ES2912100T3 - Aparato para extracción con agua presurizada de baja polaridad y métodos de uso - Google Patents

Abstract

Un aparato (5) para extraer y recuperar componentes de una materia prima de biomasa con agua presurizada de baja polaridad, comúnmente denominada agua caliente presurizada, dicho aparato comprende: dos o más columnas de reacción (10, 20, 30, 40, 50) configuradas en paralelo, cada columna tiene una salida para el egreso de un flujo de producto líquido; (i) un circuito de calentamiento (200) dispuesto para suministrar agua calentada y empujarla a través de camisas de las columnas de reacción para calentar cada columna y su contenido; (ii) un circuito de procesamiento (300) dispuesto para suministrar agua presurizada calentada y hacerla fluir a través de las columnas de reacción, para extraer la materia prima de biomasa en las columnas de reacción, y el agua presurizada calentada es agua presurizada de baja polaridad; (iii) un circuito de enfriamiento (400) dispuesto para suministrar agua presurizada enfriada y hacerla fluir a través de las columnas de reacción, para enfriar la materia prima de biomasa extraída en las columnas de reacción y para enfriar las columnas de reacción; en donde cada columna se comunica separadamente con el circuito de calentamiento (200), la unidad de procesamiento (300) y el circuito de enfriamiento (400); una pluralidad de válvulas (170, 270, 370, 470, 145, 245, 345) y bombas (120, 220, 320, 420) las válvulas cooperando con cada una de dichas columnas de reacción y dichas bombas para: (iv) presurizar cada una de dichas columnas de reacción a una presión seleccionada; (v) mantener la presión seleccionada en cada una de dichas columnas de reacción durante un período de tiempo seleccionado; y (vi) liberar presión en cada una de dichas columnas de reacción presurizadas; un recipiente de recogida (380, 732) para recibir el flujo de productos líquidos de cada una de dichas columnas durante un período de tiempo cuando cada una de dichas columnas está presurizada; y un recipiente (734) para recibir un flujo de agua de desecho que egresa de cada una de dichas columnas de reacción después de que cada una de dichas columnas haya sido despresurizada.

Description

DESCRIPCIÓN

Aparato para extracción con agua presurizada de baja polaridad y métodos de uso

Campo técnico

La invención se refiere a un aparato para extraer y recuperar componentes de una materia prima de biomasa con agua presurizada de baja polaridad, en donde el agua presurizada de baja polaridad (PLPW) se denomina comúnmente agua caliente presurizada. La PLPW se usa como solvente para la extracción de componentes a partir de materias primas de biomasa.

Antecedentes de la invención

Los fitoquímicos son compuestos químicos que se encuentran naturalmente en las plantas y son, entre otras cosas, responsables del color, como el morado intenso de los arándanos, y de las propiedades organolépticas, como el olor del ajo. Algunos fitoquímicos se usan en productos nutracéuticos que generalmente se venden en formas medicinales normalmente no asociadas con alimentos.

Hay tres clases de fitoquímicos que son de particular interés, es decir, polifenoles, carbohidratos especiales y glicósidos. Los polifenoles, también denominados como fenólicos, son compuestos que funcionan principalmente como antioxidantes y antiinflamatorios cuando se ingieren por humanos. Un antioxidante es una molécula que inhibe la oxidación de otras moléculas. La oxidación en las células vivas puede causar daño o muerte a la célula. Los antioxidantes previenen este daño al ser oxidados ellos mismos, en lugar de los componentes celulares. Los antioxidantes son usados ampliamente en suplementos dietéticos y se han investigado para la prevención de enfermedades ejemplificadas por cáncer, enfermedad coronaria, mal de altura, entre otras. También son usados como conservantes en alimentos y cosméticos. Dado que los antioxidantes están presentes en los alimentos consumidos en las dietas humanas y en las plantas usadas en la medicina tradicional de varias culturas, sus funciones en la salud y las enfermedades humanas son objeto de mucha investigación. Los polifenoles pueden sintetizarse industrialmente, pero ellos se obtienen principalmente de plantas y microorganismos.

Los carbohidratos son sacáridos que desempeñan numerosas funciones en los organismos vivos. Los carbohidratos sirven como la fuente de energía del cuerpo (por ejemplo, almidón y glucógeno) y como componentes estructurales (por ejemplo, celulosa en plantas y quitina en hongos y artrópodos). Los carbohidratos de cadena corta también se denominan azúcares, mientras que los carbohidratos de cadena larga o complejos se conocen como polisacáridos u oligosacáridos. Los carbohidratos y otros compuestos derivados de ellos pueden desempeñar funciones clave en el sistema inmunológico de los mamíferos, la fertilización, la prevención de enfermedades o infecciones, la coagulación de la sangre, entre otros.

Un azúcar unido a otra molécula funcional (por ejemplo, un azúcar unido a un fenólico) se conoce como glicósido. Los glicósidos desempeñan numerosas funciones importantes en los organismos vivos. Muchas plantas almacenan sustancias químicas en forma de glicósidos inactivos. Estos pueden activarse mediante una reacción de hidrólisis, la cual causa que la parte de azúcar se escinda, hace que la sustancia química esté disponible para usar. Muchos de estos glicósidos vegetales se usan como medicamentos.

El enfoque actual para la extracción de componentes vegetales es mediante el uso de solventes orgánicos o agua caliente no presurizada para solubilizar y eliminar estos componentes de la biomasa vegetal. Los sistemas de solventes orgánicos comúnmente usan uno o más de etanol, metanol, acetato de etilo y acetona. Sin embargo, los solventes orgánicos son generalmente tóxicos y su uso comercial requiere instalaciones a prueba de explosiones provistas de equipos de almacenamiento y manejo certificados para usar con químicos tóxicos e inflamables. Además, los solventes pueden quedar en los productos finales como compuestos traza nocivos para la salud y sus propiedades tóxicas plantean problemas de seguridad para el consumo humano.

Se sabe bien que los sistemas de agua caliente tienden a ser menos eficientes que los sistemas basados en solventes orgánicos y solo son capaces de extraer una porción de los fitoquímicos potencialmente disponibles de la biomasa vegetal.

Adicionalmente a los nutracéuticos, la biomasa puede ser una valiosa fuente de productos químicos. La biomasa lignocelulósica es uno de los materiales más abundantes en el mundo y se ha prestado una atención considerable a su uso como materia prima para la producción de energía y productos químicos. El fraccionamiento de la biomasa lignocelulósica para mejorar el uso de sus componentes constituyentes de celulosa, hemicelulosa y lignina puede lograrse mediante el uso de varios métodos físicos, biológicos, térmicos o químicos. Los tratamientos hidrotermales (también conocidos como autohidrólisis, hidrotermólisis) incluyen explosión con vapor, agua presurizada de baja polaridad (PLPW; también conocida comúnmente como agua sobrecalentada, agua subcrítica, agua caliente presurizada, agua caliente comprimida), la cual usa la acción catalítica de los iones hidronio de la ionización del agua debido a las condiciones de procesamiento, y la producción de ácidos in situ (tales como el ácido acético generado a partir de grupos acetilo), para hidrolizar los carbohidratos dentro de la biomasa. Calentar agua bajo presión a temperaturas por encima de su punto de ebullición resulta en la alteración de sus propiedades clave, tales como pH y polaridad, y disminuye su constante dieléctrica a valores que se aproximan a aquellos de los solventes tales como los ejemplificados por etanol y metanol.

Los sistemas de procesamiento por lotes y de flujo continuo que usan tratamientos de agua hidrotermal han usado para procesar, en sistemas de volumen muy pequeño, una amplia gama de materias primas lignocelulósicas, incluidas astillas de madera dura de eucalipto, álamo, Luecaena sp., arce, resina dulce, material vegetativo y pajas de plantas anuales incluyendo paja de trigo, paja de cebada, paja de centeno, paja de avena, paja de Brasica sp., fibras cortas de lino, sorgo, brotes de hierba, caña de azúcar entre otros. Se sabe que los rendimientos del producto de los tratamientos hidrotermales de flujo continuo son muy diferentes de aquellos producidos con sistemas por lotes. Se ha demostrado que los reactores de flujo continuo eliminan más hemicelulosa y lignina, y se forman menos productos de degradación que en un sistema por lotes. Es posible eliminar casi por completo la hemicelulosa con los sistemas de flujo continuo, mientras que solo se ha logrado una eliminación del 60 % en los sistemas por lotes (Lui y col., 2002, The Effect of Flow Rate of Compressed Hot Water on Xylan, Lignin, and Total Mass Removal from Corn Stover. Ind. Eng. Chem. Res. 2003(42):5409-5416). Además, la eliminación de lignina es inferior a 30 % en reactores por lotes, pero es posible eliminar un 75 % de lignina en sistemas de flujo continuo a altas velocidades de flujo (Lui y otros, 2003). Adicionalmente, las hemicelulosas en reactores de flujo continuo se recuperan principalmente como oligosacáridos (Lui y otros, 2003).

Sin embargo, aún no se ha logrado escalar con éxito los pequeños sistemas de laboratorio a sistemas de volumen comercial de gran rendimiento debido a los problemas asociados con la obtención y el mantenimiento de altas presiones en grandes recipientes de extracción para proporcionar presiones y temperaturas constantes mientras se mantiene un flujo constante de material de alimentación. Los problemas que comúnmente se encuentran en tales intentos de escalado incluyen la aglomeración de materiales, el desarrollo de canalización de fluidos, bloqueos en el flujo del material de alimentación y retromezclado que resultan en extracciones heterogéneas y eficiencias de extracción significativamente reducidas en comparación con los resultados logrados con equipos pequeños a escala de laboratorio.

Fukuzato, R., M. Tanaka y M. Goto. "Green Solvent processing platform for the extraction of the nutraceutical ingredients from unused biomass-citrus fruits." (2006) describen una plataforma para la extracción de ingredientes nutracéuticos a partir de productos naturales, la cual incluye los siguientes tres procesos:

1. Extracción en una sola etapa mediante el uso de scCO2 (CO 2 supercrítico).

2. Extracción en una sola etapa mediante el uso de agua caliente a alta presión y/o agua caliente con scCO2.

3. Extracción multietapa, con contacto a contracorriente entre scCO2 y H2O con las materias primas en el extractor (Hybrid SFE).

PUSHP PAL SINGH y otros, "Subcritical water extraction of phenolic compounds from potato peel", FOOD RESEARCH INTERNATIONAL, ELSEVIER APPLIED SCIENCE, BARKING, GB, vol. 44, núm. 8 describe la extracción de ocho compuestos fenólicos (ácido gálico, GAC; ácido clorogénico, CGA; ácido cafeico, CFA; ácido protocatéquico, PCA; ácido siríngico, SGA; ácido p-hidroxibenzoico, PBA; ácido ferúlico, FRA y ácido cumárico, CMA) a partir de cáscara de patata mediante el uso de agua subcrítica.

El documento JP2001246201 describe un aparato para tratar una cantidad relativamente grande de sólidos. El fluido de extracción (agua) en el tanque de almacenamiento se introduce en el intercambiador de calor por la bomba a través de la trayectoria de flujo y se precalienta. El fluido de extracción líquido precalentado en el intercambiador de calor se introduce luego en la caldera. La caldera tiene un medio de calentamiento y un mecanismo de ajuste para controlar la presión de vapor. El vapor generado en la caldera se introduce en un supercalentador (generador de vapor sobrecalentado) a través de la trayectoria de flujo. El sobrecalentador tiene un medio de calentamiento, un indicador de temperatura para mostrar la temperatura del vapor sobrecalentado y un mecanismo de control para ajustar la temperatura.

El documento JP2009226357A describe un aparato de extracción subcrítica que incluye una pluralidad de extractores de tipo por lotes para extraer un objeto en forma fragmentada para ser tratado en condiciones subcríticas, un filtro usado comúnmente con los extractores y una línea de circulación de filtrado la cual filtra el extracto de un extractor y suministra el filtrado obtenido selectivamente a los demás extractores como líquido extractor. Los extractores llevan a cabo un tratamiento de extracción en varias etapas para aumentar la concentración del componente extraído del extracto.

Resumen

La presente invención se refiere a un aparato para generar agua presurizada de baja polaridad (PLP) y de esta manera usarla para la extracción y recuperación de componentes a partir de materias primas de biomasa. El aparato ilustrativo de extracción con agua presurizada de baja polaridad (PLPW) está configurado con dos o más columnas de reacción, comunicándose cada columna separadamente con fuentes de agua presurizada, agua caliente presurizada y agua de refrigeración presurizada. Después de cargar una materia prima de biomasa en las columnas de reacción, los componentes que comprenden los materiales de biomasa se extraen y recuperan del material de biomasa en cada columna con un proceso de cinco etapas que comprende el flujo secuencial de cuatro circuitos separados de agua a través de cada columna. Inicialmente, la primera columna se carga con materia prima de biomasa fresca y se energiza el aparato. Una vez completada la energización, el proceso comprende una primera etapa de inundación de la columna con agua presurizada, una segunda etapa de calentamiento de la columna y su contenido, una tercera etapa de procesamiento de los materiales de biomasa dentro de la columna con agua PLP, una cuarta etapa de enfriamiento de la columna con agua fría presurizada, y una quinta etapa de drenaje de la columna y retiro del material de biomasa gastado. A continuación, la columna puede rellenarse con materia prima de biomasa fresca. El agua que comprende los componentes extraídos, es decir, un flujo de productos líquidos, se recoge de la columna durante la tercera etapa en una o más alícuotas.

En un primer aspecto de la invención, se proporciona un aparato para extraer y recuperar componentes de una materia prima de biomasa con agua presurizada de baja polaridad, que comprende:

dos o más columnas de reacción configuradas en paralelo, y cada columna tiene una salida para el egreso de un flujo de producto líquido;

(i) un circuito de calentamiento dispuesto para suministrar agua calentada y empujarla a través de las camisas de las columnas de reacción para calentar cada columna y su contenido;

(ii) un circuito de procesamiento dispuesto para suministrar agua calentada presurizada y que fluya a través de las columnas de reacción, para extraer la materia prima de biomasa en las columnas de reacción, y el agua calentada presurizada es agua presurizada de baja polaridad;

(iii) un circuito de enfriamiento dispuesto para suministrar agua presurizada enfriada y que fluya a través de las columnas de reacción, para enfriar la materia prima de biomasa extraída en las columnas de reacción y para enfriar las columnas de reacción;

en donde cada columna se comunica separadamente con el circuito de calentamiento, la unidad de procesamiento y el circuito de enfriamiento;

una pluralidad de válvulas y bombas, las válvulas cooperan con cada una de dichas columnas de reacción y dichas bombas:

(iv) presurizar cada una de dichas columnas de reacción a una presión seleccionada;

(v) mantener la presión seleccionada en cada una de dichas columnas de reacción durante un período de tiempo seleccionado; y

(vi) liberar presión en cada una de dichas columnas de reacción presurizadas;

un recipiente de recogida para recibir el flujo de productos líquidos de cada una de dichas columnas durante un período de tiempo cuando cada una de dichas columnas está presurizada; y

un recipiente para recibir un flujo de agua de desecho que egresa de cada una de dichas columnas de reacción después de que cada una de dichas columnas haya sido despresurizada.

En determinadas realizaciones, el aparato que comprende además un circuito de inundación para inundar y presurizar cada columna con agua caliente, en donde cada columna se comunica separadamente con el circuito de llenado, el circuito de calentamiento, la unidad de procesamiento y el circuito de enfriamiento.

En ciertas realizaciones, el aparato que comprende adicionalmente uno o más aparatos de tratamiento de agua para receptar y purificar el flujo de agua de desecho.

En ciertas realizaciones, el aparato que comprende adicionalmente un aparato para procesamiento de agua purificada mediante uno o más de calentamiento y ajuste de pH.

