pha's
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INTRODUCCIÓN
El uso de materiales plásticos en la industria ha generado un alto grado de desarrollo
petroquímico debido a la gran variedad de propiedades y aplicaciones de estos materiales, de
allí, su gran injerencia y uso general en las necesidades de la cotidianidad de la sociedad. Pero,
las propiedades que los hacen muy buenos materiales son las mismas que les brindan gran
resistencia a la degradación biológica, ya que las cadenas de monómeros principales son muy
difíciles de romper por medios, ya sean físicos o químicos, por tanto, estos materiales plásticos
se acumulan en los distintos ecosistemas.
La biotecnología presenta una posible solución a esta problemática, mediante el procesamiento
de biomateriales como la síntesis de Polihidroxialcanoatos (PHAs) y mezclas de los mismos con
plásticos y cauchos naturales.
Los PHA son polímeros de ácidos hidroxialcanoicos que algunas bacterias, arqueas y micro-
algas acumulan intracelularmente como material de reserva, para usarlo posteriormente como
fuente de carbono y energía.
Los PHAs poseen una amplia gama de propiedades que permiten su aplicación en diversas áreas.
Son termoplásticos, insolubles en agua, no tóxicos, biocompatibles y bio-degradables, que
comparten características con los plásticos de origen petroquímico. Estos poliésteres son una
alternativa ecológica a los plásticos derivados del petróleo cuya principal ventaja es su rápida
degradación; hasta un 80% en sólo siete semanas.
El polihidroxibutirato (PHB), es un biopoliéster de la familia de los polihidroxialcanoatos.
Biopolímero que ha cobrado gran importancia en el campo de la industria durante los últimos
años por sus propiedades físico-químicas y ha sido considerado como posible sustituto de
plásticos como el polietileno y el polipropileno, dado que el PHB tiene propiedades similares al
polipropileno, aunque es más duro y quebradizo, es un termoplástico que puede ser procesado
por técnicas de extrusión e inyección, altamente cristalino y muy frágil, sin embargo, sus altos
costos de producción los hacen en la actualidad poco competitivos; se calcula que producir por
fermentación bacteriana un kilogramo de PHB cuesta 15 dólares, mientras que hacer un
kilogramo de plástico convencional cuesta sólo un dólar. Uno de los principales motivos de esta
diferencia es que las bacterias requieren fuentes externas de alimento, como la celulosa.
Los plásticos son actualmente, los materiales más usados en el mundo. Se han usado engrandes
cantidades en la últimas cinco décadas. En países del primer mundo, los polímeros sobrepasan
al aluminio y al vidrio en términos de volúmenes usados.
En los años 70 hubo una crisis mundial de petróleo, en la que el precio del combustible fósil
creció mucho. En ese contexto, las investigaciones alrededor de los PHA florecieron, y la
empresa ICI desarrolló un proceso para producir a escala industrial un bioplástico que se
comercializó bajo el nombre de “Biopol”. Este polihidroxialcanoato es un copolímero de
monómeros de cuatro y cinco carbonos, denominados hidroxibutirato e hidroxivalerato,
respectivamente.
El “Biopol” se producía utilizando la bacteria Ralstonia eutropha cultivada en un medio con
glucosa y propionato como fuentes de carbono. A pesar de su costo relativamente elevado, el
“Biopol” fue utilizado en varias aplicaciones en algunos países como Alemania.
Algunas empresas, entre ellas Imperial Chemical Industries, han usado la bacteria Ralstonia
eutropha para obtener PHA. Una vez que la bacteria se llena de gránulos de plástico, éstos se
extraen para obtener el material.
En el presente trabajo se busca estudiar y conocer en detalle la producción de Polihidroxibutirato
PHB a partir de Cupriavidus necátor.
La producción de PHA se realiza mediante procesos biotecnológicos tales como: producción in
vitro empleando enzimas aisladas o procesos fermentativos usando microorganismos nativos y
modificados genéticamente.
