Biorreactores iv

2003-03-24 Ingeniería Bioquímica 1
DISEÑO Y ANÁLISIS DE
REACTORES BIOLÓGICOS
FERMENTADORES
Daniel Ferrari
dferrari@fing.edu.uy
Parte IV: Análisis de fermentadores
Células inmovilizadas – lotes
alimentados

5.3 Fermentador continuo con células
inmovilizadas
Ventajas
Alta densidad celular:
Alta velocidad de transformación por unidad de volumen;
Reduce efectos de inhibición por alta concentración de substrato,
producto u otros compuestos inhibidores.
Altos flujos sin lavado de biomasa (sangrado, arrastre).
Desventajas
El medio debe estar libre de sólidos suspendidos.
Difícil mantener asepsia durante inmovilización y operación.
Limitaciones para la transferencia de masa (O2 , CO2) .
Limitaciones para la transferencia de calor (control de la temperatura).
Limitaciones para el control del pH.
Se debe evitar el sobre crecimiento microbiano.
Problemas de obstrucciones, caminos preferenciales, etc.

Métodos de inmovilización
Unión a un soporte por adsorción o enlace iónico
Ejemplos de materiales: cantos rodados, arcillas, cerámicas,
polipropileno, PVC, resinas de intercambio iónico.
Enlace cruzado (cross linking). Ejemplo:
SOPORTE + GELATINA–NH2 + COH–(CH2)3–COH + NH2 – CÉLULA
SOPORTE .GELATINA–N=CH–(CH2)3–CH=N – CÉLULA
Entrampamiento, confinación, absorción en una matriz.
Ejemplos.
Matriz sintética: poliuretano, policrilamida.
Matriz natural: alginato de calcio, κ-carragina, agar.

Fermentadores continuos con flujo pistón
F
F
Balance de biomasa, estado estacionario
d(X.V)/dt = F.XZ – F.XZ+∆Z + µ.X . ∆z.A = 0
Son el prototipo idealizado de los fermentadores
torre y con células inmovilizadas.
XZ+∆Z
XZ
X
µ = (F/A).(1/X).(∆X/ ∆z) con
A: área de la sección transversal
∆X = XZ+∆Z - XZ
Velocidad lineal: u = F/A y ∆ z → 0
µ = (u/X).(dX/dz) (42)
Cambio de variable, dz = u.dt
⇒ µ = (1/x).(dX/dt
(43)
z
∆
z
V

5.4 Fermentador de lotes alimentados (fed-batch)
Es una fermentador por lotes, (discontinuo, batch) en el cual un
nutriente limitante o un precursor se alimenta, continuamente o
intermitentemente, durante el curso de la fermentación, de modo
de controlar la cantidad disponible del mismo en el medio.
Al final del ciclo el fermentador puede vaciarse parcialmente y
repetirse un nuevo ciclo.
Es el proceso más usado en la producción de metabolitos
complejos.
Ejemplos de aplicación:
Producción de levadura de panadería, antibióticos, enzimas,
vitaminas.
Aclimatación de inóculos microbianos a la degradación de alta
concentración de compuestos orgánicos persistentes.
.

Tipo de control Método Parámetro controlado
Feed back
(Manual o
automático)
Indirecto pH, CO2, O2, Coeficiente
respiratorio,
Concentración de
producto secundario
Directo Concentración de
substrato
Feed forward Adición intermitente
o incremental
Ninguno
Velocidad de adición
constante
Ninguno
Velocidad de adición
exponencial
Ninguno
Métodos de control para la adición de substrato
en un cultivo fed-batch.