En determinadas realizaciones, el aparato que comprende adicionalmente un depósito para almacenar una porción de agua purificada.

En ciertas realizaciones, el aparato que comprende adicionalmente un depósito para almacenar una porción de flujo de agua de desecho.

En ciertas realizaciones, el suministro de agua calentada comprende una infraestructura de tuberías que se comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para inundar cada una de dichas columnas de reacción con agua caliente y generar baja agua presurizada de baja polaridad.

En ciertas realizaciones, el suministro de agua calentada comprende una infraestructura de tuberías que se comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para calentar cada una de dichas columnas de reacción a una temperatura seleccionada.

En ciertas realizaciones, el aparato que comprende adicionalmente el suministro de agua calentada que comprende una infraestructura de tubería que se comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para el flujo continuo de agua caliente presurizada de baja polaridad a través de cada una de dichas columnas de reacción, y dicha infraestructura de tuberías se comunica adicionalmente con dicho recipiente de recogida.

En ciertas realizaciones, el suministro de agua presurizada enfriada comprende una infraestructura de tuberías que se comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para enfriar cada una de dichas columnas de reacción a una temperatura seleccionada.

En ciertas realizaciones, el aparato comprende adicionalmente un sistema de control automatizado que comunica con las dos o más columnas de reacción, el suministro de agua calentada, el suministro de agua calentada presurizada, el suministro de agua enfriada presurizada, las bombas para presurizar cada una de dichas columnas de reacción, y la pluralidad de válvulas para dirigir secuencial y controladamente el flujo de agua hacia (i) una primera infraestructura de tuberías que comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para inundar cada uno de dichas columnas de reacción con agua caliente y generar agua presurizada de baja polaridad, (ii) una segunda infraestructura de tuberías que comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador, y un regulador de presión de retorno para calentar cada una de dichas columnas de reacción a una temperatura seleccionada, (iii) una tercera infraestructura de tuberías que se comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador, y un regulador de presión de retorno para el flujo continuo de agua caliente presurizada de baja polaridad a través de cada una de dichas columnas de reacción, dicha tercera infraestructura de tuberías adicionalmente que comunica con dicho recipiente de recogida, y (iv) una cuarta infraestructura de tuberías que comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para enfriar cada una de dichas columnas de reacción a una temperatura seleccionada.

En ciertas realizaciones, el sistema de control automatizado es programable.

En ciertas realizaciones, el sistema de control automatizado puede operarse manualmente.

En determinadas realizaciones, el aparato que comprende adicionalmente un sistema de control manual que comunica con las dos o más columnas de reacción, el suministro de agua calentada, el suministro de agua calentada presurizada, el suministro de agua enfriada presurizada, las bombas para presurizar cada una de dichas columnas de reacción, y la pluralidad de válvulas para dirigir secuencial y controladamente el flujo de agua hacia la primera infraestructura de tuberías, la segunda infraestructura de tuberías, la tercera infraestructura de tuberías y la cuarta infraestructura de tuberías.

Breve descripción de las figuras

La invención se define en las reivindicaciones. Las Figuras 1-8 se relacionan con la invención. Las Figuras 9-23 no se encuentran dentro del alcance de las reivindicaciones, no forman parte de la invención y se proporcionan únicamente como información de base.

La presente invención se describirá en relación con los siguientes dibujos, en los cuales:

La Figura 1 es un diagrama de flujo esquemático que muestra el funcionamiento de un sistema de extracción con agua presurizada de baja polaridad (PLPW) ilustrativo de la presente invención mediante el uso de un sistema de cinco columnas con cuatro circuitos de proceso independientes;

La Figura 2 es un diagrama esquemático del sistema PLPW de cinco columnas ilustrativo de la Figura 1;

La Figura 2A es una vista de primer plano de la sección 2A de la Figura 2;

La Figura 3 es un diagrama esquemático de un circuito de inundación ilustrativo para el sistema PLPW de cinco columnas mostrado en la Figura 2;

La Figura 4 es un diagrama esquemático de un circuito de calentamiento ilustrativo para el sistema PLPW de cinco columnas mostrado en la Figura 2;

La Figura 5 es un diagrama esquemático de circuito de procesamiento ilustrativo para el sistema PLPW de cinco columnas mostrado en la Figura 2;

La Figura 6 es un diagrama esquemático de un circuito de enfriamiento ilustrativo para el sistema PLPW de cinco columnas mostrado en la Figura 2;

La Figura 7 es un diagrama de flujo esquemático para otro proceso PLPW ilustrativo de la presente descripción mediante el uso de un sistema de cinco columnas con tres circuitos de proceso independientes;

La Figura 8 es un diagrama esquemático de un sistema PLPW ilustrativo a escala piloto de dos columnas;

La Figura 9 es un diagrama esquemático de un sistema PLPW ilustrativo a escala de banco;

La Figura 10 es un diagrama esquemático de un sistema PLPW ilustrativo de escala ampliada;

Las Figuras 11(A)-11(C) son gráficos que muestran la distribución de celulosa (11(A)), hemicelulosas (11(B)) y lignina (11(C)) en la columna de reacción después del procesamiento PLPW de paja de trigo en el sistema PLPW a escala de planta piloto mostrado en la Figura 10;

La Figura 12(A) es un gráfico que compara la recuperación de extractos de carbohidratos de la paja de trigo con el procesamiento PLPW en una columna de reacción a escala de banco, una columna de reacción a escala ampliada y una columna de reacción a escala piloto, mientras que la Figura 12(B) es un gráfico que compara la recuperación de extractos sin carbohidratos durante las mismas operaciones de procesamiento a través de las tres columnas;

Las Figuras 13(A)-13(C) muestran los rendimientos de celulosa (13(A)), hemicelulosas (13(B)) y lignina (13(C)) del procesamiento PLPW mediante el uso de una columna de reacción a escala ampliada y una columna de reacción a escala piloto;

Las Figuras 14(A) y 14(B) son cromatogramas de procesamiento de orujo de uva Concord con el sistema PLPW a escala de banco, a 280 nm (14(A)) y 520 nm (14(B));

La Figura 15 muestra cromatogramas ilustrativos seleccionados a 280 y 520 nm de procesamiento de orujo de uva Concord de "1 de febrero C2 corrida larga" (ver Tabla 12) con el sistema PLPW a escala piloto;

Las Figuras 16(A) y 16(B) son cromatogramas de procesamiento de orujo de arándano con el sistema PLPW a escala de banco, a 280 nm (16(A)) y 520 nm (16(B));

Las Figuras 17(A) y 17(B) son cromatogramas de procesamiento de orujo de arándano con el sistema PLPW a escala piloto a 280 nm (16(A)) y 520 nm (16(B));

Las Figuras 18(A) y 18(B) son cromatogramas a 270 nm de un estándar comercial de apiína (18(A)) y de perejil molido extraído con MeOH-agua (18(B));

Las Figuras 19(A)-19(C) son cromatogramas de análisis HPLC de extractos PLPW de perejil a 110 °C (Figura 19A)), 120 °C Figura 19(C)) y 130 °C (Figura 19( C));

La Figura 20 es un gráfico que muestra el rendimiento acumulado de materia seca extraído de biomasa de raíces deRhodiola rosea (14,49 g de material de partida seco) en un sistema PLPW mediante el uso de una relación solvente: sólido de 30 mL/g;

Las Figuras 21(A)-21(C) son cromatogramas representativos de estándares de 100 pg/mL de rosarin, rosavin, rosin y salidrósido a 250 nm Figura 21(A)), 276 nm (Figura 21(B)), y espectroscopia de masas por electropulverización en modo positivo SIM (Figura 21(C));

Las Figuras 22(A)-22(C) son cromatogramas representativos de soluciones de 10 mg/mL (70 % metanol) de extractos secos PLPW deRhodiola rosea, temperatura de 110 °C Fracción 1 a 250 nm (Figura 22(A)), 276 nm (Figura 22(B)) y espectroscopia de masas por electropulverización en modo positivo SIM (Figura 22(C)); y Las Figuras 23(A)-23(C) son cromatogramas representativos de 10 mg/mL (70 % de metanol) de extracto de referencia de biomasa de raíz deRhodiola roseaa 250 nm (Figura 23(A), 276 nm (Figura 23(B)), y espectroscopia de masas por electropulverización en modo positivo SIM Figura 23(C)).

Descripción detallada de la invención

Las realizaciones ilustrativas de la presente invención se refieren a aparatos para generar agua presurizada de baja polaridad (PLP) y uso de la misma para la extracción y recuperación de componentes de materias primas de biomasa.

En la Figura 1 se muestra un proceso semicontinuo ilustrativo para la extracción y recuperación de componentes de materias primas de biomasa con agua presurizada de baja polaridad (PLPW) mediante el uso del aparato PLPW ilustrativo mostrado en la Figura 2, en donde el aparato PLPW comprende cinco columnas de extracción/reacción configuradas en paralelo. Generalmente, el proceso PLPW presuriza agua preacondicionada a aproximadamente 5,2 MPa (750 psi) y luego eleva la temperatura del agua presurizada a aproximadamente 180 °C antes de pasar el agua calentada y presurizada a través de una columna de reacción seleccionada para extraer los componentes de una materia prima. La capacidad del aparato PLPW ilustrativo es en términos de velocidad de flujo del intervalo de aproximadamente 2 L/min a aproximadamente 30 L/min, aproximadamente 4 L/min a aproximadamente 20 L/min, aproximadamente 6 L/min a aproximadamente 15 L/min, aproximadamente 8 L/min a aproximadamente 12 L/min, aproximadamente 10 L/min. Para facilitar la operación económica, el aparato de PLPW ilustrativo puede ser operado como un proceso semicontinuo en donde siempre se procesa una columna de reacción y hay un flujo continuo de extracto PLPW desde el sistema.

El esquema de control para el proceso PLPW mostrado en la Figura 1 y el aparato PLPW mostrado en las Figuras 2, 2A, 3 - 6 pueden estar parcialmente automatizados y pueden incluir control manual de la secuencia de procesamiento. En una realización, el operador debe usar un botón pulsador manual para activar cada etapa del proceso. Una vez activado, el sistema puede habilitar/deshabilitar automáticamente el equipo, completar las actuaciones de válvulas y monitorear instrumentos críticos según sea necesario para la etapa seleccionada. El esquema de control puede automatizarse basado en la secuenciación cronometrada de cada etapa de procesamiento y la comprobación de errores de la instrumentación de medición para garantizar las operaciones seguras del aparato.

Descripción del proceso y del aparato:

El aparato PLPW 5 mostrado en las Figuras 2, 2A comprende cuatro circuitos de proceso independientes 100 (Figuras 2A, 3), 200 (Figuras 2A, 4), 300 (Figuras 2A, 5), 400 (Figuras 2A, 6) que controlan el flujo de PLPW a través de cada columna de reactor 10, 20, 30, 40, 50. El circuito de flujo para cada columna de reactor 10, 20, 30, 40, 50 se selecciona mediante un sistema de control automatizado que controla la secuencia de operaciones de la válvula dentro de cada circuito de columna de reactor. El término "calentador" se usa para identificar el equipo usado para calentar el agua de proceso y abarca un "calentador de inmersión" y un "intercambiador de calor de carcasa y tubos" que puede conectarse a un sistema de vapor de la planta.

Modo de Derivación del Circuito:

El aparato de PLPW 5 se proporciona con un modo de derivación de circuito (Figuras 2, 2A) el cual permite el aislamiento de uno o más o todos los circuitos de la columna individual de reactor del resto del aparato de PLPW. Cualquiera de las bombas de circuito 120, 220, 320, 420 hace fluir agua desde un depósito 110, 210 a través de: (i) el lado de entrada de un intercambiador de calor 130, 230, 330, 430, (ii) un calentador 140, 240, 340, (iii) el lado de salida del intercambiador de calor 130, 230, 330, 430, (iv) el regulador de presión de retorno 150, 250, 350, 450, (v) un intercambiador de calor secundario 260, 360 y luego (vi) el depósito 110 o un drenaje de agua de desecho. Cada una de las líneas de agua que egresan de las bombas del circuito 120, 220, 320, 420 se proporciona con una válvula de alivio de presión 170, 270, 370, 470. El propósito del modo de derivación del circuito es presurizar y mantener la presión del sistema, y ajustar la temperatura del agua presurizada de baja polaridad (PLP) antes de que el agua PLP se introduzca en los otros circuitos.

Circuito de llenado 100:

Una columna de reactor seleccionada rellenada con una materia prima de biomasa para ser extraída, se llena con agua caliente por debajo de 100 °C y después presurizada. Esta tarea puede realizarse en una de al menos dos formas. Un primer método usa un circuito de inundación independiente 100 (Figura 3) en donde una bomba 120 empuja agua desde un primer depósito 110a través del lado de entrada de un intercambiador de calor 130, después a través de un calentador 140, a través de una de las columnas 10, 20, 30, 40, 50, a través del lado de salida del intercambiador de calor 130, un regulador de presión de retorno 150 y fuera del sistema a un drenaje de agua de desecho. Esta opción permite un mayor control de la temperatura del agua de llenado. El circuito de inundación 100 comprende adicionalmente una válvula de derivación 145 para aislar las columnas 10, 20, 30, 40, 50 del circuito de inundación.

Un segundo método usa el circuito de enfriamiento (Figura 6) el cual se describe con más detalle a continuación. El segundo método comprende la desviación del agua PLP desde el regulador de presión de retorno hacia la columna de reacción para ser llenada. Un segundo regulador de presión de retorno permite presurizar la columna. El beneficio del segundo método de inundación es la reducción del equipo necesario para realizar la tarea de presurización de la columna (bomba y calentador adicionales), que permite de esta manera: (i) más agua para reciclar, y (ii) recuperación de extractos de producto adicional. El inconveniente es que la temperatura del agua de inundación sería inferior a la de un circuito independiente (60 °C o potencialmente menos) y se tendrían que rellenar varias columnas con materia prima de biomasa al comienzo del día de procesamiento antes del procesamiento. Circuito de calentamiento:

Durante el circuito de calentamiento 200 (Figura 4), una bomba 220 empuja agua desde un segundo depósito de agua 210 a través del lado de entrada de un intercambiador de calor 230, después a través de un calentador 240, las camisas de las columnas 10, 20, 30, 40, 50, a través del lado de salida del intercambiador de calor 230, un regulador de presión de retorno 250, un intercambiador de calor secundario 260 y fuera del sistema al primer depósito de agua 110. El circuito de calentamiento 200 comprende adicionalmente una válvula de derivación 245 para aislar las columnas 10, 20, 30, 40, 50 del circuito de calentamiento.

El propósito del circuito de calentamiento es calentar la columna a una temperatura de procesamiento deseada seleccionada para minimizar la pérdida de calor del agua PLP al equipo durante la extracción. Es opcional separar el circuito de calentamiento de los otros circuitos, para que pueda funcionar independientemente, mediante la adición de una bomba, un intercambiador de calor y un calentador dedicado al circuito de calentamiento. En otro ejemplo, las camisas de la columna de reacción pueden configurarse para usar vapor de una instalación de procesamiento, ya sea con vapor como medio de calentamiento dentro de la camisa, o mediante el uso de un intercambiador de calor y una bomba de agua para usar vapor para calentar indirectamente el agua para las chaquetas de la columna. Circuito de procesamiento:

Durante el circuito de procesamiento 300 (Figura 5), una bomba 320 empuja agua desde el segundo depósito de agua 210 a través del lado de entrada de un intercambiador de calor 330, después a través de un calentador 340, después de lo cual el agua PLP fluye (bajo presión de la bomba 320) a través de una de las columnas 10, 20, 30, 40, 50, que está empaquetada con materia prima de biomasa a ser extraída. El agua PLP fluye hacia afuera de la columna a través del lado de salida del intercambiador de calor 330, a través de un regulador de presión de retorno 350, un intercambiador de calor secundario 360 y sale del sistema hacia el recipiente de recogida 380. El circuito de procesamiento 300 comprende adicionalmente una válvula de derivación 345 para aislar las columnas 10, 20, 30, 40, 50 del circuito de procesamiento. El propósito del circuito de procesamiento (Figura 5) es solubilizar y extraer los compuestos de interés del material de alimentación. El agua PLP se desplaza a través de la columna de reacción desde la parte inferior hacia la parte superior en un solo paso. El agua menos concentrada pasa primero a través de la materia prima más extraída, maximizando así la cantidad de producto extraído. Adicionalmente, debido a la naturaleza de flujo continuo del sistema de extracción, el producto se elimina constantemente del sistema con bajos tiempos de permanencia mientras se expone a las condiciones operativas, lo que reduce la cantidad de degradación potencial del producto.