La biosíntesis de PHA in vitro se realiza a partir de lactonas o ácidos hidroxialacanoícos
empleando lipasas, esterasas y proteasas aisladas. Este procedimiento al no depender de la
capacidad metabólica del microorganismo ofrece una alternativa en la obtención de PHA con
mayor pureza y propiedades fisicoquímicas específicas (Steinbüchel y Füchtenbusch, 1998).
La producción de PHA mediante procesos fermentativos con microorganismos, se puede
efectuar con un microorganismo (cultivo puro) o un consorcio de microorganismos (cultivos
mixtos). Estos procesos se pueden realizar por lotes, por lotes alimentados o en continuo (Dai
et al., 2007).
DIAGRAMA DE FLUJO DEL PROCESO
META DE PRODUCCIÓN
Para la meta de producción del PHA se debe considerar la producción del mismo en diferentes
sectores, para lo cual se presenta la siguiente información:
La producción de PHA a nivel mundial cada día es más competitiva en precio con los productos
derivados del petróleo. Esto se debe a las nuevas estrategias que se han venido desarrollando
con el fin de encontrar nuevas materias primas económicas y realizando procesos fermentativos
Figura 1
más eficientes. A continuación se presentan el panorama mundial de la producción de estos
biopolímero entre los años 2003 y 2010.
Tabla 1. Compañías involucradas en la producción de PHA en el mundo
NOMBRE DEL
PRODUCTO:
PHA
COMPAÑÍA SUSTRATO PRECIO
(US$/Kg)
PRODUCCIÓN
(Ton/Año)
Biomer®: P(3HB) Biotechnoly Co.,
Aelmania
Producción a
pequeña
escala.
25 (2003)
17 (2004)
3,75-6,25 (2010)
50 (2003)
Byocycle®:
P(3HB)
PHB industrial
S/A Company,
Brasil.
Caña de azúcar 12,5-15 (2003)
3,12-3,75 (2010)
1.400 (2003)
30-60.000 (2010)
Biogreen®:
P(3HB)
Mitsubishi Gas
Chemica, Japón.
Metanol 2,75 (2010) 10.000 (2010)
MirelTM: P(3HB) Metabolix,
Telles, US
Maíz, Azúcar 14-17 (2004)
2,13 (2010)
50.000 (2010)
Enmat®: PHBV,
PHBV+Ecoflex
blend
Tianan Biologic
Material Co.,
Ltda.
Ningbo, China
-
4,64 (2010) 10.000 (2010)
NodaxTM: PHBH P&G, Us - 3,56 (2010) 20.000-50.000
(2010)
NodaxTM: PHBH Lianyi Biotech,
China
- 5,27 (2010) 2.000 (2010)
Fuente: Chanprateep, 2010; Posada et al., 2011
Con base en la demanda que se presenta de biopolímeros en la que se encuentra inmerso el PHA,
y con la oferta que se presenta del mismo, se puede concluir que la meta de producción del PHB
debe oscilar en un rango similar a los presentados en la tabla 1, con un límite de
aproximadamente 50.000 ton/año, el cuál irá aumentando según la necesidad mundial lo
establezca.
SECCIÓN DE TRANSFORMACIÓN
Para llevar a cabo la producción de PHA mediante procesos de fermentación realizados por
microorganismos, es posible utilizar especias tanto nativas como modificadas genéticamente
cuyas rutas metabólicas impliquen la producción de PHA.
Actualmente, la producción a escala industrial de PHB utiliza sustratos como glucosa, fructosa,
sacarosa, ácido propiónico, entre otros. Sin embargo, en miras de disminuir el costo tanto
económico como ambiental que implican dichos sustratos, se plantea la posible utilización de
sustratos provenientes de desechos agroindustriales, los cuales representan una fuente renovable
y de bajo costo.
Naturalmente, no todos los sustratos son aptos para todos los microorganismos y los distintos
desechos producidos por las industrias colombianas proporcionan sustratos de naturaleza
variada. A continuación se listan algunos de los microorganismos que aprovechan diversos
residuos:
� MELAZA: Presenta un alto contenido de azúcares, vitaminas del grupo B y minerales,
especialmente hierro, cobre y magnesio. Los microorganismos que presentan una
producción significativa de PHB con melaza de remolacha, caña azúcar son:
• Azotobacter vinelandii UWD
• Bacillus sp.
