Escalamiento de Bioreactores

El escalamiento de los bioprocesos y los bioreactores depende estrictamente de la sustancia que será producida.

Para muchos productos de la biotecnología, tales como antibióticos, alcoholes, ácidos orgánicos, aminoácidos, y enzimas, se logra un proceso comercialmente viable solo si la escala final del fermentador en un orden de cientos de miles de litros es alcanzado. Tales grandes volúmenes son necesarios para satisfacer lo gran demanda que el mercado requiere, estas grandes cantidades de producto tienen un valor agregado muy bajo y en cambio, los productos derivados de un cultivo animal y célula-planta son generalmente un proceso costoso. Tal comportamiento se representa en el cuadro 1 que demuestra una relación logarítmica inversa entre los costes del producto y el tamaño de mercado (l). Por consiguiente, producir muchas sustancias derivó de cultivo del tejido fino.

Figura 1. Relación de precios químicos a la producción anual. Productos derivados de la cultura de célula (o).

Generalmente aunque los cultivos homogéneos más grandes de células animales suspendidas se extienden entre 4.000 a 20.000 l, los sistemas no homogéneos (microportador, embalar-camas, etc.) para las células animales ancladero-dependientes no exceden generalmente la escala 1000 l. Los problemas, tales como limitaciones de la transferencia total y gradientes de la concentración inherentes en sistemas no homogéneos, pueden explicar sus escalas más bajas.

Algunos de los larges divulgaron las escalas para los cultivos del microcarrier, embalar-camas y los cartuchos de cerámica, son 7 000, 100 y 240 l, respectivamente. Comparado a las células animales, las escalas de los cultivos de la planta-célula tienden para ser más grandes. Por ejemplo, las células de la planta del tabaco se han cultivado en los reactores 20,000 l, y un biorreactor 75 000 l es en funcionamiento para la producción del taxol.

El primer paso para pasar un proceso de cultivo-célula a comercial es: Definir los requisitos del producto, la producción total y la economía de

proceso en sentido descendiente. El costo del arrastre de vapor. Se tiene que tomar una decisión para saber si se va a trabajar un reactor

batch a gran escala o con una serie de pequeños reactores continuos múltiples. Esta decisión puede ser tomada solamente después de considerar el proceso entero, los costes del funcionamiento y de capital, las instalaciones disponibles, e incluso considerar la gravedad de las posibles consecuencias de una contaminación durante el cultivo.

Desde un punto de vista técnico, uno de los principales problemas para el escalamiento de un biorreactor de cultivo-célula es el problema de la transferencia del oxígeno.

Generalmente la naturaleza frágil de la mayoría de las células eucarióticas y los problemas de espuma debido a la composición proteica de muchas mezclas, limitan el uso de la entrada de un potencial alto y de una tensa aireación sumergida.

Durante un proceso de escalamiento, los bioreactores, deben ser: Más confiables Más seguros Más baratos Y deben cumplir con regulaciones.

CONSIDERACIONES GEOMÉTRICAS

Homogeneidad y Gradientes. Tanques Mezcladores:

El propósito de un biorreactor es proporcionar las condiciones ambientales apropiadas que se requieren para el máxima crecimiento y/o producción del producto en un sistema cerrado.

Idealmente, el ambiente del cultivo debe ser homogéneo y controlado, estas condiciones se pueden alcanzar con eficacia en los tanques agitados, que son el diseño preferido para el escalamiento del cultivo de célula de la ancladero-independiente, los bioreactores del tanque agitado para el cultivo de célula son recipientes cilíndricos con un cociente de aspecto (altura líquida al cociente del diámetro) generalmente en la gama de 1:1 a 3:1. No obstante, el cociente de aspecto se debe guardar debajo de 2:1, y los impulsores se deben espaciar para evitar los diámetros de arriba a abajo del impulsor de la heterogeneidad (1.0 a 1.5 separados). Además, la transferencia del oxígeno de la superficie líquida, que es particularmente importante para el cultivo de célula animal, puede ser mejorada guardando el cociente de aspecto cerca de la unidad. La atención especial se debe dar a las dimensiones del espacio libre si se anticipan los problemas que hacen espuma. La altura generalmente de la espuma y el líquido aumenta, de la interrupción del gas es dirigida dejando 20-30% del recipiente vacío. Una característica común de los bioreactores de tanque agitado es un fondo hemisférico, que previene zonas estancadas incluso en las tarifas bajas de la agitación. No obstante, según lo precisado por Charles y Wilson, el coste de un recipiente inferior hemisférico puede aumentar

