Diseño d e Un Biorreactor Para La Elavoracion de Vino de Frutas

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23

Para reactores de esta capacidad se recomienda utilizar una relación de altura diámetro de uno, el inconveniente se presenta en que se reduce el área efectiva de transferencia de calor y se podría limitar la remoción de calor (28), es por eso que se decide utilizar una relación Altura/Diámetro=2 como se ilustra en la figura 7, para aumentar el área de transferencia de calor. Tabla 5. Especificaciones para el biorreactor. Variables del biorreactor

Valor

Relación altura diámetro

2

Diámetro interno

1,0 m

Altura total

2,0 m

Volumen nominal

1,57 m3

Porcentaje de operación

70 %

Volumen de operación

1,1 m3

Área del casco

4,39 m2

Material

Acero inoxidable 316 Figura 7. Reactor. Colección foto ráfica (8)

5. Determinación del calor generado por actividad microbiana en condiciones anaeróbicas.

Debido a que los microorganismos generan calor (Q met) durante la fermentación, este calor debe de ser removido para mantener una temperatura constante a lo largo de la fermentación por lo que su cálculo se vuelve importante. Usando las constantes cinéticas de S. uvarum se calcula el calor generado a diferentes concentraciones de azúcar. A partir de la ecuación de balance de calor se determina la fuente de calor y por donde se retira el calor. Qmet

+

Qag

+

Qgen

Qmet

Qmet

Qagua

Qmet

Qgas

Vop⋅ µ ⋅ X⋅

Qech

1 Ykcal

Qacc

+

Qagua

Qech

+

Qevap

+

Qsen

Ecuación de Balance de calor El calor generado es el metabolico y es el que hay que retirar con agua de enfriamiento

Calor metabólico (2, 12)

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Tabla 6. Calor generado por actividad microbiana. Sustrato

Calor generado

(g/L)

(kcal/h)

80

3 801

120

5 702

160

7 603

6. Determin ación del Coeficiente Global de Transferencia de calor del reactor y área requerida para la trans ferencia de calor.

Ya calculado el calor que hay que retirar es necesario determinar el coeficiente global de transferencia de calor y el área necesaria para transferir ese calor al agua de enfriamiento, aquí hay que hacer algunas consideraciones para simplificar los cálculos ya que si no sería algo complejo, además de fijar algunas variables de operación como son las temperaturas de entrada y salida del fluido de enfriamiento, la temperatura de fermentación, velocidad lineal del fluido de enfriamiento y las dimensiones del anulo del sistema de enfriamiento. Consideraciones.

•

Sistema anaerobio.

•

No hay agitación mecánica.

•

El fluido de enfriamiento es agua a una temperatura de 15 ºC y su descarga a 17 ºC para aumentar la fuerza impulsora de la transferencia de calor.

•

El sistema esta aislado por lo que no hay pérdidas de calor.

•

No hay acumulación de calor en el sistema.

•

Suponer que es de fondo plano para facilitar cálculos.

•

No hay incrustaciones en las paredes, por lo que solo se calcula un coeficiente global de transferencia de calor limpio.

•

La temperatura de fermentación es de 30 ºC.

•

El volumen de operación del tanque es de 70% con respecto al volumen nominal.

•

Las propiedades fisicoquímicas de fluido de enfriamiento son las del agua a la

(2)

temperatura de 15 ºC.

•

El cálculo de los coeficientes de película de las paredes para el lado del intercambiador son para un ánulo.

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a) Determinación del coeficiente de película del lado del proceso. Para este punto, de acuerdo al Kern (23) y también al Cao (5), en un recipiente enchaquetado que se trata de mantener la temperatura del líquido que contiene el recipiente, la resistencia que predomina está del lado del líquido de proceso; cuando se agita el medio no hay problema para el cálculo de la resistencia ya que se puede usar alguna correlación, pero en este caso no hay agitación, así que se recomienda asumir que el coeficiente de película ho es de 30 Btu/ft 2⋅h⋅ºF para una temperatura de 100 ºF (37,7 ºC) (5) Por lo que el coeficiente de película es:

ho = 732.8

kcal 2

m h º C

b) Determinación del coeficiente de película del lado de la chaqueta. En este punto tomamos una consideración que es el emplear una correlación para ánulo, aun cuando todavía no esta definido el sistema de enfriamiento, por lo que la correlación correspondiente de acuerdo al Kern (23) para este coeficiente es el siguiente: −2

⎛ De⋅ vch ⋅ ρ a ⎞ 0.023⋅ ⎝ µa

hj

− 0.2

Cpa⋅ µa ⎞ ⋅ ⎛ ⎝ ka

3

µa ⋅ Cpa⋅ G⋅ ⎛ ⎞ ⎝ µaw

0.14

Ecuación de Stanton para ánulo. (6)

Donde: J

Espacio de la cámara del ánulo

= 0.013m

vch

De

:= 0.03

= 0.051

m

Velocidad lineal del agua en el ánulo.

s

(6)

m

Diámetro equivalente. G

G

ρ a⋅ vch

= 1.078 x10

5

kg

Densidad de flujo del fluido de servicio

2

m h

Por lo que el coeficiente de película resultante es:

hj

= 158.03

kcal 2

m h º C

c) Determinación del coeficiente global de transferencia de calor. Para esto requerimos los coeficientes de película y la resistencia del material que esta dada por su capacidad de conducir el calor y de su espesor.

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1

Uch

1 ho

+

1 hj

+

Ecuación de Coeficiente global de

hac

transferencia de calor.

(6, 23, 30)

Donde: xw :=

1 4

in

kw := 16.3

hac

:=

Espesor propuesto para la pared del tanque. W

Conductividad térmica para el acero inox. (23, 25)

m⋅ ºC

Resistencia por el material

xw kw

Por lo que el coeficiente global de transferencia de calor es:

Uch = 123.73

kcal 2

m h º C

d) Determinación del gradiente de temperatura. Para determinar la fuerza impulsora de la transferencia de calor en el sistema es necesario calcular la media de temperaturas; esto es, en el sistema hay tres temperaturas implicadas: la de fermentación, la de entrada y salida del fluido de enfriamiento, así que el gradiente de temperatura sería la media de estas tres temperaturas en operación de acuerdo al Kern. (23)

∆T :=

2Top

− ( Tsal +

Tin)

2

∆T = 14ºC

e) Determinación de área requerida para transferir el calor. Para determinar el área requerida usamos la ecuación de calor que esta acoplada al balance de calor y los resultados se pueden ver en la tabla 7. Q

UAml∆T

Ecuación de calor. (23)

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Tabla 7. Área requerida para las diferentes concentraciones de azúcar. Azúcar

Calor generado

Área requerida

(g/L)

(kcal/h)

(m2)

80

3 801

2,19

120

5 702

3,29

160

7 603

4,38

El área que se necesita para remover todo ese calor es menor al área efectiva que disponemos en todo el fermentador, cuando se calcule el área que se necesita para la esterilización se verá cual es mas grande y esa área es la que se utilizará para el sistema de transferencia de calor en el fermentador. 7.

Determin ación del tipo de sist ema de enfriamiento y esterili zación del reactor y área requerida para el proceso de esterilización

a) Tipo de sistema de enfriamiento Como vimos en la sección de los antecedentes hay algunas ventajas y desventajas en la selección del sistema de enfriamiento; y en todo lo anterior se hicieron consideraciones para ánulo lo que nos va dirigiendo a la selección de una chaqueta y no a un serpentín. Entre las diferentes chaquetas hay ventajas y desventajas que nos conduce a elegir una chaqueta simple, tomando en cuenta el volumen del tanque, la velocidad lineal en el ánulo y sería también valido considerar la parte económica del diseño como son: el costo del acero, cantidad de agua para enfriar, capacidad y potencia de la bomba. La chaqueta nos proporciona entonces dos utilidades: tanto para remover el calor metabólico como para esterilizar el reactor. En la industria vinícola los jugos y vinos son pasteurizados para proveer el calor necesario para eliminar cierta flora microbiana natural de la fruta y la flora microbiana utilizada en la fermentación; la temperatura seleccionada se basa en el tiempo térmico letal representativo para los tipos más resistentes de microorganismos patógenos como es: Mycobacterium tuberculosis a 62 ºC por 30 min. (27), ó para la levadura que se emplee en la fermentación. Actualmente algunos productores ya no pasteurizan los vinos, lo que hacen es utilizar tecnologías de membranas a fin de no modificar la composición del vino debido a la destrucción de compuestos termolábiles presentes. (4)

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Como el biorreactor es de carácter multipropósito la finalidad de calcular y diseñar un ciclo de esterilización es para asegurar la limpieza del reactor al cambiar el tipo de proceso, ya que se puede utilizar para producir biomasa o para una fermentación anaeróbica o aeróbica para otro fruto, si así se desea; también porque no siempre se trabajaran jugos como medio de cultivo, sino que serán medios de cultivos preparados de forma que se asegure que durante la fermentación no surja una contaminación microbiana. Otro motivo por el cual consideramos calcular una esterilización es porque tenemos las condiciones más críticas para el equipo que son: alta presión y temperatura durante la fase de calentamiento y mantenimiento, y posteriormente a presión de vació cuando se enfría, así el reactor estará diseñado para soportar y satisfacer un proceso de esterilización. b) Propiedades fisicoquímicas de los fluidos de proceso y servicio y dimensiones del biorreactor. Para la esterilización los parámetros a emplear son los siguientes: Tabla 8. Propiedades del medio de cultivo, fluidos de servicio y dimensiones del biorreactor. Medio de cultivo Vop Vop

1 100 L 1 110 kg/m3

Masa

1 221 kg

Viscosidad

7,54 mPa⋅s

Top

30 ºC

Test

121 ºC

4 kg/cm2

Pvap Pvap

392,25 kPa

Patm

101,32 kPa

(18)

Pabs

493,57 kPa

(2)

Tvap

151 ºC

(23)

Tcon

151 ºC

(20)

Cp

4 019 J/kg⋅ºC

(22)

λ

k

0,616 W/m⋅ºC

(22)

Densidad

2 166 kJ/kg

k Viscosidad Tanque de acero inox. Dt Dch

1,03 m

Temp. Flujo Vol.

(23, 30)

(23)

(23)

917 kg/m3

(23, 30)

0,687 W/m⋅ºC

(23, 30)

0,18 mPa⋅s

(23, 30)

Agua de enfriamiento 1 m

(23, 30)

Vapor y condensados

1,1 m3

Densidad

8,314 J/mol⋅K

R

15 ºC 0,01 m 3/s

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Hch

1,30 m

Flujo másico

Achaqueta

4,22 m2

Vel.