• Pseudomona cepacia G13
• Rhizobium meliloti
• Bacillus cereus M5
� LACTOSUERO: Rico en nutrientes fermentables tales como la lactosa, lípidos y proteínas
solubles.
• Escherichia. Coli recombinante
• Thermus thermophilus HB8
• Methylobacterium sp. ZP24
• Pseudomonas hydrogenovora
• Escherichia coli GCSC4401
• Escherichia coli strain GCSC 6576
• Escherichia coli CGSC 4401
� RESIDUOS LIGNOCELULÓSICOS: Sometidos a pretratamientos para obtener una
solución de azúcares fermentables.
• B. sacchari IPT 101
• B. cepacia IPT 048 Bagazo de
• P. pseudoflava ATCC 33668
• B. cepacia ATCC 17759
• Escherichia coli TG1 (pSYL107)
• E. coli r TG1 (pSYL107)
• E. coli TG1(pSYL107)
• Ralstonia eutropha
Lo anterior es un ejemplo de la gran cantidad de opciones en la producción de PHB dado el
sustrato disponible; existen más de 100 especies de microorganismo nativos capaces de producir
PHA, aunque no todos presentan un rendimiento apto para aplicaciones industriales.
En el presente trabajo, se busca realizar analizar la producción de PHB con un sustrato y
microorganismo particulares así como sus respectivas condiciones de operación.
SUSTRATO: GLICEROL
El glicerol, también conocido como glicerina o 1,2,3-propanotriol, es un compuesto alcohólico
con tres grupos hidroxilo cuya estructura es la que se muestra:
Entre las multiples aplicaciones del glicerol, como la fabricación de cosméticos, lubricantes para
maquinaria, anticongelantes, fabricación de resinas aislantes, barnices, entre otros, también se
encuentra su uso como sustrato en procesos de fermentación dado que representa una fuente
importante de carbono.
Debido a que lo que se busca en el presente trabajo es enfocar el aprovechamiento de residuos
agroindustriales, el glicerol considerado como sustrato es el obtenido coo subproducto de la
reacción de transesterificaión de grasas animales o vegetaes llevada a cabo para lograr la
producción del biodiesel.
MICROORGANISMO: Cupriavidus necátor NCIMB 11842
Bacteria procariota, gram-negativa, entre cuyos parámetros para el crecimiento se tiene un
medio aerobio, pH óptimo de 7.0 a 8.0, temperatura óptima de 27°C y sin requerimientos de
fuente de nitrógeno.
Entre las aplicaciones de este microorganismo, además de la producción de PHB, está la
degradación de compuestos aromáticos.
MODO DE OPERACIÓN
Debido al extenso tiempo de fermentación (146 horas) se hace necesaria una operación por lotes
en un bioreactor discontinuo.
El cual trata de un sistema cerrado en el que las células se cultivan en un volumen fijo con
nutrientes y condiciones específicas. Los sustratos se añaden al comienzo y los productos se
retiran al final del proceso.
En la fermentación por lotes, el medio se prepara para hacer el crecimiento limitado en un
nutriente esencial como nitrógeno o fosfato, mientras que otros nutrientes, especialmente la
fuente de carbono, se encuentra en exceso.
Durante el tiempo que dura la fermentación, el microorganismo pasa a través de las fases
principales: latencia, crecimiento, estacionaria y finalmente la fase de muerte.
CONDICIONES DEL MEDIO
ESCALA LABORATORIO
Preinóculo.
El preinóculo se sembró en caldo nutritivo al 50% y 50 g/l de glicerol, en dos erlenmeyers de
500ml con 50ml de medio. Después de 24 horas de incubación, se centrifugaron los medios
durante 15 min a 6000rpm. Se realizaron dos lavados con medio formulado. Se dispersó la
biomasa en medio formulado y se inoculó.