los costes totales para el recipiente cerca tanto como el 50%. Todavía no hay ninguna evidencia clara de que su funcionamiento sea superior sobre un recipiente con fondo estándar. La característica que distingue entre diversos diseños de bioreactores de tanque de mezclado es probablemente la configuración de las paletas. Muchos diversos tipos de paletas se han utilizado para cultivar las células animales y vegetales en tanques de mezclado, incluyendo las paletas marinas, velas, láminas echadas, discos perforados los vibromixers colocados en un eje verticalmente de intercambio, anclas, paletas, tornillos helicoidales, la elevación de la célula y las paletas centrífugas para una discusión más detallada. Muchas paletas se han diseñado para prevenir daño mecánico a las células frágiles y todavía para mantener un ambiente homogéneo y altas tarifas de transferencia del oxígeno. Asimismo los daños mecánicos a las células pueden ser reducidos excluyendo los bafles que reducen al mínimo otros rellenos, y colocando el eje de la paleta excéntrico para evitar la formación del vórtice. Finalmente, el diseño del recipiente debe considerar el mejor uso de materiales disponibles. Sin embargo, los costes excesivos son reducidos simplemente seleccionando un recipiente de los reactores ya disponibles de vendedores especializados.

La geometría del tanque debe ser seleccionada cuidadosamente porque influencia en la homogeneidad del biorreactor, especialmente cuando la escala aumenta. Además, la transferencia de calor y masa son influenciados directamente por el mezclando, que depende de las variables de operación y de las características geométricas del biorreactor. Por ejemplo, el tiempo de mezclado, para un fluido newtoniano no aireado se puede obtener de la figura 3 y de la ecuación siguiente.

Donde:

N* es el dimensionamiento del tiempo de mezclado N es la velocidad del de las aspas tM es el tiempo de mezclado g es aceleración de gravedad D es el diámetro de la aspa TV es el diámetro del recipiente H la altura del líquido. Existe escasa información para los gradientes de homogeneización y de

concentración para el escalamiento bioreactores en el cultivo animal y vegetal.

Se demostró que el tiempo de mezclado, obtenido del pH y de los experimentos de decoloración, se podría correlacionar con la cantidad total de energía disipada, εT (ver las figuras 4 y 5), definido por la ecuación 2:

Donde: Po es el número de potencia ρ es la densidad del líquida

V es el volumen del líquido uG es la velocidad superficial del gas

El primer término del lado derecho de la ecuación 2 es la contribución de la agitación, mientras que el segundo término es de aireación.

Varias conclusiones importantes para el sistema particular usado en el estudio de Langheinrich y otros. Primero, los gradientes en el pH y el oxígeno disuelto pueden ocurrir en un cultivo grande de la célula animal porque los tiempos de mezclado son largos en la gama de 40 a 200 s y fueron obtenidos bajo condiciones de funcionamiento típicas. En segundo lugar, la homogeneización es afectada dramáticamente por características geométricas.

Figura 2. Paletas de uso general y sus características geométricas, usados en el cultivo de células animales y de vegetales.

