CN107233749B - 加热的色谱分离方法 - Google Patents

加热的色谱分离方法 Download PDF

Info

Publication number
CN107233749B
CN107233749B CN201710412798.4A CN201710412798A CN107233749B CN 107233749 B CN107233749 B CN 107233749B CN 201710412798 A CN201710412798 A CN 201710412798A CN 107233749 B CN107233749 B CN 107233749B
Authority
CN
China
Prior art keywords
separation step
eluent
typically
pufa
separation
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201710412798.4A
Other languages
English (en)
Other versions
CN107233749A (zh
Inventor
A·凯利赫
A·莫里森
阿尼尔·奥斯卡尔
拉凯什·威拉曼·奈尔雷玛
阿伯希莱什·阿加瓦尔
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
BASF Pharma Callanish Ltd
Original Assignee
BASF Pharma Callanish Ltd
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by BASF Pharma Callanish Ltd filed Critical BASF Pharma Callanish Ltd
Publication of CN107233749A publication Critical patent/CN107233749A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN107233749B publication Critical patent/CN107233749B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C11—ANIMAL OR VEGETABLE OILS, FATS, FATTY SUBSTANCES OR WAXES; FATTY ACIDS THEREFROM; DETERGENTS; CANDLES
    • C11C—FATTY ACIDS FROM FATS, OILS OR WAXES; CANDLES; FATS, OILS OR FATTY ACIDS BY CHEMICAL MODIFICATION OF FATS, OILS, OR FATTY ACIDS OBTAINED THEREFROM
    • C11C1/00—Preparation of fatty acids from fats, fatty oils, or waxes; Refining the fatty acids
    • C11C1/08—Refining
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D15/00—Separating processes involving the treatment of liquids with solid sorbents; Apparatus therefor
    • B01D15/08—Selective adsorption, e.g. chromatography
    • B01D15/10—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features
    • B01D15/16—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to the conditioning of the fluid carrier
    • B01D15/161—Temperature conditioning
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D15/00—Separating processes involving the treatment of liquids with solid sorbents; Apparatus therefor
    • B01D15/08—Selective adsorption, e.g. chromatography
    • B01D15/10—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features
    • B01D15/18—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D15/00—Separating processes involving the treatment of liquids with solid sorbents; Apparatus therefor
    • B01D15/08—Selective adsorption, e.g. chromatography
    • B01D15/10—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features
    • B01D15/18—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns
    • B01D15/1814—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns recycling of the fraction to be distributed
    • B01D15/1821—Simulated moving beds
    • B01D15/1828—Simulated moving beds characterized by process features
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D15/00—Separating processes involving the treatment of liquids with solid sorbents; Apparatus therefor
    • B01D15/08—Selective adsorption, e.g. chromatography
    • B01D15/10—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features
    • B01D15/18—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns
    • B01D15/1814—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns recycling of the fraction to be distributed
    • B01D15/1821—Simulated moving beds
    • B01D15/185—Simulated moving beds characterized by the components to be separated
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D15/00—Separating processes involving the treatment of liquids with solid sorbents; Apparatus therefor
    • B01D15/08—Selective adsorption, e.g. chromatography
    • B01D15/10—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features
    • B01D15/18—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns
    • B01D15/1864—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns using two or more columns
    • B01D15/1871—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns using two or more columns placed in series
