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Tipo: Guías, Proyectos, Investigaciones
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La hidrólisis enzimática de biomasa lignocelulósica ha recibido especial atención en la
última década debido a su potencial para convertir la fracción celulósica de sustratos
lignocelulósicos en azúcares reductores los cuales son materia prima para la producción de
etanol y otros productos químicos. Para que el etanol producido a partir de la biomasa
lignocelulósica pueda ser un substituto o un complemento de la gasolina, los costos de
producción deben ser reducidos sustancialmente. En este contexto, el estudio de las
condiciones y estrategias de operación de sistemas de reacción continuos para la hidrólisis
enzimática es un punto central en la reducción de costos. Uno de los factores más
importantes en el balance energético y en la economía global del proceso es la
concentración de sustrato en la corriente de entrada del sistema de reacción.
Las ventajas de operar a altas concentraciones de sustrato (>10% w/w) incluyen menor
costo de capital debido a la reducción en el volumen de reacción, menor costo de operación
como resultado de la reducción de los requerimientos de calentamiento, enfriamiento y
potencia de mezclado, menor costo de procesamiento de efluentes debido a una mayor
concentración de producto y menor consumo de agua.
Sin embargo, la hidrólisis enzimática a concentraciones iniciales de sustrato mayores a 10%
w/w ha sido técnicamente difícil debido a que el sustrato puede absorber agua, la fase
acuosa puede desaparecer y partes del sustrato pueden contener aire en vez de agua y
comportarse como un material granular difícil de mezclar de manera uniforme. Operar la
hidrólisis enzimática en modo semibatch, adicionando sustrato fresco y/o enzimas a
diferentes tiempos de reacción ha permitido incrementar significativamente las
concentraciones de sustrato. Para la operación en modo continuo, una serie de reactores
de tanque agitado (CSTR) con alimentación distribuida de sustrato y/o enzimas es una
alternativa viable para incrementar la concentración de sustrato y controlar la viscosidad en
la serie de reactores.
Por tanto, se pretende realizar un modelo cinético de la hidrólisis enzimática incluyendo el
efecto de alimentación distribuida de sustrato.
El proceso de producción de bioetanol consiste en cinco etapas fundamentales (Albernas
Carvajal, 2013): pretratamiento, hidrólisis enzimática, prefermentación, fermentación y
destilación. En este caso, el problema se encuentra en la serie de reactores donde ocurre
la hidrolisis enzimática, por lo que la construcción de un modelo se ve limitada a la serie de
reactores CSTR.
El reactor de tanque agitado continuo (CSTR) consta de un tanque con una agitación casi
perfecta, en el que hay un flujo continuo de mate reaccionante y desde el cual sale
continuamente el material que ha reaccionado (material producido). La condición de
agitación no es tan difícil de alcanzar siempre y cuando la fase líquida no sea demasiada
viscosa. Se estable un sistema de lazo abierto para este tipo de reactores en cuanto a la
determinación concentración de sustrato.
Ecuación 1. Velocidad de producción de glucosa.
De acuerdo con la ecuación 1, la glucosa (G) es producida a partir de un sustrato soluble
hipotético (S h
inf
producida a las 72 horas de reacción, asumiendo un mecanismo de Michaelis-Menten con
inhibición competitiva por glucosa. v m , k m y k inh son la constante aparente de reacción, la
constante aparente de Michaelis-Menten, y la constante aparente de inhibición,
respectivamente. Se asume que k m y k inh son intrínsecos al sistema de reacción, mientras
que v m se asume como dependiente de la relación enzima/sustrato.
Por otra parte, se asume que la enzima adicional es alimentada junto con el sustrato fresco
a fin de mantener la carga enzimática del primer reactor. Las concentraciones de sustrato
acumuladas (% w/w) a lo largo de la serie pueden ser calculadas asumiendo que la
densidad promedio del material en el primer reactor (R) es 1 y que la masa de sustrato
adicionada en el segundo o tercer reactor es igual a la adicionada en el primer reactor.
Gonzales et al. (2009) dice que cada alimentación de sustrato que ocurre simultáneamente
en reactores subsecuentes da lugar a una población de sustrato j. La velocidad de consumo
de sustrato hipotético y la producción de glucosa a partir de la población de sustrato j son:
Ecuación 2 .Velocidad de consumo de sustrato hipotético.
Ecuación 3. Producción de glucosa a partir de la población de sustrato j.
La velocidad de producción de glucosa en el reactor i de la serie se calcula a partir de:
Ecuación 4 .Velocidad de producción de glucosa en el reactor i.
El número de poblaciones de sustrato que deben ser incluidas en la ecuación (4) para
predecir la producción de glucosa en el reactor i depende de la localización del reactor en
la serie y de la estrategia de operación.
Las siguientes suposiciones fueron necesarias para la serie CSTR’S: (i) los reactores están
perfectamente mezclados, (ii) la serie de reactores opera en estado estacionario y (iii) el
tiempo de residencia de cada reactor (τ) es igual para todos los reactores de la serie.
Modelo de Macrofluido: Para una serie de CSTR’s perfectamente agitados la RTD
(Distribución de Tiempos de Residencia) está dada por (Zwietering, 1959):
Ecuación 5 .Distribución de Tiempos de Residencia en el modelo macrofluido.
Donde t es el tiempo de reacción y nr es el número de reactores entre el punto de
alimentación y el último reactor considerado. La conversión de la población de sustrato
hipotético j a la salida del reactor i (𝑋 𝑗,𝑖
ℎ
) se obtiene a partir del modelo cinético y la función
RTD correspondiente.
Ecuación 6. Conversión de la población de sustrato hipotético j a la salida del reactor i.
Modelo de Microfluido: Los balances de masa para el sustrato hipotético y la glucosa en
el reactor i son:
Ecuación 7 .Balance de masa para el sustrato hipotético.
Ecuación 8 .Balance de masa para la glucosa.
Al igual que en el modelo de macrofluido, el número de poblaciones de sustrato hipotético
incluidas en el tercer término de la ecuación 8 depende de la localización del reactor en la
serie. La conversión de la población de sustrato hipotético j a la salida del reactor i fue
calculada por medio de la ecuación 9.
Ecuación 9 .Conversión de la población de sustrato hipotético j a la salida del reactor i.
Albernas, Y. (2013). Procedimiento para la síntesis y el diseño óptimo de plantas
discontinuas de obtención de bioetanol empleando bagazo de caña de azúcar. Tesis en
Opción al Grado Científico de Doctor en Ciencias Técnicas, Universidad Central “Marta
Abreu” de Las Villas, Santa Clara.
González, A., Costa, A., Maciel, R. (2009). A pseudo-homogeneous kinetic model for the
enzymatic hydrolysis of alkaline hydrogen peroxide pretreated sugarcane bagasse, in
“Séminaire scientifique Fractionnement des Agro Resources et Environnement”.