35 935 kg/h 0,03 m/s

(6)

De

0,051 m

Cp

4 182 J/kg⋅ºC

(23, 30)

Espesor

3,175 mm

Densidad

998,2 kg/m3

(23, 30)

Viscosidad

1,004 mPa⋅s

(23, 30)

k

0,597 W/m⋅ºC

(23, 30)

kacero

16,3 W/m⋅ºC

ε

0,17

(30)

Fracción de gas retenido

c) Coeficiente de película del lado del proceso. hi⋅ Dt

0.33

0.14⋅ Nd

k

0.33

⋅ Pr

⎛ µm ⎞ ⎝ µmw

− 0.14

823,70 kcal/h⋅m2⋅ºC

hi =

d) Coeficiente de película del lado de la chaqueta para la fase de calentamiento. Como hay un cambio de fase la correlación a emplear es la siguiente: ho

⎛ k 3 ρ 2 λ g ⎞ ⎟⎟ = 1.3⎜⎜ ∆ µ Dml T ⎝ ⎠

0.25

Donde: ml ∆ T =

(Tcond − Test ) − (Tvap − Tin ) = 65 .25 º C Tcond − Test ln Tvap − Tin

k=

Conductividad del fluido de servicio (W/m⋅ºC)

ρ=

Densidad (kg/m3)

λ=

Calor latente de vaporización (J/kg)

g=

Aceleración de la gravedad (m/s2)

µ=

Viscosidad (Pa⋅s)

D=

Diámetro del tanque (m)

ho =


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e) Coeficiente de película del lado de la chaqueta para la fase de enfriamiento, la correlación a emplear es la siguiente: −2 hj

⎛ De⋅ vch ⋅ ρ a ⎞ 0.023⋅ ⎝ µa

− 0.2

Cpa⋅ µa ⎞ ⋅ ⎛ ⎝ ka

3

µa ⋅ Cpa⋅ G⋅ ⎛ ⎞ ⎝ µaw

0.14

h j =

561 118,09 kcal/h⋅m2⋅ºC

f) Coeficiente global de transferencia de calor para la fase de calentamiento y enfriamiento. Uch

1 1 hio

+

1 hjo

+

Uch


Calentamiento

Uch


Enfriamiento

hac

El área de la chaqueta que se usa para la esterilización es la que se obtuvo para el calor metabólico de 160 g/L de sustrato (ver tabla 4), además, esta área satisface el ciclo de esterilización: Achaqueta

= 4.38m 2

8. Diseño del cicl o de esterilización del reactor.

El ciclo de esterilización se calculó por el método analítico y no por otros métodos como el de Richard ya que este solo considera que el ciclo de esterilización comienza a los 100 ºC y no desde antes y que el aumento de la temperatura es lineal con respecto al tiempo. (6) El método analítico ofrece un mayor conocimiento del ciclo de esterilización y a la vez es posible definir con más precisión los tiempos de cada fase de la esterilización. a) Perfil de temperatura-tiempo. El perfil de calentamiento y de enfriamiento no es igual entre estos y tampoco es igual cuando se calienta por serpentines, por chaquetas o por inyección de vapor, como ya definimos que se usa una chaqueta, el perfil de temperatura con respecto al tiempo es el siguiente:

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T=TH(1+βe-αt)

Calentamiento:

α =

Ua

β =

T o

λ =

T o

− T H T H

MCp

T=Tco(1+λe-υt)

Enfriamiento:

UA ⎫ ⎛ WCp' ⎞⎧⎪ WCp' ⎪ ⎟⎟⎨1 − e ⎬ ν = ⎜⎜ ⎪⎭ ⎝ MCp ⎠⎪⎩

− T co T co

Donde: T=

Temperatura (ºC)

To =

Temperatura inicial del medio (ºC)

t=

Tiempo de exposición al calor (h)

M=

Masa del medio inicial (kg)

Cp = Calor específico del fluido dentro del tanque (kcal/kg⋅ºC) TH =

Temperatura de la fuente de calor (ºC)

Tco = Temperatura del fluido de enfriamiento (ºC) U=

Coeficiente de transferencia de calor [kcal/(h ⋅m2⋅ºC)]

A=

Área superficial sometida al calentamiento (m 2)

W=

Flujo del fluido de enfriamiento (kg/h)

Cp' = Calor específico del fluido de enfriamiento (kcal/kg ºC) Tabla 9. Resultados del método analítico. Calentamiento

Enfriamiento

T=TH(1+βe-αt)

121 ºC

T=Tco(1+λe-υt)

α

2,17 h-1

υ

β

(6)

-0,309

λ

2,40 h-1 0,368

To

20 ºC

To

121 ºC

TH

151 ºC

Tco

15 ºC

T

121 ºC

T

30 ºC

tiempo

0,68 h

tiempo

0,81 h

(6)

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32 130 120 110 100 90

) C º (

p m e T

80 70 60 50 40 30 20 10 0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

110

Tiempo (min) B. stearothermophillus

Figura 8. Perfil de Temperatura – tiempo por el método analítico.

La evaluación de un proceso de esterilización puede realizarse en forma directa o indirecta. La primera implica cuantificar el número de microorganismos sobrevivientes contenidos en el material con respecto al tiempo de exposición al calor, mientras que la segunda implica correlacionar el perfil Temperatura-tiempo de un proceso térmico dado con la velocidad de muerte por calor de un microorganismo de referencia, una suspensión de esporas de Bacillus stearothermophillus.(6) El procedimiento de evaluación indirecta comprenderá entonces la construcción de una gráfica temperatura contra tiempo, por lo que deberá determinarse de tablas el valor de la velocidad específica de muerte térmica (k) para el microorganismo de diseño; al realizar una integración gráfica se podrá obtener el factor Nabla ∇ del proceso y proponiendo el número de microorganismo inicial (N0) podremos conocer N que es el número de microorganismos que quedan al final de la esterilización y de ahí la probabilidad de que se contamine un lote (1-P). (6)

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Tabla 10. Criterios de muerte térmica. mo.

B. stearothermophillus

no

1x106 ml-1

No

1,1x1012 células

Ea

282,46 kJ/mol 4,93x1037 min-1

A

∇Total = ∇cal + ∇man + ∇enf

Factor nabla de diseño.(6)

En donde:

∇Total

Es el criterio de diseño del Ciclo de Esterilización.

∇cal

Es el criterio de diseño de la etapa de Calentamiento.

∇man

Es el criterio de diseño de la etapa de Mantenimiento de la temperatura.

∇enf

Es el criterio de diseño de la etapa de Enfriamiento.

Los ∇ de calentamiento y de enfriamiento se obtienen de integrar el área bajo la curva del perfil temperatura – tiempo; y el ∇ de mantenimiento se puede obtener de la ecuación de Arrhenius o de la velocidad específica de muerte térmica y ambos nablas de mantenimiento están propuestos para 12,5 min. Vcal

8,23

Venf

3,92

Mantenimiento Vman = k⋅t

Vman= A⋅exp(-Ea/R⋅T)t

k

1,83 min-1

tiempo

12,5 min

Vman

Así, se obtiene el Nabla de diseño

22,87

22,29

Nabla Total de Diseño VT = Ln(N0/N)

34,50

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Y despejando N de la ecuación, obtenemos la probabilidad Probabilidad 1-P

1,13x10-3

Esto significa que para el ciclo de esterilización diseñado se contaminaría 1 de cada 1000 lotes, lo que nos indica que el criterio del nabla valida el ciclo de esterilización. 9. Determin ación de las especific aciones geométri ca del reactor.

El material del tanque, la tapa y la chaqueta serán de acero inoxidable 316 por sus ventajas mencionadas en los antecedentes para evitar reacciones no deseadas, por su fácil limpieza y para que los esfuerzos que se presenten al dilatarse el material al calentarlo no deformen o fracturen el tanque. Para calcular los espesores de las paredes del tanque se hacen algunas consideraciones de acuerdo al código ASME. (25) Se toma en cuenta la temperatura máxima de trabajo que es cuando se esteriliza el reactor, la presión máxima a la cual trabajará la chaqueta que sería en la esterilización; a la presión y temperatura de operación se le adiciona un porcentaje para poder dimensionar el tanque al menor costo y con los requerimientos ingenieriles necesarios sin sobre diseñar. Las consideraciones a tomar son los siguientes criterios máximos de operación en el tanque: 

Presión de vapor en la chaqueta de 5 kg/cm 2



Temperatura del vapor en la chaqueta de 151 ºC



Presión en una fermentación aeróbica presurizada a 5 kg/cm 2



Para la presión de diseño se recomienda que sea un 10% ó 2 kg/cm2 más que la presión de fermentación.



Para la temperatura de diseño se recomienda que sea 50 ºC más que la temperatura de esterilización.

Las especificaciones del tanque son las siguientes: Tipo de recipiente:

Tanque cilíndrico vertical con cabeza formada sometida a presión interna.

Tipo de cabeza:

Tapa toriesférica bridada con uniones para puertos de instrumentación que se requerirán.

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Tipo de base:

Tapa elipsoidal 2:1 soldada con salida del vino en la base de la tapa.

Tipo de junta soldada:

Junta a tope hecha por doble cordón de soldadura o por otro medio con el que se obtenga la misma calidad de metal de soldadura depositada sobre las superficies interior y exterior de la pieza. Con una eficiencia no examinada en la soldadura de 0,70

Tipo de material:

Acero inoxidable grado 316, Número de especificación SA-240. Con un esfuerzo de 1292 kg/cm2

Espesores de pared:

Ver tabla 11.

Tabla 11. Espesores de pared y presión máxima de trabajo. Espesor

Espesor

Presión máxima de

calculado

comercial

trabajo permitida

(mm)

(in)

(kg/cm2)

Casco cilíndrico

7,92

5/16

11,3

Cabeza toriesférica

8,43

3/8

12,3

Cabeza elipsoidal 2:1

5,71

1/4

26,0

Casco cilíndrico de chaqueta

7,92

5/16

11.3

Parte del tanque

Las consideraciones del diseño para especificar el espesor de la chaqueta coinciden con los cálculos de espesor del tanque, de forma que los resultados de cálculo de pared del reactor son aplicables a la chaqueta. (1) Cuando se realiza la esterilización se trabaja a presión externa (presión atmosférica) ya que el vapor de agua hace vacío con respecto a la presión atmosférica. Un recipiente que se haya diseñado y construido de acuerdo a los requisitos del Código para presión interna y que se requiera para usarse bajo una presión externa de 1,05 kg/cm 2 (atmosférica) o menor, no necesita diseñarse de acuerdo a las normas para la condición de presión externa. (25) El tipo de soporte de uso más frecuente en tanques verticales es un faldón, para esto hay que tomar en cuenta el peso del tanque en operación y la adición de un porcentaje para tuberías. (25)

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El peso total del tanque es de 2,86 toneladas por lo que el espesor calculado de la placa es de 15,77 mm lo que es un espesor de placa comercial de 5/8 in. Todo lo anterior esta referenciado en los dibujos de especificaciones geométricas, los resultados provienen de la memoria de cálculo, así como de tablas y figuras anexas. 10. Diseño del s istema de aireación.

El sistema de aireación comprende: compresor, prefiltros y filtros de aire, y un difusor de aire. En esta sección sólo nos enfocaremos a las características y especificaciones del difusor. (7) Como ya vimos el biorreactor se usará para realizar fermentaciones anaeróbicas pero aun así se instalara un sistema de aireación ya que el biorreactor es multipropósitos y en algún momento el reactor puede ser usado para producir biomasa como para realizar fermentaciones aeróbica; también es necesario un difusor para inyectar aire durante la esterilización para ayudar a aumentar la reología del sistema incrementando la turbulencia y favorecer el coeficiente global de transferencia de calor. a) Capacidad de aireación. La capacidad que se requiere va desde 0,1 vvm hasta 1 vvm (volumen de aire por volumen de líquido por minuto). Con esto es necesario inyectar 1 m3/min a razón de 1 vvm y este flujo de aire es el que usaremos para los cálculos posteriores debido a que requerimos más presión para poder inyectar este flujo de aire. b) Tipo y características del difusor. Existen varios diseños y arreglos de difusores que van desde un simple tubo con orificios, hasta platos perforados, los mas comunes son los de anillo con varios orificios aunque para este caso se ha diseñado un arreglo que se condensa en los dibujos anexos.

(7)

El difusor que se instalará es un arreglo de 8 ramales perforados conectados al centro de un cabezal de distribución con una longitud de 50 cm. El material seleccionado es el mismo del tanque, acero inoxidable 316 con diámetro de ½ in.