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D15/00—Separating processes involving the treatment of liquids with solid sorbents; Apparatus therefor
    • B01D15/08—Selective adsorption, e.g. chromatography
    • B01D15/10—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features
    • B01D15/18—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns
    • B01D15/1864—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns using two or more columns
    • B01D15/1885—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns using two or more columns placed in parallel
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D15/00—Separating processes involving the treatment of liquids with solid sorbents; Apparatus therefor
    • B01D15/08—Selective adsorption, e.g. chromatography
    • B01D15/10—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features
    • B01D15/18—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns
    • B01D15/1892—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by constructional or operational features relating to flow patterns the sorbent material moving as a whole, e.g. continuous annular chromatography, true moving beds
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D15/00—Separating processes involving the treatment of liquids with solid sorbents; Apparatus therefor
    • B01D15/08—Selective adsorption, e.g. chromatography
    • B01D15/26—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by the separation mechanism
    • B01D15/38—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by the separation mechanism involving specific interaction not covered by one or more of groups B01D15/265 - B01D15/36
    • B01D15/3861—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by the separation mechanism involving specific interaction not covered by one or more of groups B01D15/265 - B01D15/36 using an external stimulus
    • B01D15/3876—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by the separation mechanism involving specific interaction not covered by one or more of groups B01D15/265 - B01D15/36 using an external stimulus modifying the temperature
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D15/00—Separating processes involving the treatment of liquids with solid sorbents; Apparatus therefor
    • B01D15/08—Selective adsorption, e.g. chromatography
    • B01D15/42—Selective adsorption, e.g. chromatography characterised by the development mode, e.g. by displacement or by elution
    • B01D15/424—Elution mode
    • B01D15/426—Specific type of solvent
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C11—ANIMAL OR VEGETABLE OILS, FATS, FATTY SUBSTANCES OR WAXES; FATTY ACIDS THEREFROM; DETERGENTS; CANDLES
    • C11B—PRODUCING, e.g. BY PRESSING RAW MATERIALS OR BY EXTRACTION FROM WASTE MATERIALS, REFINING OR PRESERVING FATS, FATTY SUBSTANCES, e.g. LANOLIN, FATTY OILS OR WAXES; ESSENTIAL OILS; PERFUMES
    • C11B3/00—Refining fats or fatty oils
    • C11B3/006—Refining fats or fatty oils by extraction
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C11—ANIMAL OR VEGETABLE OILS, FATS, FATTY SUBSTANCES OR WAXES; FATTY ACIDS THEREFROM; DETERGENTS; CANDLES
    • C11B—PRODUCING, e.g. BY PRESSING RAW MATERIALS OR BY EXTRACTION FROM WASTE MATERIALS, REFINING OR PRESERVING FATS, FATTY SUBSTANCES, e.g. LANOLIN, FATTY OILS OR WAXES; ESSENTIAL OILS; PERFUMES
    • C11B3/00—Refining fats or fatty oils
    • C11B3/10—Refining fats or fatty oils by adsorption

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Life Sciences & Earth Sciences (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Wood Science & Technology (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Microbiology (AREA)
  • Sustainable Development (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Treatment Of Liquids With Adsorbents In General (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Fats And Perfumes (AREA)
