CN103080325B - 用于从生物质回收油质化合物的方法 - Google Patents

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Abstract

本文公开了用于从生物质、特别是包括光合微生物的生物质回收油质化合物的方法和工艺，也公开了使用公开的方法得到的油质化合物。用于从生物质得到油质组合物的方法包括以下步骤：(a)获得包含所述生物质和水的原料；(b)在封闭式反应器中，将所述原料加热到约250℃至约360℃之间的第一温度，并在所述第一温度保持0分钟至约90分钟之间的时间；(c)将(b)的原料冷却至环境温度至约150℃之间的温度；(d)将(c)的冷却的原料酸化到pH约3.0至小于6.0，以生成酸化的组合物；(e)将(d)的酸化的组合物加热到约40℃至约150℃之间的第二温度，并将所述酸化的组合物在所述第二温度保持0分钟至约45分钟；(f)将所述酸化的组合物分离成至少一个有机相和水相；和(g)从所述水相取出所述有机相，以得到油质组合物。

Description

用于从生物质回收油质化合物的方法
相关申请的交叉引用
本申请要求2010年7月26日提交的美国临时专利申请系列号61/367,763和2011年1月12日提交的美国临时专利申请系列号61/432,006的权益，它们每篇通过引用整体并入本文中用于所有目的。
背景技术
燃料产品(诸如油、石油化学制品和可用于生产石油化学制品的其它物质)的需求与日俱增。在2030年之前，预计能源需求(主要以油和气的形式)会增加45％。在许多国家中，存在油使用和油生产之间的不平衡。例如，据估测，在2008年中，美国每天消费大约1900万桶油，而每天仅生产约800万桶。随着国内产量达到平稳期或下降，预期这种不平衡在将来会显著增加。由于经济和国家安全原因，重新关注除了化石燃料以外的烃类的替代性来源的开发。
另外，化石燃料的燃烧已经与地球大气中逐渐增加的二氧化碳水平相关联。二氧化碳的这种增加又已经与地球温度的逐渐升高相关联。根据一些估测，如果碳排放不减少的话，在本世纪结束之前，地球平均温度可能升高多达6℃。由于诸如沿海水泛滥和农作物衰退等原因，这样的地球温度升高将对人类文明产生重大影响。结果，在开发碳中性的能源或导致极大减少的净CO2生成的能源方面，已经存在增加的兴趣。并且，随着化石燃料变得在技术上更难以获得，关于化石燃料生产中的污染和环境危害的公众意识已经增加。
结果，关于生产燃料产品的替代方法，存在日益增加的兴趣和需求。生物质和特别是含有脂质的微生物，会提供用作燃料的烃类的替代来源。光合微生物(诸如光合微藻和光合细菌)由于下述原因是特别有用的：它们能够从大气中除去二氧化碳，和实际上它们不直接与食物生产竞争资源。
藻类是高适应性的植物，其能够在宽范围的条件下快速生长。大多数藻类物种适合在含水环境中生长，并且可以使用光作为能源在液体培养基中培养。使用日光进行光合作用，在室外场合中、在池塘或其它开放式或封闭式容器中大规模培养藻类的能力，会增加它们用于能量的生物生产、环境补救和碳固定的实用性。
水生微生物用于生产燃料的用途的关键是，从生物体有效地且经济地回收油的能力。鉴于大多数光合藻类和细菌是水生的，优选地，所述方法适用于从具有高含水量的生物质回收油。
发明内容
在本文描述的许多实施方案中，包括一种用于从生物质得到油质组合物的方法，所述方法包括：获得包含生物质和水的原料，在有或没有混合下，在封闭式反应器中，将所述含水组合物加热到约220℃至约500℃的温度，并将所述含水组合物在该温度保持0分钟(即没有保持时间)至约4小时。所述原料可以已经经过或没有经过本文所述的预处理。将所述原料冷却到环境温度至约150℃，然后酸化pH到约2.0至6.0之间。将酸化的组合物加热到约40℃至约150℃，并在有或没有混合下在该温度保持0分钟(即没有保持时间)至约4小时的时段。然后可以不经进一步处理使酸化的组合物相分离成至少一个有机相和水相，并取出有机相。在某些情况下，至少第三个微粒或固相也可能存在。可替换地或另外地，可以使用溶剂萃取。如果使用溶剂萃取，加入的溶剂的体积大约大于酸化的组合物中的水的体积，以生成溶剂萃取组合物。使用的溶剂可以是在水中不溶性的或基本上不溶性的溶剂，但是油质化合物在其中是可溶性的或基本上可溶性的。使所述溶剂萃取组合物达到约20℃至约150℃的温度，并使所述组合物在有或没有混合下在该温度保持0分钟(即没有保持时间)至约4小时的时段。将所述溶剂萃取组合物分离成至少一个有机层和一个水层。在有些实施方案中，至少一个微粒或固体层也存在。然后得到所述有机层，并除去溶剂，以得到在所述有机层中的油质化合物。
在有些实施方案中，对生物质进行预处理，所述预处理包括：将所述生物质加热到约80℃至约220℃的温度，然后可以除去液体或水相。在有或没有搅拌或搅动下，将所述生物质在该温度保持约5分钟至约60分钟。在某些实施方案中，将所述物质在约170℃至210℃之间保持约20分钟至40分钟。在有些实施方案中，在预处理过程中，具体地在加热过程中，将酸加入所述生物质中。在某些实施方案中，在预处理过程中，将所述生物质的pH调至约pH 3至pH 6之间。在其它实施方案中，所述预处理另外包括：在除去液相以后，冲洗所述生物质。在某些实施方案中，冲洗包括：加入水，例如去离子水，其体积等于除去的液相的体积，将所述生物质和水在环境温度混合约5-30分钟，并除去冲洗液体。在其它实施方案中，在预处理之后和在进一步处理之前，向所述生物质中加入水(例如去离子水)，其量等于除去的液体的量。
在其它实施方案中，在进一步处理之前，保存经预处理的生物质。所述经预处理的生物质可以保存任意希望的时间，例如1天至1年。所述经预处理的生物质可以在环境温度或在约-20℃至25℃之间的受控温度保存。所述经预处理的生物质可以在开放式或封闭式容器中保存。如果在封闭式容器中保存，所述容器中的气氛可以是空气或诸如氮、二氧化碳、氩或它们的组合等气体。
在某些实施方案中，所述生物质包括水生微生物，诸如藻类或细菌。在其它实施方案中，所述水生微生物是光合生物，例如，光合藻类或蓝细菌。
另一个方面提供了通过本文所述的任意方法制备的油质组合物。在某些实施方案中，所述油质组合物从光合微生物得到，且具有小于30ppm的钙含量、小于20ppm的镁含量、小于20ppm的锰含量、小于20ppm的磷含量、小于50ppm的钠含量和小于20ppm的锶含量。
另一个方面提供了一种从水生生物质得到的油质组合物，所述组合物具有小于30ppm的钙含量、小于20ppm的镁含量、小于20ppm的锰含量、小于20ppm的磷含量、小于50ppm的钠含量和小于20ppm的锶含量。在某些实施方案中，所述水生生物质包括光合生物体，例如光合藻类或蓝细菌。在其它实施方案中，所述藻类是微藻。
另一个方面提供了一种包含油的油质组合物，所述组合物从微生物生物质提取得到，通过ASTM方案D7169-11测得，所述油具有约5％至55％之间的质量百分比的沸点在260℉至630℉的级分。在一个实施方案中，通过ASTM方案D7169-11测得，所述油具有约20％至35％之间的质量百分比的沸点在260℉至630℉的级分。在另一个实施方案中，通过ASTM方案D7169-11测得，所述油具有约30％至45％之间的质量百分比的沸点在260℉至630℉的级分。在某些实施方案中，所述油没有进行加氢处理、脱羧、脱羰、加氢脱氧、异构化(包括加氢异构化)、脱硫、脱氮、加氢裂化和催化裂化中的一种或多种。所述微生物可以是光合的或非光合的藻类或细菌。在一个实施方案中，所述藻类是光合微藻，而在另一个实施方案中，所述微生物是蓝细菌。
另一个方面提供了一种包含油的油质组合物，所述组合物从微生物生物质提取得到，通过ASTM方案D7169-11测得，所述油具有约25％至约35％之间的质量百分比的沸点在490℉至630℉的级分。在一个实施方案中，所述油具有约20％至约30％之间的质量百分比的沸点在490℉至630℉的级分。在某些实施方案中，所述油没有进行加氢处理、脱羧、脱羰、加氢脱氧、异构化(包括加氢异构化)、脱硫、脱氮、加氢裂化和催化裂化中的一种或多种。所述微生物可以是光合的或非光合的藻类或细菌。在一个实施方案中，所述藻类是光合微藻，而在另一个实施方案中，所述微生物是蓝细菌。
附图说明
参考下面的描述、所附权利要求书和附图，将更好地理解本发明的这些和其它特征、方面和优点，在附图中：
图1显示了公开的方法的一个实施方案的示意图，其中使用连续逆流萃取方法。
图2显示了公开的方法的一个实施方案的示意图，其中使用预处理。
具体实施方式
提供下面的详细描述来辅助本领域技术人员实践公开的实施方案。即使如此，该详细描述不应解释为不适当地限制本发明，因为本领域普通技术人员可以对本文所讨论的实施方案做出修改和变化，而不脱离本发明的发现的范围。
在本申请中引用的所有出版物、专利、专利申请、公开数据库、公开数据库入口和其它参考文献都通过引用整体并入本文中，如同具体地且单个地指出每篇单独的出版物、专利、专利申请、公开数据库、公开数据库入口或其它参考文献通过引用并入。
如在本说明书和所附权利要求书中使用的，单数形式“一个”、“一种”和“所述”包括复数指示物，除非上下文另外清楚地指明。
如在本说明书和所附权利要求书中使用的，描述为在2个端点之间的任意值范围包括所述端点。例如，220℃至500℃的范围包括220℃和500℃以及二者之间的所有值。
如在本说明书和所附权利要求书中使用的，术语“水热处理”和“水热过程”可互换地使用。
如在本说明书和所附权利要求书中使用的，术语“生物质”表示，存活的或已经在最近50年内存活的生物起源的组合物。
本文提供了用于从生物质、具体地从微生物获得一种或多种油质化合物的方法和工艺。油质化合物是指具有油的性质的化合物。因而，油质化合物包括烃类或脂类。油质化合物的非限制性实例包括：蜡类；脂肪酰基类，包括游离脂肪酸、脂肪酯和脂肪酰胺；甘油脂类诸如单甘油酯、二甘油酯和三甘油酯；甘油磷脂；鞘脂类诸如鞘磷脂和鞘糖脂；甾醇类；萜烯类诸如异萜烯、异戊二烯、萜类化合物和类异戊二烯；糖脂类；聚酮化合物；类胡萝卜素、叶绿素和其它色素。应当理解，在有些实施方案中，可从生物质提取并精炼成燃料或润滑剂的任何化合物可以视作油质化合物。
目前存在广泛的用于运输、精炼、分布和使用从地质石油(化石燃料)得到的燃料的基础设施。任何替代性燃料来源的利用该现有基础设施的能力，呈现出在快速采用和成本竞争性方面的独特优点。目前，许多替代性燃料不适合用于现有的石油基础设施中。例如，由于乙醇的吸收水的倾向，乙醇与现有的分布网络不相容。另外，现有的汽油发动机需要经过改进才可以燃烧含有大量乙醇的燃料。
在它们的许多优点中，本文公开的方法具有生产这样的产物的能力：所述产物与地质石油基本上相同，因为它与现有的石油基础设施相容，且可以精炼成与从化石燃料精炼得到的那些化合物相同类别的化合物。因而，由公开的方法得到的产物可以进一步精炼成喷气燃料、航空燃料(飞机用的汽油)、柴油燃料、汽油、燃料油和润滑油以及其它。
喷气燃料(诸如Jet-A、Jet-A1和JP-8)是含有具有10-14个碳的链长度的直链和支链烷烃、芳族化合物和环烷烃的混合物的中间馏分油。喷气燃料的其它特征在于高能量密度和在非常低的温度保持液态的能力。
柴油燃料是由C8-C21烃组成。柴油的能量密度大于汽油，当燃烧时产生大约139,000BTU/US gal(英制热量单位/美国液体加仑)，而汽油产生125,000BTU/US gal。通过它的十六烷指数来表征柴油燃料，所述十六烷指数是燃料在压力下自点火的倾向的量度。在十六烷指数中，给鲸蜡烷(正十六烷)赋予100的值。支链的和芳族的分子具有更低的十六烷指数，但是柴油燃料通常含有约25％的芳烃，以提供在低温时的良好流动性质。
汽油通常由C4-C12烷烃、异烷烃和芳族化合物组成。通过它的辛烷值来表征汽油，所述辛烷值是燃料的抵抗前爆燃(pre-detonation)的能力的量度。在辛烷值系统中，2，2，4-三甲基戊烷具有100的辛烷值，而正辛烷具有0的值。
术语燃料油包括在熔炉或锅炉中用于产生热和在内燃机中用于产生动力的各种油。基于链长度和沸点，将燃料油分成6类。第1-3类燃料油(第1-3类柴油)含有在C9至C20范围内的烃类。更重的燃料油第4-6类由C12至C70烃组成。
航空燃料(飞机用的汽油)通常含有75-90％的异辛烷，余量由甲苯和C4-C5石蜡组成。航空燃料的辛烷值通常等于或大于100。航空燃料非常类似于在汽车中使用的汽油，但是通常具有更均匀的组成，并且不同于汽车汽油，其经常含有铅作为抗爆剂。
尽管已经使用微藻(具体地绿藻和蓝绿藻(蓝细菌))例证了本方法，应当理解，所述方法可适用于任何生物质。例如，但不限于，本方法可以应用于一般的维管植物和具体的陆地维管植物。因而，在一个方面，可以加工生物质以减小所述生物质的粒度至适合抽运的尺寸。使用本领域已知的任意方法，例如，通过制浆或研磨，可以实现所述尺寸减小。在研磨之前、过程中或之后，可以将水加入所述生物质中，以产生使用泵可以容易地移动的浆。通常，所述浆将含有至少50％的水。在其它情况下，所述浆可以含有至少60％、至少70％、至少80％、至少90％、至少95％或至少99％的水。本领域技术人员会明白，当所述生物质包含微生物(诸如微藻或蓝细菌)时，在提取之前可能不必减小粒度。
在有些情况下，可以使用干燥的生物质。在这样的情况下，可以有利地将液体(诸如水)加入干燥的生物质中以进行抽运。可以加入液体，以产生含有约50％、约40％、约30％、约20％、约15％、约10％、约5％生物质或约1％的生物质的浆。
在一个实施方案中，从包括微生物的生物质中回收通过本文所述方法生产的油质化合物。所述微生物可以是原核生物或真核生物。在有些实施方案中，所述微生物是光合生物，诸如绿藻或蓝细菌(蓝绿藻)。在其它实施方案中，所述微生物是水生生物。在某些实施方案中，所述微生物是光合的且水生的微生物。含有一种或多种脂质或脂质样分子的任意微生物都可以用于本方法中。