D = diámetro de la paleta TV = diámetro del recipiente

(a) Barra magnética suspendida(b) Rotor del agitador esférico de flexión (c) Paleta tipo vela(d) Bote mezclador de membrana(e) Paleta marina(f) Disco de la turbina (g) Cuchilla con ángulo(h) e (i) paletas perfilados(j) Paleta helicoidal de la cinta(k) Paleta tipo puerta-ancla(l) Paleta de tipo puerta

(m) Paleta tipo ancla

Cuadro 3. El tiempo que se mezcla sin dimensiones en función del número de Reynolds para las paletas de la turbina en recipientes deslumbrados según lo determinado por el pH experimental.

Se ha divulgado que el mezclarse pobremente en reactores de tanque agitado causa problemas significativos en myeloma, hybridoma, CHO, y cultivos de la célula- insecto en la alta densidad de la célula (20-22). La acumulación indeseable del bióxido de carbono ocurrió en reactores como resultado de las características bajas de la transferencia total de los sistemas en un rango de 110 a 500 l. Además en homogeneidades en la concentración del microportador y el pH los gradientes se han determinado en los recipientes agitados en batch. Por ejemplo los problemas localizados severos del lysis de la célula actualmente la adición baja, causada por que los tiempos de mezclado eran largos, fueron observados en un reactor 15-L con la retención de la célula. Otro problema agravado por mezclarse deficiente es la segregación del cultivo, que origina de la formación de los agregados y de los grupos de la célula durante las altas densidades del cultivo celular. Los problemas relacionados con mezclarse pueden afectar negativamente al funcionamiento total del cultivo. Al menos debido a las células frágiles de la naturaleza o del animal.

Cuadro 4. Efecto de la tarifa específica de la disipación de la energía de la agitación en el tiempo que se mezcla. Las determinaciones basadas en los experimentos del pH para los varios cocientes de respecto al bioreactor en batch.

Cuadro 5. Efecto de la tarifa específica de la disipación de la energía de la agitación y de la aireación en tiempo que se mezcla. Las determinaciones basadas en el pH experimental para los varios cocientes de aspecto en un bioreactor en

batch. Determinaciones cerradas de los símbolos en la superficie líquida.

No puede ser solucionado aumentando intensidad de la agitación. Por lo tanto, otras soluciones deben ser encontradas. Por ejemplo, los gradientes del pH pueden ser eliminados agregando la base en los puntos múltiples localizados correctamente en el reactor, y el retiro del bióxido de carbono se puede realzar por tamaño de manipulación de la burbuja de aire por el diseño conveniente del sistema del sparging.

Cuadro 6. Características geométricas típicas de los bioreactores comunes del puente aéreo y de la columna-burbuja usados para el cultivo célular. Para todos los recipientes demostrados, H/Tv > 2. Para los puentes aéreos internos del lazo, Tr/Tv > 0.6. Para los puentes aéreos externos del lazo, ≈ 2 de Tr/Td. (a) columna de la burbuja; (b) y (c) puentes aéreos internos del lazo; (d) puente aéreo externo del lazo; (e) puente aéreo con el propulsor. Las flechas indican que

la dirección del flujo y de “s líquidos” indica la posición del sparger.

Puente aéreo y bioreactores de Columna- Burbuja.

Puente aéreo y biorreactores de Columna- Burbuja. Los reactores de la columna del puente aéreo y de la burbuja son también configuraciones de uso general para cultivar las células suspendidas. La altura al cociente del diámetro de estos reactores puede extenderse entre 6:1 hasta 12:1, pero es típicamente 10:1. No obstante, los reactores de puente aéreo con cocientes de aspecto incluso debajo de 2 se han divulgado para los cultivos de células animal y vegetal. Una discusión más detallada del puente aéreo y de los bioreactores de columna-burbuja se puede encontrar en los bioreactores de puente aéreo. Como en recipientes del tanque agitado, las características geométricas influencian directamente homogeneidad, la masa, y el traspaso térmico en puente aéreo y bioreactores de columna- burbuja. Por ejemplo, la relación entre las características geométricas y el tiempo que se mezcla se demuestra en las ecuaciones 5 y 6:

(5)Donde:B = 3.5 y a 5.2 para los reactores internos y externos del puente aéreo del lazo, respectivamente.Ar = áreas seccionadas transversalmente de la canalización vertical.tc= tiempo tomado para un elemento líquido para terminar un ciclo de la circulación en el reactor.El tiempo de la circulación de los reactores del puente aéreo (interno-lazo o externo-lazo con las secciones horizontales cortas de la tapa y del fondo) se puede determinar de la velocidad líquida superficial y de los parámetros geométricos según:

(6)Donde:H r = es la canalización vertical Hd= las alturas del bajante de aguas. uLr es el líquido superficial en la canalización vertical.

El uLr es afectado, entre otras variables, por densidad líquida, interrupciones del gas, coeficientes friccionales de la pérdida y gotas de presión friccionales en la canalización vertical y el bajante de aguas con las relaciones complejas solucionadas generalmente por algoritmos iterativos. Sin embargo, las correlaciones simplificadas entre ULr y las características y los parámetros de funcionamiento geométricos se han desarrollado para las condiciones particulares.

Usando las ecuaciones 1, 5, 6, y 7, Doran comparados las constantes del tiempo de los reactores hipotéticos de la planta-célula del puente aéreo del tanque agitado de 10,000 l y del externo-lazo de dimensiones típicas (los detalles de características geométricas se dan en la referencia. Varias conclusiones se pueden dibujar de los resultados de tal simulación,

demostrados en el cuadro 7. Primero, bajo condiciones de funcionamiento típicas, la época que se mezcla para un puente aéreo de la escala grande puede ser substancialmente más larga que ésa para un recipiente revuelto del mismo volumen. Por ejemplo, mientras que las épocas que se mezclaban a partir del 200 s a mientras s 1000 fuera predicho para el puente aéreo, la gama de las épocas que se mezclaban para el recipiente revuelto estaba solamente entre 20 a 200 S. Una conclusión similar fue divulgada por Bello y otros. Donde estaba tres a cinco veces más corto el tiempo que se mezclaba por el volumen de unidad de tanques revueltos que en los reactores del puente aéreo (lazo interno o externo) en la misma entrada de energía total por volumen de unidad. Es interesante observar que los cálculos demostrados en el cuadro 7 convienen de cerca con determinaciones experimentales de Langheinrich y otros. (17), discutido en la sección anterior, para un reactor del tanque agitado de célula animal de tamaño similar. Doran también calculado las constantes del tiempo para la consumición del oxígeno (cociente de la concentración de oxígeno del equilibrio en el líquido de la cultura a la tarifa volumétrica de la consumición del oxígeno), y para la transferencia total, tml (lo contrario del coeficiente volumétrico de la transferencia total). los problemas de mezclado serán encontrados si ocurren el tM > el trxn, y limitación del oxígeno si tml > trxn. Por consiguiente, fue concluido que incluso por los tiempos que se mezclan largos del reactor del puente aéreo, la limitación del oxígeno o los gradientes disueltos del oxígeno no ocurrirá en las concentraciones bajas de la planta-célula 15 kg/m3, higo 7a, no obstante, como la concentración de la célula aumenta a 30 kg/m3, mezclándose llega a ser limitadores en el reactor del puente aéreo en las velocidades del gas debajo de 0.5 m/s,

Cuadro 7. Comparación de las constantes del tiempo para 10 biorreactores hipotéticos del cultivo de células vegetales de 10000 l. (a) peso seco externo kg/m3 de la concentración 5 del reactor del aire-lft del lazo; (b) peso seco kg/m3 de la concentración 5 de la célula del tanque de mezclado; (c) peso seco externo kg/m3 de la concentración 30 de la célula

del reactor del puente aéreo del lazo; (d) peso seco kg/m3 de la concentración 30 de la célula del reactor del tanque agitado.