  • Solid-Sorbent Or Filter-Aiding Compositions (AREA)

Abstract

本发明提供了从进料混合物中回收多元不饱和脂肪酸(PUFA)产物的色谱分离方法，该方法包括使进料混合物通过含有作为洗脱液的含水有机溶剂的一个或多个色谱柱，其中，进料混合物通过至少一个色谱柱的温度比室温更高。

Description

加热的色谱分离方法
分案声明
本申请是申请日为2012年07月06日，申请号为201280033631.2，发明名称为“加热的色谱分离方法”的发明专利申请的分案申请。
技术领域
本发明涉及纯化多元不饱和脂肪酸(PUFA)及其衍生物的改进的色谱分离方法。特别是，本发明涉及允许待使用的洗脱液的量减少的改进的色谱分离方法。
背景技术
脂肪酸(特别是PUFA)及其衍生物是生物学上重要分子的前体，它们在调节诸如血小板聚集、炎症和免疫反应等生物学功能中起着重要作用。因此，PUFA及其衍生物可在治疗上可用于治疗广泛的病理病症，这病理病症包括CNS病症、包括糖尿病性神经病变的神经病变、心血管疾病、包括炎性皮肤疾病的全身免疫系统和炎症病症。
在诸如蔬菜油和海洋油等天然进料中发现PUFA。然而，这些PUFA经常以饱和脂肪酸和许多其他杂质的掺和剂存在于这些油中。因此，在用于营养或用于药物之前，应该对PUFA进行合意的纯化。
不幸的是，PUFA极易被破坏。因此，当在氧存在下加热时，它们易于发生异构化反应、过氧化反应和低聚反应。因此，难以通过PUFA产物的分馏和纯化来制备纯脂肪酸。即使在真空条件下蒸馏也可能导致不可接受的产物降解。
色谱分离技术为本领域技术人员所众所周知。涉及固定床系统和模拟或真实移动床系统的色谱分离技术均为本领域技术人员所熟悉。
在常规的固定床色谱系统中，其组分待分离的混合物渗透通过容器。该容器一般是圆柱形的，并且通常被称为柱。该柱含有对流体表现出高渗透率的多孔材料的填料(一般称为固定相)。混合物中各组分的渗透速度取决于该组分的物理性质，从而使得组分接连地且优选地从柱中出来。因此，一些组分趋向于牢固地固定到固定相，并且因此将缓慢地渗出，然而其他组分趋向于薄弱地固定并更快速地从柱中出来。已经提出许多不同的固定床色谱系统并且这些固定床色谱系统均被用于分析目的和工业生产目的。
模拟和真实移动床色谱是本领域技术人员所熟悉的已知技术。操作原理涉及液体洗脱液相和固体吸附剂相的逆流移动。该操作允许溶剂的最小用量，从而使得该方法经济可行。已经发现这种分离技术在不同领域中的若干应用，这些领域包括碳氢化合物、工业化学品、油、糖和API。
因此，模拟移动床系统由含有串联连接在一起的吸附剂的若干独立的柱组成。在第一方向上洗脱液通过该柱。在系统中原料和洗脱液的注入点和已分离组分的收集点依靠一系列阀门而周期性地移动。整体效应将模拟含有固体吸附剂的移动床的单一柱的操作，固体吸附剂在洗脱液的流动的逆流方向上移动。因此，如常规的固定床系统中的，模拟移动床系统由含有洗脱液通过的固体吸附剂的固定床的柱组成；但在模拟移动床系统中，该操作达到模拟连续逆流移动床的程度。
参照图1，示出了典型的模拟移动床色谱设备。通过考虑含有被分成多段(section)(更精确地说，从柱的底部到顶部被分成四个重叠的子区域I、II、III和IV)的固定相S的竖直的色谱柱来解释模拟或真实移动床色谱分离方法的概念。借助于泵P在底部的IE处引入该洗脱液。在子区域II和子区域III之间的IA+B处引入待分离的组分A和B的混合物。在子区域I和子区域II之间的SB处收集主要含有B的提取物，并且在子区域III和子区域IV之间的SA处收集主要含有A的提余物。
在模拟移动床系统的情况下，通过引入点和收集点相对于固体相的移动来引起固定相S的模拟向下移动。在真实移动床系统的情况下，通过多个色谱柱相对于引入点和收集点的移动来引起固定相S的模拟向下移动。在图1中，洗脱液向上流动，并且混合物A+B注入到子区域II和子区域III之间。组分将根据它们与固定相的色谱相互作用(例如在多孔介质上的吸附)而移动。对固定相表现出较强的亲和力的组分B(运动较慢的组分)将会较慢地被洗脱液夹带并且将会由延迟地跟随着洗脱液。对固定相表现出较弱的亲和力的组分A(运动较快的组分)将会容易地被洗脱液夹带。如果恰当地估计和控制参数的合适设置(特别是在每个子区域中的流速)，那么将在子区域III和子区域IV之间收集展示对固定相的较弱亲合性的组分A作为提余物，并且在子区域I和子区域II之间收集展示对固定相的较强亲合性的组分B作为提取物。
因此，应当理解的是，示意性示出在图1中的常规的移动床系统仅限于二元分馏。
在下列若干专利中描述了用于模拟移动床色谱的方法和装置，这些专利包括：US2985589、US3696107、US3706812、US3761533、FR-A-2103302、FR-A-2651148和FR-A-2651149，通过引用将这些专利的全文并入本文中。该主题还在Ganetsos和Barker编辑的“Preparative and Production Scale Chromatography”，Marcel Dekker Inc,New York,1993中得以充分论述，通过引用将其全文并入本文中。
真实移动床系统在操作上类似于模拟移动床系统。然而，不是借助于阀门系统来变换进料混合物和洗脱液的注入点与被分离开的组分的收集点，而是使一系列吸附部件(即，柱)相对于进料点和排出点进行物理移动。再者，操作达到模拟连续的逆流的移动床的程度。
在以下若干专利中描述了真实移动床色谱的方法和装置，这些专利包括：US6979402、US5069883和US4764276，通过引用将这些专利并入本文中。
PUFA产物的纯化特别有挑战性。因此，用于制备PUFA产物的许多合适的原料是极其复杂的混合物，该极其复杂的混合物含有大量在色谱设备中具有非常相似的保留时间的不同组分的。因此，非常难以将治疗上有用的PUFA与这些原料分离。然而，特别是对于药物应用和营养食品应用来讲，需要高纯度的PUFA产物。因此历史上，当需要高纯度PUFA产物时，已经使用了蒸馏。然而，如上所讨论，使用蒸馏作为用于难以处理的PUFA的分离技术具有显著的缺点。
一般而言，分离PUFA的所有色谱分离技术利用大体积的有机溶剂作为洗脱液。在完成色谱分离方法后，必须从洗脱液中的溶液中回收PUFA。典型地，巨大支出的时间和精力涉及到从洗脱液中的溶液中回收PUFA。而且，用作色谱分离方法中的洗脱液的有机溶剂经常有害于环境或处理它们的技工。因此，需要待使用的有机溶剂的量减少的色谱分离方法。
如上所述，含有PUFA的合适的商业原料，例如鱼油，典型地含有在色谱设备中具有非常相似的保留时间的大量的不同组分。因此，也需要提高在具有相似的保留时间的进料混合物的组分之间的分辨率的色谱分离方法。
发明内容
已经有利地发现，在室温以上的温度下所进行的色谱分离方法需要较少的有机溶剂洗脱液。因此，在高温(elevated temperature)下，基本上减少了商业上关注的很多PUFA的保留时间，反过来，意味着较少的有机溶剂洗脱液必须用于分离含有各种不同的PUFA的混合物，例如鱼油原料，或鱼油衍生的原料。
已经有利地发现，使用含水有机溶剂来提高色谱分离方法中使用的水的量提高了存在于具有相似的保留时间的进料混合物中的组分的分辨率。这意味着具有较高的水含量的洗脱液允许PUFA产物与进料混合物较干净地分离。
因此，本发明提供了从进料混合物中回收多元不饱和脂肪酸(PUFA)产物的色谱分离方法，该方法包括进料混合物通过含有作为洗脱液的含水有机溶剂的一个或多个色谱柱，
其中，进料混合物通过色谱柱中的至少一个的温度大于室温。
附图说明
图1示出用于分离二元混合物的模拟或真实移动床方法的基本原理。
图2示出适合于将EPA与运动较快和较慢的组分(即，极性较大和极性较小的杂质)分离的本发明的一个具体实施方式。
图3示出适合于将DHA与运动较快和较慢的组分(即，极性较大和极性较小的杂质)分离的本发明的一个具体实施方式。
图4更详细地示出适合于将EPA与运动较快和较慢的组分(即，极性较大和极性较小的杂质)分离的本发明的一个具体实施方式。
图5更详细地示出适合于将DHA与运动较快和较慢的组分(即，极性较大和极性较小的杂质)分离的本发明的一个具体实施方式。
图6更详细地示出适合于将EPA与运动较快和较慢的组分(即，极性较大和极性较小的杂质)分离的本发明的第一优选的实施方式的替代方法。
图7更详细地示出适合于将DHA与运动较快和较慢的组分(即，极性较大和极性较小的杂质)分离的本发明的第二优选的实施方式的替代方法。
图8示出用于纯化与运动较快和较慢的组分(即，极性较大和极性较小的杂质)分离的EPA的本发明的一个具体实施方式。
图9示出用于纯化与运动较快和较慢的组分(即，极性较大和极性较小的杂质)分离的EPA的本发明的一个具体实施方式的替代方法。
图10示出可以进行本发明的色谱分离方法的一个具体实施方式的三种方式。
图11显示用于纯化与运动较快和较慢的组分(即，极性较大和极性较小的杂质)分离的EPA的进一步的实施方式。
图12显示按照本发明所生产的EPA PUFA的GC FAMES迹线(traces)。
图13显示按照本发明所生产的EPA PUFA的GC FAMES迹线。
具体实施方式