在有些实施方案中，从藻类(例如，绿藻、红藻或褐藻)回收所述油质化合物。在某些实施方案中，所述藻类是微藻，例如、但不限于，衣藻属各种(Chlamydomonas ssp.)、杜氏藻属各种(Dunaliella ssp.)、红球藻属各种(Haematococcus spp.)、栅藻属各种(Scenendesmus spp.)、小球藻属各种(Chlorella spp.)或拟微绿球藻属各种(Nannochloropsis spp)。更具体的实例包括、但不限于：莱茵衣藻(Chlamydomonas reinhardtii)、杜氏盐藻(Dunaliella salina)、雨生红球藻(Haematococcus pluvialis)、二形栅藻(Scenedesmus dimorphus)、杜氏绿藻(D.viridis)和D.tertiolecta。在本文中预见到使用的生物的实例包括、但不限于：红藻门(rhodophyta)、绿藻门(chlorophyta)、异鞭藻门(Heterokontophyta)、tribophyta、灰色藻门(glaucophyta)、丝足虫门(chlorarachniophytes)、眼虫藻门(euglenoids)、定鞭藻门(Haptophyta)、隐藻门(cryptomonads)、甲藻(dinoflagellata)和浮游植物(phytoplankton)。在其它实施方案中，所述油质化合物提取自光合细菌，例如，但不限于聚球藻属各种(Synechococcus ssp.)、集胞藻属各种(Synechocystis ssp.)、节旋藻属各种(Athrospira ssp.)、原绿球藻属各种(Prochlorococcus ssp.)、色球藻属各种(Chroococcus ssp.)、Gleoecapsassp.、隐球藻属各种(Aphanocapsa ssp.)、隐杆藻属各种(Aphanothece ssp.)、纤发鞘丝蓝细菌属各种(Leptolyngbya ssp.)、平裂藻属各种(Merismopediassp.)、微囊蓝胞菌属各种(Microcystis ssp.)、腔球藻属各种(Coelosphaeriumssp.)、原绿发菌属各种(Prochlorothrix ssp.)、颤藻属各种(Oscillatoria ssp.)、束毛藻属各种(Trichodesmium ssp.)、螺旋藻属各种(Spirulina ssp.)、微鞘藻属各种(Microcoleus ssp.)、Chroococcidiopisis ssp.、鱼腥藻属各种(Anabaena ssp.)、丝囊藻属各种(Aphanizomenon ssp.)、拟筒孢藻属各种(Cylindrospermopsis ssp.)、筒孢藻属各种(Cylindrospermum ssp.)、单歧藻属各种(Tolypothrix ssp.)或双歧藻属各种(Scytonema ssp)。
所述微生物可以在允许光合作用的条件下生长，但是，这不是必要条件(例如，所述生物可以在没有光存在下生长)。在某些情况下，可以从已经遗传修饰的生物得到生物质。在从遗传修饰的微生物得到生物质的情况下，可以以减少或破坏光合能力的方式遗传修饰所述微生物。在微生物不能光合作用(天然地或由于遗传修饰)的生长条件下，将给所述生物提供在没有光合作用存在下支持生长所必需的营养物。例如，可以给生物在其中(或在其表面上)生长的培养基补充任意需要的营养物，包括有机碳源、氮源、磷源、维生素、金属、脂质、核酸、微量营养物和/或任何生物特异性的需要物。有机碳源包括宿主生物能够代谢的任意碳源，包括、但不限于乙酸盐、简单的碳水化合物(例如，葡萄糖、蔗糖、乳糖)、复杂的碳水化合物(例如，淀粉、糖原)、蛋白和脂质。本领域技术人员会认识到，并非所有生物都能够充分地代谢特定营养物，并且可能需要随生物不同而修改营养物混合物，以便提供适当的营养物混合物。
所述微生物可以在陆地上(例如，在池塘、水渠、垃圾中)生长，或在封闭式或部分封闭式生物反应器系统中生长。所述微生物还可以直接在水中(例如，在洋、海、湖、河、池等中)生长。在大量培养微生物的实施方案中，使用本领域已知的方法，可以在高密度生物反应器中培养所述生物。例如，可以在高密度光生物反应器(参见，例如，Lee等人，Biotech.Bioengineering 44：1161-1167，1994)和其它生物反应器(诸如用于污水和废水处理的那些)(例如，Sawayama等人，Appl.Micro.Biotech.，41：729-731，1994)中培养藻类。在有些实施方案中，可以不是主要为了它的油内容物而大量培养藻类，而是例如为了除去重金属(例如，Wilkinson，Biotech.Letters，11：861-864，1989)、生产氢(例如，美国专利申请公开号20030162273)或生产营养补剂或治疗化合物(Walker等人，Plant Cell Rep.24：629-641，2005)。
公开的方法可以用于从生物质、特别是水生微生物中提取脂类、脂肪类、萜烯类、烃类或其它油质组合物。含有所述微生物的水环境可以是来自未经过处理和/或未经过补充的任何天然来源的水。所述水可以是淡水、半咸水或海水。在有些实施方案中，所述水环境可以含有0.1、0.2、0.3、0.4、0.5、0.6、0.7、0.8、0.9、1.0、1.1、1.2、1.3、1.4、1.5、1.6、1.7、1.8、1.9、2.0、2.1、2.2、2.3、2.4、2.5、2.6、2.7、2.8、2.9、3.0、31.、3.2、3.3、3.4、3.5、3.6、3.7、3.8、3.9、4.0、4.1、4.2、4.3摩尔或更高浓度的氯化钠。本领域技术人员会认识到，其它盐(钠盐、钙盐、钾盐等)也可以存在于所述水环境中。因而，测量水质的一种替代方法是溶解固体总量(TDS)。TDS是水质领域众所周知的，且是溶解在水中的有机物和无机物的组合含量的量度。一般而言，淡水具有小于1500mg/l的TDS，半咸水具有1500-5000mg/l的TDS，盐水具有大于5000mg/l的TDS。因而，在有些实施方案中，所述水环境可以具有最高达1500mg/l、2、000mg/l、2500mg/l、3000mg/l、3500mg/l、4000mg/l、4500mg/l、5000mg/l、5500mg/l、6000mg/l、6500mg/l、7000mg/l、7500mg/l、8000mg/l、8500mg/l、9000mg/l、10000mg/l、10500mg/l、11000mg/l、11500mg/l、12000mg/l、12500mg/l、13000mg/l、13500mg/l、14000mg/l、14500mg/l或15000mg/l的TDS。
将水分类的另一种方法是通过盐度。盐度是水中的总溶解盐的量度，传统上以千分之几(‰)来测量。在某些实施方案中，所述水环境具有小于0.5‰、0.5-3‰、4-29‰、30-50‰或大于50‰的盐度。在其它实施方案中，所述水环境可以是并非来自天然来源的水。也就是说，可以修改水组成和/或化学，以提供期望的微生物生长环境。例如、但不限于，在一个实施方案中，可以增加或降低水的盐浓度。在另一个实施方案中，可以升高或降低水的pH。在另一个实施方案中，可以增加水中的CO2的浓度。
在有些实施方案中，可以给含有微生物的水环境补充营养物。所述补充物可以是自然界中的元素，例如，氮、钾、磷等，其以元素形式递送，或以诸如硝酸盐、钾盐等其它形式递送。在其它实施方案中，给所述水环境补充能源，诸如单糖、复杂碳水化合物等。用于培养诸如微藻和蓝细菌等微生物的各种基于水的培养基是本领域已知的，且可以使用。
在其它实施方案中，给所述水环境补充化合物，以保护目标微生物免于捕食生物或污染生物。这样的化合物包括单独使用或联合使用的除草剂、杀虫剂、杀细菌剂和抑菌剂。培养的生物可以天然地耐受所述化合物，可以由于突变的引入而耐受所述化合物，可以被遗传工程改造成耐受所述化合物，或可以经过人工选择以增加对所述化合物的抗性。
尽管实现本文所述方法不需要，在有些实施方案中，在进行萃取过程之前，降低所述生物质的含水量。用于降低包含水生生物质(具体地微生物)的原料的含水量(脱水)的方法的非限制性实例包括絮凝、离心和过滤。本领域技术人员会明白，可以组合这些方法中的一种或多种来完成脱水。例如，可以将絮凝与离心和/或过滤相组合。
增加微生物浓度的一种方法是，絮凝或聚集生物体，以促进从水环境中取出。絮凝剂(flocculant或flocculating agent)如下促进絮凝：造成在液体中的胶体和其它悬浮颗粒(例如，细胞)聚集，从而形成絮凝物。絮凝剂被用于水处理过程中来提高小颗粒的沉降。例如，絮凝剂可以用于游泳池或饮用水过滤中以辅助除去微观颗粒，所述微观颗粒否则会造成水变混浊，并且通过单独的过滤难以除去。
许多絮凝剂是多价阳离子诸如铝、铁、钙或镁。这些带正电荷的分子会与带负电荷的颗粒和分子相互作用，以减少聚集的屏障。另外，在适当的pH和其它条件(诸如温度和盐度)下，这些化学试剂中的许多试剂会与水反应以形成不溶性的氢氧化物，后者在沉淀以后会连接在一起以形成长链或网，从而物理地捕集小颗粒成为更大的絮凝物。
使用化学絮凝剂来絮凝微生物(诸如微藻和蓝细菌)，是水处理应用众所周知的。长链聚合物絮凝剂(诸如改性的聚丙烯酰胺)是商购可得的。这些以干燥或液体形式提供，用于絮凝过程中。最常用的絮凝剂之一是液体聚丙烯酰胺，其通常作为含有10-40％活性剂的乳剂提供，余量为载体流体、表面活性剂和胶乳。
化学絮凝的一种替代方案是生物絮凝。在生物絮凝中，可以对微生物进行遗传工程改造，以在它的表面上产生一个或更多个絮凝部分。所述絮凝部分可以组成性地表达，或者通过例如使用诱导型启动子可以诱导表达。所述絮凝部分可以是例如结合碳水化合物或蛋白的部分，其与位于微生物的外表面上的表面蛋白或碳水化合物结合。在这样的情况下，所述絮凝部分的表达会造成所述微生物彼此结合以形成絮凝物。在其它非限制性实施例中，微生物群体含有这样的微生物子群体：所述微生物已经被遗传工程改造成在它们的表面上表达互补的絮凝部分，例如结合碳水化合物的凝集素和它的对应碳水化合物，或抗体和它的对应抗原。可以如下诱导絮凝：分别培养2种群体，然后将它们混合，或可替换地，诱导在絮凝中涉及的一种或两种分子的表达。在另一个实施例中，可以使用被遗传修饰成生产和分泌絮凝部分的生物体。生物絮凝的其它实施例可以参见国际专利申请公开WO 2009/158658。
在另一个实施方案中，通过过滤，例如通过膜过滤，可以实现脱水。在该方法中，水渗透穿过膜，微生物在膜的一侧变得更浓。通常，所述膜在渗透泵产生的轻度真空下工作，所述渗透泵将流过所述膜的水抽运走。可以将压缩空气送至膜模块的底部，以防止固体积累在膜的外表面上。所述空气还会提供搅拌，所述搅拌保持微生物被悬浮。也可以周期性地反向(从膜内侧向外侧)抽运渗透水，以除去可能嵌入膜间隙中的任何颗粒。
另外，可以通过离心来实现脱水。本领域已知，离心使用绕固定轴的旋转来产生向心加速度，从而导致基于密度的物质分离。使用离心的分离可以以批式或连续过程的方式来实现。通常，连续过程用于大体积。在一个实施方案中，使用堆盘离心机。在另一个实施方案中，使用倾析式离心机。堆盘离心机和倾析式离心机是本领域众所周知的，且可从许多生产商商购得到。离心可以应用于未经处理的物质，或与额外的脱水过程(诸如絮凝和/或过滤)联合使用。作为实例，且非限制性地，可以首先对物质进行絮凝，随后离心絮凝物，得到具有约75％、约80％、约85％、约90％、约95％或约99％的含水量的生物质。
在一个实施方案中，对包含生物质的原料进行预处理。所述原料可以是任意生物质，诸如在本文中描述的那些，具体地是微生物，诸如水生微生物。在特定实施方案中，所述生物质包含一种或多种藻类或蓝细菌。在预处理中使用的原料可以含有约50％、约60％、约70％、约80％、约85％、约90％、约95％或约99％的水。在预处理过程中，可以将生物质加热到约80℃至约220℃的预处理温度。在某些实施方案中，预处理温度是在约100℃至210℃之间、约160℃至200℃之间或约170℃至210℃之间。在具体实施方案中，预处理温度是在约180℃至200℃之间。可以将所述物质在所述预处理温度保持约5分钟至60分钟。在某些实施方案中，可以将所述原料在所述预处理温度保持约20分钟至40分钟。本领域技术人员会明白，通过时间和温度的不同组合，可以得到等效的预处理。例如，随着温度升高，所需的时间的量可以减少。在具体实施方案中，所述生物质的预处理包括：加热到约170℃至210℃之间保持约20分钟至40分钟；加热到约160℃至约180℃之间保持约30分钟至60分钟；和加热到约180℃至200℃之间保持约25分钟至35分钟。
在有些实施方案中，在预处理过程中对所述原料(生物质)进行混合，而在其它实施方案中，不使用混合。当使用混合时，它可以间隙的或恒定的。所述混合可以通过本领域已知的任意方法来实现。在一个实施方案中，使用叶轮、转子或平桨实现混合。在另一个实施方案中，通过使用泵实现混合。本领域技术人员会容易地明白混合所述原料的其它方法。
在有些实施方案中，在预处理过程中，将酸加入所述原料中。如果使用的话，可以在加热所述物质至预处理温度之前或过程中加入所述酸。所述酸的加入，可以导致所述原料具有约3至6的pH。在某些实施方案中，在预处理过程中，将所述生物质酸化至约3、约4、约5或约6的pH。任意酸可以用于预处理过程中。在有些实施方案中，使用强酸诸如HI、H2SO4、HBr、HCl、H3PO4、HNO3或CH3SO3H。
在有些实施方案中，可以从经预处理的物质除去液体。本领域已知的任意方法，诸如本文描述的那些，可以实现液体的除去。例如，在预处理以后，可以使所述物质相分离成至少固体和液相，然后通过例如倾析、虹吸、引流或抽运来分离各相。在其它实施方案中，通过过滤或离心，诸如本文所述的那些，可以除去液相。示例性的离心方法包括使用堆盘离心机和倾析式离心机。