Además, para la alta concentración de la célula, la limitación del oxígeno ocurrirá en el reactor del puente aéreo debajo de velocidades del gas de 0.1 m/s y en el reactor del tanque agitado debajo de un índice de la agitación de 6 S-1. Notar que, debido a la fragilidad de la célula, la mayoría de los bioreactores están funcionados en la velocidad del gas y la agitación clasifica bien debajo de 0.5 m/s y de 6 S-1, respectivamente.

Los problemas que se mezclan en recipientes del puente aéreo tienen ser en docu¬mented experimental (27). En cuanto a recipientes del tanque agitado, la naturaleza frágil de la mayoría de las células eucarioticas más altas limita las opciones para mejorar homogeneidad en reactores de puente aéreo y columna de burbuja. Por consiguiente, algunas soluciones a los problemas que se mezclaban, tales como adición de las paletas al tubo del bosquejo de los reactores de la elevación de aire no se han aplicado y no aparecen extensamente contradecir la esencia del diseño de un reactor del puente aéreo. El diseño conveniente de la geometría del reactor puede ser una alternativa eficiente a mejorar homogeneidad. Por ejemplo los tiempos que se mezclan mínimos del lazo interno de los reactores se han observado para la canalización vertical a los cocientes del diámetro de la columna (Tr TV) sobre 0.6. Por consiguiente, una canalización vertical al área seccionada transversalmente del bajante de aguas igual a la unidad (Tr/Tv = 0.71) se ha propuesto como criterio eficaz del diseño. Otras características geométricas que pueden afectar considerablemente la homogeneidad de los reactores de la elevación de aire son las posiciones del tubo y del sparger del bosquejo, el tubo del bosquejo al cociente líquido de la altura, y la curvatura de las secciones inferiores. Dos tipos de regímenes del flujo se han descrito en los reactores de la columna de la burbuja homogéneos y heterogéneos. El régimen homogéneo del flujo, caracterizado por la ausencia de un flujo circulatorio ocurre a velocidades superficiales del gas bajo (<0.04 m/s) y cuando los agujeros del sparger se distribuyen uniformemente en el fondo del recipiente. Las columnas de la burbuja funcionan típicamente bajo régimen heterogéneo del flujo donde está presente el flujo circulatorio como resultado de una distribución desigual de los agujeros del sparger o de las altas velocidades superficiales del gas. La hora que se mezclaba se ha correlacionado con características y parámetros geométricos de la operación para las columnas de la burbuja bajo régimen heterogéneo del flujo según:

Donde:Están la velocidad los uGs superficial del gas local para ejercer presión sobre el.

Una comparación de las épocas que se mezclaban calculadas para el puente aéreo y los biorreactores de la columna burbuja ha sido presentada por Riet vant y el tramper. Esta comparación reveló que para las velocidades superficiales bajas del gas 0.001 m/s, el tiempo de mezclado los reactores de

la columna de burbuja eran más cortos que para los puentes aéreos. El contrario ocurre en las velocidades del gas sobre 0.001 m/s. no obstante, porque todas las condiciones calculadas y un cociente de aspecto de 10, diferencias en épocas que se mezclaban entre ambos reactores eran los 30% pequeños y nunca excedidos. Además, tales diferencias eran incluso más pequeñas pues el volumen del reactor aumentó. Por consiguiente, el comportamiento del puente aéreo de la escala grande y de los reactores de la burbuja-columna en términos de homogeneidad y la presencia de los gradientes de la concentración deben ser similares.