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c) Diámetro de orificios. Para determinar el número de orificios y su diámetro se recomienda igualar el área transversal total de los orificios con el área transversal del tubo. De esta manera se permite mantener una continuidad de los flujos de entrada y salida del aire al biorreactor.(7) Esto quiere decir que se mantendrá el mismo flujo y velocidad de aire a la entrada y salida del difusor. Con esto se seleccionaron cuatro diferentes diámetro y al sumar sus áreas por el número de orificios con ese diámetro dieron el área transversal del tubo. Los diámetros tienen una distribución del menor diámetro al mayor del centro al extremo del ramal ya que conforme va cayendo la presión, debido a que sale aire por los primeros orificios, se requiere de orificios más grandes para que el aire pueda salir al final del ramal. Tabla 12. Diámetro de orificios. Diámetro

Número de

(in)

orificios

5/32

5

1/8

6

3/32

6

1/16

7

La distancia que hay entre orificios es de 0,91 cm de centro a centro y están ubicados en la parte superior del tubo como se puede ver en los dibujos de detalle. d) Caída de presión y presión de aire requerida. Para calcular la presión con la que debe entrar el aire al difusor es necesario calcular la caída de presión que hay a lo largo del tubo. Como sabemos la condición de presión más crítica está al final de un tubo que tiene derivaciones debido a que los flujos y velocidades de los fluidos disminuye, entonces para asegurar que el fluido pueda salir con suficiente presión y velocidad al final del tubo es necesario calcular la caída de presión, el problema se complica debido a que el fluido es compresible modificando sus propiedades fisicoquímicas a medida que cambia la presión. (11) Para obtener esta caída de presión debemos pensar que el flujo de aire que entra al dispersor se distribuye equitativamente en 8 ramales para después salir por cuatro diferentes diámetros, y después ese flujo de aire debe de salir por el número de orificios

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que tenga cada diámetro. Se calcula el coeficiente beta que es un cociente de los diámetros del orificio y del tubo, también se calcula el Reynold y el coeficiente de expansión del orificio. Todos estos datos se sustituyen en la ecuación para calcular la caída de presión en el último orificio. (11)

∆ P :=

6.253s

2

⋅

f1⋅ Fa1 Dor1

5

2 ∆P =

0,113

⋅ρ 1

kg cm 2

Esta caída de presión se adiciona a la presión de operación para tener la presión mínima requerida a la entrada del difusor.

Paire

=

Pop

+ ∆P

Paire

=

6,18

kg cm

2

+ 0,113

kg cm

2

=

6,3

kg cm

2

11. Determinación de las necesidades de instrumentación.

Sin la intención de elaborar una propuesta final de la instrumentación del sistema completo, se ha hecho una revisión de la instrumentación esencial que requiere la instalación del biorreactor. Dados los requerimientos de las biorreacciones respecto a manejo aséptico, todas las líneas y equipos que conduzcan materiales hacia el interior del biorreactor deben ser esterilizables. (1)

a) Variables del proceso.

Las variables que hay en el proceso las podemos clasificar en físicas y químicas, la primera agrupa todas aquellas variables que pueden ser medidas de forma directa como la presión, la temperatura, el nivel, entre otras; la segunda agrupa aquellas que son medidas de forma indirecta debido a la respuesta física de la reacción entre el medio y el sensor como son el pH, el potencial redox y gases disueltos.

El mejor de los casos seria instrumentar todo el biorreactor y acoplarlo a computadoras para la adquisición y análisis de datos pero esto implica un costo elevado, de aquí que sólo se instrumentaran aquellas variables que se consideran de mayor interés como son: la temperatura, la presión, oxígeno y CO2 disueltos, pH, concentración de biomasa y formación de espuma.

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b) Selección de los sensores y transmisores de señal. La selección de los sensores se realizó usando las condiciones de operación durante la fermentación y la esterilización. También cada sensor lleva una unidad de control y/o transmisor de señal con su medidor correspondiente. A continuación se mencionan las especificaciones de cada sensor. Sensor de CO2 disuelto El sensor InPro5000 de Mettler Toledo es totalmente esterilizable in situ (SIP) o en un autoclave. Su óptimo rendimiento en fermentación de bacterias se halla estrechamente relacionado con el control adecuado de presión parcial de CO2. En aplicaciones de cultivo celular las células de mamíferos dependen de un grupo de condiciones ambientales específicas en una definición precisa a fin de sobrevivir y garantizar un crecimiento óptimo. Características y Ventajas Servicio in situ con diseño modular. La estructura

Figura 9. Sensor de CO 2 disuelto. Mettler Toledo.

interna. Un electrodo de pH de gran rendimiento que puede cambiarse fácilmente en el reactor. El sensor no necesita enviarse a un distribuidor de Mettler Toledo para el servicio de limpieza y mantenimiento. Alta selectividad de CO 2. Ninguna interferencia cruzada de ácidos orgánicos volátiles. Una membrana nueva y sofisticada permite sólo el paso de CO2 lo cual garantiza resultados exactos. Descripción Completo sistema de medida. El sistema se compone del sensor InPro5000 de CO2 y del transmisor 5100e de CO 2. El CO2 se difunde en el electrolito interior a través de la membrana donde se equilibra con iones de bicarbonato alterando el valor de pH. El valor de pH respectivo se detecta con un electrodo fácilmente recambiable. El transmisor 5100e convierte el valor de pH a unidades de CO2 visualizadas como presión parcial (mbar o hPa), mg/l ó %.

Figura 10. Transmisor CO2. Mettler Toledo.

PROYECTO TERMINAL

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40

Especificaciones Límite de detección

límite de detección inferior: 10 mbar

Precisión

mayor de +/- 10 %, 10...900 mbar; inferior de +/- 10 %, 900...1000 mbar

Tiempo de respuesta a

90 % del valor final inferior 120 seg. (a 25 °C de aire de

25 °C (aire --> N2)

CO2)

Escala de temperatura

0...60 °C (32...140 °F) para medición; 130 °C (266 °F) para esterilización, in situ o en un autoclave

Intervalo de presión (bar/psi) 0.2...2 bar (3...29 psi) absolutos para medición Resistencia a la presión

3 bar (43 psi) a 25 °C (77 °F)

mecánica Interferencia

interferencias conocidas: SO 2, NH3, H2S

Material en contacto con el

acero inoxidable DIN 1.4435 (similar a AISI 316L),

medio

rugosidad superficial N 5 Ra < 0.4µm (16 µin)

Material

material de membrana: reforzado con silicona, PTFE

Material de juntas tóricas

Viton®, silicona conforme a FDA

Sonda termométrica

Pt1000

Conector

VarioPin (VP), rosca Pg 13,5 (conector VP: IP68, autoclavable)

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Sensor de O2 disuelto Los sensores de oxígeno disuelto de la «Línea Avanzada» de Mettler Toledo están diseñados específicamente para mediciones fiables en línea en procesos con condiciones esterilizadas e higiénicas. Los sensores InPro6800 se han desarrollado y fabricado de acuerdo con las normas de tratamiento superficial más precisas a fin de cumplir totalmente con las recomendaciones de superficie plana de EHEDG y FDA para aplicaciones higiénicas de nivel extremadamente alto. Características y Ventajas Tiempo de servicio reducido gracias a la estructura de membrana de fácil sustitución y a la estructura interior de rápida desconexión. Larga vida útil del sensor. Alta seguridad de proceso. Materiales de construcción conformes a FDA y superficie muy pulimentada y fácil de

Figura 11. Sensor de O 2 dis. Mettler Toledo.

limpiar (grado N5) para satisfacer requisitos incrementados de regulación. Conformidad con las regulaciones más estrictas. Mejor control de proceso, alta precisión y bajo límite de detección (6 partes por billón). Descripción El diseño del sensor interno de vanguardia de Mettler Toledo facilita la sustitución de la estructura del ánodo/cátodo, reduciendo de ese modo los costes de mantenimiento. Ninguna posibilidad de contaminación. El InPro6800 es totalmente compatible con el transmisor de O 2 4100e. Los transmisores «Line Advanced» de Mettler Toledo ofrecen una amplia gama de ventajas de rendimiento. Especificaciones Descripción corta

concebido especialmente para uso en procesos esterilizados/higiénicos

Precisión

1 % o 4 ppb

Esterilizable

sí

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Apto para autoclave

sí

Material en contacto con

acero inoxidable (AISI316L) con certificado 3.1B

el medio Tiempo de respuesta a

90 seg.

25 °C (aire --> N2) Resistencia a la presión

máx. 12 bar (174 psi) absoluto

mecánica Límite de detección

6 ppb

ISM

sí

Certificación de ATEX

II 1/2GD EEx ia IIC T6/T5/T4/T3, IP6X T 69 °C / T 81 °C / T 109 °C / T 161 °C, SNCH 01 ATEX 3277X

Aprobación de FM

IS / I, II, III /1/ ABCDEFG / T6 Ta=60 °C - 53 800 002; Entity

Electrodo de pH El electrodo de pH sin cristal es un elemento de perforación irrompible para la industria de la alimentación. El sensor se halla provisto de un material sensible de estado sólido (ISFET) y un sistema de referencia de alta temperatura con electrolito de gel, permitiendo que el electrodo esté prácticamente exento de mantenimiento. Características y Ventajas Mínimo mantenimiento. Electrodo con electrolito de gel. InPro3300 es prácticamente irrompible gracias a su diseño sin cristal. Diseño higiénico comprobado por EHEDG, se ajusta a las normas sanitarias 3-A y a los materiales de FDA (Administración norteamericana de alimentación y medicamentos). Alta productividad y

Figura 12. Electrodo de pH. Mettler Toledo.

rentabilidad, control de proceso en tiempo real sin análisis tediosos de muestreo aleatorio.

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43

Descripción El InPro3300 es resistente a la presión hasta 6 bar @ 130 °C (PED97). El diseño de 45° del extremo del electrodo evita que las burbujas de aire recalen en la punta del pH sensible. El conector VP garantiza una conexión del cable segura y hermética (IP68). Especificaciones Intervalo de pH

0...14

Escala de temperatura

0...130 °C (32...266 °F) para esterilización

Diafragma

Cerámico

Número de diafragmas

1

Sistema de referencia

sistema Argenthal invertido

Trampa de iones de plata

no

Esterilizable

sí (se recomienda eventualmente un calibrado de prueba)

Apto para autoclave

sí (se recomienda eventualmente un calibrado de prueba)

Resistencia a la presión

sobrepresión de hasta 6 bar (87 psi)

(bar) Certificación de ATEX

no

Sensor de Temperatura El tipo TSM 480 de Omingrad T y los termómetros del TR 480 se utilizan para medir temperaturas a partir de -50ºC a 200°C. Características y Ventajas Transmisor programable por PC con la salida de 4...20 mA. Configuración y visualización con el software de funcionamiento ReadWin®

2000.

Sensor

altamente

exacto

y

electrónico.

Información de interrupción en el acontecimiento de la ruptura del sensor o de cortocircuito del sensor, ajustable a NAMUR NE43. Medidas confiables a pesar de fluctuaciones en temperatura ambiente, diseño compacto y delgado. Conector plug-in M12,

Figura 13. Sensor de temperatura. Omningrad.

conexiones de proceso higiénicas: metal sobre metal con la rosca, abrazadera, Diary y Variven. Termómetro compacto hecho totalmente de acero inoxidable

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SS 316L/1.4435, componentes en contacto con el proceso. Acabado superficial de piezas: Ra < 0.8 µm Especificaciones Proceso de conexión:

Metal-con-metal con G1/2", Tri ®-ISO clamp 1"/DN25, DIN11851 DN25, Varivent® DN32

Diámetro del sensor:

6 mm

Elemento del sensor:

Pt 100

Conectividad:

1 x Pt 100 4 vías

Precisión:

Clase A

Intervalo de medición:

-50...200°C

Presión máxima de trabajo:

50 bar (@ temperatura del lugar)

Tiempo de respuesta:

t50 = 2,5 s (agua 0,4 m/s) t90 = 5 s

Sensor de Espuma Punta de prueba parcialmente aislada para el uso en alimentos. Detección del límite conductivo en recipientes con líquidos como leche, jugos de fruta, cerveza. Características y Ventajas Materiales resistentes a la corrosión para la barra y el aislante. Durante el CIP y la esterilización con vapor no se necesitan ningunos procedimientos de limpieza especial requerido. Compatibilidad óptima de las variadas conexiones de proceso durante su uso. La punta de prueba se puede acortar como se requiera para mantener la acción de la reserva.