Condiciones de fermentación.
La fermentación se lleva a cabo en un bioreactor BIOENGINEERING 3,5l. El volumen de
fermentación es de 1,2l. Las condiciones fueron las siguientes: T=30ºC, 300 rpm, P=1,3 bar,
flujo de aire=75. No se controló pH. El objetivo era conocer el comportamiento de la curva de
crecimiento de biomasa, la producción de PHB y el comportamiento del pH en el tiempo.
ESCALA INDUSTRIAL
INHIBICIÓN
En la producción de Polihidroxibutirato mediante C. necátor con glicerol como fuente principal
de carbono se presentan dos casos de inhibición (García et al. 2013):
� INHIBICIÓN POR SUSTRATO: El sustrato inhibe el crecimiento de forma apreciable
si la concentración de glicerol excede 30 g/l. De la misma forma si la concentración de
glicerol se encuentra por debajo de 5 g/l durante un largo periodo causa una reducción
irreversible de la tasa de crecimiento, especialmente si los recursos de nitrógeno se
Tabla 2.
reducen al mismo tiempo. Un corto periodo con concentración de glicerol por debajo
de 3 g/l no tiene influencia significativa en el crecimiento de biomasa residual, pero
causa un decrecimiento en la tasa de producción de PHA.
� INHIBICIÓN POR SALES: Las corrientes de glicerol obtenidas de la producción de
biodiesel suelen traer consigo sales como K2 SO4 y NaCl que al ser inertes se acumulan
en el caldo de fermentación y tienen un efecto inhibidor en la producción de PHA.
APROXIMACIÓN CINÉTICA O ESTEQUIOMÉTRICA
La composición monomérica de los biopolímeros de PHAs es muy variada, depende de las rutas
metabólicas por las cuales fueron sintetizados y por la fuente de carbono externa que se usa
como materia prima para dicha ruta. Provienen básicamente de tres vías metabólicas: la
degradación de azucares mediante la obtención de Acetil CoA, la degradación de ácidos grasos
(β-oxidación) y/o biosíntesis de ácidos grasos (Aldor & Keasling, 2003).
Tabla 3.
ESTRATEGIA DE CONTROL
El biorreactor más común por su funcionalidad a escala de laboratorio, es el reactor batch, que
consiste en una cuba sencilla dotada de un agitador mecánico y sensores para el control de
oxígeno disuelto, temperatura y pH, el cuál puede disponer de diversas bombas peristálticas para
la adicción de sustratos, sustancias correctoras de pH, sustancias antiespumantes o para el
enriquecimiento del inóculo (en cuyo caso de pasaría a ser un reactor intermitente). Debido al
metabolismo típico de los microorganismos productores de PHAs (crecimiento de acumulación
en fase estacionaria), el procedimiento que mejor se adapta es aquél que recoge la variación
conjunto de la composición y del flujo de sustrato.
En el bioreactor discontinuo destinado a la producción de PHB es necesario controlar la
temperatura de operación, el pH y la cantidad de oxígeno disuelto.
En cuanto a la cantidad de oxígeno disuelto, es necesario que se mantenga en el valor adecuado
para el proceso ya que una disminución en la misma puede inhibir la producción y el exceso
cambia las rutas metabólicas de los microorganismos. Su control se lleva a cabo manipulando
el flujo de aire que entra al reactor, para esto un oxímetro mide la cantidad de O2 disuelto y envía
la señal al controlador, que compara el valor real con el óptimo y, si éstas difieren, envía una
señal a la válvula de salida estéril del aire de burbujeo.
La temperatura, es un parámetro importante en los procesos de fermentación. Una variación en
1 o 2°C puede afectar drásticamente la productividad del microorganismo, de ahí que la
temperatura del cultivo se controle con una precisión no menor a ±0,5°C mediante alguna de las
siguientes maneras:
� Se sitúa un calentador en el interior del bioreactor y el enfriamiento es asegurado por tubos
de pared delgada situadas en la cubierta superior, que son conectados con una válvula
electromagnética con el agua de refrigeración.
