulas < e I y se usa aire est%ril para forzar el contenido e'istente en el tan"ue del inoculo a entrar al fermentador. La línea "ue conecta los recipientes se vacía de la mayoría del lí"uido residual soplando con aire est%ril. Posteriormente se cierran las válvulas D, C, < e I, con el fin de aislar el fermentador y vaciar el tan"ue del inoculo "ue ahora puede desconectarse en los puntos A y B. Para recoger caldo para análisis se colocan en los fermentadores lugares de muestreo. En la figura /I se presenta una posición típica de muestreo "ue mantiene el carácter as%ptico del proceso. ;nicialmente la válvula A está cerrada, mientras "ue las válvulas B y C están abiertas con el fin de mantener una barrera de vapor entre el reactor y el ambiente e'terior. Entonces se cierra la válvula C, se cierra parcialmente la válvula B para permitir "ue el vapor y el condensado fluyan a trav%s de la puerta de muestreo. Para el muestreo se abre durante un breve instante la válvula A para enfriar la tubería y e'traer cual"uier condensado "ue pudiera diluir la muestra y posteriormente se descarga el caldo.

18


Figura &

Materiales de construcci2n

Los fermentadores se construyen con materiales "ue puedan soportar repetidos ciclos de limpieza y esterilización con vapor. Los materiales "ue se encuentran en contacto con el caldo y los medios de fermentación deben ser no reactivos y no absorbentes. Para construir fermentadores de hasta >1 litros de capacidad se utiliza el vidrio. Las ventaas del vidrio son varias) es liso, no tó'ico, resistente a la corrosión y transparente, lo "ue permite una rápida inspección del contenido del recipiente. Puesto "ue se necesitan vías de entrada para el medio, el inoculo, el aire y para los diferentes instrumentos de medición como los sensores de p& y de temperatura, los fermentadores de vidrio se e"uipan generalmente con tapas de acero ino'idable "ue permiten la colocación de untas y uniones de manera segura y sencilla. La mayoría de los fermentadores a escala piloto y a gran escala se construyen en acero ino'idable resistente a la corrosión 2-;5; >/<6, aun"ue tambi%n se han utilizado acero dulce revestido de acero ino'idable. Para la camisa y otras superficies aisladas del caldo puede utilizarse acero ino'idable de menor calidad.2-;5; >1I6. En todas las partes del fermentador "ue entran en contacto con el cultivo debe evitarse el cobre y materiales "ue lo contengan debido a su efecto tó'ico sobre las c%lulas. Las superficies interiores de acero estarán pulidas “a espejo” para facilitar la limpieza y esterilización del reactor y las soldaduras se nivelan antes de ser pulidas. En todos los casos se preferirá el “electropulido” al pulido mecánico. Dise>o del di$usor

El difusor, los rodetes y los deflectores determinan la eficacia de la mezcla y de la transferencia de o'ígeno en los biorreactores agitados. En los biorreactores se utilizan normalmente tres tipos de difusores) porosos, de orificio y de bouilla. Los difusores porosos de vidrio, cerámica o metal sinterizado se utilizan en aplicaciones a pe"ueña escala, ya "ue el gas "ue puede atravesarlos es limitado debido a la gran resistencia al fluo "ue ofrece este tipo de difusores. 3n problema añadido puede ser el crecimiento de c%lulas en los pe"ueños orificios "ue puede llegar a blo"uear el difusor. Los difusores de orificio , tambi%n conocidos como tuberías perforadas, están constituidos por pe"ueños agueros realizados en la tubería, la cual se coloca dentro de un anillo o atravesada en la base del reactor. En este difusor, los agueros deben ser lo suficientemente grandes como para minimizar los taponamientos. Los difusores de orificio se han utilizado en producción de levaduras y proteínas de seres unicelulares así como en el tratamiento de residuos. Los difusores de bouilla se utilizan en muchos biorreactores agitados tanto a escala de laboratorio como a escala de producción. Estos difusores consisten en una =nica tubería abierta o semiabierta "ue proporciona una corriente de burbuas de aire. Las ventaas "ue representa este difusor, 19