在有些实施方案中，所述预处理可以另外包括：冲洗所述生物质。如果使用冲洗，在加热并除去液相以后，将冲洗液体(例如水)加入所述生物质中。在冲洗中使用的冲洗液体的量可以在加热后除去的液相的体积的25％至200％之间变化。在某些实施方案中，冲洗包括：将所述生物质和加入的冲洗液体混合约5分钟至60分钟。在具体实施方案中，将所述生物质和冲洗液体混合约5分钟至约10分钟、约10分钟至约20分钟、约20分钟至约30分钟、约25分钟至约30分钟、约30分钟至40分钟、约40分钟至约50分钟或约50分钟至约60分钟。在混合以后，使用本文所述的任意方法，包括重力分离、离心和过滤，可以除去加入的冲洗液体。
在预处理以后，可以进一步加工经预处理的原料以得到油质化合物，或可以将其保存。如果保存所述物质，可以将其保存1天至1年的任意时间段。例如，可以将经预处理的原料保存1天至1个月、1个月至3个月、3个月至6个月、6个月至9个月或9个月至12个月的时段。可以在环境温度保存所述经预处理的原料，或可以在受控温度保存它。如果在受控温度保存所述物质，保存温度可以是在0℃至环境温度之间。在某些实施方案中，所述保存温度可以是在约-20℃至约-10℃之间、约-10℃至约-5℃之间、约-5℃至约0℃之间、约0℃至约5℃之间、约5℃至约10℃之间、约10℃至约15℃之间、约10℃至约20℃之间、约15℃至约20℃之间、或约20℃至约25℃之间。
可以在下述容器中保存经预处理的原料：开放式容器，向大气开放的覆盖的容器，或封闭式容器(即未向大气开放)。如果使用封闭式容器，可以存在顶空，也就是说，在保存的物质的顶面和容器顶部之间的空间。如果存在这样的顶空，在所述顶空中的气氛可以是空气或某种人工气氛。例如，在所述顶空中的气氛可以含有惰性气体诸如氮、二氧化碳或氩。在某些实施方案中，在所述顶空中的气氛可以维持在大于或小于正常大气压的压力。
在一个实施方案中，经过或不经过先前的预处理，对所述包含生物质和水的原料进行水热处理或加工(HTT)，特别是水热液化。在一个实施方案中，所述原料是含有生物质的水浆。在另一个实施方案中，所述原料是含有微生物(例如微藻或细菌)的水性培养基。在某些实施方案中，所述微生物是光合微生物诸如光合藻类或蓝细菌(蓝绿藻)。所述原料通常、但不一定含有约50％、约60％、约70％、约80％、约85％、约90％、约95％或约99％的水。在某些实施方案中，可以将液体(例如水)加入所述原料中以增加含湿量。例如，如果使用干燥的、经预处理的和/或保存的原料，可以加入液体。
可以将所述原料引入封闭式反应器中。所述原料可以通过任意合适的方法引入，但是通常使用管道引入。使用已知的技术，可以将所述原料移动进反应室中。在一个实施方案中，通过使用泵来移动所述原料，而在其它实施方案中，使用重力流动。
在水热处理中，将初始原料加热到约180℃至约600℃之间或约250℃至约500℃之间的水热处理温度。在某些实施方案中，所述水热处理温度是在约250℃至约370℃之间。在其它实施方案中，将初始原料加热到约250℃至约270℃之间的温度。在其它实施方案中，将初始原料加热到约270℃至约330℃之间、约280℃至约320℃之间、或约290℃至约310℃之间的温度。在其它实施方案中，将初始原料加热到约250℃、约260℃、约270℃、约280℃、约290℃、约300℃、约310℃、约320℃、约330℃、约340℃、约350℃、约360℃、约375℃、约400℃、约425℃、约450℃、约475℃或约500℃的温度。在一个实施方案中，将初始原料快速地加热到最终温度，例如，经历约5分钟、约10分钟、约15分钟、约20分钟、约30分钟、约40分钟、约50分钟或约60分钟的时段。可以将初始原料在所述水热处理温度保持约0分钟(即没有保持时间)至约15分钟之间、约30分钟、约60分钟、约90分钟、约2小时、约3小时或约4小时的时段。在其它实施方案中，可以将原料在所述水热处理温度保持约10分钟至约30分钟、约30分钟至约90分钟、或约90分钟至约120分钟。在某些实施方案中，可以将初始原料在所述水热处理温度保持1分钟、约5分钟、约10分钟、约15分钟、约20分钟、约25分钟、约30分钟、约35分钟、约40分钟、约45分钟、约50分钟、约55分钟、约60分钟、约90分钟、约120分钟、约150分钟、约180分钟、约210分钟或约240分钟。
可以使用或不使用催化剂进行水热处理。可以使用的催化剂包括：Fe(CO)5-S、Na2CO3和KOH。Fe(CO)5-S可以以0-1mmol的浓度使用。Na2CO3和KOH可以以0-1.0M的浓度使用。
在有些实施方案中，在水热处理过程中，对所述原料进行混合，而在其它实施方案中，不使用混合。当使用混合时，它可以是间歇的或恒定的。所述混合可以通过本领域已知的任意方法来实现。在一个实施方案中，使用叶轮、转子或平桨实现混合。在另一个实施方案中，通过使用泵实现混合。本领域技术人员会容易地明白混合所述原料的其它方法。
另外，在水热处理过程中，由于容器的内容物的加热，在反应器内的压力增加。在该过程中的压力无需保持在特定水平，但是维持在足够高的压力以防止容器中的液体的蒸发(相变或沸腾)，且低于反应器的额定压力。在水热处理过程中，可以从反应器排出多余的气体。排气可以是连续的或间歇的。例如，可以大约每5分钟、每10分钟、每15分钟、每20分钟、每25分钟或每30分钟排气。本领域众所周知，从液体至气体的相变点(例如沸点)受温度和压力二者影响。确定在任何给定温度时为了阻止相变必须维持的最小压力，是在技术人员的能力范围内。
排出的气体(其经常含有高水平的CO2)可以排至大气中，或者可以捕集所述气体并用于其它目的。在一个实施方案中，捕集生成的CO2，并用于培养其它生物质。在另一个实施方案中，捕集生成的氨气，并用作用于培养其它生物质的氮源。
在有些实施方案中，在水热处理反应器中的顶空含有惰性气体诸如氮、氩或二氧化碳。在其它实施方案中，所述顶空含有空气。在某些实施方案中，所述顶空最初含有空气或惰性气体，但是在水热处理过程中，在所述顶空中的最初的空气被在水热处理过程中从所述原料排出的气体替换。
在有些实施方案中，进行所述水热处理作为分批过程。也就是说，将一定量的原料加入水热处理反应器中，结束水热处理，并取出反应器的内容物。在其它实施方案中，使用连续过程。在连续过程中，加入新原料，并在连续基础上取出水热处理产物。原料的加入和产物的取出可以是间歇的，或它可以是连续的。连续过程构型的一个实施例可以参见图1。
然后将水热处理或加工的产物冷却到环境温度至约150℃之间的温度。在某些实施方案中，将所述水热处理产物冷却到约30℃至约150℃之间、约30℃至约120℃之间、约100℃至约150℃之间、约110℃至约130℃之间、约50℃至约70℃之间或约55℃至约65℃之间的温度。在其它实施方案中，将所述水热处理产物冷却到约30℃、约35℃、约40℃、约45℃、约50℃、约55℃、约60℃、约65℃、约70℃、约75℃、约80℃、约85℃、约90℃、约95℃、约100℃、约105℃、约110℃、约115℃、约120℃、约125℃、约130℃、约135℃、约140℃、约145℃至约150℃的温度。
在冷却以后，可以将所述水热处理产物酸化至下述pH：约2.0至约6.0之间、约2.0至约3.0之间、约3.0至约4.0之间、约4.0至约5.0之间、约3.5至约4.5之间、约3.6至约4.4之间、约3.7至约4.5之间、约3.8至约4.6之间、约3.9至约4.7之间、约4.0至约4.8之间、约4.5至约5.0之间、约5.0至约5.5之间或约5.5至约6.0之间。在其它实施方案中，可以将冷却的水热处理产物酸化至下述pH：约2.0、约2.1、约2.2、约2.3、约2.4、约2.5、约2.6、约2.7、约2.8、约2.9、约3.0、约3.1、约3.2、约3.3、约3.4、约3.5、约3.6、约3.7、约3.8、约3.9、约4.0、约4.1、约4.2、约4.3、约4.4、约4.5、约4.6、约4.7、约4.8、约4.9、约5.0、约5.1、约5.2、约5.3、约5.4、约5.5、约5.6、约5.7、约5.8、约5.9或约6.0。在其它实施方案中，可以将水热处理产物酸化至下述pH：约2.0至小于6.0、约3.0至小于6.0、或约4.0至小于6.0。任意酸可以用于所述酸化过程中。在有些实施方案中，使用强酸诸如HI、H2SO4、HBr、HCl、H3PO4、HNO3或CH3SO3H。所述酸化过程通常、但不一定在混合下在大气压进行。可替换地，所述酸化过程在含有水、生物质、酸和溶剂的溶液的蒸气压下进行。在水热处理之后(而不是之前或过程中)酸化具有几个优点。因而，在一个实施方案中，在水热处理之前或过程中没有酸化所述生物质(即没有加入酸)。在另一个实施方案中，在预处理之后或在水热处理过程中，没有加入酸。在水热处理之后(而不是之前或过程中)加入酸的一个优点是，发生明显更少的酸降解，所以在该过程中使用更少的酸，不会造成收率的显著下降。另外，在水热处理以后酸化会产生具有更少杂质的终产物。
可以将酸化产物保持在约40℃至约150℃之间、约40℃至约70℃之间、约70℃至约100℃之间、约100℃至约130℃、或约130℃至约150℃之间的温度。在其它实施方案中，将酸化产物加热至约40℃、约45℃、约50℃、约55℃、约60℃、约65℃、约70℃、约75℃、约80℃、约85℃、约90℃、约95℃、约100℃、约105℃、约110℃、约115℃、约120℃、约125℃、约130℃、约135℃、约140℃、约145℃或约150℃。所述保持时间可以在1分钟至约240分钟、1分钟至45分钟、1分钟至约5分钟、5分钟至约10分钟、约10分钟至约50分钟、15分钟至约45分钟、约20分钟至约40分钟、或约25分钟至约35分钟的范围内。在某些实施方案中，所述保持时间可以在0分钟(没有保持时间)至约1分钟、约5分钟、约20分钟、约30分钟、约45分钟、约60分钟、约120分钟或约240分钟的范围内。在其它实施方案中，所述保持时间是小于5分钟、约1分钟、约5分钟、约10分钟、约15分钟、约20分钟、约25分钟、约30分钟、约35分钟、约40分钟、约45分钟、约60分钟、约90分钟、约120分钟、约150分钟、约180分钟、约210分钟、或约240分钟。在所述保持时段中，可以任选地混合酸化产物。可以使用本领域已知的任意混合方法，包括在本文中讨论的那些。可替换地，使用在线混合器可以实现酸化，没有保持时间。
在酸处理以后，可以将至少一种溶剂加入酸化产物中，以生成溶剂萃取组合物。任选地，在加入溶剂之前，测定所述物质的pH，并且如果必要的话，在加热之前调节存在的pH。在一个实施方案中，加入的溶剂的体积量大约等于在酸化产物中存在的水的体积，以生成溶剂萃取组合物。在其它实施方案中，溶剂与酸化产物中的水的比率是0.1∶1、0.2∶1、0.3∶1、0.4∶1、0.5∶1、0.6∶1、0.7∶1、0.8∶1、0.9∶1、1.1∶1、1.2∶1、1.3∶1、1.4∶1或1.5∶1。可以使用适用于提取油质化合物的任意溶剂，包括、但不限于乙腈、乙醇、甲基叔丁基醚(MTBE)、甲基乙基甲酮(MEK)、丙醇、异丙醇(IPA)、甲醇、环己烷、庚烷、甲苯(甲基苯)、氯仿(三氯甲烷)、亚甲基二氯(二氯甲烷)和甲基异丁基酮(MIBK)。所述溶剂可以是极性溶剂、非极性溶剂、或极性溶剂和非极性溶剂的组合。在一个实施方案中，可以使用这样的任意有机溶剂：其具有在水中的低溶解度，或其微溶于水，但是脂质和其它油质化合物在其中是可溶性的或基本上可溶性的。在另一个实施方案中，所述溶剂是这样的溶剂：其在水中不混溶，但是脂质和其它油质化合物在其中是可混溶的。合适的溶剂的非限制性实例包括己烷、环己烷、庚烷、甲苯(甲基苯)、氯仿(三氯甲烷)、亚甲基二氯(二氯甲烷)和甲基异丁基酮(MIBK)。合适的溶剂可以单独使用或组合使用。在一个实施方案中，生物质∶水∶溶剂之比是1∶10∶10。在其它实施方案中，生物质∶水∶溶剂之比是1∶1∶1、1∶2∶2、1∶3∶3、1∶4∶4、1∶6∶6或1∶8∶8。在封闭式萃取容器中将溶剂萃取组合物加热到约20℃至约150℃之间、约90℃至约150℃之间、约100℃至约140℃之间、约110℃至约130℃之间、约50℃至约90℃之间、约60℃至约80℃之间、或约65℃至约75℃之间的萃取温度。在其它实施方案中，将所述溶剂萃取组合物加热到约20℃、约25℃、约30℃、约35℃、约40℃、约45℃、约50℃、约55℃、约60℃、约65℃、约70℃、约75℃、约80℃、约85℃、约90℃、约95℃、约100℃、约105℃、约110℃、约115℃、约120℃、约125℃、约130℃、约135℃、约140℃、约145℃或约150℃的萃取温度。将所述溶剂萃取组合物在所述萃取温度保持约1分钟至约240分钟之间、约10分钟至约50分钟之间、约15分钟至约45分钟之间、约20分钟至约40分钟之间、或约25分钟至约35分钟之间。在其它实施方案中，将所述溶剂萃取组合物在所述萃取温度保持约5分钟、约10分钟、约15分钟、约20分钟、约25分钟、约30分钟、约35分钟、约40分钟、约45分钟、约50分钟、约55分钟、约60分钟、约90分钟、约120分钟、约150分钟、约180分钟、约210分钟或约240分钟。如以上所讨论的，随着温度升高，萃取容器内的压力也升高。萃取容器内的压力不需要保持在任何特定水平，而是维持使得所述萃取容器内的液体不会蒸发(发生相变)。在该过程中，任选地混合所述溶剂萃取组合物。如果使用混合，它可以是间歇的或恒定的。所述混合可以通过本领域已知的任意方法来实现。在一个实施方案中，使用叶轮、转子或平桨实现混合。在另一个实施方案中，通过使用泵实现混合。在有些实施方案中，使用混合方法的组合，例如，与叶轮相组合的泵。本领域技术人员会容易地明白混合所述原料的其它方法。
在已经将溶剂萃取组合物在萃取温度保持期望的时间段以后，停止混合(如果使用的话)和加热，并使一个或多个有机相与水相分离。有机相和水相的分离可以在萃取容器中进行，或者可以将溶剂萃取组合物转移至另一个容器。在一个实施方案中，将所述萃取容器中的压力降低至大气压。在一个实施方案中，将所述溶剂萃取组合物冷却到萃取温度和环境温度之间的温度。