� La calefacción y refrigeración proceden de un termostato, y el agua termostatizada, con la
ayuda de una bomba, circula a través la chaqueta del bioreactor.
Igualmente es necesario mantener el pH en el valor óptimo de producción del microorganismo,
por lo que se requiere un sistema de control para esta variable cuya precisión es de ±0,02. Se
utilizan electrodos esterilizables como sensores para realizar la medida del pH del medio, el
valor medido se compara con el establecido para el medio de cultivo (set point) mientras que
una bomba peristáltica suministra el ácido o la base reguladores de pH según sea necesario.
SECCIÓN DE SEPARACIÓN
La sección de separación se puede dividir en tres partes: Pretratamiento, extracción y
purificación.
Pretratamiento:
Calentador: Ocurre el calentamiento de la biomasa, lo que permite desnaturalizar proteínas y
material genético y desestabilizar la membrana celular de los microorganismos.
Condiciones del equipo.
Temperatura Tiempo de residencia Energía requerida
85 °C 15 min 114 kJ/kg
Extracción:
El objetivo es romper la membrana celular y extraer el PHB contenido en el citoplasma.
Digestor: Se usa la digestión con enzimas e hipoclorito de sodio (NaOCl).
La digestión puede ser química o enzimática. La digestión química consiste en el uso de
diferentes agentes químicos para destruir componentes de la membrana celular como lípidos,
carbohidratos, proteínas y enzimas. De acuerdo con el agente químico usado la digestión puede
ser con biosurfactantes, hipoclorito de sodio, cloroformo, surfactante-hipoclorito, surfactante-
kelatos. La digestión enzimática consiste en el uso de enzimas para degradar la membrana
celular. Diferentes enzimas proteolíticas tienen altas selectividades en disoluciones de proteínas
y pocos efectos sobre la degradación del PHA.
La enzima utilizada es Burkholdeira sp PTU9. Las condiciones de digestión son las siguientes:
enzimas 2%p/p, hipoclorito de sodio 30%p/p. La proporción de hipoclorito/biomasa es de ½, y
la digestión se lleva a cabo durante 1 h a un pH de 7.
Centrífuga: La biomasa es centrifugada con un tiempo de residencia de 20 min donde se le es
retirada la masa celular residual.
La centrifugación se utiliza para separar los materiales de diferente densidad cuando se necesita
una fuerza mayor que la gravedad. En este bioproceso, la centrifugación se utiliza para eliminar
las células del caldo de fermentación, para eliminar los restos celulares, para recoger los
precipitados y las cenizas.
El equipo para la centrifugación es más costoso que para la filtración, sin embargo éste a menudo
es más eficaz cuando las partículas son muy pequeñas y difíciles de filtrar. La centrifugación
del caldo de fermentación produce un lodo donde se concentran las células de espesor o crema
que contiene más líquido que torta de filtro.
Hay varias condiciones a tener en cuenta al momento operar con caldos biológicos.
Las partículas son muy pequeñas, la viscosidad del medio puede ser relativamente alta, y la
densidad de las partículas es muy similar a la del fluido de suspensión.
Estas desventajas se superan fácilmente en el laboratorio con pequeñas centrifugadoras
funcionando a alta velocidad. Sin embargo, los problemas surgen en la centrifugación industrial
cuando grandes cantidades de material deben ser tratados.
Purificación:
Lavador: El proceso de purificación es con peróxido de hidrogeno a una concentración de 1,2%
v/v.
El H202 es un Poderoso agente oxidante que mata células vegetativas y esporas con actividad
creciente con la concentración, temperatura y pH normal. Sus productos de degradación son
inocuos.
Intercambiador de calor II: El calor suministrado es de 2,227 MJ/kg, Área requerida: 2,95m2.
Evaporador: PHB pureza: 53,0% p/p
Secador spray: Calor suministrado: 1,02MJ/kg; Pureza del PHB: 99,9%p/p.