son la baa resistencia al fluo de gas y el mínimo riesgo de taponamiento. ambi%n se han desarrollado otros diseños diferentes de difusores. En los difusores eyector!inyector de dos fases, el gas y el lí"uido se bombean simultáneamente a trav%s de una bo"uilla para producir pe"ueñas burbuas. En los diseños combinados difusor!agitador construidos para los fermentadores de menor tamaño, se utiliza un ee de agitador hueco para la salida del aire. ;ndependientemente del diseño del difusor, %ste debe tener en cuenta la posibilidad de realizar la limpieza del interior de la tubería in situ0. Me7clado

El mezclado es una operación física "ue hace al fluido más uniforme, eliminando gradientes de concentración, temperatura y otras propiedades. El mezclado incluye) i. (ombinación de los componentes solubles del medio, como los az=cares ii. La dispersión de gases, como el aire, cuando atraviesa el lí"uido en pe"ueñas burbuas iii. El mantenimiento de la suspensión de partículas sólidas, como las c%lulas iv. +onde es necesario, la dispersión de los lí"uidos inmiscibles para formar una emulsión o suspensión de gotas finas v. La meora de la transmisión del calor hacia o desde el lí"uido El mezclado es una de las operaciones más importantes en el bioprocesado. Para crear las condiciones ambientales óptimas para la fermentación, los biorreactores deben proporcionar a las c%lulas acceso a todos los substratos, incluyendo el o'ígeno en los cultivos aerobios. Ao es suficiente con llenar el fermentador con el medio rico en nutrientes, ya "ue a menos "ue el cultivo se encuentre bien mezclado se formarán zonas sin nutrientes en a"uellos puntos de mayor consumo por parte de las c%lulas. Este problema aumenta si la mezcla no mantiene en suspensión uniforme la biomasa. La mezcla se puede alcanzar de diferentes maneras, siendo la más com=n en el bioprocesado la agitación mecánica mediante el rodete. E%ui0o de 'e7cla

Los tan"ues agitados se construyen generalmente de forma cilíndrica con la base conformada de tal manera de eliminar es"uinas y cavidades donde las corrientes del fluido no puedan penetrar y propiciar la formación de regiones estancadas. La mezcla se alcanza utilizando un rodete instalado sobre el fondo del tan"ue. El efecto rotatorio del rodete consiste en bombear el lí"uido y crear un fluo regular. El lí"uido es empuado fuera del rodete, circula a trav%s del reactor y periódicamente regresa a la región del rodete. Para "ue e'ista una mezcla eficaz con un solo rodete, la profundidad del lí"uido en el tan"ue no debe ser superior a /.1:/.9 veces el diámetro del mismo. Los deflectores, "ue son láminas metálicas unidas a la pared del tan"ue por medio de soportes, reducen los vórtices del lí"uido. Para prevenir la formación de vórtices, generalmente es suficiente colocar cuatro deflectores regularmente espaciados. La anchura óptima de los deflectores depende del diseño del rodete y de la viscosidad del fluido, pero es del orden de /S/1 a /S/9 el diámetro del tan"ue. Para lí"uidos de baa viscosidad, los deflectores se colocan perpendiculares a la pared del tan"ue, tal como se muestra en la figura /2a6. Los deflectores tambi%n pueden montarse separados de la pared a una distancia de /S1 el diámetro del tan"ue o formando un ángulo, tal como se muestra en la figura /2b y c6. Estas disposiciones evitan la sedimentación y la formación de zonas estancadas al lado de los deflectores durante la mezcla de suspensiones viscosas de c%lulas.