Aunque las altas velocidades superficiales mejoran homogeneidad y previenen la formación del gradiente de la concentración en puente aéreo y reactores de la columna burbuja, los problemas que hacen espuma y los daños burbuja-asociada de la célula limitan el uso de las altas tarifas de la aireación. Propuso una hipótesis del volumen de la matanza donde las células se matan dentro de un volumen hipotético asociado a cada burbuja de aire. El kd constante específico del índice de mortalidad entonces fue correlacionado con el funcionamiento y las características geométricas de las columnas de la burbuja según:

Donde está el caudal Fg del gas, el DB es el diámetro de la burbuja, y Vk es el volumen de la matanza que es constante para un sistema particular y se puede determinar experimental. La ecuación anterior demuestra que el cociente de aspecto de los bioreactores de la columna burbuja puede tener consecuencias importantes en la supervivencia animal de la célula. Por ejemplo, una disminución del cociente de aspecto dará lugar a un aumento en la muerte-tarifa constante para un volumen dado del reactor y una velocidad superficial del gas. Así, un alto cociente de aspecto debe ser el criterio del diseño.

Bioreactores no homogéneos

Los sistemas no homogéneos pueden ser denned mientras que ésos a donde las células crecen unidas o encerradas por una capa inferior sólida dispuesta dentro de una configuración particular del dispositivo o del biorreactor. Muchos diversos tipos de capas inferiores y de configuraciones geométricas existen, no obstante los sistemas no homogéneos se pueden clasificar simplemente según la tabla 2. En casi todos los sistemas no homogéneos, la transferencia del oxígeno será el factor limitador, y así, según lo discutido abajo, los gradientes disueltos de la concentración de oxígeno estarán presentes. Por consiguiente, que predice el oxígeno perfiles disueltos constituye la base para un diseño racional de muchos sistemas no homogéneos. Los diseños más simples incluyen unidades estáticas, tales como platos, los frascos y las bandejas, donde el oxígeno es transferido a través de la superficie líquida solamente por los mecanismos disfuncionales. Según lo descrito por Murdin y otros. (32), el perfil disuelto del oxígeno se puede entonces predecir de un equilibrio total de estado estacionario según:

Donde están concentración c y el centímetro de oxígeno disuelta en el líquido y en la saturación.

Este resultado indica esa alta área superficial a los cocientes A/V del volumen de la cultura, generalmente en el radio de acción de 2.5 a 5 centímetros-l, se requiere, es decir, dos a tres las órdenes de la magnitud más arriba que para los bioreactores homogéneos en grande. Un aumento modesto (dos a triple), en área de la capa inferior sin un aumento correspondiente en cocientes de A/V se puede alcanzar circulando medio multitasked a través unidades estáticas o rotando los recipientes y los frascos que contienen superficies internas múltiples.

Todavía, los volúmenes tan grandes como se han divulgado 200 L, las altas áreas de la capa inferior para cultivar cocientes del volumen y las concentraciones concomitante altas de la célula (>1 x 108 cell/mL), se pueden lograr en algunos bioreactores no homogéneos, tales como embalar-camas (14 a 100 cm-1) y hueco-fibra (30 a 200 cm-1). El alto gas/las áreas líquidas necesitó para la transferencia del oxígeno es eliminado inundando un medio saturado oxígeno. Esto resulta en diseños compactos del bioreactor, así como en la posibilidad de cultivar las células de la ancladero-independiente en un modo de la perfusión en las tensiones de esquileo bajas y cerca de concentraciones in vivo de la célula. Aunque los sistemas no homogéneos se utilizan extensivamente en laboratorio-escalan usos y operaciones comerciales del tamaño haber controlado terminantemente y el ambiente uniforme no puede ser mantenido. Los heterogéneos y la existencia así indeseables de los gradientes de la concentración ocurrirán inevitable durante escalan-para arriba. Los sistemas no homogéneos son escalados por consiguiente generalmente para arriba aumentando el número de las unidades de la escala pequeña, más bien que aumentando el tamaño del equipo. Muchas desventajas existen para tal acercamiento, incluyendo gastos capitales y de explotación más altos, controlados mal y variabilidad supervisada de la operación y de la unidad-a-unidad. Por lo tanto, el desafío es diseñar los bioreactores no homogéneos que acercan a un más ambiente uniforme. Esto se puede alcanzar con un diseño apropiado de características y de condiciones de funcionamiento geométricas. Porque existen muchos diversos tipos de sistemas no homogéneos cada caso merece un análisis único. No obstante las consideraciones geométricas y de la homogeneidad de los sistemas del microportador, de la hueco-fibra y de los reactores de la embalar-cama se analizan abajo porque éstas están entre el sistema más importante para las operaciones comerciales, discusión detallada de A de biorreactores no homogéneos se pueden encontrar en el bioreactor del artículo.