FENÓMENOS DE TRANSPORTE EN BIOPROCESOS
Los reactores bioquímicos, son ampliamente usados en la industria de alimentos, en
fermentaciones microbiales, en sistemas de tratamiento de desechos y en algunos dispositivos
biomédicos. En todos estos reactores están involucradas varias fases, y los nutrimentos deben
transferirse de una fase a otra. Para lograr el grado deseado de conversión de reactantes a
productos, o para suministrar la cantidad suficiente de nutrimentos para mantener la viabilidad
celular, tanto la transferencia de masa como la transferencia de calor deben ocurrir en el grado
preciso.
Uno de los nutrimentos clave para todas las células aeróbicas es el oxígeno, el cual es muy poco
soluble en agua. Por ello, el suministro de oxígeno desde la fase gaseosa hasta la fase líquida,
es crítico en la mayoría de las fermentaciones aeróbicas.
El estudio de la transferencia de calor es importante para el control de la temperatura en casi
todos los reactores biológicos comerciales. Así mismo se contempla un breve estudio del
comportamiento reológico de las mezclas fermentativas y su agitación.
� REOLOGÍA DE LAS MEZCLAS FERMENTATIVAS
Las mezclas de fermentación están constituidas por agua, electrolitos, sólidos en suspensión
(partículas, flóculos y materiales filamentosos) y materiales disueltos. Estas sustancias
determinan el comportamiento reológico y la tensión superficial de la mezcla, e influyen sobre
la transferencia de momentum, calor y masa en los biorreactores.
Inconvenientemente la mayor parte de la información disponible sobre consumo de potencia por
agitación, transferencia de calor y transferencia de masa, se fundamenta en datos obtenidos con
agua. El agua y las soluciones de electrolitos manifiestan un comportamiento reológico sencillo
descrito por la ley de Newton. La mayoría de los medios de fermentación con bacterias y
levaduras también manifiestan un comportamiento Newtoniano. Los medios donde participan
células miceliales o donde se forman compuestos poliméricos, se comportan generalmente como
fluidos no Newtoniano.
La determinación del comportamiento reológico de un fluido, requiere la construcción de un
reograma a partir del ajuste de los datos experimentales que se obtienen con un viscosímetro,
dentro de un amplio intervalo de valores de la viscosidad.
La magnitud de los parámetros de los diferentes modelos depende de la concentración, de la
morfología celular, de las condiciones de crecimiento y de si es filamentoso o del tipo esferas.
La viscosidad es probablemente el factor que afecta en mayor grado el coeficiente de
transferencia de calor. La disminución de éste coeficiente es dramática a partir de viscosidades
del orden de 0,5 �� �. �� cuando la velocidad de aireación es alta.
� AGITACIÓN Y DISPERSIÓN
La agitación es necesaria para la distribución apropiada de los nutrimentos y para remover los
productos metabólicos microbiales. También es importante para el transporte de energía y de
oxígeno.
Generalmente la agitación se realiza mecánicamente, que requiere más energía, pero ofrece
productividades más grandes; también se puede lograr mediante la dispersión de aire (agitación
por burbujeo), que se aplica a unidades con un volumen de más de 200 m3.
� TRANSFERENCIA DE MASA
Evidentemente, la frontera que demarca la actividad aeróbica y anaeróbica depende de la
concentración de oxígeno local en el seno del fluido, del coeficiente de difusión de oxígeno y
de las velocidades de respiración locales en la región aeróbica. En los procesos aeróbicos la
aireación adecuada es lo más importante. La demanda de oxígeno, que depende del tipo de
sustrato utilizado y de las células involucradas en el proceso, se puede calcular con base en la
siguiente ecuación:
� = 1� /� − � = 1
� /�
Donde, C es la demanda de oxígeno de la masa de células formada; A es la cantidad de oxígeno
necesaria para la oxidación del sustrato a dióxido de carbono y agua; B es la cantidad de oxígeno
necesaria para la oxidación de la masa celular a dióxido de carbono y agua, � /� es el coeficiente
de rendimiento de biomasa en sustrato y � /� en oxígeno.