20


Figura )

En la figura /< se muestran algunos diseños de rodetes aun"ue e'isten muchos más. -lgunos rodetes presentan tambi%n palas planasW en otros, como las h%lices y los tornillos helicoidales, la pendiente de las palas varía en forma continua. La elección del rodete depende de varios factores, entre los "ue se destacan la viscosidad del fluido "ue se va a mezclar y la sensibilidad del sistema al esfuerzo de corte 2cizalla mecánica6.

Figura *

El rodete más usado en la industria de la fermentación es la turbina de disco con < palas planas. Este se conoce tambi%n como turbina us#ton.

21


Control de la e?a0oraci2n

- los cultivos aerobios se les inyecta aire de manera ininterrumpida. 5in embargo, la mayoría de los componentes del aire son inertes y salen directamente a trav%s de la línea de salida de gases. 5i el aire "ue entra al fermentador se encuentra seco, el agua del medio está continuamente siendo e'traída del mismo y abandona el sistema como vapor. La p%rdida de agua por evaporación durante un período de varios días puede ser importante. Este problema es más significativo en los reactores agitados por aire, ya "ue los caudales de gas para una mezcla y transferencia de materia adecuadas es generalmente mayor "ue en los reactores agitados mecánicamente. Para evitar problemas de evaporación, el aire inyectado en los fermentadores puede humectarse previamente haci%ndolo burbuear a trav%s de columnas de agua situadas fuera del fermentador. +e esta manera el aire h=medo "ue entra al fermentador tiene menos capacidad de evaporación "ue el aire seco. Los fermentadores pueden e"uiparse tambi%n con condensadores de agua fría para retornar al caldo cual"uier vapor arrastrado en el gas de salida. La evaporación puede ser importante cuando se trabaa con productos o substratos más volátiles "ue el agua. Por eemplo, las especies -cetobacter se utilizan para producir ácido ac%tico a partir de etanol en un proceso altamente aerobio "ue re"uiere grandes cantidades de aire. Para reactores agitados operando con caudales de aire de 1,: /,1 v v m 2vol=menes de aire por volumen de medio y por minuto6 se ha encontrado "ue partiendo de una concentración inicial de alcohol del H se pierde el >1:1H del substrato en IF horas debido a la evaporación. Monitori7aci2n / control de los biorreactores

El ambiente e'istente en el interior de los reactores debe permitir una óptima actividad catalítica. Parámetros como la temperatura, el p& la concentración de o'ígeno disuelto, la velocidad del agitador y la velocidad de difusión de aire tienen un importante efecto sobre el rendimiento de la fermentación y sobre las reacciones enzimáticas. Para proporcionar un ambiente adecuado, las propiedades del sistema deben estar monitorizadas y así poder controlar cual"uier desviación de los valores deseados. En la industria de la fermentación e'isten varios niveles del control de proceso. El más simple es el control manual, "ue re"uiere un operador humano para manipular dispositivos como bombas, motores y válvulas. El control automático se utiliza para mantener los parámetros en sus valores prefiados. +ebido al aumento del uso de computadoras en la industria de la fermentación es posible utilizar estrategias avanzadas de control y optimización basadas en modelos matemáticos de fermentación. CAMBIO DE ESCALA

En general, scale:up 2cambio de escala6 está asociado con la transferencia o meoramiento de los procesos obtenidos en el laboratorio a escala industrial. Es conocido "ue en la industria "uímica y farmac%utica, los procesos comerciales se realizan en base a datos e'perimentales. En la industria "uímica, en la d%cada del /G>1 los cambios se realizaban en un incremento individual "ue no debía pasar un factor de /1. Ao obstante en la actualidad, se han utilizado factores mayores. En la industria fermentativa, los reactores con los mayores vol=menes se encuentran en la producción de antibióticos, fermentación alcohólica y planta de tratamiento de efluentes. El propósito del cambio de escala es la selección de las condiciones de diseño y de operación para asegurar "ue el efecto de las diferentes variables sobre el proceso es el mismo en unidades de diferentes tamaños. El obetivo es obtener similares rendimientos con la misma calidad de producto. Los caminos "ue uno puede escoger para aumentar la productividad son) 22


• -umentar la escala. • (ambiar la cepa. • (ambiar el modo de operación de un proceso. • (ambiar el medio de cultivo.