如本文所用的，术语“PUFA产物”是指包含一种或多种的典型地具有营养或药物重要性的多元不饱和脂肪酸(PUFA)和/或其衍生物的产物。典型地，PUFA产物是单一的PUFA或其衍生物。或者，PUFA产物是两种或更多种PUFA或其衍生物，例如两种PUFA或其衍生物的混合物。
术语“多元不饱和脂肪酸”(PUFA)是指含有多于一个双键的脂肪酸。这种PUFA为本领域技术人员所周知。如本文所用的，PUFA衍生物是甘油单酯、甘油二酯或甘油三酯、酯、磷脂、酰胺、内酯或盐形式的PUFA。甘油三酯和酯是优选的。酯是更优选的。酯典型地为烷基酯，优选C1～C6的烷基酯，更优选C1～C4的烷基酯。酯的实例包括甲酯和乙酯。乙酯是最优选的。
典型地，PUFA产物含有至少一种ω-3或ω-6PUFA，优选至少一种ω-3PUFA。ω-3PUFA的实例包括α-亚麻酸(ALA)、十八碳四烯酸(SDA)、二十碳三烯酸(ETE)、二十碳四烯酸(ETA)、二十碳五烯酸(EPA)、二十二碳五烯酸(DPA)和二十二碳六烯酸(DHA)。优选SDA、EPA、DPA和DHA。更优选EPA和DHA。ω-6PUFA的实例包括亚油酸(LA)、γ-亚麻酸(GLA)、二十碳二烯酸、二高-γ-亚麻酸(DGLA)、花生四烯酸(ARA)、二十二碳二烯酸、肾上腺酸以及二十二碳五(ω-6)烯酸。优选LA、ARA、GLA和DGLA。
在一个实施方式中，PUFA产物是EPA和/或EPA乙酯(EE)。
在另一个实施方式中，PUFA产物是DHA和/或DHA乙酯(EE)。
在又一个实施方式中，PUFA产物是EPA和DHA和/或EPA EE和DHA EE的混合物。
在最优选的实施方式中，PUFA产物是EPA或EPA乙酯，所生产的EPA或EPA乙酯的纯度为大于90％的纯度，优选为大于95％的纯度，并且更优选为大于97％的纯度。
典型地，除了所述PUFA产物，在本发明的色谱分离方法中收集另外的次要PUFA产物。优选地，PUFA产物是EPA，并且另外的次要PUFA产物是DHA。
在本发明的进一步的实施方式中，该设备配置为收集PUFA产物，该PUFA产物是EPA和DHA的浓缩混合物。因此，使用含有EPA、DHA、比EPA和DHA极性更大的组分以及比EPA和DHA极性更小的组分的进料混合物。在第一分离步骤中，典型地移出比EPA和DHA极性更小的材料。在第二分离步骤中，典型地移出比EPA和DHA极性更大的材料，并且收集EPA和DHA的浓缩混合物作为PUFA产物。
适用于通过本发明的方法分馏的进料混合物可以从包括植物和动物油和脂肪的天然来源中和从包括基因修饰的植物、动物和包括酵母的微生物的合成来源中获得。实例包括鱼油、藻油和微藻油以及植物油，例如琉璃苣油，蓝蓟油和月见草油。在一个实施方式中，进料混合物是鱼油。在另一个实施方式，进料混合物是藻油。当期望的PUFA产物是EPA和/或DHA时，藻油特别合适。当期望的PUFA产物是GLA时，基因修饰的红花油特别合适。当期望的PUFA产物是EPA时，基因修饰的酵母特别合适。
在特别优选的实施方式中，进料混合物是鱼油或鱼油衍生的原料。已经有利地发现，当使用鱼油或鱼油衍生的原料时，通过本发明的方法可以大于90％的纯度，优选为大于95％的纯度，并且更优选为大于97％的纯度生产EPA或EPA乙酯PUFA产物。
在通过本发明的方法分馏之前，进料混合物可以经历化学处理。例如，它可以经历甘油酯交换或甘油酯水解，在某些情况下，接着经历选择性方法，诸如结晶、分子蒸馏、尿素分馏、硝酸银或其他金属盐溶液的萃取、碘内酯化反应或超临界流体分馏。或者，进料混合物可以直接使用而没有初始处理步骤。
进料混合物典型地含有PUFA产物以及至少一种极性较大的组分和至少一种极性较小的组分。极性较小的组分相比PUFA产物对本发明的方法中使用的吸附剂具有更强的吸附力。在操作期间，这种极性较小的组分典型地优先于液体洗脱液相而随着固体吸附剂相移动。极性较大的组分相比PUFA产物对本发明的方法中使用的吸附剂具有更弱的吸附力。在操作期间，这种极性较大的组分典型地优先于固体吸附剂相而随着液体洗脱液相移动。一般而言，极性较大的组分将分离进入提余物流，而极性较大的组分将分离进入提取物流。
极性较大和极性较小的组分的实例包括(1)存在于天然油(例如，海洋油或植物油)中的其他组分，(2)贮藏、精炼和在先前浓缩步骤期间形成的副产物以及(3)来自先前浓缩或纯化步骤期间利用的溶剂或试剂的污染物。
(1)的实例包括其他不需要的PUFA；饱和脂肪酸；固醇，例如胆固醇；维生素；以及环境致污物，诸如多氯联苯(PCB)、聚芳烃(PAH)杀虫剂、有机氯杀虫剂、二噁英和重金属。PCB、PAH、二噁英和有机氯杀虫剂都是高度非极性的组分。
(2)的实例包括来自PUFA产物的同分异构体以及氧化或分解产物，例如，脂肪酸及其衍生物的自氧化聚合产物。
(3)的实例包括可以加入以从进料混合物中移出饱和或单一不饱和脂肪酸的尿素。
优选地，进料混合物是含PUFA的海洋油(例如，鱼油)，更优选的是包含EPA和/或DHA的海洋油(例如，鱼油)。
通过本发明的方法制备浓缩的EPA(EE)的典型的进料混合物包含50～75％的EPA(EE)、0～10％的DHA(EE)以及包括其他必要的ω-3和ω-6脂肪酸的其他组分。
通过本发明的方法制备浓缩EPA(EE)的优选的进料混合物包括：55％的EPA(EE)、5％的DHA(EE)以及包括其他必要的ω-3和ω-6脂肪酸的其他组分。DHA(EE)比EPA(EE)极性更小。
通过本发明的方法制备浓缩DHA(EE)的典型的进料混合物包括：55～75％的DHA(EE)、0～10％的EPA(EE)以及包括其他必要的ω-3和ω-6脂肪酸的其他组分。
通过本发明的方法制备浓缩DHA(EE)的优选的进料混合物包括：75％的DHA(EE)、7％的EPA(EE)以及包括其他必要的ω-3和ω-6脂肪酸的其他组分。EPA(EE)比DHA(EE)极性更大。
通过本发明的方法制备EPA(EE)和DHA(EE)的浓缩混合物的典型的进料混合物包括：大于33％的EPA(EE)和大于22％的DHA(EE)。
典型地，本发明的方法中使用的所有色谱柱的温度大于室温。
如将理解的是，在大于室温的温度下至少一个色谱柱中，柱的内部对分离方法来说是重要的。因此，典型地，色谱柱里面的含水有机溶剂洗脱液和吸附剂的温度大于室温。当然，可以通过内部机构(例如通过加热洗脱液和/或进料混合物)和/或外部机构(例如通过用任何已知传统机构加热色谱柱的外面)在至少一个色谱柱里面获取所需的温度。
典型地，通过加热含水有机溶剂洗脱液和/或进料混合物来获取加热后的色谱柱的所需高温。这具有内部加热柱的效果。
因此，进料混合物通过色谱柱中的至少一个的温度也可以测量为含水有机溶剂洗脱液的温度。
因此，本发明也提供了从进料混合物中回收多元不饱和脂肪酸(PUFA)产物的色谱分离方法，该方法包括使进料混合物通过含有作为洗脱液的含水有机溶剂的一个或多个色谱柱，
其中，如本文所定义的，洗脱液的温度高于室温。
或者，通过加热柱来获取色谱柱中的至少一个的所需温度。使用例如电加热罩、热水套或盘管(coil)或者通过热辐射灯来进行加热。典型地加热一个或多个色谱柱的内部和/或外部。
可以通过加热柱和/或含水有机溶剂洗脱液和/或进料混合物来获取色谱柱中的至少一个的所需温度。
典型地，色谱柱中的至少一个的温度大于30℃，优选大于35℃，更优选大于40℃，甚至更优选大于45℃，甚至更优选大于50℃，甚至更优选大于55℃，并且甚至更优选大于57℃。在某些实施方式中，56℃的温度是有利的。
典型地，色谱柱中的至少一个的温度为至多100℃，优选至多95℃，更优选至多90℃，甚至更优选至多85℃，甚至更优选至多80℃，甚至更优选至多75℃，并且甚至更优选至多70℃。
典型地，色谱柱中的至少一个的典型的温度范围为30～100℃、35～95℃、40～90℃、45～85℃、50～80℃、55～75℃或者57～70℃。
色谱柱中的至少一个的优选的温度范围为40～70℃，优选为50～67℃，更优选56～65℃，并且甚至更优选57～63℃。
本发明的方法涉及使进料混合物通过一个或多个色谱柱。任何已知的色谱柱可以用于所要求保护的方法。
一个或多个色谱柱典型地含有吸附剂。色谱分离技术领域中已知的常规吸附剂可以用于本发明的方法。当使用多于一个色谱柱时，每个色谱柱可以含有相同的或不同的吸附剂。典型地，当使用多于一个色谱柱时，每个柱含有相同的吸附剂。这种通常使用的材料实例是聚合物珠粒，优选用DVB(二乙烯基苯)成网的聚苯乙烯；和硅胶，优选具有C8或C18烷烃的反相键合的硅胶，特别是C18烷烃的反相键合的硅胶。优选的是C18键合的反相硅胶。本发明的方法中使用的吸附剂优选是非极性的。
吸附剂固定相材料的形状可以是例如球形或非球形的珠粒，优选为基本上球形的珠粒。这种珠粒的直径典型地为5～500微米，优选为10～500微米，更优选为15～500微米，更优选为40～500微米，更优选为100～500微米，更优选为250～500微米，更加优选为250～400微米，最优选为250～350微米。在一些实施方式中，可以使用的珠粒的直径为5～35微米，典型地为10～30微米，优选为15～25微米。一些优选的粒径多少比过去的模拟和真实移动床方法中使用的珠粒的粒径更大。使用较大颗粒能够使较低压力的洗脱液用于该系统。依次地，这在设备的成本节约、效率和寿命方面上具有优势。已惊奇地发现，大粒径的吸附剂珠粒可以用于本发明的方法(具有它们的相关优势)，而在分辨率上没有任何损失。