Figura 14. Sensor de espuma. Mettler Toledo.

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Manómetro en la cabeza La galga de presión inoxidable de 100 milímetros de diámetro está bien adaptada para la presión que mide a través de todos los usos en alimentos y las industrias farmacéuticas. Características y Ventajas Todas los partes externas y partes intermedias entran en contacto con acero inoxidable. Diseñó para medir la presión en medios los cuáles se satisfacen solamente para realizar medidas usando un intermediario de la presión (membrana de separación). Diseñado para medir exacto bajo circunstancias difíciles. La alta calidad asegura la medida exacta y una buena estabilidad a largo plazo. Diseñado para el CIP/SIP. Los detalles finos de la escala hacen muy fácil leer el resultado que mide. Figura 15. Manómetro. Mettler Toledo.

Especificaciones Material de estructura externa:

1,4301

Material de anillo frontal:

1,4301

Cristal frontal:

Material sintético

Líquido:

Glicerina (99.5%)

Indicador:

Latón

Conexión:

W.nr. 1,4404, Membrana: W.nr. 1,4404

Medición de presión constante:

3/4 máximo x. escala

Medición al cambio de presión:

2/3 máximo x. escala (a corto plazo: a gama completa)

Exactitud:

Clase 1,0 (EN 837-1/6)

Temperatura media del líquido:

Máximo 120°C

Temperatura ambiente:

Máximo 60°C

Temperatura media del vapor:

Máximo 150°C Temperatura Amb: Máx. 60°C

Clase de protección:

IP65

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Sensor de Biomasa La supervisión y el control de la biomasa es uno de los parámetros más importantes en un proceso biotecnológico. Para la medida en línea de la biomasa el monitor de Biomasa de los instrumentos de Aber usa impedancia de radiofrecuencia; ahora se establece en una gama de usos diversa con levadura, células animales, hongos, bacterias y

Figura 16. Sensor de biomasa. Aber Lab.

células de planta. Cuando se está utilizando con el monitor 220 de biomasa el diseño único de la punta de prueba proporciona el campo óptimo de la radiofrecuencia para medir la biomasa viva en fermentaciones y cultivo de célula microbianas. La sensibilidad de la punta de prueba a las células se distribuye más uniformemente sobre un volumen grande comparado a las puntas de prueba tradicionales, esto también reduce el tamaño del ruido causado por cualquier burbuja grande de gas en el fermentador. Especificaciones - Puerto estándar de 25 mm tipo Ingold con placas opcionales de posición del anillo, acero inoxidable 316L - Electrodos anulares de platino rasantes, conforme a FDA, - Juntas tipo o-ring de silicón. c) Instrumentación para la seguridad del equipo. Disco de Ruptura El modelo Arma-Gard es un diseño de disco de ruptura en grafito. Su diseño exclusivo patentado soluciona los problemas relacionados con el deterioro de los discos de grafito normales causados por deficiencias en el almacenaje o por su incorrecta instalación. Éste dota de protección al disco mediante un blindaje-armadura que en forma de anillo protege el grafito que ha de romper, a la vez que permite un correcto sellado. Dicha protección evita que el disco se

Figura 17. Disco de ruptura. Elfab.

deteriore por una mala instalación o por un incorrecto soporte en la tubería y por atornillarlo incorrectamente. El modelo Arma-Gard no requiere cabezal para su instalación y puede instalarse directamente entre bridas.

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Características y Ventajas A diferencia de diseños tradicionales (disco y cabezal) el modelo Arma-Gard elimina cualquier posibilidad de rupturas en el anillo. A todas estas ventajas debemos añadir las propias del grafito, alta resistencia a la corrosión y capacidad para trabajar a bajas presiones. - Niveles altos de resistencia a la corrosión - Evita problemas asociados con deficiencias de soporte en la tubería - Servicio a bajas presiones - No sensible a la torsión - Posibilidad de inserción de soporte de vacío cuando se requiera - Evita rupturas en el lado del conjunto Especificaciones Medidas

50 mm (1")

Presión de ruptura

9,5 bar (138 psi)

Gama de temperaturas

-80 ºC a 170 ºC (-112 ºF a 338 ºF)

Intervalo máximo de operación

85% de la presión de ruptura mínima (76,5 % de la presión de ruptura nominal)

Fragmentación en la ruptura

fragmentable

Aislamiento de válvulas

No

Servicio en vació

No requiere soporte a más de 1,7 bar (24,6 psi)

Compatibilidad de fluidos

líquido, gas o vapor

Valores kr

no disponibles

Sensible a la torsión

No

Ciclo de vida

Medio

Gama de materiales

Grafito

Rango reverso

No aplicable

Rango de datos

<1 (a prueba de fallos)

Elenquiedad

Medio

Tolerancia

+/- 10% (rango de fabricación cero)

Capas protectoras

Disponible en ambos lados

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Válvulas de Seguridad de Resorte Directo con Asiento Blando Las válvulas de seguridad de Funcionamiento Realzado de estilo convencional, serie F80 modelos F84/F85, con actuación súbita (de chasquido) y cierre ajustable. Material en acero inoxidable 316 o latón, con asiento de teflón. Conexiones roscadas. Hay materiales especiales como Hastelloy o Monel de acuerdo a lo requerido. Hechas por la Sección VIII del Código ASME. Especificaciones Conexiones: Entrada de ½ in Núm. de orificio: -10 Presión de apertura: 8 bar (116 psi) Límites de temperatura: -423 a +525 °F / -252 a +273 °C Accesorios: Para servicio del aire, con palanca de apertura. Figura 18. Válvula de seguridad. Elfab.

d) Aditamentos de visibilidad y toma de muestras. Mirilla Lateral Rectangular Las mirillas de nivel rectangulares RSGRR permite la observación del nivel de un líquido o de una reacción en el interior

de

depósitos,

silos,

mezcladores,

secaderos,

evaporadores, etc. Montaje: La brida inferior se une a la pared, o sobre la pared del depósito. Dimensiones nominales: Longitud de 400 x 70 mm, con orificio de visión de 354 x 18 mm. Condiciones de servicio: Presión nominal: 16 bar. Presión de Vacío. 243 ºC con cristal de borosilicato según DIN 7081 Ejecuciones: Cuerpos en acero inoxidable 316. Juntas en PTFE. Cristales: Borosilicato según DIN 7081, Transparentes. Figura 19. Mirilla lateral. Vetro MM.

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Mirilla Superior Circular Las mirillas redondas posibilitan la observación y si están provistas de proyector la iluminación del interior de calderas, secadores, mezcladores, evaporadoras, centrífugas, etc. Montaje: La brida inferior se suelda a la pared o sobre la Figura 20. Mirilla superior. Vetro MM.

pared del depósito, y sobre esta se atornilla la mirilla.

Dimensiones nominales: Diámetro Nominal de 80 mm, con orificio de visión de 100 mm. Condiciones de servicio: Presión nominal: 16 bar, Presión de Vacío, Temperaturas máximas admitidas: 280 ºC con cristal de borosilicato según DIN 7080 Ejecuciones: Acero inoxidable 316. Juntas en PTFE. El acabado de la brida puede ser engomado ó esmaltada. Tomamuestras La conexión del tomamuestras cerca del punto de muestreo asegura la obtención óptima de una muestra representativa y sin

contaminación.

El

tomamuestras

tipo

DPM

en

configuración abierto/cerrado permite que el producto fluya directamente hacia el tomamuestras, a través de una válvula de dos vías. Especificaciones

Figura 21. Tomamuestras. Dopak.

Material:

SS316, SS316L.

Tipo de protector:

Protector de 60cc con retén de botella.

Racor de agujas:

Racor de agujas VTO de una sola pieza con venteo hacia la conexión de ¼ in NPT-H. ID de aguja de proceso/venteo: 1,35 mm.

Válvula:

Válvula de bola de tres vías tipo W83. Asientos PTFE, juntas Viton A. Rango de presiones 103 bar @ 20°C (1500 psig @ 70°F). Rango de temperaturas -17/+232 °C (0/+450 °F).

Operación:

Manual.

Conexiones:

¼ in NPT-H.

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50 12. Ubicación d e los puertos en el bior reactor.

Los requerimientos de instrumentación del biorreactor y las conexiones que debe tener con otros equipos auxiliares determinan el número y tipo de boquillas y puertos con que el equipo debe ser construido. (1) Las entradas que se han determinado así como su distribución se enlistan a continuación y pueden se localizados en los dibujos anexos del reactor. Tabla 13. Distribución de boquillas y puertos. Diámetro Clave

Boquillas

(mm)

Tipo

Localización Cabeza

B1

Adición de álcali

25

Roscada

superior Cabeza

B2

Adición de acido

25

Roscada

superior Cabeza

B3

Medio de cultivo e inóculo

25

Soldada

superior Cabeza

B4

Venteo de gases

25

Soldada

superior Cabeza

B5

Mirilla tapa superior

80

Bridada

superior Cabeza

B6

Sensor de formación de espuma

25

Roscada

superior Cabeza

B7

Manómetro en la cabeza

13

Roscada

superior Cabeza

B8

Válvula de seguridad

13

Roscada

superior Cabeza

B9

Disco de ruptura

50

Bridada

superior Casco de

B10

Aire a difusor

13

Bridada

tanque Casco de

B11

Entrada de agua a la chaqueta

13

Roscada

chaqueta Casco de

B12

Salida de agua a la chaqueta

13

Roscada

chaqueta

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Salida de condensados en la B13

Casco de

chaqueta

13

Roscada

chaqueta Casco de

B14

Mirilla lateral

400 x 70

Bridada

tanque Casco de

B15

Electrodo de pH

25

Pg13.5

tanque Casco de

B16

Electrodo de O2 disuelto

25

25 mm

tanque Casco de

B17

Electrodo de CO2 disuelto

25

Pg13.5

tanque Casco de

B18

Sensor de biomasa

25

25 mm

tanque Casco de

B19

Sensor de temperatura

25

25 mm

tanque Casco de

B20

Toma de muestras

6,4

1/4" NPT-H

tanque Cabeza

B21

Dreno

36

Soldada

inferior

13. Requerimiento d e un sis tema de agitación.

Ya en esta etapa podemos entender por completo que las fermentaciones que se realizarán son en condiciones anaeróbicas por lo que la agitación que conlleva este proceso es mínimo y esa agitación es proporcionada por el asenso de los gases de la fermentación, así que esto ayuda a mantener una condición homogénea dentro del reactor y de esta forma no requerimos instalar un sistema de agitación mecánico. Si nosotros instalamos un agitador aun cuando sea a una mínima velocidad de giro podemos ocasionar que se rompa la condición anaeróbica disminuyendo la productividad de la fermentación por lo que no es recomendable agitar. Si consideramos que en alguna ocasión se usara para producir biomasa o fermentaciones aeróbicas la agitación necesaria para que se mantenga una condición homogénea en el medio es producida por la agitación neumática al insuflar aire por el dispersor, por lo que una vez más no es necesario instalar un agitador mecánico.

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52 14. Determin ación de los serv icio s necesarios para el biorreactor.

El diseño de cualquier equipo es incompleto si se dejan de lado los equipos auxiliares sin los cuales no podría funcionar de manera adecuada. Todos los equipos auxiliares se encuentran relacionados con el equipo principal (biorreactor) constituyendo un sistema de fermentación funcional. La determinación de los equipos auxiliares y de sus características principales es información indispensable para la elaboración del diagrama de flujo del sistema y posteriormente para desarrollar el diagrama de tubería e instrumentación.(1) Como recordaremos, este equipo no es el único del proceso por lo que determinar los equipos auxiliares compromete la distribución en el área de proceso además no se va a calcular una caldera, un intercambiador de calor y un compresor sólo para este equipo; y únicamente se calcularon los requerimientos y se especificaron las características del vapor, fluido de enfriamiento y presión de aire para el difusor. Vapor a la chaqueta.