Circuito de enfriamiento:

El último circuito de procesamiento, el circuito de enfriamiento 400 (Figura 6) enfría las columnas de reacción después de que el material de alimentación haya sido extraído completamente en dos etapas. En el circuito de enfriamiento 400, el agua PLP fluye a través de la columna de reacción empaquetada con el material de alimentación extraído, de manera que la bomba 420 empuja el agua a través del lado de entrada del intercambiador de calor 430, a través de una de las columnas 10, 20, 30, 40, 50, después fuera de la columna hacia el lado del producto del intercambiador de calor 430, a través del regulador de presión de retorno 450, y fuera del sistema al drenaje. El propósito del circuito de enfriamiento es bajar la temperatura del material de alimentación extraído y la columna de reacción a un nivel por debajo de la temperatura de saturación para permitir la eliminación segura de la materia prima extraída. Una vez que la temperatura es lo suficientemente baja, el sistema puede volverse a conectar al primer circuito de enfriamiento y puede drenarse el agua de la columna, retirar la materia prima extraída y adicionar material fresco para la siguiente extracción.

Vaciado/Recarga:

Después que se completa el proceso de extracción, la columna de reacción presurizada debe despresurizarse y evacuarse el agua antes de abrir la columna de reacción para descargar la materia prima de biomasa procesada. Es opcional cargar la materia prima de biomasa en una o más mangas que se insertan en la columna de reacción para su procesamiento, después de lo cual, las mangas se retiran de la columna de reacción y la biomasa se elimina de las mangas. Alternativamente, la biomasa puede ser cargada directamente en la columna de reacción y recuperarse de ahí después del procesamiento. Es opcional proporcionar un suministro de aire comprimido o un suministro de agua o un suministro de vapor para empujar la materia prima de biomasa agotada fuera de la columna de reacción para facilitar su descarga.

Tiene que ser destacado que es opcional, si así se desea, para el aparato de cinco columnas de reacción comprender cuatro circuitos independientes, es decir, inundación (Figura 3), calentamiento (Figura 4), procesamiento (Figura 5) enfriamiento (Figura 6), puede ser reducido a tres circuitos independientes (i) eliminando el circuito de inundación y (ii) mediante el uso del circuito de enfriamiento proporcionar el circuito de inundación así como también el circuito de enfriamiento como se muestra en la Figura 7.

Otro aparato PLPW ilustrativo 700 que comprende dos columnas de reacción se muestra en la Figura 8, en donde las columnas 720, 721 tienen una presión operativa máxima de 6200 kPa (900 psi) a una temperatura operativa de 204 °C. Las camisas de columna están diseñadas para una presión máxima de funcionamiento más baja de 2580 kPa (375 psi) a una temperatura de funcionamiento de 204 °C para prevenir el aplastamiento de la columna si la camisa está presurizada y la columna no. Sin embargo, debido a que varias otras piezas de equipo, tales como los acumuladores 725, 726, han sido certificados para temperaturas y presiones inferiores a las de las columnas 720, 721, la presión y temperatura máximas de funcionamiento de este sistema de dos columnas, en su conjunto, se establece en 5500 kPa (800 psi) y 180 °C, y la presión máxima de funcionamiento del circuito de camisa 750 es de 2400 kPa (350 psi). Las especificaciones y descripciones de las partes principales del sistema PLPW mostrado en la Figura 8 se enumeran en las Tablas 1 a 6.

El flujo de proceso 718 para el sistema de extracción con agua presurizada de baja polaridad se muestra en la Figura 8. El agua de proceso se extrae del depósito de agua 710 con una bomba de desplazamiento positivo 712 (es decir, una bomba de proceso) y pasa a través del intercambiador de calor 714 donde el agua de proceso se usa primero para enfriar y recuperar calor del extracto líquido que sale del sistema. El agua parcialmente calentada después ingresa al calentador de inmersión 716, donde esta se calienta a la temperatura de proceso deseada. El sistema se controla para dirigir el agua calentada a través de las camisas de la columna para calentar el equipo, o a través de la columna empaquetada 720 con la materia prima que se va a extraer. El agua de proceso/extracto líquido que sale fluye de regreso a través del intercambiador de calor 714 donde se recupera la energía y la temperatura del producto se reduce por debajo del punto de ebullición antes de llegar al regulador de presión de retorno 751. El propósito del regulador de presión de retorno 751 es mantener la presión del sistema en un punto por encima de la presión de saturación a la temperatura de procesamiento operativa para evitar la formación de vapor. Tabla 1:

continuación

Tabla 2: Eui o eléctrico ara un aarato PLPW de dos columnas.

Tabla 3: Válvulas ara un aarato PLPW de dos columnas.

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Tabla 4: Intercambiadores de calor ara un aarato PLPW de dos columnas.

Tabla 5: Reuladores mecánicos válvulas de seuridad ara un aarato PLPW de dos columnas.

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Tabla 6: Instrumentación ara un a arato PLPW de dos columnas.

dentro del sistema. Después del regulador de presión de retorno 751 hay un intercambiador de calor adicional 730 que puede usarse para controlar la temperatura final del agua de proceso/extracto líquido saliente. Este intercambiador de calor 730 está conectado a otra fuente de agua, de manera que el flujo puede ajustarse mediante una válvula para enfriar el líquido que sale a la temperatura deseada. El extracto líquido/agua de proceso se dirige al recipiente de recogida 732 o al recipiente de agua de desecho 734 para usar en otra parte del proceso.

Hay varios circuitos de flujo dentro del sistema de extracción. El circuito de flujo se selecciona con el sistema de control automatizado, que controla la secuencia de válvulas para operar cada circuito.

Circuito de derivación caliente:

El circuito de derivación caliente aísla las columnas de reacción 720, 721 y las camisas del resto del aparato PLPW. La bomba de proceso 712 pasa agua desde el depósito de agua 710 a través del intercambiador de calor 714 (lado de entrada), el calentador de inmersión 716, a través de la válvula de derivación BVH, el intercambiador de calor 714 (lado del producto), el regulador de presión de retorno 751, el intercambiador de calor 730 y sale del sistema al recipiente de agua de desecho 734. El propósito del circuito de derivación caliente es presurizar y mantener la presión del sistema y ajustar la temperatura del agua de proceso antes de que el agua se introduzca en los otros circuitos.

Circuito de calentamiento:

El circuito de calentamiento empuja el agua de proceso a través de las camisas de la columna de reacción. La bomba de proceso 712 pasa agua por el lado de entrada del intercambiador de calor 714, el calentador de inmersión 716, la camisa de la columna, el lado de salida por el intercambiador de calor 714, a través del LPV y el regulador de presión de retorno 753, el intercambiador de calor 730 y sale del sistema hacia el recipiente de agua de desecho 734. El propósito de este circuito es calentar la columna 720 a la temperatura de procesamiento deseada para minimizar la pérdida de calor del agua de procesamiento al equipo durante la extracción. Tiene que ser destacado que este circuito podría separarse de los otros circuitos y funcionar independientemente. Esto se logra mediante la adición de otra bomba (no se muestra), un intercambiador de calor (no se muestra) y un calentador de inmersión (no se muestra). En otro ejemplo, las camisas pueden convertirse para usar vapor de una instalación de servicios, ya sea con vapor como medio de calentamiento dentro de la camisa, o mediante el uso de un intercambiador de calor y una bomba de agua para calentar indirectamente el agua para la camisa.

Procesamiento:

Durante el circuito de procesamiento, el agua de proceso fluye a través de la columna de reacción (por ejemplo, 720 o 721) empaquetada con materia prima de biomasa. La bomba de proceso 712 empuja el agua a través del lado de entrada del intercambiador de calor 714, el calentador de inmersión 716, la columna 720 o 721, el lado del producto del intercambiador de calor 714, el regulador de presión de retorno 731, el intercambiador de calor 730 y fuera del aparato PLPW hacia el recipiente de recogida 732. El propósito del circuito de procesamiento es solubilizar y extraer los componentes que comprende la materia prima de biomasa. El agua PLP se desplaza a través de la columna de reacción 720 o 721 desde su parte inferior hasta su parte superior en una solo pasada. El agua menos concentrada pasa primero a través de la materia prima más extraída, maximizando así la cantidad de producto extraído. Además, debido a la naturaleza de flujo continuo del sistema de extracción, el producto se elimina constantemente del sistema con tiempos de permanencia bajos mientras se expone a las condiciones operativas, lo que reduce la cantidad de degradación potencial del producto.

Circuito de enfriamiento:

El circuito de enfriamiento enfría las columnas de reacción 720, 721 después de que la materia prima de biomasa se haya extraído por completo. El agua del primer circuito de enfriamiento 740 se toma del depósito de agua 710 o del recipiente de agua de desecho 734 y se bombea mediante la bomba de enfriamiento 742 a través del lado de entrada del intercambiador de calor 744, la válvula de derivación BVC y de vuelta al lado de producto del intercambiador de calor 744, regulador de presión de retorno 745 y fuera del aparato PLPW al drenaje. El propósito del primer circuito de enfriamiento 740 es presurizar y mantener la presión del sistema en el circuito de enfriamiento igual a la presión de la columna de extracción.

En el segundo circuito de enfriamiento, el agua PLP fluye a través de la columna 720 o 721 empaquetada con la materia prima gastada de biomasa (es decir, extraída) de manera que la bomba de enfriamiento 742 hace fluir agua a través del lado de entrada del intercambiador de calor 744, la columna de reacción 720 o 721, el lado de producto del intercambiador de calor 744, el regulador de presión de retorno 755 y fuera del aparato PLPW al drenaje. El propósito del segundo circuito de enfriamiento es bajar las temperaturas del material de alimentación de biomasa extraído y la columna de reacción 720 o 721 por debajo de la temperatura de saturación para permitir la eliminación segura del material de alimentación de biomasa extraído. Una vez que la temperatura es lo suficientemente baja, el aparato PLPW puede volver a conectarse al primer circuito de enfriamiento, puede drenarse el agua de la columna de reacción, puede retirarse la materia prima de biomasa extraída y puede cargarse materia prima de biomasa fresca para la siguiente extracción.

Tiene que ser destacado que los expertos en estas técnicas podrán ajustar y/o modificar las diversas opciones de equipo descritas en la presente descripción para producir un aparato PLPW que comprende al menos dos columnas de reacción en donde cada columna se proporciona con infraestructuras de tuberías que se comunican con al menos un suministro de agua, uno o más calentadores o intercambiadores de calor para calentar el agua, y bombas para presurizar el agua a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 50 °C a aproximadamente 65 °C, de aproximadamente 50 °C a aproximadamente 85 °C, de aproximadamente 50° C a aproximadamente 100° C, de aproximadamente 50° C a aproximadamente 125° C, de aproximadamente 55° C a aproximadamente 150° C, de 5° C, de 5° C, de 0° C, de 0° C, de

0° C, de

kPa (375 psi), de aproximadamente 1207 kPa (175 psi) a aproximadamente 2400 kPa (350 psi), de aproximadamente 1207 kPa (175 psi) a aproximadamente (325 psi), de aproximadamente 1207 kPa (175 psi) a aproximadamente 2068 kPa (300 psi), de aproximadamente 1207 kPa (175 psi) a aproximadamente 1896 kPa (275 psi), de aproximadamente 1207 kPa (175 psi) a aproximadamente 1724 kPa (250 psi), de aproximadamente 1207 kPa (175 psi) a aproximadamente 1551 kPa (225 psi), y entre ellos.

El aparato PLPW descrito en la presente descripción puede configurarse con dos columnas de reacción, cada una de las cuales se comunica separadamente con una sola fuente de agua presurizada, agua calentada presurizada y agua de enfriamiento presurizada, como se muestra en la Figura 8. Alternativamente, el aparato PLPW puede configurarse con tres columnas de reacción, cuatro columnas de reacción, cinco columnas de reacción, seis columnas de reacción, siete columnas de reacción, ocho columnas de reacción, nueve columnas de reacción, diez columnas de reacción. También es posible proporcionar suministros de reserva de agua presurizada, agua calentada presurizada y agua de enfriamiento presurizada.

El aparato PLPW puede incluir adicionalmente un equipo de purificación de agua para recibir y procesar de esta manera la corriente de agua de desecho que egresa de las columnas de reacción durante cada circuito de calentamiento inicial, circuito de inundación, circuito de calentamiento y circuito de enfriamiento, y después reciclar el agua procesada nuevamente en uno o más del circuito de llenado, circuito de calentamiento y circuito de enfriamiento.

Los aparatos PLPW ilustrativos descritos en la presente descripción son adecuados para la extracción y recuperación de componentes de materias primas de biomasa ejemplificadas por materiales lignocelulósicos tales como pulpas de frutas, pulpas de vegetales, orujos, materiales de raíces, materiales vegetativos, materiales leñosos, paja, materiales herbáceos, semillas, nueces, harinas, bagazo y similares. Los aparatos PLPW ilustrativos también son adecuados para la extracción y recuperación de componentes de materiales de biomasa no vegetal, ejemplificados por biomasa de algas, harinas de pescado y similares.

EJEMPLOS

La invención se define en las reivindicaciones. Los siguientes ejemplos no se encuentran dentro del alcance de las reivindicaciones, no forman parte de la invención y se proporcionan únicamente como información de base.

Ejemplo 1: Procesamiento PLPW de paja de trigo

En los estudios descritos en este ejemplo se usaron dos sistemas de reactores de flujo continuo PLPW diferentes y tres columnas de reacción de escalas diferentes. Todas las conexiones, accesorios, tuberías, válvulas y recipientes se construyeron con acero inoxidable para resistir la corrosión y se diseñaron para una presión operativa máxima de 13,1 MPa (1900 psi) a 250 °C.

Un sistema de reacción PLPW a escala de banco de laboratorio 800 (Figura 9) se construyó internamente y comprendía: un suministro de agua 805, una bomba de cromatografía líquida de alto rendimiento (HPLC) 810 (modelo Waters 515, Milford, MA), un horno con temperatura controlada 815 (Modelo 851F, Fisher Scientific, Pittsburgh, PA), un serpentín de precalentamiento 820 de 2,0 m [tubo de acero inoxidable con un diámetro exterior de 3,2 mm (1/8")], una columna de reactor 825, un serpentín de enfriamiento de 1,0 m 830 (tubo de acero inoxidable con 3,2 mm (1/8") de diámetro externo), un regulador de presión de retorno 835 con un cartucho de 5,2 MPa (750 psi) (Upchurch Scientific, Oak Harbor, WA) para mantener la presión en el sistema y un recipiente de recogida 840.

También se proporcionó una válvula de alivio de presión 822 interpuesta en el serpentín de precalentamiento 820 y la columna del reactor 825. Se usaron tubos de acero inoxidable (3,2 mm (1/8") de diámetro externo) y conectores para conectar las piezas del equipo (es decir, la bomba de HPLC, columna de reacción y regulador de presión de retorno).