使用的柱的维度没有特别受限制，并将在一定程度上取决于待纯化的进料混合物的体积。技术人员将能够易于确定适当大小的柱以应用。每个柱的直径典型地为10～1000mm，优选为10～500mm，更优选为25～250mm，甚至更优选50～100mm，并最优选为70～80mm。每个柱的长度典型地为10～300cm，优选为10～200cm，更优选为25～150cm，甚至更优选为70～110cm，并更优选为80～100cm。
本发明的方法中使用的洗脱液是含水有机溶剂。
含水有机溶剂典型地包括水以及一种或多种醇、醚、酯、酮或腈或者其混合物。
醇溶剂为本领域技术人员所众所周知。醇典型地为短链醇。醇的化学式典型地为ROH，其中，R是直链或支链C1～C6烷基。C1～C6烷基优选为未取代的。醇的实例包括甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、正丁醇、异丁醇、仲丁醇和叔丁醇。优选甲醇和乙醇。更优选甲醇。
醚溶剂为本领域技术人员所众所周知。醚典型地为短链醚。醚典型地具有化学式R-O-R'，其中R和R'相同或不同，并且代表直链或支链的C1～C6烷基。C1～C6烷基优选为未取代的。优选的醚包括二乙醚、二异丙醚和甲基叔丁基醚(MTBE)。
酯溶剂为本领域技术人员所众所周知。酯典型地为短链酯。酯典型地具有化学式R-(C＝O)-O-R'，其中R和R'相同或不同，并且代表直链或支链的C1～C6烷基。优选的酯包括乙酸甲酯和乙酸乙酯。
酮溶剂为本领域技术人员所众所周知。酮典型地为短链酮。酮典型地具有化学式R-(C＝O)-R'，其中R和R'相同或不同，并且代表直链或支链的C1～C6烷基。C1～C6烷基优选为未取代的。优选的酮包括丙酮、甲乙酮和甲基异丁基酮(MIBK)。
腈溶剂为本领域技术人员所众所周知。腈典型地为短链腈。腈典型地具有化学式R-CN，其中，R代表直链或支链的C1～C6烷基。C1～C6烷基优选为未取代的。优选的腈包括乙腈。
典型地，含水有机溶剂是含水醇或含水乙腈。
含水有机溶剂优选为含水甲醇或含水乙腈。更优选含水甲醇。
典型地，洗脱液不是超临界状态。典型地，洗脱液是液体。
典型地，整个设备中的洗脱液的平均水与有机溶剂的比例，例如水:甲醇比例，为0.1:99.9～12:88体积份，优选为0.25:99.75～10:90体积份，并更优选为0.5:99.5～9:91体积份。在一些实施方式中，整个设备中的洗脱液的平均水与有机溶剂的比例，例如水:甲醇比例，优选为0.1:99.9～9:91体积份，更优选为0.25:99.75～7:93体积份，甚至更优选为0.5:99.5～6:94体积份。在其他实施方式中，整个设备中的洗脱液的平均水与有机溶剂的比例，例如水:甲醇比例，优选为4:96～12:88体积份，优选为6:94～10:90体积份，优选为7:93～9:91体积份，甚至优选为7.5:92.5～8.5:91.5体积份。
当含水有机溶剂是含水乙腈时，洗脱液典型地含有至多30wt％的水，余量为乙腈。优选地，洗脱液含有5～25wt％的水，余量为乙腈。更优选地，洗脱液含有10～20wt％的水，余量为乙腈。甚至更优选地，洗脱液含有15～25wt％的水，余量为乙腈。
典型地，基于水和有机溶剂的总重量，洗脱液含有5wt％的水或更多。优选地，洗脱液含有6wt％的水或更多，更优选7wt％的水或更多，甚至更优选约8wt％的水。因此，洗脱液典型地含有5～15wt％的水，优选6～13wt％的水，更优选7～11wt％的水，甚至更优选7.5～9.5wt％的水，甚至更优选7.5～8.5wt％的水。有利地，此增加的水含量提高了存在于进料混合物中的密切相关组分的分辨率。增加的水含量的洗脱液可以在某些环境下需要较大体积的正使用的洗脱液。在实践中，这通过将进料混合物通过的色谱柱中的至少一个加热至大于室温的温度，优选通过将洗脱液加热至大于室温的温度而进行弥补(offset)。以此方式加热柱和/或洗脱液减少需要使用的溶剂量。
任何已知的色谱设备均可以用于本发明的方法目的，只要它涉及使进料混合物通过一个或多个含有作为洗脱液的含水有机溶剂的色谱柱，其中，进料混合物通过的色谱柱中的至少一个的温度大于室温。
在模拟或移动床色谱设备进行本发明的方法的每个分离步骤。
本发明的方法中使用的色谱柱数不特别受限制。在某些实施方式中，可以使用单一色谱柱。因此，这种实施方式典型地涉及单一固定柱。
在其他的实施方式中，使用多于一个色谱柱。这可以涉及使进料混合物通过两个或更多个串联或并联布置的可相同或不同的色谱柱。在此实施方式中使用的柱数不特别受限制，但是典型地不超过三十个柱。
使用多个色谱柱的一个具体实施方式是模拟或真实移动床色谱。
因此，本发明的方法典型地包括引入进料混合物到具有含有作为洗脱液的含水有机溶剂的多个连接的色谱柱的一个或多个模拟或真实移动床色谱设备中，其中，多个连接的色谱柱中的至少一个的温度大于室温。
典型地，基本上所有连接的色谱柱的温度大于室温。优选地，所有连接的色谱柱的温度大于室温。
任何已知的模拟或真实移动床色谱设备均可以用于本发明的方法的目的，只要设备按照本发明的方法使用。如果依照本发明的方法进行配置，US2985589、US3696107、US3706812、US3761533、FR-A-2103302、FR-A-2651148、FR-A-2651149、US6979402、US5069883和US4764276中描述的这些设备都可以使用。
在一个实施方式中，该方法包括步骤：
(i)在具有含有作为洗脱液的含水有机溶剂的多个连接的色谱柱的模拟或真实移动床色谱设备中的第一分离步骤中，纯化进料混合物以获得中间产物；以及(ii)在使用具有含有作为洗脱液的含水有机溶剂的多个连接的色谱柱的模拟或真实移动床色谱设备的第二分离步骤中，纯化(i)中获得的中间产物以获得PUFA产物；
其中，第一分离步骤中的多个连接的色谱柱中的一个或多个的温度和/或第二分离步骤中的多个连接的色谱柱中的一个或多个的温度大于室温；并且其中，
(a)在同一色谱设备上依次进行第一和第二分离步骤，在第一和第二分离步骤之间回收中间产物并且在第一和第二分离步骤之间调节在色谱设备中的方法条件，使得在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离；或者
(b)在单独的第一和第二色谱设备上分别进行第一和第二分离步骤，从第一分离步骤中所获得的中间产物引入到第二色谱柱中，并且在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。
在此实施方式中，术语“模拟或真实移动床色谱设备”典型地是指多个连接的色谱柱，该多个连接的色谱柱含有作为洗脱液的含水有机溶剂，并且具有进料混合物流的一个或多个注入点、水和/或有机溶剂的一个或多个注入点、从所述多个连接的色谱柱中能够收集液体的提余物取出流、来自所述多个连接的色谱柱的提取物流和提余物流，由所述提取物流和提余物流能够收集液体。
在此实施方式中使用的色谱设备具有含有作为洗脱液的含水有机溶剂的单一列的串联连接的色谱柱。典型地，每个色谱柱连接到设备中与该柱相邻的两个柱。因此，来自该列中的给定柱的输出连接到该列中的相邻的柱的输入，相对于该列中的洗脱液的流动是下游。因此，洗脱液可以绕着连接的色谱柱的列流动。典型地，没有色谱柱连接到该设备中的不相邻的柱。
如本文所使用的，术语“不相邻”是指在例如相同设备中，由一个或多个柱，优选3个或更多个柱，更优选5个或更多个柱，最优选约5个柱分开的柱。
典型地，在此实施方式中，每个设备仅具有进料混合物的一个注入点。在一个实施方式中，每个设备仅具有含水有机溶剂洗脱液的一个注入点。在另一个实施方式中，每个设备具有水和/或有机溶剂的两个或更多个注入点。
术语“提余物”为本领域技术人员所众所周知。在真实和模拟移动床色谱的上下文中，它是指与固体吸附剂相相比随液体洗脱液相移动更迅速的组分的流。因此，与进料流相比，提余物流典型地富含极性较大的组分并缺乏极性较小的组分。
术语“提取物”为本领域技术人员所众所周知。在真实和模拟移动床色谱的上下文中，它是指与液体洗脱液相相比随固体吸附剂相移动更迅速的组分的流。因此，与进料流相比，提取物流典型地富含极性较小的组分并缺乏极性较大的组分。
在此实施方式中，每个设备中使用的柱数不特别受限制。技术人员将能够易于确定适当的柱数以使用。柱数典型地为4个或更多个，优选为6个或更多个，更优选为8个或更多个，例如4、5、6、7、8、9或10个柱。在优选的实施方式中，使用5个或6个柱，更优选6个柱。在另一个优选的实施方式中，使用7个或8个柱，更优选8个柱。典型地，有不多于25个柱，优选不多于20个柱，更优选不多于15个柱。
在此实施方式中，第一和第二分离步骤中使用的色谱设备典型地含有相同的柱数。对于某些应用，它们可以具有不同的柱数。
在此实施方式中，第一和第二分离步骤中使用的色谱设备中的柱典型地具有相同的维度，但对于某些应用，可以具有不同的维度。
柱的流速受限于一系列柱中的最大压力并且取决于柱的维度和固体相的粒径。本领域技术人员将能够易于建立每个柱维度的所需流速以确保充分解吸。直径较大的柱一般将需要较高的流动以保持穿过柱的线性流动。