•

Vapor saturado

•

Presión de 4 kg/cm2

•

Flujo másico de 321 kg/h

•

Fase de calentamiento de 40,8 min

•

Fase de mantenimiento de 12,5 min

Vapor para los puertos.

•

Vapor saturado

•

Presión de 4 kg/cm2

Fluido de enfriamiento.

•

Agua a 15 ºC

•

Velocidad de 0,03 m/s

•

Flujo másico 271,77 kg/h

Aire para difusor.

•

Aire estéril

•

Flujos de aire de 0,1 a 1 vvm

•

Flujo másico de 72,27 kg/h @ 1 vvm

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•

Presión mínima de entrada de 6,3 kg/cm 2

•

Caída de presión en el último orificio de 0,113 kg/cm 2

Antiespumante.

•

Como la fermentación del jugo no produce demasiada espuma ya que no hay tanta agitación y además es un alimento, no es necesario adicionar un antiespumante pero en caso de que se requiera adicionar es necesario revisar las normas de la FDA o la Federal Register de USA. volumen 55, núm. 118, 19 de junio de 1990. (4)

•

Algunos agentes antiespumantes recomendados por esta reglamentación son: el Polioxietileno 40 monoestearato, el dióxido de silicio, dimetilpolisiloxano, monoestearato sorbitán, glicerilmonooleato y glicerildioleato. Los agentes antiespumantes que son activos al 100% se usan en cantidades que no excedan de 0,018 g/L de vino, los agentes antiespumantes que son activos al 30% se usan en cantidades que no excedan de 0,05 g/L de vino. El dióxido de silicio se eliminará completamente por filtración. La cantidad de sílice restante en el vino no excederá de 10 partes por millón. (4)

Ácidos y Álcali.

•

Como podemos ver en la tabla 1, a lo largo de la fermentación hay formación de compuestos ácidos los cuales ya disminuyen el pH por lo que no requiere que se adicione más ácidos a la fermentación.

•

Si se requiere la adición de algún álcali es necesario revisar las normas de la FDA o la Federal Register de USA. volumen 55, núm. 118, 19 de junio de 1990. Para ver cuales soluciones son permitidas usar.

•

(4)

Aun así para ajustar la acidez y/o el pH en este tratamiento no se debe reducir a menos de 2,8 y no aumentar a más de pH 4,5. Se puede usar bicarbonato de potasio en cantidades que no excedan los 4,19 g/L de vino y citrato de potasio en cantidades menores a los 3 g/L. (4)

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54 15. Localización del reactor en el área de proc eso.

Obviamente no podemos especificar la localización del reactor en el área de proceso ya que este no es el único equipo en todo el proceso de vinificación. Lo que si podemos especificar o recomendar para este equipo son las características mas acordes para su contención como lo son el tipo de cuarto, calidad del aire y el área mínima por reactor para facilitar su operatividad y mantenimiento. (33) En cuanto al área requerida esta deberá de ser aproximadamente de 4 m 2, esto ya que el reactor tiene un diámetro de un metro, así dejamos medio metro más de radio para la instalación de tuberías y el operador del reactor podrá realizar su mantenimiento sin problemas de efectos estéricos con los demás equipos. El reactor deberá ubicarse, por lo menos, a medio metro de altura por arriba del piso. Esto cumpliendo con las recomendaciones de las prácticas de buena manufactura para garantizar su limpieza tanto del equipo como de los materiales que se procesan. (33) El reactor debe de estar contenido en un cuarto limpio con aire de clase 100 como mínimo. Esto es, que en el aire no debe de haber más de 100 partículas de polvo de 0,5

µm de tamaño por pie cúbico de aire con el fin de tener un ambiente limpio y evitando el flujo de contaminantes. Con respecto a la temperatura y humedad se recomienda que la temperatura se ubique entre los 19 ºC y 25 ºC y la humedad entre un 40% y 55%, con el objeto de tener un ambiente agradable para los operarios ya que en determinada etapa de operación del reactor se produce demasiado calor y este tiene que ser removido del ambiente.(33) Las superficies de las paredes deben de ser lisas, lavables y resistentes a la erosión y corrosión; el techo debe de estar a una altura considerable para mantener una buena iluminación, una temperatura y humedad controlable que permita el mantenimiento del reactor. El arreglo de tuberías se debe de realizar tratando de reducir trayectorias para minimizar los costos de instalación y mantenimiento. (33) 16. Ingeniería Económ ica.

La maquila del reactor fue estimado en BALPER Toluca, Estado de México, para esto se proporcionaron los datos de especificación del reactor que fueron calculados anteriormente, dándonos un costo aproximado de 300 mil pesos MN más gastos de transportación, instalación e impuestos, lo cual ascendería un 30% más, a esto falta

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adicionar todos los electrodos que se especificaron, válvulas y accesorios lo cual representan un 30%, a lo que el reactor tendría un coste de 500 mil pesos aproximadamente.

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VII. CONCLUSIONES Sin duda alguna al diseñar un equipo de proceso nos encontramos con un sin fin de variables de diseño como de operación y nuestro interés principal es asignarles un valor a cada una de esas variables. El proceso se complica cuando encontramos que no hay tantas ecuaciones que correspondan al cálculo de todas esas variables, por lo que hay que considerar muchas cosas que fijaran los grados de libertad que tenemos para restringir el diseño. Una gran consideración que se hizo en todo momento es que las propiedades fisicoquímicas de todos los fluidos implicados en el proceso no cambiaban con respecto a la temperatura y el tiempo, y como sabemos eso no ocurre ya que todas las propiedades van a cambiar con respecto a la temperatura a la que se encuentran y a que en la fermentación hay cambios en la composición del medio ya que aparecen y se desaparecen o transforman otros compuestos que alteran el medio. Pero esta consideración tiene como objetivo el simplificar los cálculos que serían complejos debido a que tendríamos que calcular en forma puntual cómo se comporta el sistema a cada cambio de temperatura y esto implicaría desarrollar una simulación del proceso en un software. Las bases de diseño del equipo que se tienen hasta la fecha están dadas por: la productividad de S. uvarum; el tipo de sistema de fermentación que es por lote, en anaerobiosis; la naturaleza del producto que es un vino de tuna; el volumen de trabajo del fermentador que es de 1000 Litros; el tipo de intercambiador de calor que es una chaqueta simple; y los fluidos de servicio que son agua y vapor de agua que corresponden respectivamente a la remoción de calor y esterilización. El área de la chaqueta que se requerirá será la que se calculó para la remoción de calor a una concentración de 160 g/L de sustrato, ya que esta satisface una esterilización en menos de 110 min. El tipo de biorreactor que se seleccionó fue un tanque cilíndrico vertical con el criterio de tanques sometidos a presión interna; el material a usar es acero inoxidable 316 SA-240; con base elipsoidal soldada y una cabeza toriesférica bridada para permitir el mantenimiento interno del recipiente.

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El difusor que se diseño permite mantener flujos de hasta 1 vvm con una caída de presión pequeña, también se debe de construir en acero inoxidable de acuerdo a lo especificado, los diámetros de los orificios permiten la continuidad del flujo de aire el cual entra a una presión de 6,3 kg/cm2. La instrumentación que se seleccionó y especificó es la más recomendada para el proceso ya que estos son funcionales operativamente en el intervalo y en las condiciones de operación tanto en la fermentación como en la esterilización, así como en los procesos de limpieza del equipo. El inconveniente que se presentó fue el de obtener los costos ya que hubo complicaciones en la comunicación con las empresas, aun así logramos obtener en que porcentaje estaba el costo de todos estos accesorios con respecto al reactor. La ubicación de los puertos se realizó de forma tal que no hubiera problemas durante su montaje y desmontaje del reactor, también se ubicaron de acuerdo a su optima funcionalidad. Debido a que las fermentaciones son anaeróbicas y aun cuando no sabemos si se realizaran fermentaciones aeróbicas, el difusor permite mantener una buena agitación y una reología turbulenta en el medio, por lo que no es necesaria una agitación mecánica. La determinación de los servicio auxiliares se realizó especificando las características de los fluidos que intervendrán, aunque no se especificaron los equipos ya que este reactor no es el único equipo en la planta.

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VIII. RECOMENDACIONES PARA TRABAJO FUTURO 1. Realizar una cotización más completa y detallada del equipo. 2. Construir el biorreactor de acuerdo a lo especificado. 3. Instalar y ubicar el reactor en el área de proceso. 4. Realizar el diagrama de flujo así como el diagrama de tubería e instrumentación. 5. Realizar el arranque y puesta en operación del biorreactor.

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59

IX. BIBLIOGRAFÍA 1. Aranda, J. Tesis. Diseño de un Biorreactor tipo Airlift Multipropósitos a Escala Piloto. UPIBI, México, 1995. 2. Atkinson, B. Biochemical Engineering and Biotechnology Handbook. The Nature Press, Gran Bretaña, 1983. 3. BALPER INSTALACIONES S.A. DE C.V. Ing. Joel Vergara, Toluca, Edo. de México, 2006. 4. Boulton, R. Singleton, U. Bisson, L. Kunkee, R. Teoría y Práctica de la Elaboración del Vino. Acribia, España, 1995. 5. Cao. Intercambiadores de Calor, 1999. 6. Castillo, E. Apuntes de Procesos de Transferencia de calor. Bioingeniería-UPIBI-IPN, 2001. 7. Castorena, G. González, L. Tesis. Diseño de Biorreactores a Nivel Piloto. UPIBI, Abril 1995. 8. Colección fotográfica de Jesús Mendoza Gardea, tomadas en diversos lugares, México, 2005. 9. Contexto.

Reporte

Semanal.

Estado

de

México,

mayo,

2005.

www.edomexico.gob.mx/newweb/archivo%20general/contexto/contexto.htm 10. Corona, J. Proyecto: Producción de levadura en melaza. PTE-033. Efecto de la recirculación del agua de primera centrifugación sobre los parámetros de fermentación, corrida 39, julio 1989, CINVESTAV-IPN. 11. Crane. Flujo de fluidos en válvulas, accesorios y tuberías. McGraw Hill, México, 1989. 12. Crueger, W. y Crueger, A. Biotecnología: Manual de Microbiología Industrial. Acribia, España, 1989. 13. Cruz, I. Función del recipiente, 2004. http://www.ilustrados.com/publicaciones/EpZluEAlkFBsDDkxBP.php 14. El Grupo Zacatecas. 2004. Zacatecas.net. www.zacatecas.net./displayarticle145.html 15. Elfab. www.elfab.com, 2006. 16. Endress Hauser. Víctor González, México, 2006. 17. García, E. Elaboración de jugo de tuna. UPIBI-IPN, 2005. 18. García, E. Viscosidades de jugos de tuna. UPIBI-IPN, 2005. 19. Geankoplis, C. Procesos de transporte y operaciones unitarias. 3º Ed. Continental, México, 1998. 20. González, R. Morales, T. Conservación de una variedad de tuna (Burrona) bajo diferentes manejos poscosecha. Ciencia UANL. Vol. VI. No. 3, junio–septiembre 2001.