+urante el cambio de escala todas las variables cambian, pero debemos evitar un cambio en la cin%tica. El cambio de escala está asociado con la transferencia de los datos obtenidos en el laboratorio a escala piloto a la escala industrial. (omo una de las formas consistía en aumentar el volumen, veremos como se afectan las siguientes propiedades) 7olumen final

A=mero de generaciones

Esterilización

+inámica del fluido

In$luencia sobre el N@'ero de generaciones

5i definimos como b oO biomasa inicial 2cfu6 y bO biomasa final 2cfu6 1 db

b dt

=

µ

;ntegrando la ecuación anterior entre b o y b nos "ueda la e'presión de la biomasa en función del tiempo) bO bo eµ.t

o e'presado en forma logarítmica ln bSb oOµ t

2/6

Por otra parte sabemos "ue el tiempo en fase e'ponencial t puede e'presarse en t%rminos de tg 2tiempo de generación6 y el Ag 2n=mero de generaciones6) µ t O µ Ag tg

296

Por otro lado t gO ln 9S µ ?eemplazando en la ecuación 296 y despeando A g AgO µ t S ln9 y de la ec 2/6 AgO 2ln bSbo 6 S ln 9 O 2ln b : ln bo 6 S ln 9 Pero b O R. 7 W donde RO conc. celular en cfuSml y 7O vol=men en ml AgO2 2 ln 7.R 6 : ln bo 6 S ln 9 +e la ecuación anterior podemos ver "ue el aumento de vol=men asociado al cambio de escala trae apareado un incremento en el n=mero de generaciones.

23


Din'ica del $luído

5uponiendo "ue las condiciones de aireación "ue dan la má'ima productividad en una fermentación específica han sido establecidas en un fermentador piloto y luego transferidas al fermentador de escala proceso tiene la misma configuración geom%trica, el problema se concentra en estimar la velocidad de aireación en el gran recipiente y se asume por simplicidad agitación no mecánica. Puesto "ue las propiedades físicas del caldo en el fermentador grande son las mismas "ue en el de laboratorio, se puede asumir) 2DLa6/ O 2DLa69 Los coeficientes volum%tricos de transferencia pueden escribirse en función de las siguientes propiedades) Dl.a

B.&

=

db

3S 2

. ν1 S 2 .7

donde BO velocidad de fluo de gas &O altura de lí"uido dbO diámetro de la burbua νO velocidad terminal ascendente de la burbua 7O vol=men de lí"uido 3n criterio muy utilizado en el cambio de escala de procesos aeróbicos es utilizar el mismo coeficiente de transferencia de masa de la escala de laboratorio, de donde 2DLa6/ O 2DLa69 siendo /O escala de laboratorio 9O escala industrial (onsiderando d b/ O db9 y ν/ O ν9 Dl.a 1 Dl.a 2

=

2B S 7 61 .&L1 2B S 7 6 L 2 .&L 2

=1

Por lo tanto &L 2 &L1

=

2B S 7 61 2B S 7 6 2

Por eemplo si nuestro e"uipo industrial es  veces más alto "ue el de laboratorio) &L9 O  &L/ ?eemplazando esta e"uivalencia en la ecuación anterior &L 2 &L1

=

2B S 7 61 2B S 7 6 2

O

y si 2BS76/ O / v.v.m

24


En el fermentador industrial debemos aplicar una relación 2BS76 9 O 1,9 v.v.m. Esterili7aci2n