在此实施方式中，对于上面所概述的典型的柱大小，典型地，进入第一分离步骤中使用的色谱设备的洗脱液的流速为1～4.5L/min，优选为1.5～2.5L/min。典型地，来自第一分离步骤中使用的色谱设备的提取物的流速为0.1～2.5L/min，优选为0.5～2.25L/min。在来自第一分离步骤的提取物的一部分循环回到第一分离步骤的中使用的设备的实施方式中，循环的流速典型地为0.7～1.4L/min，优选为约1L/min。典型地，来自第一分离步骤中使用的色谱设备的提余物的流速为0.2～2.5L/min，优选为0.3～2.0L/min。在来自第一分离步骤的提余物的一部分循环回到第一分离步骤中使用的设备的实施方式中，循环的流速典型地为0.3～1.0L/min，优选为约0.5L/min。典型地，进料混合物引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中的流速为5～150mL/min，优选为10～100mL/min，更优选为20～60mL/min。
在此实施方式中，对于上面所概述的典型的柱大小，典型地，进入第二分离步骤中使用的色谱设备的洗脱液的流速为1～4L/min，优选为1.5～3.5L/min。典型地，来自第二分离步骤中使用的色谱设备的提取物的流速为0.5～2L/min，优选为0.7～1.9L/min。在来自第二分离步骤的提取物的一部分循环回到第二分离步骤中使用的设备的实施方式中，循环的流速典型地为0.6～1.4L/min，优选为0.7～1.1L/min，更优选为约0.9L/min。典型地，来自第二分离步骤中使用的色谱设备的提余物的流速为0.5～2.5L/min，优选为0.7～1.8L/min，更优选为约1.4L/min。在来自第二分离步骤的提余物的一部分循环回到第二分离步骤中使用的设备的实施方式中，循环的流速典型地为0.3～1.0L/min，优选为约0.5L/min。
如技术人员将理解的，经由各种提取物流和提余物流所收集或移出的液体的速率的参数是指一段时间中移出的液体体积，典型地为L/min。相似地，液体循环回到设备，典型地回到设备中的相邻的柱的速度的参考是指一段时间中循环的液体体积，典型地为L/min。
在此实施方式中，优选真实移动床色谱。
步进时间(step time)，即切换进料混合物和洗脱液的注入点与所收集的馏分的各种取出点之间的时间，不特别受限制，并且将取决于所使用的柱数和维度以及通过设备的流速。技术人员将能够易于确定合适的步进时间以用于本发明的方法。步进时间典型地为100～1000秒，优选为200～800秒，更优选为250～750秒。在一些实施方式中，合适的步骤时间为100～400秒，优选为200～300秒，更有优选为约250秒。在其他实施方式中，合适的步进时间为600～900秒，优选为700～800秒，更优选为约750秒。
在此实施方式中，本发明的方法包括第一或第二分离方法。
这两个步骤可以易于在单一色谱设备上进行。因此，在一个实施方式中，(a)第一和第二分离步骤依次在同一色谱设备上进行，在第一和第二步骤之间回收中间产物并且在第一和第二分离步骤之间调节色谱设备中的方法条件，使得在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。此分离方法的优选实施方式如图10a所示。因此，第一分离步骤(左手侧)在具有8个柱的SMB设备上进行。在第一和第二分离步骤之间，中间产物回收到例如容器中，调节色谱设备中的方法条件，使得在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。然后，第二分离步骤(右手侧)在具有8个柱的SMB设备上进行。
在实施方式(a)中，调节方法步骤通常是指整体上调节设备中的方法条件，即物理调节设备使得条件不同。它不是指简单地再次引入中间产物回到方法条件可能碰巧不同的相同设备的不同部分中。
或者，第一和第二分离色谱设备可以用于第一和第二分离步骤。因此，在另一个实施方式中，(b)第一和第二分离步骤分别在单独的第一和第二色谱设备上进行，来自第一分离设备的中间产物引入到第二色谱设备中，并且在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。
在实施方式(b)中，两个分离步骤可以依次进行或同时进行。
因此，在两个分离步骤依次进行的情况下的实施方式(b)中，第一和第二分离步骤依次分别在单独的第一和第二色谱设备上进行，在第一和第二分离步骤之间回收中间产物并且调节第一和第二色谱设备中的方法条件，使得在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。此分离方法的优选实施方式如图10b所示。因此，第一分离步骤(左手侧)在具有8个柱，一至八，的SMB设备上进行。在第一和第二分离步骤之间，中间产物回收到例如容器中，然后引入到第二分离SMB设备中。第二分离步骤(右手侧)在具有8个柱，九至十六，的第二分离SMB设备上进行。调节两个色谱设备中的方法条件，使得在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。
在两个分离步骤同时进行的情况下的实施方式(b)中，第一和第二分离步骤同时在单独的第一和第二色谱设备上进行，在第一和第二分离步骤之间将中间产物引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中，并且调节第一和第二色谱设备中的方法条件，使得在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。此分离方法的优选实施方式如图10c所示。因此，第一分离步骤(左手侧)在具有8个柱，一至八，的SMB设备上进行。然后，第一分离步骤中获得的中间产物引入到第二分离步骤中使用的第二分离色谱设备中。中间产物可以直接地或例如经由容器而间接地从第一分离步骤送到第二分离步骤。第二分离步骤(右手侧)在具有8个柱，九至十六，的第二分离SMB设备上进行。调节两个色谱设备中的方法条件，使得在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。
在两个分离步骤同时进行的情况下的实施方式(b)中，洗脱液单独地在两个单独的色谱设备中循环。因此，除了在第二分离步骤中纯化并引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中的中间产物中可作为溶剂存在的洗脱液，在两个单独的色谱设备之间不共用洗脱液。在第一和第二分离步骤中使用的两个单独的色谱设备之间不共用色谱柱。
在此实施方式中，在第一分离步骤中获得中间产物之后，在第二分离步骤中纯化中间产物之前，可以部分地或全部地移出含水有机溶剂洗脱液。或者，可以在第二分离步骤中纯化中间产物，而不移出任何存在的溶剂。
如上所提及的，在此实施方式中，在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。在实施方式(a)中，在第一和第二分离步骤之间调节两个分离步骤中使用的单一SMB设备的方法条件，使得在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。在实施方式(b)中，设置第一和第二分离步骤中使用的两个单独的色谱设备中的方法条件，使得在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。
因此，在此实施方式中，改变第一和第二分离步骤中的方法条件。改变的方法条件可以包括：例如，使用的柱的大小、使用的柱数、柱中使用的填料、SMB设备的步进时间、设备的温度、分离步骤中使用的洗脱液或设备中使用的流速，特别是经由提取物流或提余物流所收集的液体的循环速率。
优选地，在此实施方式中，可以改变的方法条件是分离步骤中使用的洗脱液的水与有机溶剂的比例和/或经由分离步骤中的提取物流或提余物流所收集的液体的循环速率。这两个选项在下面进行更详细的讨论。
在此实施方式中，与进料混合物相比，第一分离步骤中获得的中间产物典型地富含PUFA产物。
在此实施方式中，第一分离步骤中获得的中间产物然后引入到第二分离步骤中使用的色谱设备。
在此实施方式中，典型地收集中间产物作为来自第一分离步骤中使用的色谱设备的提余物流或提取物流。
典型地，在此实施方式中，收集中间产物作为第一分离步骤中的提余物流，并且收集PUFA产物作为第二分离步骤中的提取物流。因此，第一分离步骤中收集的提余物流用作第二分离步骤中的进料混合物。第一分离步骤中收集的提余物流典型地含有PUFA产物和极性较大的组分。
或者，在此实施方式中，收集中间产物作为第一分离步骤中的提取物流，并且收集PUFA产物作为第二分离步骤中的提余物流。因此，第一分离步骤中收集的提取物流用作第二分离步骤中的进料混合物。第一分离步骤中收集的提取物流典型地含有PUFA产物和极性较小的组分。
在此实施方式中，在每个分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。典型地，本发明的方法的每个分离步骤中分离的组分具有不同的极性。
优选地，在此实施方式中，在第一分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的极性较小的组分分离，并且在第二分离步骤中将PUFA产物与进料混合物的极性较大的组分分离。