Reactores huecos de la fibra.

Los reactores convencionales del hueco-fibra (HF) se componen de un paquete de fibras huecos selladas en una cubierta externa, esa forma una configuración del cáscara-y-tubo 3.2 a 9 centímetros de diámetro y 6 a 30 centímetros de

largo. El HF es estructuras anisotropic integradas por (el µm 0.1 a 2.0) pieles internas o “activas” fina y (el µm 50 a 85) una capa esponjosa gruesa de la ayuda. El diámetro interno de la fibra se extiende comúnmente a partir del 40 al µm 200, y los atajos del peso molecular (peso molecular de especie conservada) varían a partir del 300 a 300.000 Da.

Cuadro 8. Representación esquemática de los modos de funcionamiento comunes y distribución de la presión en reactores de la hueco-fibra. Las flechas abiertas indican la entrada de la alimentación, y las flechas cerradas indican corrientes efluentes. La presión del tubo-lado es representada por una línea llena y una presión del cáscara-lado por una línea discontinua. (a) la ultrafiltración y el transmembrane de la Abrir-cáscara ejercen presión sobre la diferencia, A1. (b) la ultrafiltración y el transmembrane de la Cerrado-cáscara ejercen presión sobre la diferencia B1 y B2. (c) El

ultratiltration y el transmembrane del cruce de corrientes ejercen presión sobre la diferencia, C1.

El medio se inunda del lado del lumen y transportado a través de la membrana porosa al lado de la cáscara, donde se inmovilizan las células. Según lo ilustrado en el cuadro 8, hay tres modos de funcionamiento comunes (cáscara abierta, cáscara cerrada, y cruce de corrientes), cada uno dando por resultado una diversa distribución de la presión a través del cartucho del HF. Muchas soluciones se han propuesto para mejorar homogeneidad y prevenir la acumulación nutriente de la limitación y del producto en los reactores del HF, la mayor parte de ellos basó en la modificación de características y de las condiciones de funcionamiento (35.36), por ejemplo, de la combinación geométricas de fibras y las membranas en arreglos flat-bed del HF, introducción de los tubos porosos de la distribución para inundar medio fresco u oxígeno, aireación que se mezclaba y las fibras medias de la fuente, combinación de diversos tipos de la fibra, selección de los atajos del peso molecular, y alternación del flujo entre la cáscara y los lados del lumen. Todavía escalar-para arriba de los reactores del HF es realizado sobre todo aumentando el número de dispositivos modular. Los perfiles disueltos del oxígeno que predicen en la dirección radial pueden ayudar a diseñar reactores más eficientes del HF (tamaño de la fibra, distancia entre las fibras, etc). Un acercamiento simplificado es realizar un equilibrio total de estado estacionario alrededor de un tubo capilar cilíndrico donde solamente se considera la difusión.

Microportadores. Los recipientes revueltos y los puentes aéreos son las configuraciones del reactor usadas para cultivar las células unidas a los microportadores. Además, la densidad de microportadores está solamente levemente sobre la del g/ml del medio de cultivo (1.03 a 1.05). Así, las consideraciones y las características geométricas de la homogeneidad de la fase líquida a granel serán iguales que ésas para los sistemas homogéneos (detallados en secciones anteriores). No obstante, los gradientes de la concentración dentro de los microportadores