可以使用实现相分离的任意合适的方法。在一个实施方案中，通过离心(分批离心或连续离心)实现有机相和水相之间的分离。通过离心分离液相的方法是本领域众所周知的。在一个实施方案中，使用堆盘离心机实现相分离。在另一个实施方案中，使用倾析式离心机实现相分离。在另一个实施方案中，使用重力分离。在该实施方案中，将溶剂萃取组合物在没有混合下静置一段时间，以允许分离成各相。也可能将离心与重力分离相组合。例如、但不限于，可以使用重力分离来分离液相和微粒相，然后使用离心将液相进一步分离成水相和有机相。
不论使用哪种方法，通常将溶剂萃取组合物分离成至少一个水相和一个含有油质化合物或油的有机相或溶剂混合油。在有些实施方案中，可以存在至少3个相：一个微粒相、一个水相和一个有机相或溶剂混合油。当使用溶剂的混合物时，可以存在超过一个有机相。另外，在有些实施方案中，在水相和有机相之间可以存在乳相。作为分离过程的一部分，从水相和可能存在的微粒相中取出有机相。当使用重力分离或分批离心时，可以通过导致各相的微小重新混合的任意方法取出溶剂混合油。例如，但不限于，可以通过倾倒、抽运、重力流动或虹吸取出溶剂混合油。当使用重力分离时，溶剂混合油的取出可以是连续的或间歇的。在连续重力分离中，将溶剂萃取组合物连续地加入分离容器中，并连续地取出等量的溶剂混合油。当使用连续离心时，从离心机中连续地取出分离的相，并收集。如果需要的话，可以对从连续离心收集的相进行其它分离步骤，诸如其它离心。
任选地，使分离的水相返回溶剂萃取容器，并加入一定体积的新鲜溶剂以生成第二溶剂萃取组合物。所述新鲜溶剂可以是从前一次萃取回收的溶剂、新溶剂、或新溶剂和回收的溶剂的组合。因而，在有些实施方案中，新鲜溶剂含有小于10％、小于5％、小于2％、小于1％、小于0.5％、小于0.25％或小于0.1％的来自提取的生物质的物质。在一个实施方案中，加入的新鲜溶剂的体积等于水相的体积。在另一个实施方案中，加入的新鲜溶剂的体积等于从分离的水相取出的有机相的体积。对所述第二溶剂萃取组合物进行如上所述的溶剂萃取和相分离过程。水相和/或残余生物质的这种反萃取可以进行几次，例如2次、3次、4次、5次、6次或更多次。在一个实施方案中，使用逆流系统，其中使用得自水相的反萃取的有机相或溶剂混合油来提供在第一次萃取中的一些或所有溶剂。
处理从溶剂萃取得到的溶剂混合油，以从油质化合物中分离出溶剂。在一个实施方案中，通过蒸馏来除去溶剂。在该实施方案中，将溶剂混合油加热到这样的温度：其足以造成溶剂的蒸发，但是低于目标油质化合物的蒸发温度。通过浓缩和收集，回收蒸发的溶剂。在一个实施方案中，将所述回收的溶剂重新用于溶剂萃取过程中。
在除去溶剂以后，通过使用多种额外的溶剂除去方法之一，可以进一步浓缩油质化合物。在一个实施方案中，这样的进一步浓缩通过第二次蒸馏、吸附和/或离心来实现。
应当理解，在水热处理和酸化以后的溶剂萃取是任选的。因而，在有些实施方案中，使用本文所述的任一种方法，无需使用溶剂，可以分离水相和有机相。例如、但不限于，在水热处理以后，经过或不经过酸化，无需使用溶剂，可以使处理过的物质分离成至少一个水相和有机相。
在某些实施方案中，通过本文所述方法从生物质得到的油质化合物具有小于100ppm、90ppm、80ppm、70ppm、60ppm、50ppm、40ppm、30ppm、20ppm、10ppm或5ppm的钙含量。在其它实施方案中，从生物质得到的油质化合物具有小于100ppm、90ppm、80ppm、70ppm、60ppm、50ppm、40ppm、30ppm、20ppm、10ppm或5ppm的镁含量。在其它实施方案中，通过本文所述方法从生物质得到的油质化合物具有小于100ppm、90ppm、80ppm、70ppm、60ppm、50ppm、40ppm、30ppm、20ppm、10ppm、5ppm或1ppm的锰含量。在其它实施方案中，通过本文所述方法从生物质得到的油质化合物具有小于100ppm、90ppm、80ppm、70ppm、60ppm、50ppm、40ppm、30ppm、20ppm或10ppm的磷含量。在其它实施方案中，通过本文所述方法从生物质得到的油质化合物具有小于100ppm、90ppm、80ppm、70ppm、60ppm、50ppm、40ppm、30ppm、20ppm、10ppm、5ppm或1ppm的钠含量。在其它实施方案中，通过本文所述方法从生物质得到的油质化合物具有小于50ppm、40ppm、30ppm、20ppm、10ppm、5ppm、1ppm或0.01ppm的锶含量。
本文所述的回收过程可以以分批模式、半分批模式或连续模式进行。当使用分批模式时，在总回收过程内的每个单独过程作为离散操作来进行。在半分批模式中，一些过程以分批模式进行，而其它过程使用连续模式。当使用连续模式时，在回收过程的每个方面中，物质连续地移动。当使用连续模式时，可以采用逆流方法。在图1中显示了本文所述的回收过程的一个连续逆流实施方案的示例性图解。在所述实施例中，将生物质(以藻浆形式)加热到期望的温度。所述藻浆可以是在1％至50％(w/v)的藻类之间的任意浓度。例如，所述藻浆可以是1％、2％、3％、4％、5％、6％、7％、8％、9％、10％、15％、20％、30％、40％或50％(w/v)的藻类。通过使用热交换器、加热器、或热交换器和加热器的组合，可以实现加热。参考在图1中描述的示例性过程，使用一系列热交换器101和102加热藻类生物质。在101中，在到来的浆和来自溶剂萃取过程的热萃余液之间交换热量，而在102中，在到来的浆和离开水热反应器单元104的物质之间交换热量。如果所述浆通过热交换仍未达到期望的温度，可以使用加热器103(例如纵倾加热器)进一步升高温度。可以使浆的温度升高到约180℃至约600℃之间、或约250℃至约500℃之间。在某些实施方案中，可以使浆的温度升高到约250℃至约370℃之间。在其它实施方案中，将所述浆加热到约250℃至约270℃之间的温度。在其它实施方案中，将所述浆加热到约270℃至约330℃之间、约280℃至约320℃之间、或约290℃至约310℃之间的温度。在其它实施方案中，将所述浆加热到约250℃、约260℃、约270℃、约280℃、约290℃、约300℃、约310℃、约320℃、约330℃、约340℃、约350℃、约360℃约375℃、约400℃、约425℃、约450℃、约475℃或约500℃的温度。在一个实施方案中，快速地加热所述浆，使得它在不超过约5分钟、不超过约10分钟、不超过约15分钟、不超过约20分钟、不超过约25分钟、不超过约30分钟、不超过约35分钟、不超过约40分钟、不超过约45分钟、不超过约50分钟、不超过约55分钟或不超过约60分钟内达到水热处理温度。
将加热的浆在期望的温度在压力下在水热反应器104中保持足以完成水热处理的时间。在一个实施方案中，在水热反应器内的压力没有保持在特定值，而是允许其在足以防止被处理的物质中的液体沸腾(相变)的压力和水热反应器104的最大额定压力之间变化。在其它实施方案中，水热处理在特定压力进行，例如约1Mpa至30Mpa之间、约2Mpa至约10Mpa之间、或约3Mpa至约5Mpa之间。在其它实施方案中，所述水热处理在约1MPa、约2MPa、约3MPa、约4MPa、约5MPa、约6MPa、约7MPa、约8MPa、约9MPa、约10MPa、约11MPa、约12MPa、约13MPa、约14MPa、约15MPa、约16MPa、约17MPa、约18MPa、约19MPa、约20MPa、约21MPa、约22MPa、约23MPa、约24MPa、约25MPa、约26MPa、约27MPa、约28MPa、约29MPa或约30MPa的压力进行。在水热反应器104中保持所述浆的时间可以是0分钟(即没有保持时间)至约240分钟之间、或约10分钟至约20分钟之间。在某些实施方案中，将所述浆在所述水热处理温度保持约1分钟、约5分钟、约10分钟、约15分钟、约20分钟、约25分钟、约30分钟、约35分钟、约40分钟、约45分钟、约50分钟、约55分钟、约60分钟、约90分钟、约120分钟、约150分钟、约180分钟、约210分钟或约240分钟。
在离开水热反应器单元104以后，所述水热处理产物进入冷却单元105，在这里将产物冷却到环境温度至约150℃之间的温度。通过使用热交换器、通过闪蒸液体或二者的组合，可以实现所述冷却。在某些实施方案中，将所述水热处理产物冷却到约30℃至约70℃之间、约70℃至约90℃之间、约90℃至约110℃之间、约110℃至约130℃之间或约130℃至约150℃之间的温度。在其它实施方案中，将水热处理产物冷却到约30℃、约35℃、约40℃、约45℃、约50℃、约55℃、约60℃、约65℃、约70℃、约75℃、约80℃、约85℃、约90℃、约95℃、约100℃、约105℃、约110℃、约115℃、约120℃、约125℃、约130℃、约135℃、约140℃、约145℃或约150℃的温度。
在离开冷却单元105以后，所述水热处理产物可以进入出口闪蒸单元106。在所述出口闪蒸单元中，挥发性的化合物蒸发，并被冷凝器单元115冷凝。在一个实施方案中，燃烧来自冷凝器单元115的冷凝物中的易燃性化合物作为能源。在离开闪蒸单元106以后，如果必要的话，可以在加热单元107中将所述物质加热到约50℃至约90℃之间、约90℃至约110℃之间、约110℃至约130℃之间或约130℃至约150℃之间的温度。在其它实施方案中，将所述物质加热至约40℃、约45℃、约50℃、约55℃、约60℃、约65℃、约70℃、约75℃、约80℃、约85℃、约90℃、约95℃、约100℃、约105℃、约110℃、约115℃、约120℃、约125℃、约130℃、约135℃、约140℃、约145℃或约150℃。
加热的物质然后进入酸化单元108。在酸化单元108中，将所述物质的pH调节至约2.0和6.0之间、约3.0和4.0之间、约4.0至约5.0之间、约4.1至约4.9之间、约4.2至约4.8之间、约4.3至约4.7之间、约4.0至约4.5之间、约4.5至约5.0之间、约5.0至约5.5之间、或约5.5和6.0之间的pH。在其它实施方案中，将所述物质酸化至约2.0、约2.1、约2.2、约2.3、约2.4、约2.5、约2.6、约2.7、约2.8、约2.9、约3.0、约3.1、约3.2、约3.3、约3.4、约3.5、约3.6、约3.7、约3.8、约3.9、约4.0、约4.1、约4.2、约4.3、约4.4、约4.5、约4.6、约4.7、约4.8、约4.9、约5.0、约5.1、约5.2、约5.3、约5.4、约5.5、约5.6、约5.7、约5.8、约5.9或约6.0的pH。在其它实施方案中，将所述物质酸化至约2.0至小于6.0、约3.0至小于6.0、或约4.0至小于6.0的pH。任意酸可以用于酸化过程。在有些实施方案中，使用强酸诸如HI、H2SO4、HBr、HCl、H3PO4、HNO3或CH3SO3H。可以将所述物质在酸化单元108中保持下述时段：0分钟(即没有保持时间)至240分钟、约1分钟至约5分钟、约5分钟至约10分钟、约10分钟至约20分钟、约20分钟至约30分钟、约30分钟至约40分钟、约40分钟至约50分钟、约50分钟至约60分钟、约60分钟至约90分钟、约90分钟至约120分钟、约120分钟至约150分钟、约150分钟至约180分钟、约180分钟至约210分钟、或约210分钟至约240分钟。在某些实施方案中，可以使用线内混合器实现酸化。在其它实施方案中，使用的保持时间是小于5分钟、约1分钟、约5分钟、约10分钟、约15分钟、约20分钟、约25分钟、约30分钟、约35分钟、约40分钟、约45分钟、约55分钟、约60分钟、约90分钟、约120分钟、约150分钟、约180分钟、约210分钟或约240分钟。
在离开酸化单元108以后，所述物质进入主要溶剂萃取单元109。在主要溶剂萃取单元109中，将酸化的物质与溶剂相组合，以形成溶剂萃取组合物。如本文所述，可以使用这样的任意有机溶剂：其具有在水中的低溶解度，或其微溶于水，但是脂质和其它油质化合物在其中是可溶性的或基本上可溶性的。所述溶剂可以是非极性溶剂、极性溶剂、或极性溶剂和非极性溶剂的组合。示例性的溶剂包括、但不限于己烷、环己烷、庚烷、甲苯(甲基苯)、氯仿(三氯甲烷)、亚甲基二氯(二氯甲烷)和甲基异丁基酮(MIBK)中的至少一种。在该示例性的实施方案中，在所述主要萃取单元109中使用的溶剂的至少一部分是来自一个或多个下游分离器的溶剂混合油的形式。其它溶剂也可以以新溶剂或从溶剂混合油回收的溶剂的形式提供。所述溶剂萃取组合物在主要溶剂萃取单元109中具有约1分钟至约240分钟之间、约10分钟至约50分钟之间、约15分钟至约45分钟之间、约20分钟至约40分钟之间或约25分钟至约35分钟之间的平均停留时间。在其它实施方案中，将所述溶剂萃取组合物在萃取温度保持约5分钟、约10分钟、15分钟、约20分钟、约25分钟、约30分钟、约35分钟、约40分钟、约45分钟、约50分钟、约55分钟、约60分钟、约90分钟、约120分钟、约150分钟、约180分钟、约210分钟或约240分钟的平均时间。
将主要溶剂萃取单元109中的温度保持在约50℃至约70℃之间、约70℃至约90℃之间、约90℃至约110℃之间、约110℃至约130℃之间或约130℃至约150℃之间。在其它实施方案中，将所述温度保持在约50℃、约55℃、约60℃、约65℃、约70℃约75℃、约80℃、约85℃、约90℃、约95℃、约100℃、约105℃、约110℃、约115℃、约120℃、约125℃、约130℃、约135℃、约140℃、约145℃或约150℃。通过本领域已知的任意方法，例如，通过使用绝缘单元和/或传热液体，可以维持主要溶剂萃取单元109中的温度。所述主要溶剂萃取在压力下进行。在主要溶剂萃取单元109内的压力无需控制在特定压力，而是维持使得萃取单元中的液体不会蒸发(发生相变)。在该过程中，可以任选地混合所述溶剂萃取组合物。如果使用的话，所述混合可以是间歇的或恒定的。所述混合可以通过本领域已知的任意方法来实现。在某些实施方案中，使用叶轮、转子、平桨、泵或它们的任意组合实现混合。