典型地，在此实施方式中，(a)来自第一分离步骤中使用的设备的提取物流的一部分循环回到第一分离步骤中使用的设备中；和/或
(b)来自第一分离步骤中使用的设备的提余物流的一部分循环回到第一分离步骤中使用的设备中；和/或
(c)来自第二分离步骤中使用的设备的提取物流的一部分循环回到第二分离步骤中使用的设备中；和/或
(d)来自第二分离步骤中使用的设备的提余物流的一部分循环回到第二分离步骤中使用的设备中。
优选地，在此实施方式中，(a)来自第一分离步骤中使用的设备的提取物流的一部分循环回到第一分离步骤中使用的设备中；和
(b)来自第一分离步骤中使用的设备的提余物流的一部分循环回到第一分离步骤中使用的设备中；和
(c)来自第二分离步骤中使用的设备的提取物流的一部分循环回到第二分离步骤中使用的设备中；和
(d)来自第二分离步骤中使用的设备的提余物流的一部分循环回到第二分离步骤中使用的设备中。
在此实施方式中的循环涉及将第一或第二分离步骤中使用的色谱设备外的提取物流或提余物流的一部分进料回到该步骤中使用的设备中，典型地到相邻的柱中。此相邻的柱是在系统中相对于洗脱液的流动为下游的相邻的柱。
在此实施方式中，经由第一或第二分离步骤中的提取物流或提余物流循环回到该步骤中使用的色谱设备所收集的液体的速率是经由将该流进料回到该步骤中使用的设备中，典型地回到相邻的柱，即在系统中相对于洗脱液流动的下游柱中所收集的液体的速率。
这可以参照图9中的优选实施方式看出。第一分离步骤中的提取物流的循环速率是从第一分离步骤中使用的色谱设备的柱2的底部所收集的提取物进料到第一分离步骤中使用的色谱设备的柱3的顶部的速率，即进料到第一分离步骤中的色谱设备的柱3的顶部的液体的流速。
在此实施方式中，第二分离步骤中的提取物的循环速率是在第二分离步骤中使用的色谱设备的柱2的底部所收集的提取物进料到第二分离步骤中使用的色谱设备的柱3的顶部的速率，即进料到第二分离步骤中的色谱设备的柱3的顶部的液体的流速。
在此实施方式中，典型地通过将该分离步骤中的该流所收集的液体进料到容器中并且然后用泵将来自容器中的该液体抽回到该分离步骤中使用的设备中，典型地到相邻的柱中来影响第一和/或第二分离步骤中的提取物流和/或提余物流的循环。在这种情况下，在第一和/或第二分离步骤中经由具体的提取物或提余物所收集的液体循环速率，典型地回到相邻的柱的速率是用泵将液体从容器抽回到色谱设备中的速率，典型地到相邻的柱中的速率。
正如技术人员将理解的是，在此实施方式中，经由洗脱液流和原料流引入到色谱设备的液体的量与从该设备中移出并循环回到设备中的液体的量平衡。
因此，在此参照图9的实施方式中，对于提取物流，进入在第一和第二分离步骤中使用的色谱设备中洗脱液(解吸剂)的流速(D)等于在该分离步骤中经由提取物流所收集的液体积聚到容器中的速率(E1和E2)加上将提取物循环回到该具体分离步骤中使用的色谱设备中的速率(D-E1和D-E2)。
在此实施方式中，对于来分离步骤的提余物流，将提取物循环回到该具体分离步骤中使用的色谱设备的速率(D-E1和D-E2)加上原料引入到该具体分离步骤中使用的色谱设备中的速率(F和R1)等于经由该具体分离步骤中的提余物流所收集的液体积聚到容器中的速率(R1和R2)加上提余物循环回到该具体分离步骤中使用的色谱设备中的速率(D+F-E1-R1和D+R1-E2-R2)。
在此实施方式中，来自色谱设备的具体提取物流或提余物流所收集的液体积聚到容器中的速率也可以被认为是移出来自该色谱设备的该提取物流或提余物流的净速率。
典型地，在此实施方式中，调节经由第一分离步骤中的提取物流和提余物流所收集的液体循环回到该分离步骤中使用的设备中的速率，使得在每个分离步骤中PUFA产物可以与进料混合物的不同组分分离。
典型地，在此实施方式中，调节经由第二分离步骤中的提取物流和提余物流所收集的液体循环回到该分离步骤中使用的设备中的速率，使得在每个分离步骤中PUFA产物可以与进料混合物的不同组分分离。
优选地，在此实施方式中，调节经由每个分离步骤中的提取物流和提余物流所收集的液体循环回到该分离步骤中使用的设备中的速率，使得在每个分离步骤中PUFA产物可以与进料混合物的不同组分分离。
典型地，在此实施方式中，经由第一分离步骤中的提取物流所收集的液体循环回到第一分离步骤中使用的色谱设备中的速率不同于经由第二分离步骤中的提取物流所收集的液体循环回到第二分离步骤中使用的色谱设备中的速率，和/或经由第一分离步骤中的提余物流所收集的液体循环回到第一分离步骤中使用的色谱设备中的速率不同于经由第二分离步骤中的提余物流所收集的液体循环回到第二分离步骤中使用的色谱设备中的速率。
改变经由第一或第二分离步骤中的提取物流和/或提取物流所收集的液体循环回到该具体分离步骤中使用的设备中的速率具有改变存在于提取物流和提余物流中的极性较大和极性较小的组分的量的作用。因此，例如，较低的提取物循环速率导致该分离步骤中的较少的极性较小的组分被提余物流携带。较高的提取物循环速率导致较多的极性较小的组分被提余物流携带(carry through)。
这个可以从例如，图6中所示的本发明的具体实施方式看出。经由第一分离步骤中的提取物流所收集的液体循环回到该分离步骤中使用的设备的速率(D-E1)将影响在第一分离步骤中的提余物流携带任何组分A的程度(R1)。
典型地，在此实施方式中，经由第一分离步骤中的提取物所收集的液体循环回到第一分离步骤中使用的色谱设备的速率比经由第二分离步骤中的提取物所收集的液体循环回到第二分离步骤中使用的色谱设备的速率更快。优选地，从第一分离步骤中收集含有PUFA和极性较大的组分的提余物流并在第二分离步骤中纯化，并且经由第一分离步骤中的提取物流所收集的液体循环回到第一分离步骤中使用的色谱装置中的速率比经由第二分离步骤中的提取物流所收集的液体循环回到第二分离步骤中使用的色谱装置中的速率更快。
或者，在此实施方式中，经由第一分离步骤中的提取物流所收集的液体循环回到第一分离步骤中使用的色谱装置中的速率比经由第二分离步骤中的提取物流所收集的液体循环回到第二分离步骤中使用的色谱装置中的速率更慢。
典型地，在此实施方式中，经由第一分离步骤中的提余物所收集的液体循环回到第一分离步骤中使用的色谱设备的速率比经由第二分离步骤中的提余物所收集的液体循环回到第二分离步骤中使用的色谱设备的速率更快。优选地，从第一分离步骤中收集含有PUFA和极性较大的组分的提取物流并在第二分离步骤中纯化，并且经由第一分离步骤中的提余物流所收集的液体循环回到第一分离步骤中使用的色谱装置中的速率比经由第二分离步骤中的提余物流所收集的液体循环回到第二分离步骤中使用的色谱装置中的速率更快。
或者，在此实施方式中，经由第一分离步骤中的提余物流所收集的液体循环回到第一分离步骤中使用的色谱装置中的速率比经由第二分离步骤中的提取物流所收集的液体循环回到第二分离步骤中使用的色谱装置中的速率更慢。
在此实施方式中，当调节循环速率使得在每个分离步骤中PUFA产物可以与进料混合物的不同组分分离时，每个分离步骤中使用的洗脱液的水与有机溶剂的比例可以相同或不同。典型地，每个分离步骤中使用的洗脱液的水与有机溶剂的比例为0.5:99.5～5.5:94.5体积份。
典型地，在此实施方式中，每个分离步骤中使用的洗脱液的水与有机溶剂的比例具有不同的水与有机溶剂的比例。优选地调节每个分离步骤中使用的洗脱液的水与有机溶剂的比例，使得在每个分离步骤中PUFA产物可以与进料混合物的不同组分分离。
在此实施方式中，每个分离步骤中使用的洗脱液的洗脱能力典型地不同。优选地，第一分离步骤中使用的洗脱液的洗脱能力大于第二分离步骤中使用的洗脱液的洗脱能力。在实践中，这个通过改变每个分离步骤中使用的水和有机溶剂的相对量来获取。
取决于有机溶剂的选择，它们可以是比水的更强的解吸剂。或者，它们可以是比水更弱的解吸剂。例如，乙腈和醇是比水更强的解吸剂。因此，当含水有机溶剂是含水醇或乙腈时，第一分离步骤中使用的洗脱液中的醇或乙腈的量大于第二分离步骤中使用的洗脱液中的醇或乙腈的量。
典型地，在此实施方式中，第一分离步骤中的洗脱液的水与有机溶剂的比例比第二分离步骤中的洗脱液的水与有机溶剂的比例更低。因此，第一分离步骤中的洗脱液比第二分离步骤中的洗脱液典型地含有更多的有机溶剂，优选醇，更优选甲醇。
在此实施方式中，当每个分离步骤中使用的含水有机溶剂具有不同的水与有机溶剂的比例时，第一分离步骤中的洗脱液的水与有机溶剂的比例典型地为0:100～5:95体积份，优选为0.1:99.9～2.5:97.5体积份，更优选为0.25:99.75～2:98体积份，且最优选为0.5:99.5～1.5:98.5体积份。在这些实施方式中，第二分离步骤中的洗脱液的水与有机溶剂的比例典型地为2:98～8:92体积份，优选为3:97～7:93体积份，更优选为4:96～6:94体积份，并且甚至更优选为4.5:95.5～5.5:94.5体积份。
在此实施方式中，当每个分离步骤中使用的含水有机溶剂具有不同的水有机溶剂含量时，第一分离步骤中的洗脱液的水与有机溶剂的比例优选为0.5:99.5～1.5:98.5体积份，并且第二分离步骤中的洗脱液的水与有机溶剂的比例优选为4.5:95:5～5.5:94.5体积份。
将理解的是，上面所指的每个分离步骤中的水和有机溶剂的比例是全部的色谱设备中的平均比例。