3na esterilización fue corrida a escala piloto en un recipiente de /111 lts. con un medio "ue contenía /1 < esporasScm>, re"uiri%ndose una probabilidad de / batch en /111 esterilizaciones. (alculemos el factor ∇ O ln2 Ao S A6O >I, 5i se re"uiere la misma probabilidad de contaminación en el reactor de /1111 dm >, y se parte con un medio "ue posee la misma carga inicial de esporas, luego ∇O ><,F

El factor de esterilización aumenta con el cambio de escala, lo "ue hace necesario conocer el factor de degradación de los nutrientes para escoger un correcto valor de temperaturas y tiempos. M;todos de Ca'bio de Escala 's $recuente'ente e'0leados

El cambio de escala de biorreactores geom%tricamente semeantes, se lleva a cabo generalmente por alguno de los siguientes m%todos) - ;gual potencia de agitación por unidad de volumen. - ;gual coeficiente de transferencia de masa - Cá'imo esfuerzo de corte - ;gual tiempo de mezclado odos los factores antes mencionados están relacionados con las variables del sistema pero de diferentes formas. Los más com=nmente empleados son los criterios basados en igual potencia de agitación por unidad de volumen e igual coeficiente de transferencia de masa. :otencia 0or unidad de ?olu'en constante

La potencia suministrada al sistema por la agitación y aireación tiene diferentes efectos sobre la conducta hidrodinámica del sistema y las características de transferencia de masa. La relación PS7 determina el valor del n=mero de ?eynolds el "ue influye en el grado de turbulencia y en el coeficiente de transferencia de masa, especialmente en la transferencia del o'ígeno desde las burbuas de gas. Por un lado, la velocidad de agitación lineal, πA+i, determina el má'imo esfuerzo de corte en el tan"ue como el tamaño de las burbuas. (uando el fluido en el tan"ue es completamente turbulento, el n=mero de potencia es P ∝ A>+i (omo el volumen varía proporcionalmente al + i>, luego PS7 ∝ A>+i9 (on la imposición de igual potencia por unidad de volumen, A9> +i99 O A/> +i/9, de donde

25

Los fermentadores o biorreactores 2S3

A1

 +  = A 2  i2    +i1 

Este m%todo fue empleado en el escalado de la producción de penicilina. En general, los fermentadores tenían una potencia de 9 DXSm >, con una velocidad de agitación calculada de acuerdo a la e'presión antes citada. Coe$iciente olu';trico de trans$erencia de 'asa constante

- menudo es un criterio muy utilizado, ya "ue en los procesos aerobios es importante garantizar esta transferencia, aun"ue no hay garantía de un buen mezclado. 3n gran n=mero de correlaciones "ue relacionan el Y La con la Potencia por unidad de volumen y la velocidad superficial, han sido relacionadas y presentan la siguiente forma) D L a = D2Pg S 7 6 ' v s

y

donde PgO potencia en el sistema aireado 7O volumen de lí"uido en el recipiente vsO velocidad superficial del aire D, ', y son factores empíricos específicos del sistema bao investigación. (ooper y otros 2/GII6 determinaron D La en varios recipientes agitados y aireados 2vol=menes superiores a << dm >6 con un solo impulsor usando la t%cnica del sulfito y derivaron en la siguiente e'presión) D L a = D2Pg S 7 6 0.95 v s

0.67

Puede observarse "ue los valores de Y La son prácticamente proporcionales a la P gS7. 5in embargo, 8artholomeN 2/G<16, demostró "ue la relación dependía del tamaño del recipiente obteniendo la siguiente tabla) Escala Laboratorio Planta piloto Planta de producción

E'ponente de PgS7 1.G 1.
Los recipientes empleados por 8artholomeN contenían más de un agitador en tanto "ue el recipiente empleado por (ooper poseía sólo uno. Es posible "ue los agitadores colocados en la parte superior, consuman más potencia "ue los inferiores.

26

Biorreactores o Fermentadores Biologicos

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