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

60

21. Heldman, D. Lund, D. Handbook of Food Engineering. Dekker, USA, 1992. 22. Ibarz, A. Barbosa, G. Operaciones Unitarias en la Ingeniería de Alimentos. Technomic, USA, 1999. 23. Kern, D. Procesos de transferencia de calor. Continental, México, 1999. 24. Lehninger, A. Principios de Bioquímica. 2º Ed. Omega, Barcelona, 1995. 25. Megyesy, E. Manual de Recipientes a Presión, Diseño y Cálculo. Limusa, México, 2004. 26. Mettler Toledo Inc. México, 2006. 27. NOM-113-SSA-1-1994. Cuenta en placa de microorganismos coliformes totales en placa. México, 1994. 28. Ordaz, L. Orozco, C. Apuntes de Bioingeniería. Bioingeniería-UPIBI-IPN, 2004. 29. Ortega, C. Morales, O. Flores, L. Proyecto: Producción de levadura en melaza. PTB008. Manual de operación del proceso de producción de levadura torula en planta piloto. Cap. 30 Ton/mes, enero 1991, CINVESTAV-IPN. 30. Perry, R. Green, D. Perry’s Chemical Engineers’ Handbook. McGraw Hill, 1999. 31. Rase, F. y Barrow, M. Ingeniería de proyectos para plantas de proceso. Continental, México, 1976. 32. Salas M. Procesamiento y Calidad de sidra en Valdivia-Chile. Agro Sur. [online]. 1999, vol. 27, no. 1 [citado 7 octubre 2005], pp. 1-9. . ISSN 0304-8802. 33. Salas, S. Diseño de Plantas Biotecnológicas, 2006, UPIBI-IPN. 34. Scragg, Alan. Biotecnología para Ingenieros. Sistemas biológicos en procesos tecnológicos. Limusa, México, 1999. 35. Universidad Inca Garcilazo de la Vega. Perú. 2005 http://www.prodiversitas.bioetica.org/tuna.htm 36. Vetro MM lux. 2006. 37. Vogt, Ernst. Jacob, Ludwig. Lemperie, Edmund. Wess, Erich. El Vino: obtención, elaboración y análisis. 9ª Ed. Acribia, España, 1986.

PROYECTO TERMINAL

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61

X. ANEXOS 1) Cronograma de actividades desarrolladas. 2) Cinética para Saccharomyces uvarum con 80 g/L de sustrato. 3) Cinética para Saccharomyces uvarum con 120 g/L de sustrato. 4) Cinética para Saccharomyces uvarum con 160 g/L de sustrato. 5) Memoria de Cálculo. 6) BVT-01. Dimensiones Generales. 7) BVT-02. Dimensiones de la chaqueta. 8) BVT-03. Diagrama mecánico. 9) BVT-04. Tapa superior. 10) BVT-05. Tapa inferior. 11) BVT-06. Cortes A-A’ y B-B’ 12) BVT-07. Detalle de difusor. 13) BVT-08. Detalles.

PROYECTO TERMINAL

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62

ANEXO 1. CRONOGRAMA DE ACTIVIDADES ACTIVIDADES A REALIZAR Búsqueda de propiedades fisicoquímicas de medios de cultivo a base de jugos de frutas para la producción de etanol Búsqueda de las constantes cinéticas de microorganismos para la producción de etanol Calcular los rendimientos máximos teóricos de los microorganismos productores de etanol y determinar la capacidad de producción Determinar el volumen de los tanques con que cuenta el Industrial Determinar el calor generado por actividad microbiana en condiciones anaeróbicas Determinar el Coeficiente Global de Transferencia de calor del reactor y obtener el área requerida para la transferencia de calor Determinar el tipo de sistema de enfriamiento y esterilización del reactor y determinar el área requerida para el proceso de esterilización Diseñar el ciclo de esterilización del reactor Determinar las especificaciones geométricas del reactor Diseñar el sistema de aireación, difusor, diámetro de orificios, ubicación y tipo de materiales Determinar las necesidades de instrumentación para el monitoreo de las variables de proceso Ubicar puertos para inóculo, medio de cultivo, electrodos, salida de caldo de fermentación, etc. Analizar si se requiere un sistema de agitación Realizar la localización del reactor en el área de proceso Realizar la determinación de los servicios necesarios para el biorreactor Presentación del Reporte Final

may jun

jul

2005 ago sep

oct

nov

dic

ene

2006 feb mar abr may

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

63

______________________________________________________ ANEXO 2. Cinética para Saccharomyces uvarum 80 g/L

µmax := 0.5 Ks

h

−1

g

:= 40

:=

tfinal

yg

L

tiempo de generación = tg

ms

ln( 2)

µmax := 16⋅ tg

gcel

:= 0.0 := 0.3

η := 1

gsus

= 1.26

tfinal

β := 0.0

gcel

tg tg

α := 2.2

gsus ⋅ hr

= 20.164

xo_lote

:= 0.1

so_lote

:= 80

po_lote

:= 0

gcel L gsus L gprod L

xo_lote I_lote

:=

so_lote

⎜ ⎝ po_lote

µmaxI ⋅1 ⎡ ⎤ ⋅I ⎢ ⎥ Ks + I 0 1 ⎢ ⎥ ⎢ ⎛ µmaxI⋅ 1 ⎞ ⎥ ⎢ ⎥ −1⋅ ⋅I ⎢ ⎝ Ks + I1 ⎠ 0 ⎥ ⎢ ⎥ yg D( t , I) := ⎢ ⎥ ms⋅ yg ⎢ ⎥ +1 µ ⋅ maxI ⎢ ⎥ 1 ⎢ ⎥ Ks + I 1 ⎢ ⎥ η ⎢⎡⎡ ⎛ µmaxI⋅ ⎞ ⎤ ⎤ ⎥ 1 ⎢ α⋅ ⎥ ⎢⎢ Ks + I ⎥ + β⎥ ⋅ I0 1 ⎠ ⎦ ⎣⎣⎣ ⎝ ⎦ ⎦

número de cálculos = cálc cálc

:= 50

R := Bulstoer ( I_lote , 0, tfinal , cálc , D)

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

64

______________________________________________________

n

:= 0 .. cálc

xo_lote

80 70 60

) l / g (

50

n ó i c a r t n e c n o c

40 30 20 10

0

2.02

4.03

6.05

8.07

10.08

12.1

14.11

16.13

18.15

tiempo (hr) biomasa Glucosa Etanol R

:= n, 4

R

n, 3 n, 0

Tiempo (h) R

n, 0

Productividad del microorganismo

R

=

0 0.403 0.807 1.21 1.613 2.016 2.42 2.823 3.226

Biomasa (g/L) R

n, 1

=

0.1 0.116 0.134 0.156 0.181 0.209 0.243 0.281 0.326

Sustrato (g/L) R

n, 2

=

80 79.95 79.892 79.825 79.747 79.657 79.552 79.431 79.291

Producto (g/L) R

n, 3

=

0 0.035 0.076 0.123 0.177 0.241 0.314 0.399 0.497

Productividad (g/hL) R

n, 4

=

0 0.087 0.094 0.101 0.11 0.119 0.13 0.141 0.154

20.16

= 0.1

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

65

______________________________________________________ ANEXO 3. Cinétic a par a Saccharomyces uvarum 120 g/L

µmax := 0.5 Ks

h

−1

g

:= 70

:=

tfinal

yg

L


ms

ln( 2)

:= 18⋅tg

β := 0

gcel

:= 0.3

η := 1

gsus

= 1.26

tfinal

α := 2.2

gsus ⋅ hr

tg tg

µma

gcel

:= 0.0

= 22.685

xo_lote

:= 0.1

so_lote

:= 12

po_lote

:= 0

:=

so_lote

⎜ ⎝ po_lote


L gsus L gprod L

⎛ xo_lote I_lote

gcel


:= 50


PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

66

______________________________________________________

n

:= 0 .. cálc

xo_lote

= 0.1

150 131.25 112.5

) l / g (

93.75


75 56.25 37.5 18.75

0

2.27

4.54

6.81

9.07

11.34

13.61

15.88

18.15

tiempo (hr)

R R

n, 4

:=

n, 3

R

n, 0

Tiempo (h) R

biomasa Glucosa Etanol

n, 0

=

0 0.454 0.907 1.361 1.815 2.268 2.722 3.176 3.63

Biomasa (g/L) R

n, 1

=

0.1 0.117 0.137 0.16 0.188 0.22 0.257 0.301 0.352


Sustrato (g/L) R

n, 2

=

120 119.946 119.883 119.81 119.724 119.623 119.505 119.367 119.206

Producto (g/L) R

n, 3

Productividad (g/Lh) =

0 0.038 0.082 0.133 0.193 0.264 0.346 0.442 0.555

R

n, 4

=

0 0.083 0.09 0.098 0.106 0.116 0.127 0.139 0.153

20.42

22.68

PROYECTO TERMINAL

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67

______________________________________________________ ANEXO 4. Cinétic a par a Saccharomyces uvarum 160 g/L

µmax := 0.5 Ks

h

−1

g

:= 80

:=

tfinal

yg

L


ms

ln( 2)

µmax := 17.5⋅ tg

gcel

:= 0.0

α := 2.2

gsus ⋅ hr

β := 0

gcel

:= 0.3

η := 1

gsus

tg tg

xo_lote

:= 0.1

so_lote

:= 16

po_lote

:= 0

= 1.26

tfinal

= 22.055

gcel L gsus L gprod L

xo_lote I_lote

:=

so_lote

⎜ ⎝ po_lote



:= 50


PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

68

______________________________________________________

n

:= 0 .. cálc

xo_lote

200 175 150

) l / g (

125


100 75 50 25

0

2.21

4.41

6.62

8.82

11.03

13.23

15.44

17.64

tiempo (hr)

R

n, 4

:=

biomasa Glucosa R n , 3 Etanol n, 0

Tiempo (h) R


R

n, 0

=

0 0.44 0.88 1.32 1.76 2.21 2.65 3.09 3.53

Biomasa (g/L) R

n, 1

=

0.1 0.12 0.14 0.16 0.19 0.22 0.26 0.31 0.36

Sustrato (g/L) R

n, 2

=

160 159.94 159.88 159.8 159.71 159.61 159.49 159.34 159.17

Producto (g/L) R

n, 3

= 0 0.04 0.08 0.14 0.2 0.27 0.36 0.46 0.58

Productividad (g/Lh) R

n, 4

=

0 0.09 0.1 0.1 0.11 0.12 0.14 0.15 0.16

19.85

22.05

= 0.1

PROYECTO TERMINAL

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69

ANEXO 5. Memor ia d e Cálcul o Determinación del área de transferencia de calor para la remoción de calor generado por actividad metabólica en un Tanque de Acero inoxidable de 1000Lts. Ht

:= 2

Dt

π

Vt :=

4

:=

2

Ht

:= 1

Dt 3

70

Porcentaje de operación

Rel

= 0.7

Vop := Rel⋅ V

Vop

= 1.1 m

HL := Rel⋅ Ht

HL = 1.4 m

Rel

Hch

100

:= H

Atanque

Hch

:= π ⋅ Dt⋅ Hch

Qmet + Qag

+

Qgen

Qmet

Qmet

Qagua

Volumen del tanque

Vt = 1.571m

⋅ Dt ⋅ H

Qgas

3

Qacc

Qech

+

Qech

+

Volumen de operación al 70% Altura del medio de cultivo sin airear Altura máxima de la chaqueta

= 1.4 m

Atanque

2

2

= 4.398 m

Qevap

+

Qsen

Área del envolvente del tanque Área de transferencia de calor proporcionada por el tanque Ecuación de Balance de calor El calor generado es el metabólico y es el que hay que retirar con agua de enfriamiento

Qagua

Determinación del Flujo de Calor metabólico en condiciones Anaerobias y como sustrato Glucosa dX

Qmet

Ysgluc

Vop⋅ µ ⋅ X⋅

1 Ykcal

Vop⋅

dt

dX

Ykcal

dt

Ys⋅ s ⋅ µ

Ysgluc

Calor metabólico Rendimiento para glucosa

Parámetros cinéticos para S. cerevisiae −1

µ := 0.55hr

Ys := 0.033

g g

Vel. específica de crecimiento Rendimiento con base al sustrato

PROYECTO TERMINAL

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70

Ykcal := 0.42

s1

:= 80

g

Rendimiento con base a la energía liberada por la levadura

kcal

g

s2

L

:= 120

Ysgluc1 := Ys⋅ s1⋅ µ

Qmet1 := Vop⋅

g L

s3

:= 160

g

Concentraciones de sustrato a considerar su posible uso

L


Ysgluc1

Qmet2 := Vop⋅

Ykcal

3 kcal

Qmet1 = 3.801× 10


Ysgluc2

Qmet3 := Vop⋅

Ykcal

3 kcal

Qmet2 = 5.702× 10

hr

Ysgluc3 Ykcal

3 kcal

Qmet3 = 7.603× 10

hr

hr

Con el calor liberado calculado y ya con las dimensiones del tanque. Calcular el Área de transferencia de calor necesario para remover ese calor generado. Condiciones de Trabajo