El sistema de reacción PLPW 900 (Figura 10) usado para hacer funcionar la columna de reacción a escala ampliada y la columna de reacción a escala piloto se construyó internamente y se basó en el diseño del sistema a escala de banco (Figura 9). La presión en los sistemas se mantuvo a 11 MPa (1500 psi) para todos los experimentos mediante el ajuste del regulador de presión de retorno 950 (Tescom, Elk River, MN). El agua destilada de un depósito de agua 910 se presurizó y bombeó a una velocidad de flujo constante mediante el uso de una bomba dosificadora 915 (Modelo P300, Wanner Engineering Inc., Minneapolis, MN) con un amortiguador de pulsaciones 920 (Wanner Engineering Inc., Minneapolis, MN, EE. UU.) instalado después de la bomba 915 para garantizar un flujo constante en el sistema. Un intercambiador de calor de tubo en tubo 925 (Exergy LLC, Garden City, NY, EE. UU.) desempeñó dos tareas dentro del sistema: (i) primero, el intercambiador de calor 925 enfrió el solvente después de la columna del reactor 935 antes de descargarlo al recipiente de recogida 955; (ii) segundo, el calor extraído del solvente gastado se transfirió al solvente entrante antes de entrar en el calentador de inmersión 930 (ASB Heating Elements Ltd., Bethridge, ON, CA). De esta forma, el intercambiador de calor 925 precalentaba el agua y reducía los requerimientos energéticos del sistema. Se proporcionó una válvula de alivio de presión 945 entre el intercambiador de calor 925 y el calentador de inmersión 930. Se usaron tubos de acero inoxidable (12,7 mm (1/2") de diámetro externo) y conectores para conectar las piezas del equipo, excepto la columna de reacción de escala ampliada, la cual se conectó al sistema con una tuberia de 6,35 mm (1/4") de diámetro externo.

La columna de reacción a escala de banco 825 (Figura 9) se construyó con tubos de acero inoxidable (1,27 cm (1/2") de 1,0 cm de diámetro interior * 10 cm de largo) y se tapó con accesorios de extremo de columna de cromatografía (Chromatographic Specialties Inc, Brockville, ON, CA). La columna de reacción de escala ampliada 935 se escaló en un factor de 5 desde la unidad de escala de banco (Tabla 7). La unidad era una columna de reacción con bridas de acero inoxidable de 5 cm de diametro interior * 50 cm de longitud (MODcol, Mandel Scientific Company Inc., Guelph, ON, CA) selladas con juntas para empaquetamiento de anillos-O de grafito y placas finales de acero inoxidable, las cuales se encintaron y cubrieron para permitir la conexión al sistema de reacción PLPW. La columna de reacción a escala piloto era una columna con bridas de acero inoxidable hecha a la medida (Enterprise Steel Fabricators Ltd., Kelowna, BC, CA) y se escaló en un factor de 3,56 sobre la unidad de escala ampliada (Tabla 7). Los extremos se taparon y sellaron con placas de acero inoxidable y juntas para empaquetamiento de anillos-O y se encintaron y cubrieron para permitir la conexión al sistema de reacción PLPW. Las válvulas aislaron las unidades de escala ampliada y escala piloto del resto del sistema de reacción PLPW cuando no estaban en uso. Debido al aumento de masa de las columnas de reacción a escala ampliada y escala piloto, ellas se equiparon con calentadores de banda 940 (ASB Heating Elements Ltd., Bethridge, On , cA) para ayudar en el calentamiento y mantenimiento de la temperatura de la columna.

Tabla 7.

Además de escalar las dimensiones de la columna de reacción, se llevó a cabo el escalamiento apropiado de las condiciones experimentales (Tabla 7). Para estos experimentos se escogieron una temperatura de 165 °C y una relación solvente a sólido de 60 mL/g. Se escogió un régimen de flujo que comprende la velocidad superficial de 1,27 * 10-3 m/s, que corresponde a una velocidad de flujo de 6, 150 y 1900 mL/min para las columnas de reacción a escala de banco, de escala ampliada y a escala piloto, respectivamente. Se retuvo la misma relación entre la profundidad de lecho y el diámetro y se ajustó la masa de la muestra para mantener idéntica densidad aparente (y porosidad) dentro de cada escala de columna. Para mantener la muestra de paja dentro de la columna de reacción y ayudar a promover la dispersión de PLPW, el volumen vacío en cada extremo de las columnas se empaquetó con lana de acero inoxidable y se tapó con una frita de acero inoxidable de 20 pm y 100 pm en la entrada y salida respectivamente; a excepción de la unidad a escala piloto, la cual no utilizó fritas.

El procedimiento de reacción de hidrólisis se inició inundando primero la columna de reacción con agua y después calentando el sistema a la temperatura experimental y después se mantiene la temperatura durante el tiempo suficiente para permitir que la temperatura de la muestra se equilibre dentro de la columna antes de comenzar el flujo a través de la columna de reacción. Al comenzar el flujo a través de la columna de reacción, se descartó la primera porción de solución, la cual no contenía analito (correspondiente al volumen muerto en el sistema desde la parte superior de la columna de reacción hasta el recipiente de recogida), y se recogió el volumen predeterminado de solución basado en la relación solvente-sólido seleccionada. De cada experimento se recolectó una porción (aproximadamente 60 mL) de los extractos líquidos y se almacenaron a 4 °C para su análisis, el resto de los extractos líquidos se liofilizaron junto con los residuos sólidos y se almacenaron a -20 °C hasta su análisis.

Los residuos sólidos y los extractos líquidos liofilizados se analizaron para carbohidratos estructurales, lignina, grupos acetilo y contenido de cenizas siguiendo los procedimientos analíticos estándar de NREL (Hyman y otros, 2007, Determination of Acid Soluble Lignin Concentration Curve by UV-Vis Spectroscopy; Laboratory Analytical Procedure (LAP). NREL/TP-510-42617; National Renewable Laboratory: Golden, CO, uSA; Sluiter y otros, 2008, Determination of Structural Carbohydrates and Lignin in Biomass; Laboratory Analytical Procedure (LAP) NREL/TP-510-42618; National Renewable Laboratory: Golden, CO, USA). La lignina insoluble en ácido (AIL) y la lignina soluble en ácido (ASL) se determinaron mediante la hidrólisis primero de las muestras con ácido sulfúrico 72 % durante 1 hora a 30 °C en un baño de agua y después diluyendo hasta ácido sulfúrico 4 % y tratamiento en autoclave a 121 °C durante 1 h en tubos de presión de vidrio sellados. La AIL se analizó gravimétricamente después de la hidrólisis de la celulosa y la hemicelulosa. La ASL en el hidrolizado se determinó por el método espectrofotométrico a 320 nm (Sluiter y otros, 2008). Se usó una absorbtividad de 30 L g-1 cm-1 para convertir las lecturas de absorbancia a valores de masa. Los resultados para contenido de lignina de las muestras se informan como la suma de AIL y ASL y se corrigen por el contenido de proteína.

Los carbohidratos estructurales, la celulosa (glucosa) y hemicelulosa (xilosa, galactosa, arabinosa y manosa) se determinaron cuantitativamente a partir del hidrolizado por HPLC mediante el uso de Agilent 1100 equipado con un detector de índice de refracción (Agilent Technologies, Palo Alto, CA). El análisis por HPLC se llevó a cabo mediante el uso de una columna AMINEX® HPX-87P (300 * 7,8 mm) (AMINEX es una marca registrada de Bio-Rad Laboratories Corp., Hercules, CA, EE.UU.) con un cartucho de protección contra cenizas (Bio-Rad Laboratories, Hercules, CA) que funciona a 75 °C. El sistema de HPLC que consiste de un inyector automático G1329A y un sistema de suministro G1312A están controlados por Agilent CHEMSTATION® Software Plus (CHEMSTATI^o N es una marca registrada de Agilent Technologies Inc., Santa Clara, CA, EE.UU.). Se usó agua filtrada grado HPLC como fase móvil a una velocidad de flujo de 0,5 mL/min y, para cada muestra, se inyectaron automáticamente 50 pL de alícuota prefiltrada. Las concentraciones de carbohidratos se determinaron por comparación con un conjunto de estándares de azúcares conocidos y la aplicación de un factor de recuperación de azúcar y se siguen los métodos enseñados por Sluiter y otros. (2008).

Se midieron cuantitativamente los grupos acetilo, los ácidos fórmico y levulínico del hidrolizado con HPLC mediante el uso de Agilent 1100 equipado con un detector de índice de refracción (Agilent Technologies, Palo Alto, CA) siguiendo los métodos enseñados por Sluiter y otros. (2008). Los análisis de HPLC se realizaron mediante el uso de una columna Bio-rad AMINEX® HPX-87H (300 * 7,8 mm, Bio-Rad Laboratories, Hercules, CA) con una precolumna de cartucho de recarga de Cation H (30 * 4,6 mm, Bio-Rad Laboratories, Hercules, CA) que funciona a 55 °C con una fase móvil 0,005 M H2SO4 a una velocidad de flujo de 0,6 mL/min.

Los ácidos urónicos en el hidrolizado se cuantificaron y se sigue el método enseñado por Scott (2002, Colorimetric determination of hexuronic acids in plant materials. Anal. Chem. 51:936-941). Se adicionó una alícuota (0,125 mL) del hidrolizado a una solución de 0,125 mL de NaCl 2 %- 3% HaBOaen un tubo de ensayo. Se adicionó H2SO4 concentrado al tubo de ensayo en un baño de hielo y se mezcló. A continuación, el tubo de ensayo se calentó durante 40 min a 70 °C en un baño de agua. A continuación, se retiraron los tubos de ensayo y se dejaron enfriar a temperatura ambiente antes de adicionar al reactivo 0,1 ml de 0,1% de 3,5-dimetilfenol en ácido acético glacial. Después de 10 min, se determinó la concentración de ácidos urónicos mediante el promedio de la absorbancia a 400 y 450 nm y comparando con una curva estándar de ácido D-glucurónico (Sigma-Aldrich Co., St. Louis, MO).

El contenido de cenizas de los sólidos se determinó por combustión completa de las muestras en un horno de mufla (Modelo F-A1730, Thermolyne Corporation, Dubuque, IA) equipado con un controlador de temperatura (Furnatrol II serie 413, Thermolyne Corporation, Dubuque, IA). El controlador de temperatura se configuró para aumentar en rampa hasta 105 °C desde la temperatura ambiente, se mantuvo durante 12 min, aumentó en rampa hasta 250 °C a 10 °C/min, se mantuvo durante 30 min, aumentó en rampa hasta 575 °C a 20 °C/min, se mantuvo durante 180 min y se disminuye hasta 105 °C y se mantuvo hasta que se retiró la muestra. El residuo remanente en el crisol se tomó como contenido de cenizas.

Los contenidos de proteína se estimaron a partir del contenido de nitrógeno con el método descrito en el Método Oficial 997.09 de la AOAC (2008, Nitrogen in beer, wort, and brewing grains, protein (total) by calculation. AOAC International). Antes del análisis, los residuos sólidos se molieron en un molino de martillos (MF 10, IKA-Werke GmbH & Co. KG, Staufen, Alemania) para pasar a través de un tamiz de descarga de 0,5 mm. Las muestras se secaron durante la noche en un horno de vacío a 60 °C antes del análisis. El contenido de nitrógeno se determinó mediante combustión de las muestras secas a 850 °C mediante el uso de un analizador de nitrógeno Leco FP-528 (Leco Corporation, St. Joseph, MI). Se produjo una curva estándar para nitrógeno mediante el uso de ácido etilendiaminotetraacético (EDTA) y harina de maíz (Leco Corporation, St. Joseph, MI). Los contenidos de proteína se estimaron mediante la multiplicación del contenido de nitrógeno (%) por un factor de 6,25.

Los extractos líquidos se neutralizaron con carbonato de calcio, se filtraron a través de un filtro de jeringa de 0,20 pm y se usaron para la determinación de monómeros de carbohidratos por HPLC directa. A continuación, se calculó la concentración de oligómeros de carbohidratos tomando la diferencia entre el contenido de carbohidratos totales hidrolizados determinado a partir de los extractos liofilizados y el contenido de monómero determinado a partir de las muestras líquidas. Los productos de degradación 5-hidroxi-2-metilfurfural (HMF) y furfural se determinaron a partir de la misma muestra mediante determinación de HPLC directa mediante el uso de detección DAD.

Los datos se analizaron mediante el uso de SigmaStat30 (Versión 3.5, Systat Software, Inc., Point Richmond, CA, EE. UU.). Fue usado el procedimiento ANOVA para analizar los efectos de escala del reactor y se realizó una comparación de medias mediante la prueba de Tukey cuando se encontraron diferencias. Se consideraron significativas las diferencias con p < 0,05.

Antes de realizar el tratamiento hidrotermal, primero se determinó la composición de la paja nativa (Tabla 8). El análisis de composición se realizó mediante el uso de material de paja nativo, no material extraído con agua y etanol para eliminar los extractivos como se especifica por el procedimiento de laboratorio NREL.

Tabla 8.

Balance de masa:

El balance de masas de la paja de trigo después del tratamiento hidrotermal estuvo en satisfactorio acuerdo para todas las escalas de la columna de reacción (Tabla 9). Las pérdidas fueron más altas para la unidad de escala ampliada con un 7,67 %, y más bajas para la escala de banco. La masa disuelta total de 26 a 40 % y el sólido residual remanentes de 57 a 72 % están en el intervalo informado en la literatura para otros cultivos sometidos a un tratamiento hidrotermal de flujo continuo con PLPW (13 a 56 % de masa disuelta total y 40 a 77 % de sólido residual remanente) (Mok y otros, 1992, Uncatalysed solvolysis of whole biomass hemicellulose by hot compressed liquid water. Ind. Eng. Chem. Res. 31:1157-1161).

Tabla 9

No hubo diferencias significativas (p > 0,05) en la cantidad de material que fue hidrolizado y se extrajo, o en la cantidad de residuo que quedó en la columna de reacción de los sistemas de escala piloto o escalado ampliado. En el sistema a escala de banco, fue hidrolizado y se extrajo menos material, dejando una cantidad mucho mayor de residuos en la columna de reacción. En teoría, si una unidad se escala correctamente, no debería haber una diferencia en la extracción debido al tamaño de la columna de reacción. Sin embargo, el tratamiento hidrotermal no es solo un fenómeno de solubilización y extracción, también hay un aspecto de reacción química involucrado en la forma de hidrólisis de los carbohidratos en la biomasa. La hidrólisis procede de manera que el polímero de carbohidrato se descompone mediante la adición de una molécula de agua. La reacción es dependiente del tiempo y está sujeta a la cantidad de iones presentes por la ionización del agua y la generación de ácido, y adicionalmente puede verse afectada por cualquier limitación de solubilidad de los compuestos liberados. De estos tres factores, el tiempo de permanencia para el tratamiento hidrotermal es el único que cambiará para las diferentes escalas de columna en estos experimentos. Con una relación equivalente de solvente a sólido y una velocidad superficial dentro de las columnas de reacción, el tiempo para colectar la cantidad requerida de solvente es inferior a 10 min para la escala de banco, 48 min para la escala ampliada y 170 min para la escala piloto. El tiempo de tratamiento de 10 minutos en la columna a escala de banco probablemente no sea suficiente para permitir que la hidrólisis se complete por completo.

Composición de sólidos residuales y fracciones líquidas:

Las composiciones de los sólidos residuales y las fracciones líquidas del tratamiento hidrotermal de paja de trigo CPS con PLPW en tres escalas de columna de reacción se presentan en la Tabla 10. Se analizaron los sólidos residuales a escala piloto en busca de diferencias en la composición con la profundidad de lecho (Figuras 11(A), 11(B), 11(C)). Se promediaron los resultados de la composición del sólido residual para la columna de reacción a escala piloto a varias profundidades de lecho (Tabla 10).