来自主要溶剂萃取单元109的物质然后移动至主要分离器110。在所述主要分离器中，将萃取组合物分离成至少2个相：一个有机相或溶剂混合油和一个水相或萃余液。在其它实施方案中，将萃取组合物分离成至少3个相：一个有机相或溶剂混合油，一个水相或萃余液，和一个微粒或固相。本领域技术人员会明白，其它相也可能存在。例如，当使用溶剂的混合物时，所述有机相可以进一步分离成子相(sub-phases)。在一个实施方案中，通过重力分离实现分离，其中在没有或微小搅拌或混合下，将主要分离器110的内容物静置足以使所述相分离的时间。在另一个实施方案中，所述主要分离器110是机械倾析器，例如倾析式离心机。用于工业应用的高容量机械倾析器是本领域众所周知的，且可通过从许多商业来源购买得到。
来自主要分离器110的溶剂混合油(线M1)被转移至溶剂回收单元113。在溶剂回收单元113中，将溶剂混合油加热到这样的温度：其高于所述一种或所述溶剂的汽化点，但是低于目标脂质、油或油质化合物的汽化点。然后冷却包含溶剂的蒸汽，以冷凝蒸汽并以液体形式回收溶剂。如此回收的溶剂可以直接重新用于溶剂萃取过程中，或它可以在重新使用之前经过进一步纯化。回收的溶剂可以立即使用，或保存用于将来使用。如果使用溶剂的组合，可以采用超过一个蒸发和/或冷凝温度，以便将所述溶剂分级分离成它的各种组分。
在除去溶剂以后，可以将剩余物转移至第二溶剂回收单元114。在第二溶剂回收单元114中，通过使用多种其它的溶剂除去方法之一，可以进一步浓缩所述物质。在一个实施方案中，通过第二蒸馏或吸附，实现这样的进一步浓缩。在结束溶剂回收以后，可以将藻油保存或运输至处理器或精炼器。可以通过卡车、动车、管线、船、汽艇或它们的某种组合来运输藻油。在某些实施方案中，在贮存和/或装运之前，对藻油进行进一步处理。这样的处理包括、但不限于：加氢处理、脱羧、脱羰、加氢脱氧、异构化(包括加氢异构化)、脱硫、脱氮、加氢裂化和/或催化裂化。
将来自主要分离器110的水相或萃余液转移至第二溶剂萃取单元111，进行第二溶剂萃取。在第二溶剂萃取单元111中，重复关于主要溶剂萃取单元109所述的萃取过程。将来自第二溶剂萃取单元111的物质转移至第二分离器112。在第二分离器112中，将所述物质分离成至少一个有机相或溶剂混合油和一个水相或萃余液。在有些情况下，固相或微粒相也可以存在。如前所述，通过重力分离，或通过机械方法诸如使用倾析式离心机，可以实现相分离。将来自第二分离器的有机相或溶剂混合油(线M2)转移回主要溶剂萃取单元109，在这里将其用于主要溶剂萃取过程中。从第二分离器112除去水层或萃余液和固体。
从本文所述的回收过程得到的固体(如果存在的话)可以用于多种用途。在一个实施方案中，将固体转移至多个消化罐之一。所述消化罐可以是好氧性的消化罐、厌氧性的消化罐或好氧性的消化罐和厌氧性的消化罐的组合。消化可以导致气体(诸如甲烷气体)的产生，可以捕集所述气体并用作燃料来源。在一个实施方案中，将产生的气体用作本文所述方法中的热源。在另一个实施方案中，将消化的物质用作营养物来源，用于生产其它生物质。在另一个实施方案中，干燥所述固体，并用作动物饲料的来源。在另一个实施方案中，干燥所述固体，并燃烧作为能源。
在另一个实施方案中，加工所述固体，以提供用于生产生物质的营养物。在一个实施例中，加工所述固体，以提供用于生物质生长的氮源。从生物质回收氮的方法是本领域已知的，参见，例如欧洲专利EP 1320388。例如、但不限于，可以将溶剂萃取以后的残余生物质的pH调节至大于9.0、大于10.0、大于11.0或大于12.0的pH。使用任意碱或碱的组合，例如氢氧化钙、氧化钙、碳酸钙、碳酸钠(碱灰)、氢氧化钠或氢氧化钾，可以实现pH的调节。另外，可以将调过pH的残余生物质加热至约40℃、约50℃、约60℃、约70℃或约80℃。在这些条件下，将所述生物质中存在的铵转化成氨气，可以在吸收柱中收集所述氨气。在一个实施方案中，使用水或酸溶液吸收所述氨气。
可替换地或另外，可以从残余生物质回收磷，并用于生产其它生物质。通过化学方法、高级生物处理或二者的组合，可以实现磷除去。用于除去磷的方法是本领域已知的，参见，例如，Yeoman等人，Environ.Pollut.49：183-233(1988)。化学磷除去通常包括：加入钙、铁和铝盐，以实现磷沉淀。生物磷除去包括：由微生物摄取磷，其量超过它们的正常代谢需求。
可以处理水相或萃余液，以取出有价值的产物。例如，可以从萃余液中萃取甘油并商业地销售。另外，在适当处理以后，可以再循环在水相中的水，以培养其它生物质。预期所述水含有有用量的大量营养物和微量营养物和矿物质，它们在其它生物质生产中将是有用的。
下述实施例意图提供本发明的应用的例证。下述实施例无意完全限定或以其它方式限制本发明的范围。
实施例
实施例1
通过离心，收获拟微绿球藻藻类。藻糊的含湿量是79.0wt％，无灰分干重为17％，灰分含量为4％。藻糊的pH为6.1。
为了水热处理，将400g藻糊放入600ml Parr反应器(Parr InstrumentCo，Moline，伊利诺伊州)中。历时30分钟使反应器从室温升高至260℃。将该反应器在260℃保持30分钟，然后经历30分钟时段冷却到室温。使用理想气体定律，从顶空体积、温度和压力确定在水热处理过程中产生的气体的量。产生的气体的分析揭示，它是97％CO2。在水热处理以后，藻糊的pH是8.5。
在水热处理以后，使用16.4wt％硫酸，将所述物质的pH调至pH 3、4、5或6。将酸化的物质加热到60℃，并在恒定混合下在该温度保持30分钟。
在酸化以后，加入与存在的水的量等量的溶剂(庚烷)，以形成溶剂萃取组合物，将其加热到70℃。然后将所述溶剂萃取组合物在恒定混合下在70℃保持30分钟。30分钟以后，停止混合，并使所述组合物在室温相分离。倾析出含有溶剂和油的有机相(溶剂混合油)。通过在真空下蒸发，从有机相除去溶剂，得到油。
使用新鲜溶剂(其体积等于取出的溶剂混合油的量)，萃取水相第二次。该第二次萃取的条件与第一次萃取相同。如果必要的话，在第二次萃取之前，将pH调至4.0。将从2次萃取回收的油称重，以确定油收率。过滤水相，以回收不溶性的固体，将其干燥并称重。在表1.1中显示了pH对收率(表示为无灰分干重百分比)的影响。
表1.1
通过元素分析和ICP-MS，分析得到的油。简而言之，使用元素分析仪(Perkin Elmer 240)，确定碳、氢和氮wt％。该仪器在静态条件下在纯氧中在950℃燃烧样品，以产生CO2、H2O和N2的燃烧产物，它们用于确定C、H和N的量(wt％)。将Thermo Finnigan FlashEA元素分析仪用于氧的分析。该仪器在惰性气氛(氦)中热解(1060℃)样品以产生一氧化碳，后者用于确定wt％氧。
使用电感耦合等离子体原子发射光谱仪(ICP-AES)进行多元素分析。将样品喷雾，并将得到的气溶胶转移至等离子炬。使用光学光谱测定法，测量每种元素特有的发射光谱。使用校准标准品构建校准曲线，所述校准曲线将测量的信号与在样品中存在的每种元素的量相关联。在分析之前，将样品酸化，并使用适当的样品制备技术进行消化。在表1.2中显示了元素分析的结果。
表1.2
实施例2
通过离心，收获拟微绿球藻藻类。藻糊的含湿量是85wt％。藻糊的pH为6.0。为了水热处理，将400g藻糊放入600ml Parr反应器中。历时30分钟使反应器从室温升高至260℃。将该反应器在260℃保持30分钟，然后经历30分钟时段冷却到室温。在水热处理以后，藻糊的pH是8.0。
对于实验1，在水热处理之后和在溶剂萃取之前，没有加入酸。在实验2中，如在实施例1中所述，在溶剂萃取之前使用16.5wt％硫酸将水热处理过的物质酸化至pH 4。就溶剂萃取而言，加入与存在的水的量等量的溶剂(庚烷)，以形成溶剂萃取组合物，将其加热到70℃。然后将所述溶剂萃取组合物在恒定混合下在70℃保持30分钟。30分钟以后，停止混合，并使所述组合物在室温相分离。倾析出含有溶剂和油的有机相(溶剂混合油)。通过在真空下蒸发，从有机相除去溶剂，得到油。
使用新鲜溶剂(其体积等于取出的溶剂混合油的量)，萃取水相第二次。该第二次萃取的条件与第一次萃取相同。如果必要的话，在实验2中，在第二次萃取之前，将pH调至4.0。将从2次萃取回收的油称重，以确定油收率。过滤水相，以回收不溶性的固体，将其干燥并称重。
在表2.1中显示了在水热处理以后的酸化对油组合物的影响。
表2.1
实施例3
通过离心，收获拟微绿球藻藻类。藻糊的含湿量是85wt％。藻糊的pH为6.0。为了水热处理，将400g藻糊放入600ml Parr反应器中。历时30分钟使反应器从室温升高至260℃。将该反应器在260℃保持30分钟，然后经历30分钟时段冷却到室温。在水热处理以后，藻糊的pH是8.0。
通过离心，收获拟微绿球藻藻类。藻糊的含湿量是86.0wt％，无灰分干重为11％，灰分含量为3％。藻糊的pH为5.3。
为了水热处理，将400g藻糊放入600ml Parr反应器中。历时30分钟使反应器从室温升高至260℃。将该反应器在260℃保持30分钟，然后经历30分钟时段冷却到室温。使用理想气体定律，从顶空体积、温度和压力确定在水热处理过程中产生的气体的量。在水热处理以后，藻糊的pH是8.0。
在水热处理以后，使用16.4wt％硫酸，将所述物质的pH调至pH 4。将酸化的物质加热到60℃，并在恒定混合下在该温度保持30分钟。
在酸化以后，加入与存在的水的量等量的溶剂，以形成溶剂萃取组合物。在实验1中，使用非极性溶剂庚烷。在实验2中，使用极性溶剂MIBK(甲基异丁基酮)。MIBK是一种在油中可混溶但是在水中不可混溶的极性溶剂。将所述溶剂萃取组合物加热到70℃。然后将所述溶剂萃取组合物在恒定混合下在70℃保持30分钟。30分钟以后，停止混合，并使所述组合物在室温相分离。倾析出含有溶剂和油的有机相(溶剂混合油)。通过在真空下蒸发，从有机相除去溶剂，得到油。
使用新鲜溶剂(其体积等于取出的溶剂混合油的量)，萃取水相第二次。该第二次萃取的条件与第一次萃取相同。如果必要的话，在第二次萃取之前，将pH调至4.0。将从2次萃取回收的油称重，以确定油收率。过滤水相，以回收不溶性的固体，将其干燥并称重。在表3.1中显示了溶剂对收率的影响。
表3.1
溶剂 油(wt％) 固体(wt％) 气体(wt％)
庚烷 27.6 4.7 11.7
MIBK 54.7 11.9 12.3
实施例4
对于实验1-3，通过离心，收获拟微绿球藻藻类。藻糊的含湿量是78.9wt％，pH为6.2。
在实验1中，将180g藻糊放入600ml Parr反应器中，用于水热处理。在混合下，在30分钟内使反应器从室温升高至300℃。然后将反应器在300℃保持15分钟，然后经历30分钟时段冷却到室温。在水热处理之后，藻糊的pH是8.6。加入25ml 16.4wt％硫酸，调节pH至4.0。在混合下在60℃经历30分钟时间段完成酸添加。在加入酸以后，加入208ml庚烷，在混合下经历约15分钟的时段，使溶液的温度升高至120℃。将该溶液在120℃在混合下保持30分钟，然后冷却到室温。在室温，使所述溶液相分离30分钟。倾析出含有溶剂和油的有机相(溶剂混合油)。通过在真空下蒸发，从有机相除去溶剂，得到油。使用新鲜溶剂(其体积等于取出的溶剂混合油的量)，萃取水相第二次。该第二次萃取的条件与第一次萃取相同。在第二次萃取之前，加入3ml 16.4％硫酸，以将pH重新调至4.0。将从2次萃取回收的油称重，以确定油收率。过滤水相，以回收不溶性的固体，将其干燥并称重。
在实验2中，将180g藻糊放入600ml Parr反应器中，用于水热处理。加入9ml 16.4％硫酸，以调节pH至4.0。在混合下，在30分钟内使反应器从室温升高至300℃。然后使反应器在300℃混合15分钟，然后经历30分钟时段冷却到室温。在水热处理之后，藻糊的pH是7.5。在水热处理之后，加入22ml 16.4wt％硫酸，以调节pH至4.0。在混合下在60℃经历30分钟时间段完成酸添加。在加入酸以后，加入208ml庚烷，在混合下经历约15分钟的时段，使溶液的温度升高至120℃。将该溶液在120℃在混合下保持30分钟，然后冷却到室温。在室温，使所述溶液相分离30分钟。倾析出含有溶剂和油的有机相(溶剂混合油)。通过在真空下蒸发，从有机相除去溶剂，得到油。使用新鲜溶剂(其体积等于取出的溶剂混合油的量)，萃取水相第二次。该第二次萃取的条件与第一次萃取相同。就第二次萃取而言，加入2ml 16.4％硫酸，以将pH重新调至4.0。将从2次萃取回收的油称重，以确定油收率。过滤水相，以回收不溶性的固体，将其干燥并称重。
在实验3中，将180g藻糊放入600ml Parr反应器中，用于水热处理。加入9ml 16.4％硫酸，以调节pH至4.0。在混合下，在30分钟内使反应器从室温升高至300℃。然后将反应器在混合下在300℃保持15分钟，然后经历约30分钟时段冷却到室温。在水热处理之后，藻糊的pH是7.5。在水热处理以后，加入208ml庚烷，在混合下经历约15分钟的时段，使溶液温度升高至120℃。将该溶液在120℃在混合下保持30分钟，然后冷却到室温。在室温，使所述溶液相分离30分钟。倾析出含有溶剂和油的有机相(溶剂混合油)。通过在真空下蒸发，从有机相除去溶剂，得到油。使用新鲜溶剂(其体积等于取出的溶剂混合油的量)，萃取水相第二次。该第二次萃取的条件与第一次萃取相同。将从2次萃取回收的油称重，以确定油收率。过滤水相，以回收不溶性的固体，将其干燥并称重。
如在实施例1中所述，进行元素分析。实验1-3的结果总结在表4.1中。在表4.1中可以看出，在水热处理以后的酸化导致萃取的油中显著减少的P、Na和K污染物。
表4.1.