porosos (gama típica del diámetro entre el µm 100 y 500) pueden inmóvil existir. Los perfiles disueltos del oxígeno dentro de microportadores porosos se pueden modelar de un equilibrio total de estado estacionario de la difusión del oxígeno en una esfera, según lo descrito por Murdin y otros.Reactores de la Embalar-CamaLos reactores de la Embalar-cama son también ampliamente utilizados cultivar las células ancladero-dependientes e independientes. En general un cociente de aspecto de 3 es conveniente para las embalar-camas. Según las indicaciones de la tabla 2. Muchos diversos materiales se han utilizado como matrices del embalaje. El diámetro de las varias partículas de la matriz se extiende comúnmente a partir de la 0.1 a 5 milímetros, dando por resultado fracciones vacías típicas de 0.3 a 0.6. Dependiendo del material de embalaje usado, la capa inferior muy alta es a para cultivar los cocientes del volumen se puede alcanzar (véase arriba), que aproximan los del reactor de la hueco-fibra. Sin embargo, en contraste con embalar-cama correctamente diseñada del reactor de la hueco-fibra los reactores no deben presentar gradientes radiales, y así, un directo escala-para arriba en esta dirección es posible. No obstante, los gradientes axiales de la concentración están intrínsecamente presentes y limitarán longitud del reactor. El oxígeno otra vez disuelto es casi siempre el substrato limitador y su perfil de la concentración a lo largo de la dirección axial se puede determinar usando un equilibrio total macroscópico.

Calentamiento y enfriamiento:Mantener una temperatura constante y homogénea es un requisito esencial en el cultivo celular.

Cuadro 9. Factor de la eficacia en función del módulo observable. Cinética de Michaelis-menten. Líneas continúas

geometría esférica, de línea discontinua, geometría de la losa.

Las variaciones de 1°C pueden reducir crecimiento de la célula, viabilidad, y/o la producción del producto. También se ha divulgado que la temperatura afecta fases del ciclo de la célula, metabolismo, y resistencia de la célula al esquileo. Un problema particular que ocurre en las escalas grandes es ese traspaso térmico de, las paredes del recipiente es seriamente limitado porque el volumen del reactor aumenta en el cubo mientras que el área del reactor aumenta solamente en el cuadrado. Una situación que pone en contraste existe para la cultura de célula, donde el traspaso térmico no se considera un problema importante y se ha pasado por alto extensamente, mientras que otros aspectos tales como transferencia del oxígeno han recibido mucho más atención. Las razones de esto son las concentraciones más bajas de la célula, las entradas de energía más pequeñas, los tamaños más bajos de reactores comerciales, y

la generación más baja del calor metabólico de la cultura del animal y de la planta-célula comparada a la fermentación microbiana. No obstante; la atención cuidadosa se debe todavía poner en el diseño de los sistemas del traspaso térmico y del control de la temperatura de las culturas de célula en grande, particularmente si las temperaturas cerca de ambiente se requieren. El traspaso térmico puede llegar a ser importante mientras que se desarrollar cultivos de más altas de la densidad de la célula y volúmenes más grandes del reactor son necesarios. Por otra parte, la naturaleza frágil de la mayoría de las células limita el uso de altamente turbulento mezclando eso es necesaria si las tarifas de transferencia de alta temperatura son necesarias. Por consiguiente, los fenómenos del traspaso térmico se deben considerar durante el diseño de un proceso en grande de la célula-cultura. El traspaso térmico eficaz se requiere para mantener temperatura constante en el biorreactor y también para esterilizar y para refrescar el recipiente. El último es importante asegurar estabilidad del producto en el extremo de la cultura. En esta sección, una introducción general al traspaso térmico en biorreactores será dada con énfasis especial en cultura de célula. Solamente manteniendo una temperatura deseada durante la fase de la cultura será discutido porque la esterilización y la recuperación del producto se discuten a otra parte. Finalmente la importancia del traspaso térmico será evaluada de los cálculos para las culturas en grande hipotéticas.

Temperaturas óptimas de la tabla 3. Para el cultivo celular.