Prácticamente no hubo diferencias en la composición de sólido residual y fracciones líquidas entre los sistemas de escala piloto y escalado ampliado (Tabla 10). Los únicos constituyentes que difirieron entre las dos escalas fueron el contenido de xilano del sólido residual y el contenido de lignina de la fracción líquida. El contenido de xilano fue ligeramente menor en la columna de escala ampliada y el contenido de lignina fue mayor en la fracción líquida. Una combinación esperada sería un xilano más bajo en el residuo en adición a una lignina más alta en las fracciones líquidas debido a que la lignina está unida a la celulosa y las hemicelulosas formando complejos con ellas. La lignina actúa como un escudo alrededor de la hemicelulosa y limita el acceso del medio a la hemicelulosa para el proceso de hidrólisis. Una mayor eliminación de lignina en los extractos líquidos permitiría un mayor acceso a la hemicelulosa remanente y aumentaría la cantidad hidrolizada y extraída mediante el tratamiento hidrotermal. Una posible causa del aumento de la extracción de lignina en la columna de escala ampliada es una distribución de temperatura más alta y uniforme en el arranque en comparación con la columna de escala piloto. La columna a escala piloto contenía una masa térmica mucho mayor la cual era difícil de calentar antes de funcionar la unidad y puede haber tenido un efecto amortiguador en cualquier fluctuación de temperatura durante la operación. Además, las grandes bridas y tapas actuaron como un gran disipador de calor en la unidad. La columna de reacción a escala piloto tomó aproximadamente 20 minutos en alcanzar la temperatura de funcionamiento una vez que se comenzó el flujo al inicio de la ejecución, mientras que la columna de reacción de escala ampliada llegó a la temperatura de funcionamiento dentro de 1 minuto de comienzo del flujo. Este período de alta temperatura a corto plazo en la columna de escala ampliada fue suficiente para solubilizar inicialmente una mayor porción de lignina y exponer una mayor cantidad de hemicelulosa a la hidrolización. Las mayores concentraciones de los productos de degradación HMF y furfural, y la concentración reducida de xilo-oligosacáridos en la columna de escala ampliada también son indicaciones de una temperatura de procesamiento elevada en comparación con los otros sistemas de escala.

La composición del sólido residual y las fracciones líquidas del sistema a escala de banco fue similar a la de los sistemas de escala piloto y de escala ampliada, con algunas diferencias importantes. El contenido de glucano del sólido residual fue casi un 25 % menor en el sistema a escala de laboratorio porque el contenido de xilano fue casi tres veces mayor que en las otras unidades. Esto es consistente con el concepto de hidrólisis incompleta debido al corto tiempo de procesamiento y está de acuerdo con la reducción en la masa disuelta de la columna de reacción a escala de banco (Tabla 9). Un mayor contenido de grupos acetilo en el sólido residual del sistema a escala de laboratorio también apunta a una acción hidrolítica reducida durante el tratamiento hidrotermal debido a la menor generación de ácido acético. Las fracciones líquidas de la columna de reacción a escala de banco también contenían más arabino-oligosacáridos y monosacáridos de manosa, mientras que la concentración de monosacáridos de xilosa era menor. La estructura de arabinano lo hace altamente susceptible a la hidrólisis, por lo que la conservación de arabinano en el sólido residual (Tabla 10) y la conservación de oligosacáridos en las fracciones líquidas también apunta a un tratamiento menos severo debido a la disminución del tiempo de permanencia. Esto también es evidente por la baja cantidad de producto de degradación furfural en las fracciones líquidas.

Tabla 10.

continuación

Incluso con una pequeña diferencia significativa en la composición entre las tres escalas de la columna de reacción, aún puede haber diferencias en la composición dentro de una columna de reacción a mayor escala. Se midieron las variaciones en los tres constituyentes principales de celulosa, hemicelulosa y lignina con la profundidad de lecho de los residuos sólidos en el sistema a escala piloto. La celulosa se informa como el contenido de glucano de los sólidos residuales, y la hemicelulosa, que es un polisacárido ramificado que consiste de pentosas (D-xilosa y L-arabinosa) y hexosas (D-galactosa, D-glucosa y D-manosa), fue informada como la suma total del contenido de xilano, galactano, arabinano y manano de los sólidos residuales. El contenido de celulosa disminuyó en casi un 15 % desde la parte inferior de la columna de reacción a escala piloto hasta la parte superior (Figura 11(A)). No hubo diferencia en el contenido de hemicelulosa en las tres secciones superiores de la columna de reacción (Figura 11(B)). Solo en la sección de la parte inferior de la columna el contenido de hemicelulosa fue menor, aunque la diferencia fue de poco más del 1 %. Esto puede atribuirse en parte al menor contenido de lignina en la sección de la parte inferior de la columna de reacción, lo que aumenta la accesibilidad de la hemicelulosa a la hidrólisis (Figura 11(C)).

El contenido de lignina de los sólidos residuales casi se duplicó desde la parte inferior de la columna de reacción a escala piloto hasta la parte superior. Se sabe que la solubilidad de la lignina es afectada en gran medida por las propiedades del solvente. El poder de solvatación de PLPW sería mayor en la parte inferior, donde esta entra en la columna de reacción. La lignina en la paja en la parte inferior de la columna de reacción se solubilizaría fácilmente antes de que la PLPW se saturara a medida que se desplaza hacia arriba a través de la columna. Por lo tanto, se solubilizaría más lignina en las secciones inferiores de la columna de reacción que en la parte superior. La lignina se solubiliza dentro del aparato a escala piloto, pero se extrae en cantidades más bajas que en la columna de escala ampliada, como se ve por el menor contenido de lignina en las fracciones líquidas (Tabla 10).

Liu y otros. (2003, The Effect of Flow Rate of Compressed Hot Water on Xylan, Lignin, and Total Mass Removal from Corn Stover. Ind. Eng. Chem. Res. 42:5409-5416) propusieron un mecanismo para la solubilización de la lignina en donde la lignina reacciona consigo misma y con otros compuestos para formar moléculas más grandes que pueden precipitar debido a tiempos de permanencia prolongados o a una disminución en la temperatura de reacción. El material disuelto tardó aproximadamente 3,5 veces más en desplazarse a través de la columna de reacción a escala piloto que a través de la columna de escala ampliada a la misma velocidad superficial. La lignina solubilizada de las secciones inferiores se desplazaría hacia arriba a través de la columna. Cuando la lignina solubilizada reaccionaba con otra lignina y compuestos, formaba moléculas más grandes y precipitaba fuera de PLPW. Estas moléculas que contienen lignina se depositarían en las secciones superiores antes de salir de la columna de reacción, de esta manera se explicaría el aumento del contenido de lignina de los sólidos residuales.

Recuperación de carbohidratos y productos no carbohidratos:

La recuperación de productos con y sin carbohidratos de la paja de trigo no se vio muy afectada por la escala de la columna de reacción (Figuras 12(A), 12(B)). No se observaron diferencias en la recuperación de glucosa o de los carbohidratos menores de hemicelulosa galactosa, arabinosa y manosa para todas las escalas de columna (Figura 12(A)). El aparato a escala piloto produjo aproximadamente 26 g más de xilosa por kilogramo de paja seca que la unidad a escala ampliada (Figura 12(A)). Sin embargo, los sólidos residuales de ambas escalas produjeron cantidades iguales de xilano residual. La columna de escala ampliada alcanzó la temperatura de funcionamiento mucho más rápido que la columna de escala piloto, por lo que la diferencia en la producción de xilosa probablemente se debió a la creación de furfural a partir de la temperatura más alta durante las etapas iniciales del tratamiento hidrotermal. La producción de xilosa del aparato a escala de banco fue de 30 g/kg de paja seca menos que el escalado ampliado y 56 g/kg de paja seca menos que el aparato a escala piloto, con un rendimiento global del 39 % en la fracción líquida. El xilano residual en el sólido residual fue más de tres veces mayor que en las otras columnas de reacción a escala, y quedó el 40 % del xilano potencial. Por lo tanto, la diferencia se debió principalmente a una hidrólisis incompleta debido a un tiempo de permanencia insuficiente.

La extracción de lignina fue casi un 50 % mayor en la columna de reacción a escala ampliada que en las columnas de reacción a escala de banco y escala piloto (Figura 12 (B)). La producción reducida de lignina en la columna de reacción a escala de banco probablemente fue un subproducto de la reacción de hidrólisis incompleta. La lignina que quedaba dentro del sólido residual era casi un 25 % más que en la columna de reacción a escala ampliada y en la columna de reacción a escala piloto. La diferencia en la producción de lignina entre las columnas a escala ampliada y a escala piloto fue el resultado de un mayor tiempo de permanencia y no debido a diferencias en la solubilización o a la distribución del flujo dentro de las dos columnas. La modificación de la lignina y la reacción consigo misma o con otros compuestos en la columna de reacción a escala piloto hizo que parte de la lignina precipitara antes de que se eliminara de la columna. Esto provocó un gradiente axial de concentración de lignina dentro de la columna, lo cual también dificultó calcular con precisión el verdadero contenido de lignina de todos los sólidos que quedaban del tratamiento hidrotermal. Hubo pocas diferencias debido a la escala de la columna para la producción de los componentes restantes que no son carbohidratos (Figura 12 (B)).

La caracterización de la paja de trigo CPS nativa permitió calcular los rendimientos obtenidos del tratamiento hidrotermal con PLPW. Los rendimientos se calcularon como la cantidad de componente recolectado en los extractos líquidos, dividida por la cantidad potencial del componente en la paja nativa e informada como un porcentaje. Las curvas de rendimiento de celulosa, hemicelulosa (suma de xilosa, galactosa, arabinosa y manosa) y lignina, los tres constituyentes principales de la biomasa lignocelulósica, para las columnas de escala piloto y de escala ampliada se representan en las Figuras 13(A), 13 (B), 13 (C). No se produjeron curvas de rendimiento para el sistema a escala de banco porque no se extrajo suficiente material para analizar múltiples puntos durante el tratamiento hidrotermal. Este es uno de los principales inconvenientes de los sistemas a muy pequeña escala e ilustra por qué es necesario ampliar estos procesos para poder determinar una mejor comprensión de la cinética.

No hubo diferencias en el rendimiento de glucosa debido a la escala de la columna de reacción y el rendimiento global permaneció bajo (Figura 13(A)). El rendimiento de hemicelulosa en la columna de escala ampliada fue inferior a la de la columna de escala piloto, aunque la variación de hemicelulosa en la columna de escala ampliada fue mucho mayor (Figura 13(B)). Los rendimientos alcanzaron el 55 y el 66 % de la hemicelulosa potencial en la paja de trigo CPS original para la columna de escala ampliada y la columna de escala piloto, respectivamente. Durante casi el primer 20 % del tratamiento hidrotermal, la cinética de la reacción fue equivalente, después de lo cual comenzó la desviación en la cinética y el rendimiento. Como se describe anteriormente, la cantidad residual de hemicelulosa en los sólidos residuales fue la misma; por tanto, se hidrolizó una cantidad equivalente de hemicelulosa en ambas escalas de la columna de reacción. La desviación en los rendimientos entre las diferentes escalas se debió a la degradación de la hemicelulosa en la columna de reacción de escala ampliada. El rendimiento de lignina fue muy diferente para las dos escalas de la columna de reacción (Figura 13(C)). El rendimiento global y la velocidad inicial de extracción fueron mucho mayores para la columna de reacción de escala ampliada. Los rendimientos de lignina alcanzaron el 43 y el 32 % de la lignina potencial en la paja de trigo CPS para la columna de reacción a escala ampliada y la columna de reacción a escala piloto, respectivamente. Al igual que con la producción de lignina, el rendimiento reducido de lignina en la columna de reacción a escala piloto más grande fue el resultado de la reacción y modificación de la lignina dentro del reactor debido al aumento del tiempo de permanencia causado por los procedimientos de escala ampliada.

En estos estudios, la exitosa ampliación del tratamiento hidrotermal de la paja de trigo CPS produjo sólidos residuales y fracciones líquidas que diferían solo ligeramente en composición y rendimiento. La mayoría de las diferencias estaban en el grado de hidrólisis de xilano y la cantidad de lignina extraída. Para los sistemas de extracción donde la solubilidad y la transferencia de masa son los fenómenos rectores del proceso, la clave para la escala ampliada de los recipientes es el mantenimiento de una velocidad superficial equivalente y una relación de solvente a sólido. El tratamiento hidrotermal de la biomasa lignocelulósica incorpora aspectos de solubilidad en el proceso, pero también se rige por la cinética de la reacción química. En este experimento, la columna de reacción a escala de banco produjo una hidrólisis incompleta de las fracciones de hemicelulosa en comparación con la columna de reacción a escala ampliada y la columna a escala piloto. Hubo una extracción incompleta de lignina en la columna de escala piloto en comparación con la columna de escala ampliada, posiblemente debido a la precipitación de lignina dentro de la columna de reacción antes de que se retirara. En los sistemas que incorporan aspectos de reacción, tales como el tratamiento hidrotermal, el tiempo de permanencia se vuelve importante. Durante el escalado ampliado de las columnas de reacción, es imperativo mantener la velocidad superficial porque la transferencia de masa interna y externa juega un papel secundario en la cinética de la reacción, que depende del tiempo de permanencia. Para la futura ampliación de equipos para tratamiento hidrotermal, la velocidad superficial (velocidad de flujo) dentro de la columna debe ajustarse para igualar el tiempo de permanencia. El calentamiento de la columna de reacción seca ayudaría a aumentar el rendimiento de hemicelulosa de la paja.

Ejemplo 2: Procesamiento PLPW de orujo de uva Concord

El orujo de uva producido a partir del procesamiento comercial de jugo de uvas Concord durante el otoño de 2011 fue proporcionado por una compañía comercial de procesamiento de frutas. Una vez recibido el orujo de uva, se determinó su contenido de humedad por secado durante la noche en un horno de convección forzada (Modelo 40AF, Quincy Lab Inc., Chicago, IL, EE. UU.) a 75 °C. El resto del orujo de uva se almacenó en refrigeración -20° C hasta que se necesite para el procesamiento.

El orujo de uva se procesó con el sistema PLPW a escala de banco (Figura 9) a cinco temperaturas (85 °C, 120 °C, 150 °C, 175 °C), mediante el uso de una velocidad de flujo única de 10 mL/min y una relación solvente: sólido de 30 mL/g. En adición, se realizó una corrida por triplicado a 120 °C para determinar el grado de variabilidad en el proceso de extracción. Se procesaron un total de ocho lotes de orujo de uva con el sistema a escala de banco. Se determinó que las mejores condiciones de procesamiento eran 120 °C y una relación solvente: sólido de 7,5 mL/g, y se usaron como condiciones operativas para procesar el orujo de uva con el sistema PLPW a escala piloto (Figura 10).

Se procesaron siete lotes de orujo de uva con el sistema a escala piloto. Adicionalmente, se procesaron dos lotes con una condición de proceso de 22,5 mL/g de relación solvente: sólido, más un lote más y para una corrida se recolectó un total de 15 fracciones cada 5 a 10 minutos para determinar aún más la elución de los fenólicos y las antocianinas sobre el tiempo de procesamiento. Se procesaron un total de nueve lotes de orujo de uva con el sistema a escala piloto.

Extracciones a escala de banco:

Los datos colectados de los lotes procesados con el sistema a escala de banco mostraron que hubo un aumento en la materia seca extraída con un aumento en la temperatura de procesamiento (Tabla 7). La concentración de materia seca en el extracto líquido fue más de cuatro veces mayor a 175 °C que a 85 °C (0,86 % frente a 0,21 % respectivamente) para la corrida completa de 30 mL/g. Esto representó un rendimiento del 23,1 % de la materia seca disponible a 175 °C y del 6,2 % a 85 °C. Sin embargo, la mayor parte de la materia seca se extrajo en los primeros 7,5 mL/g de la corrida de extracción. Por tanto, es más eficiente extraer solo para los primeros 7,5 mL/g, de manera que los rendimientos son razonablemente altos y la concentración de producto en los extractos líquidos está en un nivel máximo.