实施例5
在该实施例中，对于每种实验条件，使用180g拟微绿球藻藻糊，其含湿量为78.9％，灰分含量为12.2wt％。将所述藻糊加入Parr反应器的600ml混合反应室中。用氮净化反应器容器，并密封。然后经历大约30分钟的时段，使温度升高至260℃或300℃。然后将反应器容器在期望的温度保持0小时(没有保持时间)、0.25小时、1小时或4小时。在保持时段以后，使用冰水浴，经历大约15分钟的时段，将容器冷却到室温。用硫酸将冷却的物质的pH调至pH 4，并加入200ml庚烷。然后密封容器，加热到120℃，并在恒定混合下在120℃保持30分钟。然后将容器冷却到室温，将溶剂萃取物质转移至分离漏斗。使所述物质相分离约30分钟，此后倾析有机相，并过滤。通过在真空下蒸发，从有机相回收庚烷，并将得到的油称重。在加入新鲜庚烷以后，按照相同的操作，再次萃取水相。合并从2次萃取得到的油。
然后使用ASTM方案D7169-11(ASTM International，WestConshohocken，PA)，对所述油进行模拟蒸馏。模拟蒸馏的结果显示在表5.1中。所有油在1020℉的蒸馏收率是在68-74％之间。最丰富的级分是在630-1020℉沸点(BP)范围(VGO范围)内。真空残余物(BP＞1020℉)是在26.8-33.5％的范围内。使水热处理温度从260℃升高至300℃，造成向更低的沸点转移。
表5.1
实施例6
在这些实验中，使用4种不同的螺旋藻样品，对比使用庚烷或MIBK的萃取。样品A和B含有钝顶螺旋藻(S.platensis)，样品C含有极大螺旋藻(S.maxima)，样品D含有商业得到的未知物种的螺旋藻。
对于每个样品，将200g藻糊加入600ml Parr反应器中，并用氮气净化反应器。对于样品A、B、C和D而言，糊的含湿量分别是83.2％、85.0％、84.9％至79.6％。对于水热处理，将糊加热到大约300℃，并在200rpm混合下在该温度保持30分钟。水热处理以后，将反应器冷却到大约40℃，测定在水热处理之后的糊的pH，并用16.4wt％H2SO4调至大约4。将酸化的物质加热至约60℃，并在恒定混合下在该温度保持30分钟。在酸处理以后，将所述物质冷却至约40℃，测量pH，如果必要的话，将pH重新调至4。将200ml庚烷或MIBK加入反应室中，并在200rpm混合下在大约120℃进行溶剂萃取30分钟。在溶剂萃取以后，将反应器冷却至约40℃，使各相进行重力分离。在分离以后，倾析出有机相，使用旋转蒸发器除去溶剂。使用新鲜溶剂和相同的操作，对残余的水相和生物质进行第二次溶剂萃取。将所述操作重复共3次溶剂萃取。确定得到的油的总质量和在AFDW基础上的油收率百分比。结果如表6.1所示。
表6.1
实施例7
在该实验中，使用与在实施例6中所使用的相同的样品，确定在不使用溶剂萃取下的油收率。对于每种样品B、C和D，将300g藻糊加入600ml Parr反应器中。为了水热处理，将糊加热至约300℃，并在200rpm混合下在该温度保持30分钟。在水热处理以后，将所述反应器冷却至约40℃，测定所述物质的pH，并用16.4wt％H2SO4将pH调至4。然后将酸化的物质加热至约60℃，并在混合下在该温度保持30分钟。然后使酸化的物质相分离，并倾析有机层。确定回收的油的质量和在AFDW基础上的油收率百分比。结果显示在表7.1中。
表7.1
样品 油收率(％AFDW)
B 28.6
C 18.9
D 31.7
实施例8
通过离心，收获拟微绿球藻藻类，以生成藻糊。所述藻糊的含湿量是82.5wt％。无灰分干重(AFDW)为14.6％。在该实施例中，使用2种水热处理温度(300℃或260℃)和2种溶剂(庚烷或MIBK)。实验条件总结在表8.1中。
表8.1
对于每个实验A-D，将200g藻糊放入600ml Parr反应器中。然后将糊加热到260℃或300℃，并在恒定混合下在期望的温度保持60分钟。然后将反应器冷却到室温，并用16.4wt％H2SO4将pH调至4.0。将含有酸化的物质的反应器加热到60℃，并在恒定混合下在该温度保持30分钟。在酸处理以后，将200ml溶剂加入反应器中，将其加热到120℃，并在混合下在该温度保持30分钟。在溶剂萃取以后，将反应器冷却到40℃，使所述物质在室温进行重力相分离。在相分离以后，取出有机层，并使用相同操作对剩余物进行另外2次溶剂萃取。取出以后，过滤有机相，使用旋转蒸发器除去溶剂。计算得到的油的质量和在AFDW基础上的油收率。结果显示在表8.2中。
表8.2
实验 油收率(％AFDW)
A 35.8
B 30.0
C 47.6
D 48.4
使用经由加热的传递线(300℃)与Agilent 5975A(惰性MSD)四极质谱仪偶联的Agilent 7890A气相色谱仪，分析得到的油。所述实验使用15m x0.25mm内径Zebron ZB-1HT InfernoTM(Phenomenex，Torrance，CA)熔化二氧化硅毛细管柱，该柱具有0.1微米膜厚度。将GC恒温器在40℃保持1min，此后按程序设定以20℃/min的速率达到380℃。将它保持在该高温10min。以1.5ml/min(恒流)的速率，使用氦作为载气。所述质谱仪以全扫描模式运行，以1.91次扫描/s的速率，扫描从20-800Da。使用全氟三丁基胺(Agilent Technologies，New Castle，DE)作为校准化合物，使用AgilentAutotune操作，在电子电离(EI)模式中调节质谱仪。用于EI实验的电子动能是70eV。电离源温度为230℃。所述四极分析仪的温度维持在150℃。
经由冷的、真空密封的、无差别注射器(Cooled Injection System-CIS 4PTV，Gerstel，德国)，将样品引入气相色谱仪中。将注射器温度程序化为，以12℃/s的速率，从10℃达到400℃。将注射器温度400℃维持3min。用7683B Series Agilent自动采样器，将样品的稀溶液(1微升等分试样)(约2wt％，在CS2中)引入注射器中。分流比为10∶1。
确定色谱图中的峰，并使用Agilent系统软件积分。通过将测得的质谱图相对于在NIST08和Wiley 9文库中的参照波谱进行匹配，或者通过从首要原则判读，确定色谱图中的各个化合物的身份。将最小文库匹配质量设定为80％。结果显示在表8.3中。
表8.3
实施例9
藻糊的预处理。将200克得自已知pH的拟微绿球藻种的藻糊(76.9wt％水分，12.1wt％干物质灰分)加入600ml Parr反应器中。在100rpm搅拌下加热所述糊，并在200℃保持30分钟(在所有情况下，当温度在目标温度的5℃以内时，开始计时)。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测定气体压力。然后使用聚丙烯(PP)230微米网、继之以Whatman#4滤纸，过滤反应器内容物。记录得到的萃余液的质量和pH。使湿固体返回反应器，并加入共200g去离子(DI)水作为冲洗液。然后将所述固体和去离子水在室温在100rpm混合15分钟。使用聚丙烯230微米网、继之以Whatman #4滤纸，再次过滤得自所述反应器的物质，并测定萃余液和固体的质量。
使湿固体返回反应器，并加入共200克去离子水。然后在200rpm(HTT)恒定搅拌下，将所述固体和去离子水加热到260℃(实验A)或300℃(实验B)保持60分钟。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量压力。然后使用16.4wt％硫酸将反应器内的物质的pH调至pH 4.0，并在恒定搅拌下将酸化的物质在60℃保持30分钟。此后，测定反应器内的物质的pH，如果必要的话，重新调至pH 4.0。
然后，使用200ml庚烷，在200rpm搅拌下，将所述物质在120℃溶剂萃取30分钟。萃取以后，将所述物质冷却到40℃，并进行相分离。在分离以后，倾析出有机层，过滤，并使用旋转蒸发器除去庚烷。确定得到的油的质量和以无灰分干重为基础的油收率。重复所述萃取过程，进行共3次萃取，此后干燥固体，并记录重量。
无藻糊预处理。将200克得自已知pH的拟微绿球藻种的藻糊(76.9wt％水分，12.1wt％干物质灰分)加入600ml Parr反应器中。在200rpm(HTT)恒定搅拌下加热所述糊至260℃(实验C)或300℃(实验D)保持60分钟。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量压力。然后使用16.4wt％硫酸将反应器内的物质的pH调至pH 4.0，并在恒定搅拌下将酸化的物质在60℃保持30分钟。此后，测定反应器内的物质的pH，如果必要的话，重新调至pH 4.0。
然后，使用200ml庚烷，在200rpm搅拌下，将所述物质在120℃溶剂萃取30分钟。萃取以后，将所述物质冷却到40℃，并进行相分离。在分离以后，倾析出有机层，过滤，并使用旋转蒸发器除去庚烷。确定得到的油的质量和以无灰分干重为基础的油收率。重复所述萃取过程，进行共3次萃取，此后干燥固体，并记录重量。
结果显示在表9.1、9.2、9.3和9.4中。在这些实验中，预处理减少了使用的酸的量、产生的HTT气体的量和得到的油的氮含量，但是降低了收率。
表9.1
*通过差异来确定
表9.2
*通过差异
**通过ICP-MS
表9.3.ICP-MS元素分析(ppm)
元素 实验A 实验B 实验C 实验D
B ＜10 ＜10 ＜10 ＜10
Na 38.8 36.6 32.3 ＜5
Mg 16.3 15.3 12.9 11.3
Al ＜5 ＜5 ＜5 ＜5
Si 26.9 31.4 31.6 43.7
P 30.2 6.0 5.5 ＜0.1
S 5293 6211 7197 5931
K ＜15 ＜15 ＜15 ＜15
Ca 37.0 17.2 14.1 14.9
Cr ＜7.5 ＜7.5 ＜7.5 ＜7.5
Mn ＜7.5 ＜7.5 ＜7.5 ＜7.5
Fe 812 1203 653 1033
Ni 23.6 44.9 37.7 44.9
Cu 23.5 32.4 22.2 28.9
Zn 51.2 55.0 36.4 45.0
Sr ＜5 ＜5 ＜5 ＜5
Sn ＜5 ＜5 ＜5 ＜5
Sb ＜5 ＜5 ＜5 ＜5
Pb ＜5 ＜5 ＜5 ＜5
表9.4.GC-MS色谱图化合物类别
化合物(％) 实验A 实验B 实验C 实验D
芳族化合物 0.2 0.7 0.0 0.1
酰胺类 1.3 2.1 9.9 8.4
氮化合物 3.5 0.8 0.2 3.4
脂肪酸类 49.1 37.1 28.0 23.1
饱和烃类 3.0 4.2 2.8 5.0
不饱和烃类 8.3 14.6 9.9 16.5
腈类 0.0 0.0 0.4 0.6
氧化合物 12.6 7.6 11.6 2.4
磷化合物 0.0 0.0 0.0 0.0
甾醇类 4.7 2.6 6.3 3.0
硫化合物 0.2 0.0 0.5 0.0
总计 82.9 69.6 69.7 62.5
实施例10
预处理将200克得自已知pH的拟微绿球藻种的藻糊(76.8wt％水分，11.3wt％干物质灰分)加入600ml Parr反应器中。在100rpm搅拌下加热所述糊，并在160℃(实验A)、180℃(实验B)、200℃(实验C)或220℃(实验D)保持30分钟(在所有情况下，当温度在目标温度的5℃以内时，开始计时)。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测定气体压力。然后使用聚丙烯230微米网、继之以Whatman #4滤纸，过滤反应器内容物。记录得到的萃余液的质量和pH。使湿固体返回反应器，并通过加入共200g去离子(DI)水进行冲洗。然后将所述固体和去离子水在室温在100rpm混合15分钟。再次使用聚丙烯230微米网、继之以Whatman #4滤纸，过滤得自所述反应器的物质，并测定萃余液和固体的质量。将没有进行预处理的藻糊用作对照。
水热处理(HTT).使湿固体返回反应器，并加入共200克去离子水。然后将所述固体和去离子水在200rpm恒定搅拌下加热到260℃保持60分钟。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量压力。然后使用16.4wt％硫酸将反应器内的物质的pH调至pH 4.0，并在恒定搅拌下将酸化的物质在60℃保持30分钟。此后，测定反应器内的物质的pH，如果必要的话，重新调至pH 4.0。
萃取.然后，使用200ml庚烷，在200rpm搅拌下，将所述物质在120℃溶剂萃取30分钟。萃取以后，将所述物质冷却到40℃，并进行相分离。在分离以后，倾析出有机层，过滤，并使用旋转蒸发器除去庚烷。确定得到的油的质量和以无灰分干重为基础的油收率。重复所述萃取过程，进行共3次萃取，此后干燥固体，并记录重量。
得到的结果显示在表10.1、10.2、10.3、10.4和10.5中。在200℃至220℃的预处理导致最低的酰胺类的量。在220℃的预处理导致与更低预处理温度相比降低的油收率。
表10.1
表10.2.
表10.3.元素分析
实验 预处理温度(℃) C(wt％) H(wt％) N(wt％) S(wt％) O*(wt％)
A 160 78.5 11.9 2.98 0.60 6.09
B 180 78.9 11.9 2.28 0.46 6.50
C 200 78.9 12.0 2.01 .043 6.75
D 220 79.2 11.8 1.94 0.47 6.60
对照 无 78.4 11.8 3.72 0.60 5.46
*通过差异
表10.4.ICP-MS结果
表10.5.CG-MS化合物类别
实施例11
实验A.将200克得自已知pH的拟微绿球藻种的藻糊(79.6wt％水分，12.9wt％干物质灰分)加入600ml Parr反应器中。在100rpm搅拌下加热所述糊，并在180℃保持30分钟作为预处理(在所有情况下，当温度在目标温度的5℃以内时，开始计时)。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测定气体压力。然后过滤反应器内容物，并记录得到的萃余液的质量和pH。
使湿固体返回反应器，并加入共200克去离子(DI)水。然后将所述固体和去离子水在200rpm(HTT)恒定搅拌下加热到260℃保持60分钟。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量压力。然后使用16.4wt％硫酸将反应器内的物质的pH调至pH 4.0，并在恒定搅拌下将酸化的物质在60℃保持30分钟。此后，测定反应器内的物质的pH，如果必要的话，重新调至pH 4.0。
然后，使用200ml庚烷，在200rpm搅拌下，将所述物质在120℃溶剂萃取30分钟。萃取以后，将所述物质冷却到40℃，并进行相分离。在分离以后，倾析出有机层，过滤，并使用旋转蒸发器除去庚烷。确定得到的油的质量和以无灰分干重为基础的油收率。重复所述萃取过程，进行共3次萃取，此后干燥固体，并记录重量。
实验B.将200克得自已知pH的拟微绿球藻种的藻糊(79.6wt％水分，12.9wt％干物质灰分)加入600ml Parr反应器中。然后将所述藻糊在200rpm(HTT)恒定搅拌下加热到260℃保持60分钟。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量压力。然后使用16.4wt％硫酸将反应器内的物质的pH调至pH 4.0，并在恒定搅拌下将酸化的物质在60℃保持30分钟。此后，测定反应器内的物质的pH，如果必要的话，重新调至pH 4.0。
然后，使用200ml庚烷，在200rpm搅拌下，将所述物质在120℃溶剂萃取30分钟。萃取以后，将所述物质冷却到40℃，并进行相分离。在分离以后，倾析出有机层，过滤，并使用旋转蒸发器除去庚烷。确定得到的油的质量和以无灰分干重为基础的油收率。重复所述萃取过程，进行共3次萃取，此后干燥固体，并记录重量。
实验C.将200克得自已知pH的拟微绿球藻种的藻糊(79.6wt％水分，12.9wt％干物质灰分)加入600ml Parr反应器中。在100rpm搅拌下加热所述糊，并在180℃保持30分钟作为预处理(在所有情况下，当温度在目标温度的5℃以内时，开始计时)。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测定气体压力。然后过滤反应器内容物，并记录得到的固体和萃余液的质量。
使湿固体返回反应器，并加入共200克去离子水。然后将所述固体和去离子水在200rpm(HTT)恒定搅拌下加热到260℃保持60分钟。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量压力。然后使用16.4wt％硫酸将反应器内的物质的pH调至pH 4.0，并在恒定搅拌下将酸化的物质在60℃保持30分钟。此后，测定反应器内的物质的pH，如果必要的话，重新调至pH4.0。
然后，使用200ml MIBK，在200rpm搅拌下，将所述物质在120℃溶剂萃取30分钟。萃取以后，将所述物质冷却到40℃，并进行相分离。在分离以后，倾析出有机层，过滤，并使用旋转蒸发器除去MIBK。确定得到的油的质量和以无灰分干重为基础的油收率。重复所述萃取过程，进行共3次萃取，此后干燥固体，并记录重量。
实验D.将400克得自已知pH的拟微绿球藻种的藻糊(79.6wt％水分，17.8wt％干物质灰分)加入600ml Parr反应器中。在100rpm搅拌下加热所述糊，并在180℃保持30分钟作为预处理(在所有情况下，当温度在目标温度的5℃以内时，开始计时)。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测定气体压力。然后过滤反应器内容物，并记录得到的固体和萃余液的质量。
将固体返回反应器，并将内容物在200rpm(HTT)恒定搅拌下加热到260℃保持60分钟。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量压力。然后使用16.4wt％硫酸将反应器内的物质的pH调至pH 4.0，并在恒定搅拌下将酸化的物质在60℃保持30分钟。此后，测定反应器内的物质的pH，如果必要的话，重新调至pH 4.0。
然后，使用200ml庚烷，在200rpm搅拌下，将所述物质在120℃溶剂萃取30分钟。萃取以后，将所述物质冷却到40℃，并进行相分离。在分离以后，倾析出有机层，过滤，并使用旋转蒸发器除去庚烷。确定得到的油的质量和以无灰分干重为基础的油收率。重复所述萃取过程，进行共3次萃取，此后干燥固体，并记录重量。
实验E.将200克得自已知pH的拟微绿球藻种的藻糊(79.6wt％水分，12.9wt％干物质灰分)加入600ml Parr反应器中。然后将所述藻糊在200rpm(HTT)恒定搅拌下加热到260℃保持60分钟。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量压力。然后使用16.4wt％硫酸将反应器内的物质的pH调至pH 4.0，并在恒定搅拌下将酸化的物质在60℃保持30分钟。此后，测定反应器内的物质的pH，如果必要的话，重新调至pH 4.0。
然后，使用200ml MIBK，在200rpm搅拌下，将所述物质在120℃溶剂萃取30分钟。萃取以后，将所述物质冷却到40℃，并进行相分离。在分离以后，倾析出有机层，过滤，并使用旋转蒸发器除去MIBK。确定得到的油的质量和以无灰分干重为基础的油收率。重复所述萃取过程，进行共3次萃取，此后干燥固体，并记录重量。
实验F.将400克得自已知pH的拟微绿球藻种的藻糊(79.6wt％水分，17.8wt％干物质灰分)加入600ml Parr反应器中。在100rpm搅拌下加热所述糊，并在180℃保持30分钟作为预处理(在所有情况下，当温度在目标温度的5℃以内时，开始计时)。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测定气体压力。然后过滤反应器内容物，并记录得到的固体和萃余液的质量。将固体返回反应器，并加入去离子(DI)水，其量等于除去的水的量。然后将所述固体和去离子水在室温混合15分钟作为冲洗液。过滤冲洗过的物质，并确定得到的固体和萃余液的质量。
将固体返回反应器，并在200rpm(HTT)恒定搅拌下加热到260℃保持60分钟。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量压力。然后使用16.4wt％硫酸将反应器内的物质的pH调至pH 4.0，并在恒定搅拌下将酸化的物质在60℃保持30分钟。此后，测定反应器内的物质的pH，如果必要的话，重新调至pH 4.0。
然后，使用200ml庚烷，在200rpm搅拌下，将所述物质在120℃溶剂萃取30分钟。萃取以后，将所述物质冷却到40℃，并进行相分离。在分离以后，倾析出有机层，过滤，并使用旋转蒸发器除去庚烷。确定得到的油的质量和以无灰分干重为基础的油收率。重复所述萃取过程，进行共3次萃取，此后干燥固体，并记录重量。
实验G.将400克得自已知pH的拟微绿球藻种的藻糊(79.6wt％水分，12.9wt％干物质灰分)加入600ml Parr反应器中。在100rpm搅拌下加热所述糊，并在180℃保持30分钟作为预处理(在所有情况下，当温度在目标温度的5℃以内时，开始计时)。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测定气体压力。然后过滤反应器内容物，并记录得到的固体和萃余液的质量。将固体返回反应器，并加入去离子(DI)水，其量等于除去的水的量。然后将所述固体和去离子水在室温混合15分钟作为冲洗液。过滤冲洗过的物质，并确定得到的固体和萃余液的质量。
将固体以及与除去的水的量等量的去离子水返回反应器，并在200rpm(HTT)恒定搅拌下加热到260℃保持60分钟。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量压力。然后使用16.4wt％硫酸将反应器内的物质的pH调至pH 4.0，并在恒定搅拌下将酸化的物质在60℃保持30分钟。此后，测定反应器内的物质的pH，如果必要的话，重新调至pH 4.0。
然后，使用200ml庚烷，在200rpm搅拌下，将所述物质在120℃溶剂萃取30分钟。萃取以后，将所述物质冷却到40℃，并进行相分离。在分离以后，倾析出有机层，过滤，并使用旋转蒸发器除去庚烷。确定得到的油的质量和以无灰分干重为基础的油收率。重复所述萃取过程，进行共3次萃取，此后干燥固体，并记录重量。
实验A-G的结果显示在表11.1-11.5中。预处理减少了最终的油中的N、P、Si和S。预处理也减少了气体产生和酸耗量。
表11.1
*在HTT过程中的气体
**基于初始AFDW的％
表11.2.提取的油的ICP-MS结果
表11.3.提取的油的ICP-MS结果
表11.4.提取的油的元素分析
*通过差异
**通过ICP
表11.5通过GC-MS对化合物分类
实施例12。
向2加仑Parr反应器中加入5.5kg得自拟微绿球藻种的藻糊(水分83.1％，灰分干重31.8％)。在加入之前，测量所述糊的pH。在50rpm搅拌下加热所述糊，并在200℃保持30分钟作为预处理(在所有情况下，当温度在目标温度的5℃以内时，开始计时)。然后将反应器冷却到40℃，除去水相。测量水相的体积和pH。将与除去的水相的体积等量的去离子(DI)水加入反应器内的固体中。将所述固体和去离子水在室温在50rpm混合15分钟，作为冲洗液。用泵除去水相，并测量体积和pH。通过过滤或离心，除去其它液体。
将200克得自上述预处理的藻糊加入600ml Parr反应器中。测量所述糊的pH。然后将所述藻糊在200rpm(HTT)恒定搅拌下加热到260℃保持60分钟。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量压力。然后使用16.4wt％硫酸将反应器内的物质的pH调至pH 4.0，并在恒定搅拌下将酸化的物质在60℃保持30分钟。此后，测定反应器内的物质的pH，如果必要的话，重新调至pH 4.0。