Chaqueta Simple

ºC := K

Tin

Temp. de entrada de líquido de enfriamiento Temp. de salida de líquido de enfriamiento

:= 15ºC

Tsal

:= 0.5in

J

:= 17º

Propiedades fisicoquímicas del jugo de tuna

vch

:= 0.0

lbp

:= 0.01

De

:=

De

= 0.051

m

Vel. del líquido

s

4⋅ J⋅ lbp

Diámetro equivalente del ánulo

lbp⋅ m

Propiedades fisicoquímicas del agua de enfriamiento kg

ρ a := 998.

kg

ρ := 111

3

m

3

m

−3

µ := 7.54⋅ 10 Cp Cp

Ancho del ánulo

= 0.013m

Temp. de fermentación

:= 30ºC

Top

J

:= [ 0.837 + = 4.019×

Pa ⋅ s

−3

µa := 1.004⋅ 10

( 3.349⋅ 0.95) ] ⋅ 100 3

10

J kg⋅ ºC

Correlación para ugos de frutas

Cpa

:= 418

Pa ⋅ s

J kg⋅ ºC

PROYECTO TERMINAL

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71

Correlación para ugos de frutas

k := 0.148 + ( 0.493⋅ 0.95)

k

W

= 0.616

ka

m⋅ ºC

:= 0.59

W m⋅ ºC

Determinación del Coeficiente de película por el lado del proceso para la chaqueta ºF hio

BTU

:= 150

hio

2

hr ⋅ ft ⋅ ºF

kcal

= 732.364

:=

ºC 1.8

Coeficiente de película en kcal

2

hr ⋅ m ⋅ ºC

Determinación del Coeficiente de película por el lado de la chaqueta −2 hj

⎛ De⋅ vch ⋅ ρ a ⎞ 0.023⋅ ⎝ µa

G

ρ a ⋅ vch

G :=

− 0.2

⋅ a ⎞ Cpa µ ⋅ ⎛ ⎝ ka

ρ a ⋅ vch ⋅

3

µa ⋅ Cpa ⋅ G⋅ ⎛ ⎞ ⎝ µaw

0.14

kg 2

Densidad de flujo del fluido de servicio

m s kg

5

G = 1.078 × 10

Ecuación de Stanton en chaqueta

2

hr m

⎛ De⋅ vch ⋅ ρ a ⎞ hj := 0.023⋅ ⎝ µa

hj

− 0.2

Cpa µ ⋅ a ⎞ ⋅ ⎛ ⎝ ka ⎠

− 0.66

2

⋅ Cpa ⋅ G⋅

m ⋅s kg

W

= 183.756

2

m ºC

hjo

:= hj⋅0.86

kcal 2

hr ⋅ m ºC

hjo

= 158.03

kcal

Coeficiente de película en kcal

2

hr ⋅ m ⋅ ºC

Determinación del Coeficiente de transferencia de calor limpio para la chaqueta Uch

1 1 hio

+

1 hjo

Coef. de Transf. de calor limpio + hac

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

72

xw :=

1 4

kw := 19

Uch

W

kw

m⋅ ºC

= 16.337

hac

kw

1 hio

kcal

Conductividad térmica del acero inox

hr ⋅ m⋅ ºC

+

− 4 m ⋅ hr ⋅ ºC

= 3.887× 10

1

:=

Espesor de la lámina de acero inox

m

2

xw

:=

hac

−3

xw = 6.35 × 10

in

Uch

1

kcal

Coeficiente para la chaqueta

2

hr ⋅ m ⋅ ºC

+ hac

hjo

kcal

= 123.731

Determinación de la ∆T ( Top

∆T

− Tsal ) + ( Top − Tin)

Gradiente de Temperatura para la remoción de calor

2

∆T :=

2Top

− ( Tsal + Tin) 2

∆T = 14ºC

Determinación del Área de Transferencia de calor necesaria Q

Ecuación de calor

UAml∆T

Qmet1

A1

:=

A1

= 2.194m

A2

Uch ⋅ ∆T 2

Atanque

:=

Qmet2 Uch ⋅ ∆T

A2 2

= 4.398 m

A3

Atanque

2

= 3.292m

:=

A3

Qmet3 Uch ⋅ ∆T 2

= 4.389m

> A3 > A2 > A1

El área que se necesita para remover todo ese calor es menor al área que disponemos en todo el fermentador, cuando se calcule el área que se necesita para la esterilización se verá cuál es más grande y esa es la que se instalará en el fermentador.

Determinación del Flujo de agua de enfriamiento Qmet

ω⋅ Cpa ⋅ ml∆T

ω= Flujo másico del fluido de enfriamiento F= Flujo volumétrico del fluido de enfriamiento

PROYECTO TERMINAL

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73 3 kcal

Qmet3 = 7.603× 10

Cpa

3

= 4.182× 10

∆T = 14 K ω :=

hr J kg⋅ ºC

Qmet31 := Qmet1⋅

Cpa1⋅ ∆T1

ω F := ρa

1000

−1

∆T1 := ∆T⋅ K ω = 271.773

kg hr 3

F

= 0.272

kcal

0.2389

Cpa1 := Cpa ⋅

Qmet31

hr

m

hr

3

Qmet31 = 3.801× 10

Cpa1

= 0.999

∆T1 = 14

º

kcal kg⋅ ºC

kcal hr

PROYECTO TERMINAL

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Propiedades del medio de cultivo, fluidos de servicio y dimensiones del biorreactor Medio de cultivo R 8,314 J/molK Vop 1100 L Vapor y condensados Vop 1,1 m3 Pvap 4 kg/cm2 3 Densidad 1110 kg/m Pvap 392249,34 Pa Masa 1221 kg Patm 101325 Pa Viscosidad 7,54 mPa.s P abs 493574,34 Pa Top 30 ºC Pabs 493,57 kPa Test 121 ºC Tvap 151 ºC Cp 4019 J/kgºC 0.9601391 Tcon 151 ºC k 0,616 W/mºC kcal/kgºC 2166 kJ/kg λ Densidad 917 kg/m3 k 0,687 W/mºC Viscosidad 0,18 mPa.s Tanque de acero inox Agua de enfriamiento Dt 1 m Temp. 15 ºC Dch 1,03 m Flujo vol. 0,01 m 3/s Hch 1,30 m Flujo másico 35935,2 kg/h Achaqueta 4,23 m2 Remoción Vel. Lineal 0,03 m/s De 0,051 m Cp 4182 J/kgºC Espesor 0,0063 m 1/4 in Densidad 998,2 kg/m 3 kacero 16,3 W/mºC Viscosidad 1,004 mPa.s 0,167 Fracc. de gas retenido k 0,597 W/mºC ε

Nd0,33 Pr 1/3 hi

Lado interno 3031,065 3,66 957,797 W/m2ºC

Uteo Uteo

700,227 W/m2ºC 806,204 W/m2ºC

T=TH(1+be-at) a

Calentamiento 394 K 2,171 h -1

74 Criterios de muerte térmica mo B. stearothermophillus no 1.0E+06 ml -1 No 1.1E+12 cells Ea 282461.281 J/mol A 4.93E+37 min -1

Vapor requerido Q=UAml∆T Qcal 695292853 J/h Q=Mλ F. M. Vap. 321 kg/h

0.9990798 kcal/kgºC

Determinación del Coeficiente Global de transferencia de calor Lado externo Calentamiento 30 ºC ∆T1 121 ºC ∆T2 65,25 ºC ml∆T ho 5283,744 W/m 2ºC Calentamiento 602,195 kcal/h.m 2ºC Enfriamiento 693,335 kcal/h.m 2ºC Aplicación del Método analítico Enfriamiento T=T co(1+be-at) 303 K a 2,4 h -1

Re-0,2 Pr -2/3 G ho

Lado externo Enfriamiento 0,230 0,272 107805,6 kg/h.m2 652462,95 W/m 2ºC

Perfil Temp. tiempo (Teórico) Tiempo Temp. (min) (ºC)

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

75

b To TH T tiempo t (hr) 0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 0,35 0,40 0,45 0,50 0,55 0,60 0,68 0,69

-0,3090 293 424 394,07 0,68 T (K) 293,00 306,48 318,57 329,41 339,15 347,88 355,71 362,73 369,04 374,69 379,76 384,31 388,40 394,07 394,72

K K K h integral A bajo curva 4,39E-51 1,81E-50 7,19E-49 1,23E-48 4,83E-47 4,17E-47 1,62E-45 8,21E-46 3,12E-44 1,04E-44 3,85E-43 9,24E-44 3,31E-42 6,09E-43 2,11E-41 3,13E-42 1,04E-40 1,31E-41 4,18E-40 4,56E-41 1,40E-39 1,36E-40 4,05E-39 3,58E-40 1,03E-38 1,86E-39 3,62E-38 3,89E-40 4,16E-38 2,80E-39 Σárea Vcal 8,2904

b To Tco T tiempo t (hr) 0,000 0,070 0,140 0,210 0,280 0,350 0,420 0,490 0,560 0,630 0,700 0,770 0,790 0,810 0,815

0,3683 394,07 288 303,18 0,81 T (K) 394,07 377,67 363,80 352,07 342,16 333,78 326,70 320,72 315,65 311,38 307,76 304,70 303,92 303,18 302,99

Obtención del Nabla de Mantenimiento, Diseño y Prob. de contaminación Mantenimiento Nabla Total de Diseño Vman=kt Vman=Aexp(-Ea/RT)t V T=Ln(No/N) 34,5080 k 1,83 min -1 tiempo 12,5 min Probabilidad Vman 22,875 22,29 N 1,13E-03

K K K h integral A bajo curva 3,62E-38 1,30E-39 8,54E-40 3,09E-41 2,77E-41 1,01E-42 1,23E-42 4,59E-44 7,55E-44 2,86E-45 6,24E-45 2,43E-46 6,87E-46 2,75E-47 9,87E-47 4,08E-48 1,81E-47 7,76E-49 4,12E-48 1,84E-49 1,14E-48 5,32E-50 3,77E-49 6,60E-51 2,83E-49 4,98E-51 2,15E-49 1,04E-51 2,01E-49 1,33E-39 Σarea Venf 3,9277

0,00 3,00 6,00 9,00 12,00 15,00 18,00 21,00 24,00 27,00 30,00 33,00 36,00 40,80 53,30 57,50 61,70 65,90 70,10 74,30 78,50 82,70 86,90 91,10 95,30 99,50 100,70 101,90

20,00 33,48 45,57 56,41 66,15 74,88 82,71 89,73 96,04 101,69 106,76 111,31 115,40 121,07 121,07 104,67 90,80 79,07 69,16 60,78 53,70 47,72 42,65 38,38 34,76 31,70 30,92 30,18

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

76

Figura 1. Perfil Temperatur a - tiemp o Teorico 130 120 110 100 90

) C º (

80

p 70 m e T

60 50 40 30 20 10 0

10

20

30

40

50

60

Tiempo (min) B. stearothermophillus

70

80

90

100

110

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

77 Determinación del espesor d e las paredes del tanque, cabeza y chaqueta con base a criterios de ta nques a presión.

Cargas en el sistema: - Presión interna - Peso del recipiente y su contenido - Reacciones estáticas de tubería y revestimiento - Reacciones dinámicas debido a la presión y temperatura - Gradientes de temperatura y expansión térmica diferencial Esfuerzos: - A la tensión - Longitudinal a la compresión Criterios máximos de operación en el tanque. - Presión de vapor en la chaqueta. 5 kg/cm 2 - Temperatura del vapor en la chaqueta. 151 ºC - Presión manométrica máxima en una fermentación aeróbica presurizada. 5 kg/cm 2 - Para la presión de diseño se recomienda que sea un 10% ó 30 lb/in 2 más que la Presión de Operación. - Para la temperatura de diseño se recomienda que sea 50 ºC más que la Temp. de operación (Megyesy) Presión y Temperatura de diseño Patm := 14.7

lb

Presión atmosférica

2

in kg

Pman := 5

Pman

2

cm Phidro

:= 2

= 71.117

lb

Presión manométrica en la cabeza

2

in

lb

Presión hidrostática debido a una columna de 1,4 m de medio. Tabla de Presión de los fluidos. (Megyesy).