A temperaturas de procesamiento de 150 °C y 175 °C, los extractos perdieron su color púrpura característico y se tornaron notablemente marrones con olor a quemado, al producir un producto indeseable. Los contenidos fenólicos de los extractos a 150 °C y 175 °C fueron altos, pero las antocianinas deseables fueron eliminadas de los extractos debido a las altas temperaturas (Figuras 14(A), 14(B)). Para las temperaturas de procesamiento restantes de 85 °C y 120 °C, el máximo rendimiento y contenido fenólico total se logró a 120 °C y el máximo rendimiento y contenido de antocianinas se logró a 85 °C (Tabla 11). En general, la mejor combinación de concentración y rendimiento se logró a 120 °C.

De las extracciones recolectadas a una temperatura de procesamiento de 120 °C, la concentración de fenólicos totales en el extracto seco para todas las fracciones fue de 9,05 %, que representa un rendimiento del 114,6 % de fenólicos disponibles en el orujo. Los procesos de reacción del orujo de uva en PLPW proporcionaron más fenólicos que los disponibles del orujo sin procesar. La concentración de antocianinas en el extracto para todas las fracciones de la extracción a 120 °C fue de 0,36 %, que representa un rendimiento de 19,4 %.

Extracciones a escala piloto:

Se procesaron diez lotes de orujo de uva con el sistema PLPW a escala piloto (Figura 8) a 120 °C para producir 1500 L (400 gal) de extracto. Se evaluaron dos conjuntos de extracciones, el primer conjunto de 70 L a la máxima concentración de extracto (7,5 mL/g), el segundo conjunto de 750 L a máximo rendimiento (22,5 mL/g de relación solvente: sólido), para considerar la economía de la evaporación de los extractos líquidos.

Los resultados de las extracciones PLPW a escala piloto se resumen en la Tabla 12. La concentración promedio de materia seca y rendimiento en el extracto líquido a una relación solvente:sólido de 7,5 mL/g fue 1,0 % y 7,6 % respectivamente. La concentración de fenólicos totales en el extracto seco promedió 12,9 % y representó un rendimiento del 96,0 % de los fenólicos disponibles en el orujo de uva. La concentración de antocianinas en el extracto seco promedió 1,1 % y representó un rendimiento del 33,7 % de las antocianinas disponibles en el orujo de uva. Un lote produjo un contenido de materia seca y un rendimiento más bajo que las otras corridas porque hubo un ligero desvio de la manga dentro de la columna. Esto se corrigió para todas las corridas futuras. Para otro lote, el tiempo de calentamiento se redujo de 1 h a 0 h después de que las camisas fueran calentadas a la temperatura. No hubo cambios en el rendimiento o la concentración de materia seca en comparación con las otras corridas. El rendimiento fenólico total fue ligeramente menor, pero la concentración en el extracto seco fue la misma que en las otras corridas. Sin embargo, el rendimiento y la concentración de antocianinas en el extracto seco fue un 59 % y un 85 % superior, respectivamente. Esto probablemente se debió a una menor degradación de las antocianinas a la temperatura elevada debido a la eliminación de la fase de calentamiento.

La concentración promedio de materia seca y rendimiento en el extracto líquido a una relación solvente:sólido de 22.5 mL/g fue 0,56 % y 12,5 % respectivamente (Tabla 12). La concentración de fenólicos totales en el extracto seco promedió 11,7 % y representó un rendimiento del 108,1 % de los fenólicos disponibles en el orujo de uva. La concentración de antocianinas en el extracto seco promedió 1,07 % y representó un rendimiento del 49,9 % de las antocianinas disponibles en el orujo de uva. La concentración de compuestos fenólicos totales y antocianinas en los extractos secos fue similar para las corridas corta y larga. Sin embargo, los rendimientos aumentaron sobre las extracciones a 7,5 mL/g, pero a expensas de la concentración de materia seca en los extractos líquidos.

Para la corrida C2 del 1 de febrero (ver Tabla 12), los rendimientos y las concentraciones de materia seca, fenólicos totales y antocianinas fueron mayores en las primeras etapas de la extracción (Tabla 13). Después de la muestra de 7.5 mL/g, es evidente que el rendimiento de los productos disminuyó enormemente en las fracciones subsecuentes (Tabla 13). Además, no hubo variación en la producción de compuestos que se extrajeron con un aumento en las fracciones posteriores (Figura 15). Por tanto, las observaciones anteriores de que hay poco beneficio en extender la extracción más allá de una relación solvente: sólido de 7,5 mL/g son correctas.

La extracción PLPW de orujo de uva en una relación solvente: sólido de 7,5 mL/g rindió 96,0 % de los compuestos fenólicos disponibles a una concentración de 12,9 % en el extracto y 33,7 % de las antocianinas en los materiales de origen a una concentración de 1,10 % en el extracto (Tabla 12). La extracción por lote de orujo de uva a una relación solvente:sólido de 12,3 mL/g rindió 62,8 % de los compuestos fenólicos disponibles a una concentración de 8,64 % en el extracto y 61,4 % de las antocianinas en los materiales de origen a una concentración de 1,98 % en el extracto. La tecnología PLPW obtuvo un 40 % más de fenólicos a 1,5 veces la concentración que la técnica de extracción por lotes con agua caliente. En adición, el sistema PLPW usó la mitad del agua de la extracción industrial con agua caliente comparable, lo que generó grandes ahorros en los costos de evaporación para la eliminación de agua para producir un extracto seco.

Efectos de escala:

El sistema PLPW a escala de banco (Figura 9) fue ampliado mediante el aumento de diámetro de la columna de 2,2 cm a 20,3 cm (Figura 8). El resto de los parámetros de la columna y del sistema de extracción fueron ampliados adecuadamente sobre la base de una escala ampliada de 9 veces mientras se mantenían iguales la densidad aparente de la muestra y los tiempos de permanencia para ambos extractores (Tabla 14).

La mayoría de toda la materia seca y los polifenólicos se extrajeron en el primer 30 % (relación solvente: sólido de 7,5 mL/g) de la extracción, lo que representa el 76 % y el 72 % de la materia seca total en los sistemas de escala de banco y piloto, respectivamente (Tabla 15). Al mismo tiempo hubo una concentración de fenólicos en la materia seca extraída. El orujo de uva Concord original tenía un contenido fenólico total de 0,94 % y este se concentraba entre 8,98 y 14,26 % en los extractos secos de los sistemas de escala de banco y piloto (Tabla 15).

Tabla 14.

No hubo diferencias significativas (p > 0,05) en la cantidad de material que se extrajo de los sistemas a escala de banco o escala piloto. En teoría, si una unidad se escala adecuadamente, no debería haber una diferencia en la extracción debido al tamaño del reactor. Sin embargo, con la extracción PLPW, no solo ocurren fenómenos de solubilización y extracción, sino que también ocurren reacciones químicas relacionadas con la temperatura y el tiempo, que se combinan para descomponer la biomasa en los sistemas PLPW. Por lo tanto, hubo diferencias significativas (p < 0,05) en la concentración de fenólicos totales de los extractos líquidos relacionados con las escalas. Las concentraciones de ésteres tartáricos y flavonoles no fueron diferentes (p > 0,05), pero hubo una diferencia significativa (p < 0,05) en la concentración de antocianinas de los diferentes sistemas de extracción PLPW. El sistema PLPW a escala piloto produjo el doble de antocianinas que el sistema PLPW a escala de banco. Esto probablemente se debió a las diferencias en los tamaños de las columnas de reacción y los procedimientos de calentamiento. En el sistema PLPW a escala de banco, la columna se llenó con agua tibia y la columna se calentó en el horno durante un período de 45 min para garantizar que la materia prima y la columna estuvieran a la temperatura de extracción. En el sistema PLPW a escala piloto, la columna se llenó con agua tibia y las camisas se llevaron a la temperatura de extracción, después se permitió que el sistema se calentara durante 60 min.

Aunque el tiempo de calentamiento fue más largo en el sistema PLPW a escala piloto debido al mayor diámetro de la columna, el material del centro de la columna tardó más en calentarse. Por lo tanto, el material en el centro de la columna a escala piloto se calentó mucho más lentamente y en menor grado que el material en la columna a escala de banco mucho más pequeña. Se sabe que las antocianinas son sensibles a la temperatura (Mazza y otros, 1993, Anthocyanins in Fruits, Vegetables, and Grains; CRC Press: Boca Raton, FL), y, por lo tanto, es más probable que se descompongan y desaparezcan en la columna a escala de banco debido al tiempo de permanencia a altas temperaturas.

Ejemplo 3: Procesamiento PLPW de orujo de arándano

El orujo de arándano producido a partir del procesamiento comercial de jugo durante el otoño de 2012 fue proporcionado por una compañía comercial de procesamiento de frutas. Al recibir el orujo de arándano, se determinó su contenido de humedad mediante secado durante la noche en un horno de convección forzada (Modelo 40AF, Quincy Lab Inc., Chicago, IL) a 75 °C. El resto del orujo de arándano se almacenó en refrigeración a -20 °C hasta que se necesitó para el procesamiento.

El orujo de arándano se procesó con el sistema PLPW a escala de banco (Figura 9) a seis temperaturas de extracción (85 °C, 110 °C, 120 °C, 130 °C, 140 °C, 150 °C). La relación solvente:sólido más eficiente determinada para el orujo de uva Concord en el Ejemplo 2 se determinó en 7,5 ml/g, y por lo tanto, fue usada la misma relación solvente: sólido para la extracción del orujo de arándano. El tiempo de calentamiento se fijó en 15 min para evitar la descomposición y pérdida de fitoquímicos en el extracto.

Estudios previos con otros tipos de materias primas de biomasa mediante el uso de sistema a escala piloto (Figura 8) diseñado para mantener un tiempo de permanencia en la columna del reactor a escala piloto equivalente al tiempo de permanencia en la columna del reactor a escala de banco (velocidad de flujo a escala de banco de 10 L/min), la velocidad de flujo en la columna del reactor a escala piloto de 8 mL/min fue lo suficientemente grande para que la resistencia de la biomasa al flujo debido a la profundidad del orujo de arándano en la columna fuera suficiente para provocar el colapso del lecho, que causa, de esta manera, que la columna se obstruya. Se encontró que la obstrucción no era un problema si la velocidad de flujo se reducía a 4 L/min en el sistema PLPW a escala piloto, lo cual corresponde a una velocidad de flujo de 5 mL/min en el sistema a escala de banco. Para determinar los efectos de la velocidad de flujo en el proceso de extracción, se corrieron dos velocidades de flujo de 5 ml/min y 10 ml/min a 85 °C y 120 °C en el sistema de banco.

Varias corridas de prueba a través del sistema PLPW a escala piloto (Figura 8) determinaron que la mejor temperatura de extracción era 120 °C. Debido a la alta concentración de materia seca en los extractos líquidos de las corridas a escala de banco, se incrementó la relación solvente: sólido a 8,5 mL/g en el sistema piloto. Subsecuentemente, se procesaron siete lotes de orujo de arándano con el sistema PLPW a escala piloto.

Una versión modificada del método de Glories (1979, Reserches sur la matére colorante des vins rouges. Toro. Cim.

9:649-2655) fue usada para medir el contenido de fenólicos del orujo de arándano y los extractos secos se determinaron de la siguiente manera. Las muestras se diluyeron 2 veces con ácido fórmico 3 % en metanol y después se diluyeron entre 5 y 50 veces con metanol acidificado diluido al 50 % (50 % de MeOH, 1,5 % de ácido fórmico, 48,5 % de agua). Cada solución se agitó y se dejó reposar por aproximadamente 15 min antes de leer su absorbancia a 280 nm, 320 nm, 360 nm y 520 nm con un espectrofotómetro (DU-65, Beckman Instruments Inc., Fullerton, CA). Fue usada la absorbancia (A) a 280 nm para estimar el contenido fenólico total, A320 nm para estimar los ésteres tartáricos, A360 nm para estimar los flavonoles y A520 nm para estimar las antocianinas. Los estándares usados fueron ácido gálico para fenólicos totales, ácido cafeico para ésteres tartáricos, quercetina para flavonoles y cloruro de kuromanina para antocianinas. Todos los estándares se prepararon en metanol acidificado diluido. Todos los estándares se obtuvieron de Sigma-Aldrich (Oakville, ON).

El ensayo de butanol ácido fue usado para la determinación de los contenidos de proantocianidina en orujo de arándano rojo crudo y extractos secos como se enseña por Porter y otros. (1985, The conversion of procyanidins and prodelphinidins to cyanidin and delphinidin. Phytochem. 25:223-230). Las muestras de extracto en polvo se disolvieron en 30 mL de metanol 70 %. A este se adicionaron 15 mL de HCL concentrado y 10 mL de agua. Cada solución se calentó a reflujo durante 80 min, después se enfrió y se diluyó a 250 ml con metanol 70 %. Se evaporaron 50 mL de la solución en un evaporador rotatorio (Rotovapor-R, Büchi, Suiza) hasta aproximadamente 3 mL y el contenido se transfirió a un embudo de separación y el matraz se enjuagó con agua y se adicionó al embudo. Se adicionó butanol al embudo de separación y se agitó el contenido para separar las capas orgánicas. Las fracciones de proantocianidina fueron colectadas y ajustadas a 100 mL con butanol. La absorbancia a 545 nm se midió con un espectrofotómetro (DU-65, Beckman Instruments Inc., Fullerton, CA) y el contenido de proantocianidina se expresó como cloruro de cianidina.

El contenido de humedad del orujo de arándano fue mayor que el del orujo de uva (64 % vs 46 % respectivamente). El elevado contenido de humedad dificultó el empaquetamiento de tanto material de orujo de arándano en las columnas, que resulta en volúmenes más bajos de extracto producido por corrida en comparación con el orujo de uva. No hubo problemas en correr las muestras de orujo de arándano a través del sistema PLPW a escala de banco. Sin embargo, el orujo de arándano era más propenso a obstruirse que el orujo de uva en el sistema PLPW a escala piloto, por lo que las velocidades de flujo debían monitorearse atentamente.

Extracciones a escala de banco:

Las velocidades de flujo tuvieron efectos significativos en el procesamiento del orujo de arándano (Tabla 16). Los rendimientos y concentraciones de materia seca y proantocianidina fueron menores con la velocidad de flujo más alta de 10 mL/min en comparación con la velocidad de flujo de 5 mL/min. Sin embargo, los rendimientos y concentraciones de fenólicos totales fueron menores a una velocidad de flujo de 5 mL/min. Al cambiar la velocidad de flujo en el sistema, también se vio afectado el tiempo de permanencia del extracto en la columna. Con una velocidad de flujo de 5 mL/min, el tiempo de permanencia se duplicó con una velocidad de flujo de 10 mL/min. Un aumento en el tiempo de permanencia permite un mayor tiempo para que ocurran las reacciones dentro de PLPW en la columna antes de que el extracto salga y se enfríe. En el caso de las proantocianidinas, el mayor tiempo de permanencia permitirá que las moléculas oligoméricas y poliméricas insolubles más grandes se descompongan en formas más pequeñas y solubles. Sin embargo, los tiempos de permanencia más prolongados permitirán que se descompongan otros compuestos fenólicos sensibles al calor. Por tanto, el rendimiento de proantocianidina puede aumentar a una velocidad de flujo más baja, mientras que el rendimiento fenólico total puede disminuir debido a las reacciones de degradación.

Hubo un aumento en la materia seca extraída con un aumento en la temperatura de procesamiento en el sistema PLPW a escala de banco (Tabla 11). La concentración de materia seca en el extracto líquido fue más del doble a 150 °C que a 85 °C (2,00 % frente a 0,78 % respectivamente). Esto representa rendimientos del 15,38 % de la materia seca disponible a 150 °C y del 5,88 % a 85 °C.