使用200ml庚烷，在200rpm搅拌下，在80℃、100℃、120℃或140℃，对所述物质进行溶剂萃取30分钟。萃取以后，将所述物质冷却到40℃，并进行相分离。在分离以后，倾析出有机层，过滤，并使用旋转蒸发器除去庚烷。确定得到的油的质量和以无灰分干重为基础的油收率。重复所述萃取过程，进行共3次萃取，此后干燥固体，并记录重量。不同的溶剂萃取温度的结果显示在表12.1-12.4中。
表12.1
表12.2.元素分析
*通过差异
表12.3.ICP-MS金属(ppm)
表12.4.化合物类别
实施例13
在所有实验中，使用200g藻糊和600ml Parr反应器。所述藻糊得自螺旋藻种(水分79.5wt％，灰分干重7.2wt％)或栅藻种(水分85.1％，灰分干重13.9％)。
预处理.在有些情况下，通过在100rpm搅拌下在180℃或200℃加热10或30分钟，预处理藻糊(在所有情况下，当温度在目标温度的5℃以内时，开始计时)。加入0ml、10ml或20ml 16.4wt％硫酸，进行预处理。然后将反应器冷却到40℃，在5分钟以后测量气体压力。用聚丙烯230微米网、继之以Whatman#4滤纸，过滤所述物质。测量萃余液的质量和pH。
冲洗.在有些情况下，在预处理之后，如下冲洗固体：将所述固体返回反应器，并加入共200g去离子(DI)水。然后将所述水和固体在室温在100rpm混合15分钟。然后通过聚丙烯230微米网、继之以Whatman #4滤纸，过滤所述物质。测量得到的湿固体和萃余液的重量。
水热处理(HTT).对所有物质进行HTT。在某些情况下，在HTT之前，将共200g去离子水加入湿固体中。将所述湿固体(具有或没有加入的去离子水)在200rpm搅拌下在300℃加热60分钟。将反应器冷却到40℃，然后在5分钟以后测量气体压力。
酸化.在HTT以后，使用16.4wt％硫酸，将反应器中的物质的pH调至大约4。加热酸化的物质，并在60℃混合30分钟，此后，测量所述物质的pH，如果必要的话，重新调至大约pH 4。
溶剂萃取.将200ml溶剂(庚烷或MIBK)加入反应器中。在200rpm搅拌下，在120℃进行萃取30分钟。使反应器的温度降低至40℃，取出所述物质，并进行相分离。倾析出有机相，过滤，并使用旋转蒸发器除去溶剂。确定油的质量和以AFDW基础为基础的油收率百分比。将所述物质萃取另外2次，共萃取3次。
得到的结果显示在表13.1-13.4中。
表13.1
SP是螺旋藻
SC是栅藻
*基于AFDW的wt％
**wt％
表13.2
表13.3
表13.4
应当理解，已经通过例证和实施例详细描述了本发明，以便使本领域技术人员熟知本发明、它的原理和它的实际用途。本发明的特定制剂和方法不限于提供的具体实施方案的描述，相反，应当以随后的权利要求和它们的等效方案的方式考虑所述描述和实施例。尽管上面的一些实施例和描述包括关于本发明可以起作用的一些结论，发明人不希望受那些结论和作用的约束，而是仅仅将它们作为可能的解释来提供。
进一步理解，在本文中阐述的具体实施方案无意作为本发明的穷尽或限制，并且，本领域普通技术人员在考虑前述实施例和详细描述以后会明白许多替代方案、修改和变化。因此，本发明意图包括落入下述权利要求范围内的所有这样的替代方案、修改和变化。

Claims (18)

1.一种用于从水生微生物的生物质得到油质组合物的方法，所述方法包括：
(a)获得包含所述生物质和水的原料；
(b)在封闭式反应器中，将所述原料加热到约250℃至约360℃之间的第一温度，并在所述第一温度保持0分钟至约90分钟之间的时间；
(c)将(b)的原料冷却至环境温度至约150℃之间的温度；
(d)将(c)的冷却的原料酸化至pH约3.0至小于6.0，以生成酸化的组合物；
(e)将(d)的酸化的组合物加热到约40℃至约150℃之间的第二温度，并将所述酸化的组合物在所述第二温度保持0分钟至约45分钟之间；
(f)向(e)的酸化的组合物中加入一定体积的溶剂，所述溶剂的体积大约等于所述酸化的组合物中的水，以生成溶剂萃取组合物，其中所述溶剂微溶于水，但是油质化合物至少基本上可溶于所述溶剂中；
(g)在封闭式反应器中将所述溶剂萃取组合物加热到约60℃至约150℃之间的第三温度，并在所述第三温度保持约15分钟至约45分钟之间的时段；
(h)将所述溶剂萃取组合物分离成至少有机相和水相；
(i)从所述水相取出所述有机相；和
(j)从所述有机相除去所述溶剂，以得到油质组合物。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述水生微生物是光合藻类或光合细菌。
3.根据权利要求1所述的方法，其中所述第一温度是在约260℃至约330℃之间。
4.根据权利要求1所述的方法，其中在所述第一温度维持约30分钟至约90分钟。
5.根据权利要求1所述的方法，其中将所述(c)的原料冷却到约30℃至约150℃之间的温度。
6.根据权利要求1所述的方法，其中将所述冷却的原料酸化到约4.0至约5.0之间的pH。
7.根据权利要求1所述的方法，其中所述第二温度是在约40℃至约100℃之间。
8.根据权利要求1所述的方法，其中将所述酸化的组合物在所述第二温度保持约15分钟至约45分钟。
9.根据权利要求1所述的方法，其中所述第三温度是在约110℃至约130℃之间。
10.根据权利要求1所述的方法，其中将所述溶剂萃取组合物在所述第三温度保持约25分钟至约35分钟。
11.根据权利要求1所述的方法，其中通过离心和重力分离中的至少一种实现所述将萃取组合物分离成至少有机相和水相。
12.根据权利要求1所述的方法，其中所述溶剂是下述的至少一种：己烷、环己烷、庚烷、甲苯(甲基苯)、氯仿(三氯甲烷)和甲基异丁基酮(MIBK)。
13.根据权利要求12所述的方法，其中所述溶剂是甲基异丁基酮(MIBK)。
14.根据权利要求1所述的方法，其另外包括：对(i)的水相和可能存在的固相中的至少一种重复(f)至(h)至少一次。
15.根据权利要求1所述的方法，其另外包括，在加热至所述第一温度之前，如下预处理所述原料：将所述原料加热至约80℃至约220℃之间的预处理温度，并在所述预处理温度保持约5分钟至约60分钟，以生成预处理的原料。
16.根据权利要求15所述的方法，其另外包括：在加热以后，从所述原料除去水。
17.根据权利要求15所述的方法，其另外包括：在所述预处理之后，在加热至所述第一温度之前，保存所述经预处理的原料。
18.根据权利要求17所述的方法，其中将所述经预处理的原料保存1天至1年的时段。
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Families Citing this family (37)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP2295595B1 (en) 2000-01-19 2019-05-01 DSM IP Assets B.V. Solventless extraction process
EP2593532A4 (en) * 2010-05-12 2014-01-29 Heilmann Steven M METHOD FOR OBTAINING OILS, FATS AND FAT DERIVATIVES FROM CELLULOSE-LIGHT BIOMASS
EP3617318A1 (en) 2010-06-01 2020-03-04 DSM IP Assets B.V. Extraction of lipid from cells and products therefrom
US9028696B2 (en) 2010-07-26 2015-05-12 Sapphire Energy, Inc. Process for the recovery of oleaginous compounds from biomass
CN103080325B (zh) 2010-07-26 2014-08-06 蓝宝石能源公司 用于从生物质回收油质化合物的方法
US8906236B2 (en) * 2010-07-26 2014-12-09 Sapphire Energy, Inc. Process for the recovery of oleaginous compounds and nutrients from biomass
US8877058B2 (en) * 2010-12-23 2014-11-04 Exxonmobil Research And Engineering Company Process for separating solute material from an algal cell feed stream
EP2742119A4 (en) 2011-08-09 2015-04-22 Sapphire Energy Inc MATERIAL COMPOSITIONS COMPRISING AN EXTRACTED ALGAE OIL
US10427069B2 (en) * 2011-08-18 2019-10-01 Inaeris Technologies, Llc Process for upgrading biomass derived products using liquid-liquid extraction
TWI468534B (zh) * 2012-02-08 2015-01-11 Nippon Steel & Sumitomo Metal Corp 高強度冷軋鋼板及其製造方法
US9758728B2 (en) * 2012-06-08 2017-09-12 Battelle Memorial Institute Combined hydrothermal liquefaction and catalytic hydrothermal gasification system and process for conversion of biomass feedstocks
WO2014092993A1 (en) * 2012-12-13 2014-06-19 Sapphire Energy, Inc. Harvesting algae from saline water using flocculants
ITMI20131915A1 (it) * 2013-11-19 2015-05-20 Eni Spa Procedimento per l'estrazione di lipidi e di zuccheri da biomassa algale
US11124736B2 (en) 2013-12-20 2021-09-21 Dsm Ip Assets B.V. Processes for obtaining microbial oil from microbial cells
JP2017504318A (ja) 2013-12-20 2017-02-09 ディーエスエム アイピー アセッツ ビー．ブイ． 微生物細胞から微生物油を入手するための方法
CN105960235B (zh) 2013-12-20 2021-01-08 帝斯曼知识产权资产管理有限公司 用于从微生物细胞获得微生物油的方法
CA2934491C (en) 2013-12-20 2023-09-26 Dsm Ip Assets B.V. Processes for obtaining microbial oil from microbial cells
DE102014204705A1 (de) 2014-03-13 2015-09-17 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und Anlage zum thermischen Aufschließen einer Biomassesuspension
EP2982733A1 (en) 2014-08-05 2016-02-10 Linde Aktiengesellschaft Method of recovering oleagineous compounds from hydrothermally biomass
DE102014014166A1 (de) 2014-09-24 2016-03-24 Linde Aktiengesellschaft Vorrichtung und Verfahren zur Einstellung einer Verweilzeit in einem Rohrreaktor
DE102014014165A1 (de) 2014-09-24 2016-03-24 Linde Aktiengesellschaft Vorrichtung und Verfahren zur Verwertung von Algen-Biomasse
US20160184797A1 (en) * 2014-12-30 2016-06-30 Shell Oil Company Methods and systems for processing cellulosic biomass
US20160184734A1 (en) * 2014-12-30 2016-06-30 Shell Oil Company Methods and systems for processing cellulosic biomass
US20160186067A1 (en) * 2014-12-30 2016-06-30 Shell Oil Company Methods and systems for processing cellulosic biomass
US20160186066A1 (en) * 2014-12-30 2016-06-30 Shell Oil Company Methods and systems for processing cellulosic biomass
DE102015108552A1 (de) * 2015-02-27 2016-09-01 Fraunhofer-Gesellschaft zur Förderung der angewandten Forschung e.V. Pyrolyseöl und Verfahren zu dessen Herstellung
CN104818055B (zh) * 2015-04-16 2017-10-13 山东华东九鼎油业有限公司 一种利用动植物油酸生产船用残渣油的方法
WO2017143124A1 (en) 2016-02-19 2017-08-24 Alliance For Sustainable Energy, Llc Systems and methods for producing nitriles
US10457909B2 (en) * 2016-04-27 2019-10-29 The University Of Toledo High yield algal biomass production without concentrated CO2 supply under open pond conditions
FI128345B (en) * 2016-08-05 2020-03-31 Neste Oyj Method for cleaning the feed
WO2018058172A1 (en) * 2016-09-29 2018-04-05 Licella Pty Ltd Biooil refining methods
CN107739655A (zh) * 2017-09-28 2018-02-27 北京航空航天大学 一种微藻油脂提取与分离方法、设备及应用
CN108913172B (zh) * 2018-06-27 2020-08-28 江苏大学 一种海藻热解制油系统及其方法
FI129367B (en) 2018-12-28 2021-12-31 Neste Oyj METHOD FOR HANDLING LIPID - CONTAINING MATERIALS
CN110819370B (zh) * 2019-10-24 2021-02-19 华南农业大学 一种酸与表面活性剂协同促进微藻水热重质油提质的方法与应用
EP4237515A1 (en) * 2020-10-29 2023-09-06 Marathon Petroleum Company L.P. Systems and methods for separating water and removing solids from pre-treated and unfiltered feedstock
US11613715B1 (en) 2021-10-12 2023-03-28 Marathon Petroleum Company Lp Systems and methods of converting renewable feedstocks into intermediate hydrocarbon blend stocks and transportation fuels

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2000036059A1 (en) * 1998-12-15 2000-06-22 Martek Biosciences Corporation Two phase extraction of oil from biomass
CN101230364A (zh) * 2008-02-25 2008-07-30 清华大学 一种利用异养小球藻高密度发酵生产生物柴油的方法
CN101481711A (zh) * 2009-01-21 2009-07-15 武汉工业学院 微生物油脂及其短链醇脂肪酸酯提取方法
WO2010002886A1 (en) * 2008-06-30 2010-01-07 Kior, Inc. Producing fuel and speciality chemicals from biomass containing triglycerides and cellulose
WO2010000416A1 (en) * 2008-06-30 2010-01-07 Eni S.P.A. Process for the extraction of fatty acids from algal biomass
WO2010050502A1 (ja) * 2008-10-30 2010-05-06 株式会社エヌ・ティ・ティ・ドコモ 移動機及びアプリケーションの切替方法
WO2010069516A2 (en) * 2008-12-18 2010-06-24 Eni S.P.A. Process for the production of bio-oil from biomass

Family Cites Families (93)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2635104A (en) 1949-07-12 1953-04-14 British Glues And Chemicals Lt Recovery of fat from fat containing material
US3377272A (en) 1966-06-08 1968-04-09 William T Neiman Process for the treatment of waste-containing waters
JPS5328989B2 (zh) 1974-05-27 1978-08-17
US4334999A (en) 1979-11-30 1982-06-15 Board Of Trustees, Michigan State University Process for the extraction of metal ions
US4418191A (en) 1981-09-29 1983-11-29 Phillips Petroleum Company Solvent purification
US4552663A (en) 1984-07-31 1985-11-12 Air Products And Chemicals, Inc. Process for the removal of ammoniacal nitrogen in the BOD sorption zone of a wastewater treatment plant
GB8511587D0 (en) 1985-05-08 1985-06-12 Shell Int Research Producing hydrocarbon-containing liquids
JPS62136299A (ja) * 1985-12-11 1987-06-19 Agency Of Ind Science & Technol 下水汚泥の液化処理方法
US4992605A (en) 1988-02-16 1991-02-12 Craig Wayne K Production of hydrocarbons with a relatively high cetane rating
US5130242A (en) 1988-09-07 1992-07-14 Phycotech, Inc. Process for the heterotrophic production of microbial products with high concentrations of omega-3 highly unsaturated fatty acids
JPH05302087A (ja) * 1992-04-24 1993-11-16 Agency Of Ind Science & Technol 油脂蓄積性菌体からの重油状物質の製造方法
US5472472A (en) 1993-09-10 1995-12-05 Bion Technologies, Inc. Animal waste bioconversion system
US5792903A (en) 1993-10-25 1998-08-11 Yissum Research Development Company Of Hebrew University Of Jerusalem Lycopene cyclase gene
WO1996005278A1 (de) 1994-08-16 1996-02-22 Dr. Frische Gmbh Verfahren zur gewinnung von nicht wasserlöslichen, nativen produkten aus nativen stoffgemengen mit hilfe der zentrifugalkraft
GB9514649D0 (en) 1995-07-18 1995-09-13 Zeneca Ltd Extraction of triglycerides from microorganisms
CA2627832C (en) * 1996-03-28 2012-12-11 Dsm Ip Assets B.V. Preparation of microbial polyunsaturated fatty acid containing oil from pasteurised biomass
ATE215120T1 (de) 1996-05-15 2002-04-15 Dsm Nv Verfahren zum extrahieren von sterol mit einem polaren lösungsmittel zur herstellung eines mikrobiellen öles mit niedrigem sterolgehalt