2

in

Patm + Pman + Phidro

Poperacion Poperacion

:=

Patm + Pman + Phidro

Poperacion

= 87.817

Presión de operación en una fermentación aeróbica presurizada.

lb 2

in Pdiseño

:= Poperacion +

Pdiseño

= 96.598

⎛ 10⋅ Poperacion 100 ⎝

Presión de diseño para el cálculo de los espesores de pared del tanque.

lb 2

in

ºC := K

ºF :=

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

78 Tvap

Temperatura del vapor

:= 151ºC

Tdiseño

:= Tvap +

Tdiseño

= 201º

50ºC Tdiseño

:= 293.8ºF

La temperatura de diseño esta considerada con la temperatura máxima de operación en la situación más crítica (esterilización)

Variables a consi derar para el Cálculo de los espesores lb

= 96.598

Pdiseño

Presión de Diseño

2

in S

Tablas

E

Tablas

Eficiencia de la junta; de Tablas

Di := 1 Ri :=

Di

Di

Diámetro interno del tanque

= 39.37i

Radio interno del tanque

Ri = 19.685in

2

Temperatura de diseño = 293.8ºF

Tdiseño t

Esfuerzo del material; de Tablas

Espesor de la pared a calcular

calcular

CP :=

1 16

+

in

1 16

in

CP

Factor por corrosión + pulido

= 0.125in

i) Casco Cilíndrico (Costura Longi tudinal) P⋅ R

t

S

S⋅ E

− 0.6P

:= 14.6⎛ 1000

⎝ E

+

CP

lb

S

2

in

Pdiseño ⋅ Ri

:=

tcil

= 0.312in

tcil

:=

Pcasco

2

Esfuerzo para Acero inoxidable grado 316, Núm. de especificación SA-240 @ 300 ºF Junta Soldada tipo Norma UW-12, no examinada, (Junta a tope hechos a doble cordón de soldadura)

tcil

S⋅ E

16

4 lb

10

in

:= 0.7

5

= 1.46 ×

− 0.6Pdiseño

CP

Espesor calculado de la pared del casco Espesor comercial de la pared del casco

in

:=

+

S⋅ E⋅ tcil Ri + 0.6⋅tcil

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

79 Pcasco

lb

= 160.712

Presión máxima de trabajo permitida con t= 5/16 in en el casco cilíndrico

2

in

ii) Cabeza Bridada (Toriesférica) P⋅ L⋅ M

t

2S⋅ E

− 0.2P

+

CP

L := 39.37i

Radio exterior de la pieza abombada

:= 3.5in

Radio interior de curvatura de la pieza abombada

r

Fracc

L

:=

Fracc

r

= 11.249

Fracción para determinar el Factor M

M

:= 1.5

Factor de corrección cuando L/r < 16 2/3

Et

:= 1

Eficiencia de la junta para la tapa ya que es una sola pieza. Pdiseño ⋅ L⋅ M

tcab

:=

tcab

= 0.332in

tcab

:=

Pcab

:=

Pcab

= 174.716

2S⋅ Et

3 8

− 0.2Pdiseño

+

CP

Espesor calculado de la cabeza bridada Espesor comercial de la cabeza bridada

in

2⋅ S⋅ Et⋅ tcab L⋅ M

+

0.2tcab lb

Presión máxima de trabajo permitida con t= 3/8 in en la cabeza bridada.

2

in

iii) Cabeza elipsoidal 2:1 (Base del tanque) t

P⋅ D 2S⋅ E

− 0.2P

+

CP

Pdiseño ⋅ Di

tbas

:=

tbas

= 0.255in

2S⋅ Et

− 0.2Pdiseño

+

CP

Espesor calculado de la cabeza elipsoidal

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

80 1

tbas

:=

Pbas

:=

Pbas

= 369.9

4

Espesor comercial de la cabeza elipsoidal

in

2S⋅ Et⋅ tbas Ri + 0.2tbas lb

Presión máxima de trabajo permitida con t= 1/4 in en la cabeza elipsoidal

2

in

iv) Casco ci líndrico d e la chaqueta (Costura Long itudi nal)

Las consideraciones del diseño para especificar el espesor de la chaqueta coinciden con los cálculos de espesor del tanque, de forma que los resultados de cálculo de pared del reactor son aplicables a la chaqueta. v) Diseño a Presión Externa

Cuando se realiza la esterilización se trabaja a presión externa ya que el vapor de agua hace vació con respecto a la presión atmosférica. Nota: Un recipiente que se haya diseñado y construido de acuerdo a los requisitos del Código para presión interna y que se requiera para usarse bajo una presión externa de 15 lb/in 2 (atmosférico) o menor no necesita diseñarse de acuerdo a las normas para la condición de presión externa. vi) Diseño del soporte del faldón

Un faldón es el soporte de uso más frecuente y el más satisfactorio para los recipientes verticales. t

12⋅ Mt 2

+

R ⋅ π S⋅ E

W D⋅ π ⋅ S⋅ E

Donde: D E Mt R S t Wt

Ht

Diámetro externo del faldón, in Eficiencia de la junta del faldón a la cabeza Momento en la junta del faldón a la cabeza, ft-lb Radio exterior del faldón, in Valor de esfuerzo del material de la cabeza o del faldón, lb/in 2 Espesor requerido del faldón, in Peso del tanque arriba del faldón en operación, lb

Longitud del casco

:= 1.7

Casco

lb

:= 133 ⋅ Ht⋅ 2 ft

Casco

= 1.484×

3

10 lb

Peso del casco y chaqueta

PROYECTO TERMINAL Cbridada

:=

UPIBI-IPN

81 Peso de la cabeza superior

180lb

Peso de la cabeza inferior

Chemis := 222lb Medio

3

:= 1.571m ⋅ 1110

kg

Medio

3

= 3.844×

3

Peso del medio de cultivo al 100% del Volumen del tanque

10 lb

m

3

W1

= 5.73 ×

W2

= 573.004lb

Wt

= 6.303×

10 lb

3

Peso total del tanque

:= Wt ⋅ Ht

Mt

= 3.515×

10 lb⋅ ft

4

Momento en la junta

D := Di + 2⋅ tcil D Rext := 2

D

W1

:= Casco +

W2

:= 10%⋅

Wt

:= W1 +

Mt

Es

ts

Cbridada

+

Chemis + Medio

W1 100% W2

= 39.995in

Rext = 19.998in

12⋅ Mt 2

Rext

Porcentaje por accesorios

Diámetro externo Radio externo Eficiencia para soldadura a traslape

:= 0.45 :=

10 lb

⋅ π S⋅ Es

+

Wt D⋅ π ⋅ S⋅ Es

ts

= 0.621i

Espesor calculado del soporte

ts

:= 0.625in

Usar placa con espesor comercial de 5/8 in

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

82

Diseño del difusor y diámetro de orific ios.

El flujo de aire que puede haber es desde 0,1 hasta 1 vvm; más aire ya no es aprovechado y sólo implica un desperdicio. vvm

Volumen de aire por volumen de medio por minuto

−1

:= 1min 3

Volumen de medio de cultivo

Vop := 1m

3

Fa

:= vvm⋅ Vop

Fa

=1

m

Flujo de aire a 1 vvm

min

−3

µ1 := 0.019⋅ 10 ρ 1 := 1.2045

Pa ⋅ s

Viscosidad del aire a 30 ºC

kg

Densidad del aire

3

m

Para el difusor hay varios diseños y arreglos. Los más comunes son los de anillo aunque para este caso se ha diseñado un arreglo que se condensa en los diagramas. También se ha especificado un diámetro de tubería en acero inoxidable 316. ramales

Número de ramales

:= 8

Dnom := 0.5in

Diámetro nominal del tubo

Dext := 0.84in

Diámetro externo del tubo

Espesor Dint

Espesor de la pared del tubo

:= 0.147i

:= Dext − 2⋅Espesor

Dint

2

Atubo

:=

π ⋅ Dint 4

Faramal :=

Fa ρ ⋅ 1 ramales

Distancia

:=

diametros

:= 4

Atubo

−4 2

= 1.511×

10

= 0.151

kg

Faramal

m

Área transversal del tubo Flujo de aire en cada ramal

min

Distancia tipo entre orificios de centro a centro

0.0091

Fadiametro :=

Diámetro interno del tubo

= 0.546in

Número de diámetros diferentes en cada ramal Faramal diametros

Fadiametro

= 0.038

kg

Flujo medio de aire en cada diámetro

min

Se diseña el difusor para el sistema de aireación del biorreactor aplicando la siguiente relación: donde el número de orificios por su área transversal debe corresponder al área transversal del tubo. Atubo

Norif ⋅ Atransv

Los diámetros que se usarán para los orificios tienen una distribución del menor diámetro al mayor yendo del centro al extremo del ramal debido a la caída de presión que se da a lo largo del ramal.

PROYECTO TERMINAL

UPIBI-IPN

83

Diámetro de orificio 5

Dor1 :=

32 1

Dor2 :=

8

1 16

:=

Norif

Atransv

2

Nor1 := 5

in

:=

At1

Nor2 := 6

in

32

Dor4 :=

Área transversal de orificios Nor1π ⋅ Dor1 4

−5 2

At1

= 6.185×

At2

= 4.75 ×

At3

= 2.672×

10

At4

= 1.386×

10

10

2

3

Dor3 :=

Número de orificios

:=

At3

Nor3π ⋅ Dor3 4

:=

At4

Nor4π ⋅ Dor4 4

Nor1 + Nor2 + Nor3 + Nor4

Norif

:= At1 +

Atransv

At2

+

At3

+

At4 Atransv

m

−5 2

2

Nor4 := 7

in

4

−5 2

10

2

Nor3 := 6

in

:=

At2

Nor2π ⋅ Dor2

m

m

−5 2 m

= 24 = 1.499×

−4 2

10

m

< Atubo

El número de orificios da un área menor al del tubo por lo que son suficientes para descargar el flujo de aire sin arriesgar la continuidad del flujo de entrada y salida del dispersor. Para calcular la presión con la que debe de entrar el aire al dispersor es necesario calcular la caída de presión y esta se adiciona a la presión de operación para que el aire a la entrada pueda salir por todos los orificios. Dor1

β1 :=

Dint

Fa1 :=

Fadiametro

Fa1

Nor4

Re1 := 6.31

Coeficiente beta, relación de diámetros del orificio y tubo

β1 = 0.286

kg

Fa1

= 5.377×

− 3 kg

10

3 Dor1⋅ µ1

m

Número de Reynold para aire en el último orificio Coeficiente de expansión del orificio Constante para tubo de 1/2 in

:= 0.02

∆P1 :=

3

m

C1 := 0.59 f1

min

3 kg

Re1 = 7.499× 10

Flujo de aire en el último orificio

62530s

2

10000

2

f1⋅ Fa1

⋅

5

Dor1

⋅ρ1

∆P1 = 1.626

lb

Caída de presión en el último orificio

2

in

La presión de operación que se calculó para la determinación de los espesores es de: Poperacion

:=

lb

88

2

Presión de operación

in Paire := Poperacion Paire

= 89.626

lb 2

in

+ ∆P1 La presión con la que debe de entrar el aire al difusor es de 90 lb/in 2

Diseño d e Un Biorreactor Para La Elavoracion de Vino de Frutas

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