La población con respiración activa consume oxígeno a una velocidad que es aproximadamente
750 veces mayor al valor de saturación de O2 por hora. Como la cantidad de gas disuelto es
relativamente pequeña, se debe añadir gas continuamente al líquido con el fin de mantener
viable la población celular. Esto no es una tarea fácil, puesto que la baja solubilidad del oxígeno
ocasiona que la diferencia de concentración que conduce la transferencia de oxígeno de una
zona a otra, siempre sea muy pequeña.
La demanda específica de oxígeno por gramo de biomasa presente, es producto de la demanda
absoluta y de la velocidad de crecimiento.
La velocidad de consumo de oxígeno está controlada por las velocidades de transferencia a
través de las películas que se forman alrededor de las burbujas de gas y de las células y por la
resistencia a la transferencia de masa a través de la masa de fluido (ver figura 2). La película de
líquido alrededor de la burbuja de gas representa la mayor resistencia a la transferencia para
gases muy poco solubles.
Figura 2. Transporte de oxígeno desde una burbuja de gas hasta una célula
Para especies muy poco solubles en agua, tales como oxígeno o hidrocarburos, las dos
concentraciones interfaciales de equilibrio ��� y ��� del lado del gas y del líquido
respectivamente, pueden relacionarse por medio de una ley lineal de partición como la ley de
Henry,��� = ���� que estipula que la velocidad de intercambio de soluto a través de la interface
es mucho mayor que la velocidad de transferencia neta.
En estado estable, la velocidad de transferencia de oxígeno a la interface gas – líquido es igual
a la velocidad de transferencia de oxígeno a través de la película del lado del líquido (figura 2).
Si se toman �� y �� como las concentraciones de oxígeno en el seno del gas y en el seno del
líquido respectivamente, se puede escribir
��� = ����� − ���� = ������ − ���; �� !"#$�#. � %
Como las concentraciones interfaciales generalmente no pueden medirse, las ecuaciones de
transferencia se expresan en función del coeficiente global de transferencia de masa &� y de la
concentración global o fuerza conductora ��∗ � ��, donde ��∗ es la concentración en la fase
líquida la cual está en equilibrio con la fase gaseosa.
�� = ���∗
Con base en estas cantidades globales, el flux de soluto está dado por
��� = �����∗ − ���
Con las ecuaciones anteriores se obtiene la conocida relación entre el coeficiente global de
transferencia de masa &� y los parámetros físicos del problema de transporte de la doble
película, ��, �� )�.
1&�
= 1�� +
1���
Para las especies poco solubles, � es mucho mayor que la unidad. Además, �� es
considerablemente mayor que ��. En estas circunstancias, se observa que &� es
aproximadamente igual a ��. Por lo anterior, toda la resistencia a la transferencia de masa reside,
esencialmente, del lado del líquido.
La velocidad de transferencia de oxígeno por unidad de volumen de líquido (VTO), está dada
por:
+," = �����∗ − ��� + = ��-���∗ − ���
Donde, ��- es el coeficiente volumétrico de transferencia de masa; - = +� es el área interfacial
gas - líquido por unidad de volumen.
Ésta es una velocidad volumétrica local de consumo de oxígeno; la velocidad volumétrica
promedio de utilización de oxígeno (moles por tiempo por unidad de volumen) +,", en la
totalidad del volumen de líquido es:
+," = 1+. +,". /+
0
1
En general +,", es igual a +,", únicamente si las condiciones hidrodinámicas, la relación entre
el área interfacial y el volumen, y las concentraciones de oxígeno son uniformes a lo largo del
reactor.
Teóricamente, la velocidad de demanda de oxígeno es máxima cuando la concentración de
oxígeno disuelto en el líquido se aproxima a cero. Sin embargo, con el fin de mantener el sistema
activo, tiene que mantenerse una concentración crítica mínima de oxígeno disuelto, por encima
de la cual no hay un aumento apreciable de la demanda de oxígeno
� TRANSFERENCIA DE CALOR
En los reactores biológicos, se requiere la adición o remoción de calor hacia o desde el fluido
microbial, por las siguientes razones:
• En el procedimiento de esterilización se suministra calor para calentar la mezcla hasta la
temperatura necesaria para la eliminación de todos los microorganismos. La mezcla se
mantiene a esa temperatura durante un tiempo denominado período de sostenimiento.