Los resultados indicaron que aumentar la velocidad de flujo de 5 mL/min a 10 mL/min redujo el rendimiento de materia seca y proantocianidinas entre un 10 y un 20 %. La concentración fenólica de los extractos fue máxima a 120 °C y 130 °C (Tabla 16), pero las antocianinas convenientes se eliminaron de los extractos a temperaturas superiores a 110 °C (Figuras 16(A), 16(B)). Los rendimientos fenólicos totales por encima del 100 % se debieron a los procesos de reacción del orujo de arándano en PLPW, el cual proporcionó más fenólicos que estaban disponibles en el orujo sin procesar. La concentración máxima de proantocianidinas en el extracto seco fue a una temperatura de procesamiento de 120 °C. La concentración de proantocianidinas en el extracto seco a 120 °C fue de 2,88 %, lo que representa un rendimiento del 31,55 % de las proantocianidinas disponibles en el orujo de arándano. En general, la mejor combinación de concentración y rendimiento de fenólicos y proantocianidinas se logró a una temperatura de procesamiento de 120 °C.

Extracciones a escala piloto:

Se procesaron siete lotes de orujo de arándano con el sistema PLPW a escala piloto (Figura 8) mediante el uso de condiciones optimizadas para producir 630 L de extracto (Tabla 17). En general, la variabilidad entre corridas en un sistema mayor fue baja, excepto para la corrida 3. Hubo un problema con el flujo que rodeaba la manga en la corrida 3, pero los resultados se muestran con fines comparativos. La concentración promedio de materia seca en el extracto líquido fue de 1,26 %, lo que arrojó un 10,9 % de la materia seca disponible, lo cual fue lo mismo que el sistema a escala de banco (1,21 % y 9,2 % de concentración y rendimiento, respectivamente). Los extractos del sistema PLPW a escala piloto fueron de mejor calidad que los recuperados con el sistema PLPW a escala de banco. Los cromatogramas a 520 nm del sistema PLPW a escala de banco muestran que las antocianinas se eliminaron en gran medida de los extractos secos a temperaturas superiores a 110 °C (Figuras 17 (A), 17 (B)). El sistema PLPW a escala piloto corrido a 120 °C produjo extractos secos con contenidos de antocianina similares al sistema PLPW a escala de banco a 85 °C y 110 °C. La concentración de proantocianidinas en el extracto seco del sistema PLPW a escala piloto promedió 3,50 % y representó un rendimiento de 45,5 % de las proantocianidinas disponibles en el orujo de arándano, que fue significativamente mejor que el recuperado con el sistema PLPW a escala de banco que tuvo una concentración y rendimiento de proantocianidinas de 2,88 % y 31,55 %, respectivamente (Tabla 16). Los contenidos de fenólicos totales y los rendimientos fueron similares para los dos sistemas.

La extracción PLPW a escala piloto de orujo de arándano produjo 45,5 % de las proantocianidinas disponibles a una concentración de 3,50 % en el extracto (Tabla 17). La extracción por lotes con agua caliente solo produjo 19,5 % de las proantocianidinas disponibles a una concentración de 1,21 % en el extracto seco (Tabla 16). La tecnología PLPW obtuvo un 133 % más de proantocianidinas a casi tres veces la concentración en el extracto seco que la técnica de extracción por lotes con agua caliente. En adición, el sistema PLPW a escala piloto usaría menos de la mitad de agua de la extracción de agua caliente por lotes para procesar una cantidad equivalente de orujo. Es costoso eliminar el agua de los extractos y el proceso representa uno de los mayores costos asociados con la producción de extractos secos. Esta reducción en el consumo de agua con la tecnología de extracción PLPW representaría un gran ahorro de costos para la industria al tratar de producir un extracto seco.

Una velocidad de flujo más baja y un mayor tiempo de permanencia fueron beneficiosos para la extracción de proantocianidinas del orujo de arándano. El máximo rendimiento y concentración de proantocianidinas se produjo a una temperatura de 120 °C con un extracto líquido más concentrado que el trabajo anterior realizado con orujo de uva Concord. Por lo tanto, el sistema PLPW a escala piloto se operó a una temperatura de 120 °C, una velocidad de flujo de 4 L/min (equivalente a 5 mL/min en el sistema de banco) y una relación solvente: sólido mayor de 8,5 ml/g. Ejemplo 4: Procesamiento PLPW de harina de cáñamo

La harina de cáñamo molida gruesa fue suministrada por un productor comercial de aceite de cáñamo. Las muestras se molieron hasta un polvo uniforme con un mayor tamaño de partícula. El contenido de humedad de la harina de cáñamo se determinó mediante secado durante la noche en un horno de convección forzada (Modelo 40AF, Quincy Lab Inc., Chicago, IL) a 75 °C. El resto de la harina de cáñamo se almacenó en refrigeración a -20 °C hasta que se necesite para la prueba.

Se realizaron dos corridas de extracción con el sistema PLPW a escala de banco (Figura 9). Subsecuentemente, se realizaron dos corridas adicionales en diferentes conjuntos de condiciones. En ambos casos, la columna a escala de banco se cargó con harina de cáñamo y se llenó con agua a 35 °C.

En la primera corrida a temperatura constante, después de llenar la columna, la temperatura se elevó a 70 °C durante 10 min sin detener el flujo. El resto de la extracción procedió como se describió en los ejemplos anteriores (Tabla 18). El velocidad de flujo del sistema de extracción PLPW a escala de banco se mantuvo en 5 mL/min y fue usada una relación total de solvente:sólido de 30 mL/g, incluso para las fracciones con rampa de temperatura. Tabla 18.

Se realizó una corrida de dos temperaturas para extraer más material y (i) obtener más proteína en los extractos o (ii) purificar el residuo para aumentar su contenido de proteína (Tabla 19). Después de llenar la columna, la temperatura se elevó a 70 °C durante 10 min sin detener el flujo. Se recogieron dos fracciones a 70 °C antes de aumentar la temperatura de 70 °C a 120 °C durante 10 min. El resto de las fracciones se recogieron a una temperatura de extracción constante de 120 °C (Tabla 19). El velocidad de flujo del sistema de extracción PLPW a escala de banco se mantuvo en 5 mL/min y fue usada una relación total de solvente:sólido de 30 mL/g, incluidas las fracciones de rampa de temperatura.

Tabla 19.

La harina gruesa de cáñamo molido tenía un contenido inicial de proteína de aproximadamente 35 % y 10 % de lípidos, y el resto de la materia seca comprende carbohidratos e inorgánicos.

El análisis de proteínas de los extractos liofilizados se envió para el análisis por un tercero independiente. Las fracciones se agruparon como sigue:

Corrida 1 (Constante 70° C):

Residuo (70/05/30 GCHM 2013/06/06 Residuo)

Fracción 1 (70/05/30 GCHM 2013/06/06 F1)

Fracción 2 y 3 combinadas (70/05/30 GCHM 2013/06/06 F2; 70/05/30 GCHM 2013/06/06 F3)

Fracción 4, 5, 6 y 7 combinadas (70/05/30 GCHM 2013/06/06 F4; 70/05/30 GCHM 2013/06/06 F5; 70/05/30 GCHM 2013/06/06 F6; 70/05/30 GCHM 2013/06/06 F7)

Corrida 2 (dos etapas 70 °C/120 °C):

Residuo (70-120/05/30 GCHM 2013/06/06 Residuo)

Fracción 1 (70-120/05/30 GCHM 2013/06/06 F1)

Fracción 2 y 3 combinadas (70-120/05/30 GCHM 2013/06/06 F2; 70-120/05/30 GCHM 2013/06/06 F3)

Fracción 4, 5, 6 y 7 combinados (70-120/05/30 GCHM 2013/06/06 F4; 70-120/05/30 GCHM 2013/06/06 F5; 70-120/05/30 GCHM 2013/06/06 F6;70-120/05/30 GCHM 2013/06/06 F7)

Se observó que a temperaturas de 80 °C o más, la proteína de la harina de cáñamo se cocinaría como claras de huevo, formando una masa sólida en la columna de extracción y obstruyendo subsecuentemente el sistema. A través de la experimentación, se determinó que (i) si se mantenía el flujo después de que la columna se llenara y (ii) la temperatura de extracción se mantenía por debajo de 80 °C, la proteína podía extraerse sin coagularse y la columna no se obstruía.

El rendimiento de la extracción indicó que la proteína se estaba solubilizando y eliminando de la biomasa debido a la apariencia blanca lechosa de los extractos de las fracciones 2 a 4. La extracción PLPW produjo 20,1 % del material de partida en el extracto líquido para la operación a temperatura constante y 25,5 % del material de partida en el extracto líquido para la operación en dos etapas (Tabla 20).

En la extracción a temperatura constante de 70 °C, la mayor concentración de proteína y rendimiento se presentó en las fracciones 2 y 3 (Cuadro 20). En la extracción de dos etapas a 70 °C/120 °C, las tres primeras fracciones no se analizaron porque los protocolos de extracción eran los mismos que los de la operación a temperatura constante. Las últimas cuatro fracciones se analizaron para determinar el efecto de aumentar la temperatura durante la última parte de la extracción de PLPW cuando se había extraído la mayoría de las proteínas solubles en agua. El rendimiento de proteína en las fracciones 4 a 7 de la extracción en dos etapas fue superior a 11,65 %, pero la concentración en los extractos secos fue inferior a 46,47 %.

Estos resultados sugieren que la harina de cáñamo puede contener cantidades significativas de proteínas solubles en agua que fueron extraídas por PLPW. Una corrida exitosa a una temperatura constante de 70 °C produjo 36 % de las proteínas a una concentración máxima de 77,74 % en los extractos secos. Posteriormente, se completó una corrida de dos etapas de manera que la temperatura de procesamiento se elevó a 120 °C después de que la mayor parte del material fácilmente solubilizado se extrajo de la harina de cáñamo. Esto resultó en un mejor rendimiento de proteína en los extractos secos, pero aún quedaba cerca de 49 % de la proteína original en los residuos. Aunque quedó una gran cantidad de proteína en el residuo, esta proteína probablemente sea muy diferente a la proteína extraída.

Ejemplo 5: Procesamiento PLPW de perejil para extracción de apiina (Apigenin-7-(2-O-apiosilglucósido)

Las hojuelas de perejil deshidratadas se obtuvieron de un proveedor comercial en los Estados Unidos. Al recibir el material, se determinó su contenido de humedad mediante secado durante la noche en un horno de convección forzada (Modelo 40AF, Quincy Lab Inc., Chicago, IL) a 75°C. El resto de las hojuelas de perejil se almacenó en refrigeración a -20°C hasta que se necesitó para el procesamiento.

Las hojuelas de perejil deshidratadas se procesaron con el sistema PLPW a escala de banco (Figura 9). El perejil deshidratado (18,5 g, peso en seco y sin moler) se empaquetó en una columna de extracción de acero inoxidable (22 cm de largo x 2,2 cm de DI) con fritas en ambos extremos. El proceso de extracción se inició mediante bombeo de agua a una velocidad de flujo de 5 mL/min en el sistema PLPW a escala de banco para llevar la presión a 2068 kPa (300 psi). Después de calentar la columna durante 15 min, se bombeó agua a través del sistema a 110 °C, 120 °C y 130 °C. Se recolectaron cuatro fracciones de extracto de perejil (F1, F2, F3 y F4) a cada temperatura y se refrigeraron. Las muestras refrigeradas se extrajeron con MeOH-H2O (2:1, v/v) para el análisis de compuestos fenólicos mediante el uso de los métodos enseñados por Luthria (2006).

Para los análisis de composición, las hojuelas de perejil se molieron y se pasaron por un tamiz estándar (425 pm) para preparar partículas finas. Se extrajeron aproximadamente 0,250 mg de muestra molida con 10 mL de MeOH-H2O (2:1, v/v) en un sonicador durante 30 min. Después de la extracción, la muestra se centrifugó (10 000 rpm) durante 15 min y el sobrenadante se recogió en un matraz volumétrico de 25 mL. El residuo se volvió a suspender con 10 mL adicionales de solución de MeOH y se volvió a extraer. El sobrenadante se combinó con el primer extracto y el volumen total se completó a 25 mL. Una alícuota del extracto combinado (1 mL) se volvió a centrifugar a 9000 rpm durante 15 min para eliminar las partículas restantes y fue usado para el análisis del contenido fenólico por el método de Folin-Ciocalteus (FC) y HPLC y se siguen las enseñanzas de Luthria y otros. (2006, A systematic approach for extraction of phenolic compounds using parsley (Petroselinum crispum) flakes as a model substrate. J. Sci. Food Agric. 86:1350-1358). Los análisis de HPLC de los extractos de perejil se llevaron a cabo mediante el uso de un HPLC serie Agilent HP 1100 (Agilent Technologies, Waldbronn, Alemania) junto con CHEMSTATION® software, bomba binaria de alta presión, un desgasificador de vacío y un detector de matriz de fotodiodos. Toda la separación cromatográfica se realizó en una columna Luna RP C-18 (100Á, 150 X 3 mm) y con una precolumna PHENOMENEX® (C-18, 4 X 2 mm) (PHENOMENEX es una marca registrada de Phenomenex, Torrance, CA, EE.UU.). La temperatura del horno de la columna era de 30 °C. El sistema de gradiente consiste de ácido fórmico 5 % (A) y metanol (B): MeOH isocrático 30 % durante 5 min, después se aumentaba hasta 100 % de MeOH durante 21 min, mantenido 100 % de MeOH durante 5 min. Fue usado un detector de matriz de diodos para detectar apiina (a 270 nm).

El estándar puro de apiina (>93,9%) se adquirió de ChromaDex (Santa Ana, CA, EE.UU.). Se disolvieron cinco miligramos de estándar en 10 mL de metanol-agua (2:1, solución madre); se prepararon diluciones adicionales diluyendo la solución madre en metanol-agua. Las ecuaciones de regresión y los coeficientes (R2) para apiin (a 270 nm) fueron y = 47515x - 149,19 (R2 = 0,9999, de 0,23 a 0,02 mg/mL).

El contenido de humedad del perejil deshidratado original fue 5,5 %. Se usó con éxito un solvente que consiste de MeOH-agua (2:1) para la extracción de apiina de hojuelas de perejil molidas y extractos PLPW. La presencia de apiina en el extracto de perejil se identificó y estimó mediante el uso de un estándar externo puro. En la Figura 18(A) se muestra un cromatograma representativo del estándar de apiina pura, mientras que en la Figura 18(B) se muestra un cromatograma respectivo de un extracto de perejil seco. El pico principal identificado en el extracto de perejil fue la apiina y su tiempo de retención (12,4 min) y los espectros UV se correlacionaron con el estándar comercial que confirma la identidad y la pureza del pico. La concentración de apiina en la muestra se estimó trazando una línea de regresión lineal para el estándar de apiina pura (concentración en el eje x y área del pico en el eje y). La ecuación de regresión para apiin a 270 nm fue y = 47 515x - 149,19 (R2 = 0,9999). El contenido de apiina y PT en la materia prima extracto de perejil fue de 2,65 y 1,78 %, respectivamente.