Permite el uso de substratos que inhiben el crecimiento si están
en altas concentraciones.
Reduce la formación de productos secundarios formados
cuando hay exceso de substrato (sobre alimentación).
Permite establecer condiciones óptimas para la producción de
metabolitos secundarios ya que la alimentación del substrato se
realiza de modo de permitir el desarrollo de las dos fases:
crecimiento (trofofase) y producción (idiofase).
Reduce problemas de alta viscosidad o de poca solubilidad del
substrato.
Reduce la represión catabólica cuando la síntesis de algunos
metabolitos se reprime bajo la presencia de substratos fácilmente
metabolizables como la glucosa.
Ventajas

Desventajas
Requiere instrumentación adicional para el control.
En sistemas sin control tipo feed back no es posible
contemplar desviaciones del crecimiento celular con respecto
al comportamiento esperado.
Requiere operarios entrenados para operar el biorreactor y
la toma de decisiones, especialmente cuando no se dispone de
elementos de control automático.

X0
S0
P0
F
X, S,
P, V
El volumen de fermentación es variable ⇒ F = dV/dt
En este caso los balances de materiales no pueden expresarse en
base volumétrica.
Si embargo cuando se usa como alimentación medio líquido muy
concentrado en substrato o el substrato se alimenta en estado
sólido o gaseoso, el volumen de fermentación puede mantenerse
prácticamente constante.

Balance de biomasa
d(X.V)/dt = µ.X.V (suponiendo X0 = 0 y kd = 0)
Si d(X.V)/dt = X.(dV/dt) + V.(dV/dt)
⇒ dX/dt = (µ – F/V).X (44)
Balance de substrato
d(S.V)/dt = F.S0 – (µ.X.V)/YX/S
⇒ dS/dt = (F/V).(S0 – S) – (µ.X)/YX/S (45)
Balance de producto
d(P.V)/dt = qP.X.V (suponiendo P0 = 0)
⇒ dP/dt = qp.X – (F/V).P (46)

Un biorreactor de lotes alimentados puede ser operado de
muchos modos diferentes. Las ecuaciones resultantes
frecuentemente son complejas.
Se analizará un caso sencillo: el biorreactor operado en modo
“casi estacionario” con volumen variable.
En este caso el biorreactor se alimenta de modo que:
dX/dt ≅ 0 ⇒ µ = F/V (47)
dS/dt ≅ 0 ⇒ X = YX/S . (S0 – S) (48)
dP/dt ≅ 0 ⇒ P = (qP.X)/µ (49)

Modo de operación Ecuaciones
F constante
V = V0 + F.t (50)
µ = F/(V0 + F.t) (51)
µ constante
V = V0.e µ.t
(52)
F = V0.µ.e µ.t
(53)

F constante µ constante

Ejemplo
Se desea producir 10 t de levadura de panadería (base seca)
mediante un proceso fed-batch con volumen variable y sin flujo
de salida. Se utiliza un medio de cultivo a base de melazas
mezcladas de caña y remolacha, sales minerales y vitaminas con
300 g/L de azúcares reductores totales fermentables. El
biorreactor disponible admite un volumen mínimo de medio de
20 m3
y un máximo de 80 m3
. El medio se alimenta de modo de
mantener una concentración de azúcares en el medio (S) de 1 g/L
y una velocidad específica de crecimiento (µ) de 0.1 h-1
para evitar
la fermentación alcohólica. El coeficiente YX/S es 0.45 g/g. Se pide
calcular el volumen total de medio usado, la cantidad máxima de
azúcar no utilizada, el tiempo de fermentación y encontrar una
expresión para la velocidad de flujo de alimentación de medio.

Usando ecuación 48 para operación “casi estacionario” se tiene:
X = YX/S . (S0 - S) = 0.45 . (300 - 1) = 135 g/L
Volumen final =
10 (t). 106
(g/t) / (135 (g/L).1000 (L/m3
) = 74 m3
Azúcar no utilizada =
74 (m3
) . 1 (g/L) . 1000 (L/m3
) . 10-3
(kg/g) = 74 kg
De ecuación 52 para operación con µ constante se tiene
V = V0 . eµ.t
⇒ t = (1 / 0.1).ln(74/20) = 13 horas
De ecuación 53 se tiene ⇒ F = 2.e 0.1 . t

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