Luego se retira calor hasta enfriar la mezcla a la temperatura de fermentación.
• Se debe suministrar calor si el generado por la conversión de un sustrato, resulta
insuficiente para mantener el nivel de temperatura.
• Se debe remover calor cuando la conversión de un sustrato genera excesivo calor con
respecto a las condiciones óptimas del reactor. Tal es el caso de la mayoría de los
procesos fermentativos.
Suponiendo que las velocidades de transferencia y los cambios en las demás formas de energía
son despreciables, la ecuación fundamental de estado estable en la cual se relaciona la velocidad
total de generación de calor con la velocidad de remoción a través de alguna superficie de
transferencia de calor; es
23! $4/-//3�3536-$4 5537- = +3! $4/-//363� $4ó5 = 9∆,
Donde, ∆, es la diferencia de temperatura característica entre el bioproceso y el fluido de
enfriamiento o calentamiento; es el área de la superficie de transferencia de calor; y 9 es el
coeficiente global de transferencia de calor.
Como en la transferencia de masa, la mayor resistencia a la transferencia de calor reside también
en una delgada capa relativamente inmóvil de fluido, cercana a la frontera de transferencia. Por
otra parte, la masa global de fluido está bien agitada y por esta razón, permanece
aproximadamente isotérmica.
MANEJO DE RESIDUOS
Los impactos ambientales generados por la producción de PHAs se focalizan en los
requerimientos de energía y en la producción de gases de efecto invernadero como el CO2. Los
requerimientos energéticos en la producción de PHAs pueden ser hasta tres veces mayor que los
requerimientos de polímeros sintéticos, y en este sentido los PHAs no ofrecen una reducción en
la emisión de impactos. En pocas palabras, si se comparan los impactos ambientales de los
polímeros sintéticos con los PHAs, teniendo en cuenta su actual forma de producción, en
realidad serían iguales. La gran disminución de los impactos ambientales del uso de PHAs reside
en la disposición final de los productos, comparándolo con los plásticos sintéticos. Cuando se
producen PHAs a partir de sustratos como glucosa, aumenta el impacto negativo, considerando
la cantidad de energía y recursos necesarios para generar el sustrato.
Una forma de disminuir el impacto ambiental de la producción de PHAs es integrando el proceso
a una biorefinería, es decir, que la materia prima sea el subproducto de otro proceso. De igual
forma si durante el proceso se hacen estrategias de integración energética, la viabilidad
ambiental y económica del proceso se potencializa.
REFERENCIAS 1Naranjo J. Producción de Polihidroxibutirato a Partir de Residuos Agroindustriales. Tesis de
Maestria, 2010.
2Sharifzadeh B., Najafpur G., Younesi H. Growth Kinetic Parameters and Biosynthesis of
Polyhydroxy-Butyrate in Cupriavidus Necator DSMZ 545 On Selected Substrates. Chemical
Industry & Chemical Engineering Quarterly, 2011
3García I., López J., Dorado M. Evaluation Of By-Products From The Biodiesel Idustry As
Fermentation Feedstock For Poly(3-Hydroxybutyrate-Co-3-Hydroxyvalerate) Production By
Cupriavidus Necator. Bioresource Tecnology, 2013. 4González Y., Meza J., González O. Síntesis y Biodegradación de Polihidoxialcanoatos:
Plásticos de Origen Microbiano. Re. Int. Contam. Ambie, 2013. 5Castillo A. Efecto del Gen fadH1 en la Producción de PHA contenido monómeros insaturados
por Pseudomonas putida. Trabajo de Grado, 2008.
6Cavalheiro J., Catarina M., Grandfils C., Fonseca M. Poly(3-Hydroxbutyrate) Production By
Cupriavidus Necator Using Waste Glycerol. Process Biochemistry, 2009.