El perejil se extrajo mediante PLPW a tres ajustes de temperatura diferentes (110 °C, 120 °C y 130 °C) y a una relación líquido:sólido constante (30 mL/g), velocidad de flujo (5 mL/min), presión (2068 kPa (300 psi)) y tiempo de extracción (111 min). Los datos que incluyen las condiciones de extracción, los rendimientos de materia seca y la composición fenólica del perejil por PLPw se resumen en la Tabla 21. El sistema de extracción PLPW se desempeñó muy bien para la extracción de perejil sin obstrucción ni fuga de la columna a una presión de bomba constante. Los colores de las primeras fracciones de los extractos PLPW eran de color amarillo brillante y probablemente se debieron al beta-caroteno y la zeaxantina presentes en el perejil. Se obtuvo mayor cantidad de materia seca en los primeros 7,5 mL/g de relación solvente:sólido. La mayor cantidad de materia seca total de 11,6 g se recuperó de una temperatura de procesamiento de 120 °C. El pico principal identificado del extracto de perejil PLPW fue apiina. El compuesto se identificó adicionando a los extractos de perejil un estándar de apiina pura, comparando los espectros UV y los tiempos de retención con los informes técnicos publicados. La primera fracción de ajuste de temperatura de 120 °C (Figura 19 (B)) produjo la mayor cantidad de apiina (7,7 %) y TP (3,3 %) con 9,96 g de contenido de materia seca. Con base en estos resultados, la temperatura de procesamiento influye en la extracción de materia seca del perejil. A 110 °C, la polaridad (Figura 19(A)), la difusividad del solvente a la matriz de la muestra, la reacción térmica puede tener un efecto en la menor extractabilidad de la apiina, mientras que a 130 °C (Figura 19(C)), una porción de apiina se degradó debido a la temperatura más elevada.

Ejemplo 6: Procesamiento PLPW de raíces de Rhodiola rosea

Raíces secas de Rhodiola rosea fueron suministradas por Advanced Orthomolecular Research Inc. (Calgary, AB, CA). Las muestras eran bastante gruesas con una variada distribución de partículas y trozos, pero no se trituraron ni picaron antes de la extracción. El contenido de humedad de las raíces de Rhodiola rosea se determinó mediante secado durante la noche en un horno de convección forzada (Modelo 40AF, Quincy Lab Inc., Chicago, IL) a 75 °C. El contenido de humedad de la biomasa de Rhodiola rosea se determinó que era 3,4 %. El resto de la Rhodiola rosea se almacenó a -20°C hasta que se necesitó para prueba.

Se probaron tres temperaturas de extracción (110 °C, 130 °C, 150 °C) para el procesamiento de las raíces de Rhodiola roseacon el sistema PLPW a escala de banco. Fue usada una relación solvente:sólido de 30 mL/g y cada volumen de extractos se dividió en 4 fracciones de relación solvente:sólido de 7,5 mL/g. La velocidad de flujo se mantuvo en 5 mL/min y el tiempo de calentamiento se fijó en 15 min para prevenir la degradación y pérdida de fitoquímicos en los extractos. La columna de extracción se empaquetó con 15 g de material.

Análisis de Extractos y Materia Prima:

Muestras de los extractos secos de Rhodiola rosea se disolvieron completamente a una concentración de 10 mg/mL en metanol 70 %. Las muestras se clarificaron por centrifugación y se inyectaron 20 pl del sobrenadante en un aparato LC/MS. Las muestras se analizaron por duplicado. A modo de comparación, se evaluó una muestra de extracto mediante disolución de 2 g en 40 ml de metanol 70 % y diluyendo 1:5 con metanol 70 % (10 mg raíz/mL). Las señales se identificaron por el tiempo de retención y el peso molecular para salidrósido, rhodiolósido, rosarin, rosavin, rosin y rosidrin se obtuvieron mediante el uso de una separación HPLC en gradiente acoplada a detección de absorbancia DAD y confirmadas por espectroscopia de masas por electropulverización en modo positivo. Las cantidades de salidrósido, rosarin, rosavin y rosin se estimaron por comparación con estándares puros obtenidos de ChromaDex (Santa Ana, CA, USA).

Se desarrolló un método para el análisis de salidrósido y rosavin, que comprende las siguientes etapas. Para determinar los niveles iniciales de salidrósido y rosavin en el material de raiz original, una muestra representativa de raíz deRhodiola rosea fue finamente molida con un molinillo de café y después se extrajo con 25 ml de metanol acuoso 80 % (20:80, metanol:agua) mediante sonicación durante 25 min. Los extractos se centrifugaron a 9000 rpm durante 15 min a temperatura ambiente y se inyectaron 10 pL de sobrenadantes para el análisis HPLC de contenido de salidrósido y rosavin siguiendo los métodos enseñados por Mao y otros. (2007, Simultaneous determination of salidroside and tyrosol in extracts of Rhodiola L. by microwave assisted extraction and high-performance liquid chromatography. J. Pharm. Biomed. Anal. 45:510-515; Ganzera y otros, 2001, Analysis of the Marker Compounds of Rhodiola rosea L. (Golden Root)by Reversed Phase High Performance Liquid Chromatography. Chem Pharm Bull.

49:465-467). Los estándares de salidrósido y rosavin se adquirieron de Sigma-Aldrich (Sigma-Aldrich, St Louis, MO, EE. UU.). Se disolvieron 2,5 mg de cada estándar en 10 ml de metanol acuoso 80 % (solución madre). Se prepararon diluciones adicionales diluyendo la solución madre en metanol acuoso 80 %. Las ecuaciones de regresión y los coeficientes (R2) para salidrósido (a 278 nm) y rosavin (a 250 nm) fueron y = 2693,1x-11,727 (R2 = 0,9983, de a 0,023 mg/mL) y y=82174x-89,367 (R2 = 0,9995, de 0,035 a 0,0125 mg/mL).

Las muestras de extracto PLPW refrigerado de raíz de Rhodiola rosea se extrajeron con 25 ml de metanol acuoso 80% para el análisis de HPLC como se describió anteriormente. El análisis de compuestos se llevó a cabo mediante el uso de un HPLC serie Agilent HP 1100 (Agilent Technologies, Waldbronn, Alemania) acoplado con CHEMSTATION® (CHEMSTATION es una marca registrada de Agilent Technologies Inc. Santa Clara, cA, EE.UU.), una bomba binaria de alta presión, un desgasificador de vacío y un detector de matriz de fotodiodos. Toda la separación cromatográfica se realizó en una columna Luna RP C-18 (100Á, 150 X 3 mm) y con una precolumna PHENOMENEX® (C-18, 4 X 2 mm) (PHENOMENEX es una marca registrada de Phenomenex Inc., Torrance, CA, EE.UU.). La temperatura del horno de la columna fue de 30 °C. El sistema de gradiente que consiste de agua (A) y metanol (B): isocrático 20 % de A durante 25 min, después se aumenta a 90 % de A durante 15 min y se mantenía a 90 % de A durante 10 min. Se usó un detector de matriz de diodos para detectar salidrósido (a 278 nm) y rosavin (a 250 nm). Los picos se identificaron adicionando compuestos estándar a los extractos de rhodiola, y por comparación de los espectros UV y los tiempos de retención.

La extracción rindió 48 % del material de partida a una concentración de 1,7 % en el extracto líquido a 110 °C (Figura 20). A 130 °C, el rendimiento fue de 52 % del material de partida a una concentración de 1,7 % en el extracto líquido (Figura 20). A 150 °C, el rendimiento fue de 60 % del material de partida a una concentración de 2,1 % en el extracto líquido (Figura 20). Las dos primeras fracciones colectadas, que representan una relación solvente:sólido de 15 mL/g, contenían el mayor rendimiento de materia seca.

Los resultados de los análisis de HPLC/DAD mostraron que las concentraciones de rosavin (suma de rosarina, rosavina y colofonia) y salidrósido fueron mayores a la temperatura de procesamiento de 130 °C y representaron el 0,79 % y el 0,62 % de los extractos, respectivamente (Tabla 22). Los picos para rosarin, rosavin, rosin y salidrosido se identifican en las Figuras 21(A)-21(C). El contenido de estos compuestos fue menor en los extractos PLPW secos (Figuras 22(A)-22(C)) que en el extracto de metanol del extracto inicial de material de la raíz deRhodiola rosea (Figuras 23(A)-23(C)). El bajo contenido de salidrósido y rosavin de los extractos PLPW probablemente se deba a la gran cantidad de material que se solubiliza y extrae. Las muestras eran completamente solubles en agua, pero contenían una cantidad considerable de material insoluble en metanol 70 %. Esta fracción insoluble probablemente eran los sacáridos, los cuales no se extraerían de manera efectiva en una extracción hidroalcohólica, sino que se extraen en el sistema PLPW. Estos sacáridos son probablemente los responsables de reducir la concentración de salidrósido y rosavin en los extractos PLPW.

Tabla 22.

La biomasa original de raíces deRhodiola rosea y los extractos secos PLPW se analizaron y se siguen los métodos enseñados por Mao y otros. (2007) para poder calcular los rendimientos (Tabla 24). Los resultados de rosavin fueron comparables a los obtenidos en un laboratorio comercial independiente, pero el contenido de salidrósido fue el doble del informado por el laboratorio comercial. Los datos de la Tabla 23 se confirmaron con una prueba de adición de estándar. El método de Mao y otros. (2007) es específico para salidrósido y es más sensible al compuesto que el método usado por el laboratorio comercial. La extracción PLPW logró la mayor concentración y rendimiento de salidrósido y rosavin sobre las dos primeras fracciones a una temperatura de extracción de 130 °C. El rendimiento de salidrósido fue de casi el 100 % en las dos primeras fracciones y la concentración en los extractos secos fue del 1,5 %, lo que superó las especificaciones para extractos de raiz deRhodiola rosea El rendimiento de rosavin fue de casi 85 % en las dos primeras fracciones, pero la concentración en los extractos secos fue solo del 0,65 %, lo cual es por debajo de 3 % especificado para extractos de raiz deRhodiola rosea Por lo tanto, la PLPW es efectiva para extraer el salidrósido y rosavin disponibles en Rhodiola rosea, pero es una extracción no selectiva, y la concentración en los extractos secos es baja. Los rendimientos de salidrósido y rosavin disminuyeron a una temperatura de extracción de 150 °C, aunque el rendimiento de materia seca aumentó por a la degradación de los compuestos debido a la temperatura más elevada.

Claims (14)

REIVINDICACIONES

1. Un aparato (5) para extraer y recuperar componentes de una materia prima de biomasa con agua presurizada de baja polaridad, comúnmente denominada agua caliente presurizada, dicho aparato comprende:

dos o más columnas de reacción (10, 20, 30, 40, 50) configuradas en paralelo, cada columna tiene una salida para el egreso de un flujo de producto líquido;

(i) un circuito de calentamiento (200) dispuesto para suministrar agua calentada y empujarla a través de camisas de las columnas de reacción para calentar cada columna y su contenido;

(ii) un circuito de procesamiento (300) dispuesto para suministrar agua presurizada calentada y hacerla fluir a través de las columnas de reacción, para extraer la materia prima de biomasa en las columnas de reacción, y el agua presurizada calentada es agua presurizada de baja polaridad;

(iii) un circuito de enfriamiento (400) dispuesto para suministrar agua presurizada enfriada y hacerla fluir a través de las columnas de reacción, para enfriar la materia prima de biomasa extraída en las columnas de reacción y para enfriar las columnas de reacción;

en donde cada columna se comunica separadamente con el circuito de calentamiento (200), la unidad de procesamiento (300) y el circuito de enfriamiento (400);

una pluralidad de válvulas (170, 270, 370, 470, 145, 245, 345) y bombas (120, 220, 320, 420) las válvulas cooperando con cada una de dichas columnas de reacción y dichas bombas para:

(iv) presurizar cada una de dichas columnas de reacción a una presión seleccionada;

(v) mantener la presión seleccionada en cada una de dichas columnas de reacción durante un período de tiempo seleccionado; y

(vi) liberar presión en cada una de dichas columnas de reacción presurizadas;

un recipiente de recogida (380, 732) para recibir el flujo de productos líquidos de cada una de dichas columnas durante un período de tiempo cuando cada una de dichas columnas está presurizada; y un recipiente (734) para recibir un flujo de agua de desecho que egresa de cada una de dichas columnas de reacción después de que cada una de dichas columnas haya sido despresurizada.

2. Un aparato (5) como se reivindica en la reivindicación 1, que comprende además un circuito de inundación (100) dispuesto para inundar y presurizar cada columna con agua caliente, en donde cada columna se comunica separadamente con el circuito de llenado (100), el circuito de calentamiento (200), la unidad de procesamiento (300), y el circuito de enfriamiento (400).

3. Un aparato como se reivindica en la reivindicación 1 o la reivindicación 2, que comprende adicionalmente uno o más aparatos de tratamiento de agua para recibir y purificar el flujo de agua de desecho.

4. Un aparato como se reivindica en la reivindicación 3, que comprende adicionalmente un aparato para procesar el agua purificada mediante uno o más de ajustes de calentamiento y de pH.

5. Un aparato como se reivindica en la reivindicación 4, que comprende adicionalmente un depósito (110) para almacenar una porción del agua purificada.

6. Un aparato como se reivindica en cualquiera de las reivindicaciones 3 a 5, que comprende adicionalmente un depósito para almacenar una porción del flujo de agua de desecho.

7. Un aparato como se reivindica en cualquier reivindicación anterior, en donde el suministro de agua caliente comprende una infraestructura de tuberías que se comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor (130, 230, 330, 430), al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para inundar cada una de dichas columnas de reacción con agua caliente y generar agua presurizada de baja polaridad.

8. Un aparato como se reivindica en cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, en donde el suministro de agua caliente comprende una infraestructura de tuberías que se comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para calentar cada uno de dichas columnas de reacción a una temperatura seleccionada.

9. Un aparato como se reivindica en cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, en donde el suministro de agua calentada comprende una infraestructura de tuberías que se comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para que fluya continuamente agua caliente presurizada de baja polaridad a través de cada una de dichas columnas de reacción, comunicándose dicha infraestructura de tuberías adicionalmente con dicho recipiente de recogida.

10. Un aparato como se reivindica en cualquier reivindicación anterior, en donde el suministro de agua presurizada enfriada comprende una infraestructura de tuberías que se comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para enfriar cada una de dichas columnas de reacción a una temperatura seleccionada.

11. Un aparato como se reivindica en la reivindicación 1 o la reivindicación 2, que comprende adicionalmente un sistema de control automatizado que se comunica con las dos o más columnas de reacción, el suministro de agua calentada, el suministro de agua calentada presurizada, el suministro de agua presurizada enfriada, las bombas para presurizar cada una de dichas columnas de reacción, y la pluralidad de válvulas para dirigir de forma secuencial y controladamente el flujo de agua hacia (i) una primera infraestructura de tuberías que se comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para inundar cada una de dichas columnas de reacción con agua caliente y generar agua presurizada de baja polaridad, (ii) una segunda infraestructura de tuberías que se comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para calentar cada una de dichas columnas de reacción a una temperatura seleccionada, (iii) una tercera infraestructura de tuberías que comunica con una fuente de agua, al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador, y un regulador de presión de retorno para que fluya continuamente el agua caliente presurizada de baja polaridad a través de cada una de dichas columnas de reacción, dicha tercera infraestructura de tuberías se comunica adicionalmente con dicho recipiente de recogida, y (iv) una cuarta infraestructura de tuberías que se comunica con una fuente de agua, en al menos un intercambiador de calor, al menos un calentador y un regulador de presión de retorno para enfriar cada una de dichas columnas de reacción a una temperatura seleccionada.

12. Un aparato como se reivindica en la reivindicación 11, en donde el sistema de control automatizado es programable.

13. Un aparato como se reivindica en la reivindicación 11, en donde el sistema de control automatizado puede operarse manualmente.

14. Un aparato como se reivindica en la reivindicación 11, que comprende adicionalmente un sistema de control manual que se comunica con las dos o más columnas de reacción, el suministro de agua calentada, el suministro de agua calentada presurizada, el suministro de agua presurizada enfriada, las bombas para presurizar cada una de dichas columnas de reacción, y la pluralidad de válvulas para dirigir secuencial y controladamente el flujo de agua hacia la primera infraestructura de tuberías, la segunda infraestructura de tuberías, la tercera infraestructura de tuberías y la cuarta infraestructura de tuberías.