JPH09316467A (ja) * 1996-05-24 1997-12-09 Ube Ind Ltd 反応生成スラリの改良法
US5939229A (en) 1997-02-25 1999-08-17 The United States Of America As Represented By The Secretary Of The Army Method for determining chemical cross talk or isotopic scrambling induced by analytical procedures
US6399803B1 (en) 1999-02-26 2002-06-04 Omegatech, Inc. Process for separating a triglyceride comprising a docosahexaenoic acid residue from a mixture of triglycerides
US6180845B1 (en) 1999-10-07 2001-01-30 Board Of Supervisors Of Louisiana State University And Agricultural And Mechanical College Transforming biomass to hydrocarbon mixtures in near-critical or supercritical water
EP2295595B1 (en) 2000-01-19 2019-05-01 DSM IP Assets B.V. Solventless extraction process
EP1178118A1 (en) 2000-08-02 2002-02-06 Dsm N.V. Isolation of microbial oils
DE60114863T2 (de) 2000-08-22 2006-09-14 Green Farm Energy A/S Af Juli 2004, Laurbjerg Konzept zur trennung von aufschlämmung und herstellung von biogas
EP1184443A1 (en) 2000-09-04 2002-03-06 Biofuel B.V. Process for the production of liquid fuels from biomass
JP2002218994A (ja) 2001-01-26 2002-08-06 Fuji Chem Ind Co Ltd 粗キサントフィル類の精製法
US20060060520A1 (en) 2001-06-25 2006-03-23 Bomberger David C Systems and methods using a solvent for the removal of lipids from fluids
DE10135077A1 (de) 2001-07-19 2003-02-06 Bosch Gmbh Robert Verfahren und Vorrichtung zum Betreiben eines Antriebsmotors eines Fahrzeugs
US20030162273A1 (en) 2002-02-04 2003-08-28 Anastasios Melis Modulation of sulfate permease for photosynthetic hydrogen production
US6692642B2 (en) 2002-04-30 2004-02-17 International Waste Management Systems Organic slurry treatment process
US7232935B2 (en) 2002-09-06 2007-06-19 Fortum Oyj Process for producing a hydrocarbon component of biological origin
US20040074760A1 (en) 2002-10-17 2004-04-22 Carnegie Mellon University Production of biofuels
US8877992B2 (en) 2003-03-28 2014-11-04 Ab-Cwt Llc Methods and apparatus for converting waste materials into fuels and other useful products
US7692050B2 (en) 2003-03-28 2010-04-06 Ab-Cwt, Llc Apparatus and process for separation of organic materials from attached insoluble solids, and conversion into useful products
US8003833B2 (en) 2003-03-28 2011-08-23 Ab-Cwt, Llc Process for conversion of organic, waste, or low-value materials into useful products
US7182872B2 (en) 2003-08-01 2007-02-27 Wisconsin Alumni Research Foundation Struvite crystallization
US20060042158A1 (en) * 2004-08-26 2006-03-02 Lee John H Fuel products from plant or animal lipids
US7722768B2 (en) 2004-09-10 2010-05-25 Paques B.V. Process for the simultaneous removal of BOD and phosphate from waste water
US7109297B2 (en) 2004-09-13 2006-09-19 The Hong Kong Polytechnic University Biomarkers for toxic algae
US7491858B2 (en) 2005-01-14 2009-02-17 Fortum Oyj Method for the manufacture of hydrocarbons
MX2007013381A (es) * 2005-04-29 2008-04-02 Scf Technologies As Metodo y aprato para convertir material organico.
EP1910959A1 (en) 2005-07-25 2008-04-16 Metanomics GmbH Means and methods for analyzing a sample by means of chromatography-mass spectrometry
WO2007027955A2 (en) 2005-08-29 2007-03-08 Brazen Biofuels Inc Fuel composition
AR057141A1 (es) 2005-09-28 2007-11-21 Cwt Llc Ab Procesamiento de depolimerizacion para convertir productos de desecho organicos y no-organicos en productos utiles
HUE039024T2 (hu) 2005-12-12 2018-12-28 Neste Oyj Eljárás szénhidrogén összetevõ elõállítására
CA2647564C (en) 2006-04-03 2016-08-30 Pharmatherm Chemicals Inc. Thermal extraction method and product
US8067653B2 (en) 2006-07-14 2011-11-29 The Governors Of The University Of Alberta Methods for producing fuels and solvents
CA2663808A1 (en) 2006-09-18 2008-03-27 Qiang Hu Algal medium chain length fatty acids and hydrocarbons
WO2008060571A2 (en) * 2006-11-13 2008-05-22 Aurora Biofuels, Inc. Methods and compositions for production and purification of biofuel from plants and microalgae
CN101595203A (zh) 2006-12-01 2009-12-02 北卡罗来纳州立大学 生物质转化成燃料的方法
SE530909C2 (sv) 2007-01-15 2008-10-14 Kemira Kemi Ab Förfarande och system för separation av vätskor och fastämnen, vilka föreligger i en slurry
MX2009007356A (es) * 2007-05-02 2009-10-08 Ouro Fino Participacoes E Empr Proceso para producir biodiesel y/o aceite combustible.
KR101523255B1 (ko) 2007-06-01 2015-05-29 솔라짐, 인코포레이티드 미생물에서 오일의 생성
BRPI0814243A2 (pt) 2007-06-06 2015-01-06 Univ North Carolina State Processo e aparelho para a combustão prolongada de um combustível líquido de alta viscosidade e baixo poder calorífico e método para a reciclagem contínua da glicerina residual para a produção de energia
US8084655B2 (en) 2007-06-15 2011-12-27 E. I. Du Pont De Nemours And Company Catalytic process for converting renewable resources into paraffins for use as diesel blending stocks
US20090031614A1 (en) * 2007-08-01 2009-02-05 Ian Macpherson Environmentally-Friendly Fuel Compositions
WO2009039015A2 (en) 2007-09-18 2009-03-26 Sapphire Energy, Inc. Methods for refining hydrocarbon feedstocks
AU2008321619B2 (en) 2007-11-15 2015-01-22 Solray Holdings Limited System and process for the treatment of raw material
AU2008343713B9 (en) 2007-12-31 2014-02-27 University Of North Dakota Method for production of short chain carboxylic acids and esters from biomass and product of same
EP2706111A1 (en) * 2008-03-03 2014-03-12 Joule Unlimited Technologies, Inc. Engineered CO2 fixing microorganisms producing carbon-based products of interest
US8598378B2 (en) * 2008-03-14 2013-12-03 University Of Hawaii Methods and compositions for extraction and transesterification of biomass components
US8017819B2 (en) 2008-04-25 2011-09-13 Conocophillips Company Thermal treatment of triglycerides
CN101280328B (zh) 2008-05-27 2011-06-29 清华大学 一种从自养到异养两步培养小球藻生产生物柴油的方法
EP2294179B1 (en) 2008-06-27 2014-04-23 Sapphire Energy, Inc. Induction of flocculation in photosynthetic organisms
CN102159500A (zh) 2008-08-18 2011-08-17 辛吉斯特公司 由生物质生产氨的方法
US20100050502A1 (en) * 2008-08-21 2010-03-04 LiveFuels, Inc. Systems and methods for hydrothermal conversion of algae into biofuel
NZ592190A (en) 2008-09-11 2013-02-22 Aquaflow Bionomic Corp Ltd Concentration of algal biomass
JP5463550B2 (ja) * 2008-10-10 2014-04-09 国立大学法人 東京大学 炭化水素の製造方法及び炭化水素製造システム
MX339664B (es) 2008-10-14 2016-06-03 Solazyme Inc Composiciones alimenticias a partir de biomasa de microalgas.
US9896642B2 (en) * 2008-10-14 2018-02-20 Corbion Biotech, Inc. Methods of microbial oil extraction and separation
EP2177587B1 (en) 2008-10-16 2016-07-06 Neste Oyj Deoxygenation of materials of biological origin
KR101888973B1 (ko) * 2008-11-28 2018-08-16 테라비아 홀딩스 인코포레이티드 종속영양성 미생물에서 맞춤 오일의 생성
US8632675B2 (en) 2008-12-24 2014-01-21 Exxonmobil Research And Engineering Company Co-processing of diesel biofeed and heavy oil
US9296985B2 (en) 2009-03-10 2016-03-29 Valicor, Inc. Algae biomass fractionation
SG175258A1 (en) * 2009-04-21 2011-11-28 Sapphire Energy Inc Methods of preparing oil compositions for fuel refining
US20100297749A1 (en) 2009-04-21 2010-11-25 Sapphire Energy, Inc. Methods and systems for biofuel production
CN101580857B (zh) * 2009-07-01 2012-11-28 新奥科技发展有限公司 微藻一步法制备生物能源
CN101624530A (zh) * 2009-07-31 2010-01-13 张景来 生物质液化油及其制备方法
US20110041386A1 (en) * 2009-08-19 2011-02-24 Daniel Fleischer Extraction From Suspensions
US20110047866A1 (en) 2009-08-31 2011-03-03 Conocophillips Company Removal of impurities from oils and/or fats
US20110072713A1 (en) * 2009-09-30 2011-03-31 Daniel Fleischer Processing Lipids
US8287732B2 (en) 2009-10-16 2012-10-16 Washington State University Research Foundation Integration of anaerobic digestion in an algae-based biofuel system
US20110092725A1 (en) 2009-10-19 2011-04-21 Lurgi Psi, Inc. Catalysis Of Fats And Oils To Alkyl Esters Using Hydrolysis As Pretreatment
US8748161B2 (en) 2009-11-25 2014-06-10 Kuehnle Agrosystems, Inc. Extraction of lipid from microbial biomass with hydrophobic ionic liquid solvent
JP2011207920A (ja) * 2010-03-29 2011-10-20 Jfe Techno Research Corp バイオマス原料からの燃料油の製造方法および製造装置
SG184437A1 (en) * 2010-04-06 2012-11-29 Heliae Dev Llc Methods of and systems for isolating carotenoids and omega- 3 rich oils from algae
KR101197244B1 (ko) 2010-04-07 2012-11-05 한국과학기술연구원 하폐수의 질소 및 인을 처리하는 장치 및 방법
CN103080325B (zh) 2010-07-26 2014-08-06 蓝宝石能源公司 用于从生物质回收油质化合物的方法
US8435772B2 (en) 2011-03-03 2013-05-07 Tony A. Hagen Nitrogen compound production method and system
JP5807947B2 (ja) * 2011-03-07 2015-11-10 Ｊｘ日鉱日石エネルギー株式会社 炭化水素燃料の製造方法
WO2013063595A1 (en) * 2011-10-28 2013-05-02 Sapphire Energy, Inc. Processes for upgrading algae oils and products thereof
US20130326934A1 (en) * 2012-06-08 2013-12-12 Chevron U.S.A. Inc. Soluble acids from naturally occurring aqueous streams
US9534181B2 (en) * 2012-06-19 2017-01-03 Inaeris Technologies, Llc Method of using renewable fuel composition

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2000036059A1 (en) * 1998-12-15 2000-06-22 Martek Biosciences Corporation Two phase extraction of oil from biomass
CN101230364A (zh) * 2008-02-25 2008-07-30 清华大学 一种利用异养小球藻高密度发酵生产生物柴油的方法
WO2010002886A1 (en) * 2008-06-30 2010-01-07 Kior, Inc. Producing fuel and speciality chemicals from biomass containing triglycerides and cellulose
WO2010000416A1 (en) * 2008-06-30 2010-01-07 Eni S.P.A. Process for the extraction of fatty acids from algal biomass
WO2010050502A1 (ja) * 2008-10-30 2010-05-06 株式会社エヌ・ティ・ティ・ドコモ 移動機及びアプリケーションの切替方法
WO2010069516A2 (en) * 2008-12-18 2010-06-24 Eni S.P.A. Process for the production of bio-oil from biomass
CN101481711A (zh) * 2009-01-21 2009-07-15 武汉工业学院 微生物油脂及其短链醇脂肪酸酯提取方法

Non-Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
Hydorthermal processing if microalgae using alkali and organic acids;Ross A B等;《Fuel》;20100220;第89卷(第9期);2234-2243 *
Hydrothermal liquefaction and gasification of nannochloropsis sp.;Tylisha M.Brown等人;《Energy fuels》;20100617;第24卷(第6期);3639-3646 *
Ross A B等.Hydorthermal processing if microalgae using alkali and organic acids.《Fuel》.2010,第89卷(第9期),2234-2243.
Tylisha M.Brown等人.Hydrothermal liquefaction and gasification of nannochloropsis sp..《Energy fuels》.2010,第24卷(第6期),3639-3646.

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