典型地，在此实施方式中，通过引入水和/或有机溶剂到分离步骤中使用的色谱设备中的一个或多个柱中来控制在每个分离步骤中的洗脱液的水与有机溶剂的比例。因此，例如，为了获取比第二分离步骤中的水与有机溶剂的比例更低的第一分离步骤中的水与有机溶剂的比例，典型地，与第二分离步骤中使用的色谱设备相比，水更缓慢地引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中。
典型地，在此实施方式中，在每个分离步骤中使用的色谱设备中的不同的点处引入基本上纯的有机溶剂和基本上纯的水。这两个流的相对流速将确定色谱设备中的整体溶剂曲线(profile)。或者，在此实施方式中，在每个分离步骤中使用的每个色谱设备中的不同的点处引入不同的有机溶剂/水混合物。那个将涉及两种或更多种不同的有机溶剂/水混合物引入到具体分离步骤中使用的色谱设备中，每种有机溶剂/水混合物具有不同的有机溶剂/水比例。此实施方式中的有机溶剂/水比例的相对流速和相对浓度将确定该分离步骤中使用的色谱设备中的整体溶剂曲线。
优选地，在此实施方式中，要么(1)收集含有PUFA产物与极性较大的组分的中间产物作为第一分离步骤中的提余物流，并且收集PUFA产物作为第二分离步骤中的提取物流；要么
(2)收集含有PUFA产物和极性较小的组分的中间产物作为第一分离步骤中的提取物流，并且收集PUFA产物作为第二分离步骤中的提余物流。
选项(1)适合于从进料混合物中纯化EPA。
选项(1)示于图2。在第一分离步骤中纯化包含PUFA产物(B)和极性较大的组分(C)和极性较小的组分(A)的进料混合物F。在第一分离步骤中，移出极性较小的组分(A)作为提取物流E1。收集PUFA产物(B)和极性较大的组分(C)作为提余物流R1。提余物流R1是随后在第二分离步骤中纯化的中间产物。在第二分离步骤中，移出极性较大的组分(C)作为提余物流R2。收集PUFA产物(B)作为提取物流E2。
选项(1)更详细地示于图4。除了示出有机溶剂解吸剂(D)和水(W)引入到每个色谱设备的点，图4和图2相同。有机溶剂解吸剂(D)和水(W)一起组成洗脱液。(D)相典型地是基本上纯的有机溶剂；但在某些实施方式中，它可以是主要包含有机溶剂的有机溶剂/水混合物。(W)相典型地是基本上纯的水；但在某些实施方式中，它可以是主要包含水的有机溶剂/水混合物，例如98％的水/2％的乙腈的混合物。
选项(1)的进一步图解示于图6。这里没有分离的水注入点，而代替地，在(D)处注入含水有机溶剂解吸剂。
在此实施方式中，通过改变每个色谱设备中的洗脱液的解吸能力可以辅助提余物流和提取物流的分离。这个可以通过在每个色谱设备中的不同的点处引入洗脱液的有机溶剂(或有机溶剂丰富)组分和水(或水丰富)组分来获取。因此，典型地，在系统中相对于洗脱液的流动，在提取物输出点上游处引入有机溶剂，并且在提取物输出点和引入原料到该区域的点之间引入水。这个示于图4。
典型地，在此实施方式中，第一分离步骤中使用的含水有机溶剂洗脱液比第二分离步骤中使用的洗脱液含有更多的有机溶剂，即第一步骤中的水与有机溶剂的比例比第二步骤中的水与有机溶剂的比例更低。
在此实施方式中，可以通过改变经由第一和第二分离步骤中的提取物流和提余物流所收集的液体循环回到该分离步骤中使用的色谱设备中的速率来辅助分离。
典型地，在此实施方式中，经由第一分离步骤中的提取物流所收集的液体循环回到第一分离步骤中使用的色谱设备中的速率比经由第二分离步骤中的提取物流所收集的液体循环回到第二分离步骤中使用的色谱设备中的速率更快。
在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，典型地在引入进料混合物到第一分离步骤中使用的色谱设备中的点的下游处移出第一分离步骤中的第一提余物流。
在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，典型地在引入进料混合物到第一分离步骤中使用的色谱设备中的点的上游处移出第一分离步骤中的第一提取物流。
在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，典型地在中间产物引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中的点的下游处移出第二分离步骤中的第二提余物流。
在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，典型地在中间产物引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中的点的上游处移出第二分离步骤中的第二提取物流。
典型地，在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，在移出第一提取物流的点的上游处有机溶剂或含水有机溶剂引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中。
典型地，在此实施方式中，当水引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中时，相对于洗脱液的流动，在引入进料混合物的点的上游处但在移出第一提取物流的点的下游处有机溶剂或含水有机溶剂引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中。
典型地，在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，在移出第二提取物流的点的上游处有机溶剂或含水有机溶剂引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中。
典型地，在此实施方式中，当水引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中时，相对于洗脱液的流动，在引入中间产物的点的上游处但在移出第二提取物流的点的下游处有机溶剂或含水有机溶剂引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中。
选项(2)适合于从进料混合物中纯化的DHA。
选项(2)示于图3。在第一分离步骤中纯化包含PUFA产物(B)和极性较大的组分(C)和极性较小的组分(A)的进料混合物F。在第一分离步骤中，移出极性较大的组分(C)作为提余物流R1。收集PUFA产物(B)和极性较小的组分(A)作为提取物流E1。提取物流E1是随后在第二分离步骤中纯化的中间产物。在第二分离步骤中，移出极性较小的组分(A)作为提取物流E2。收集PUFA产物(B)作为提余物流R2。
选项(2)更详细地示于图5。除了示出引入有机溶剂解吸剂(D)和水(W)到每个色谱设备中的点，图5和图3相同。如上，(D)相是典型地是基本上纯的有机溶剂，但在某些实施方式中，可以是主要包含有机溶剂的有机溶剂/水混合物。(W)相典型地是基本上纯的水，但在某些实施方式中，可以是主要包含水的有机溶剂/水混合物，例如98％的水/2％的甲醇混合物。
选项(2)的进一步的图解示于图7。这里没有分离的水注入点，而代替地，在(D)处注入有机溶剂解吸剂。
典型地，在此实施方式中，经由第一分离步骤中的提余物流所收集的液体再次引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中的速率比经由第二分离步骤中的提余物流所收集的液体再次引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中的速率更快。
典型地，在此实施方式中，第一分离步骤中使用的含水有机溶剂洗脱液比第二分离步骤中使用的洗脱液含有更少的有机溶剂，即第一分离步骤中的水与有机溶剂的比例高于第二分离步骤中的更高。
在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，典型地在引入进料混合物到第一分离步骤中使用的色谱设备中的点的下游处，移出第一分离步骤中的第一提余物流。
在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，典型地在引入进料混合物到第一分离步骤中使用的色谱设备中的点的上游处，移出第一分离步骤中的第一提取物流。
在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，典型地在引入进料混合物到第二分离步骤中使用的色谱设备中的点的下游处，移出第二分离步骤中的第二提余物流。
在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，典型地在引入进料混合物到第二分离步骤中使用的色谱设备中的点的上游处，移出第二分离步骤中的第二提取物流。
典型地，在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，典型地在移出第一提取物流的点的上游处，有机溶剂或含水有机溶剂引入到第一分离步骤中使用的色谱设备。
典型地，在此实施方式中，当水引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中时，相对于洗脱液的流动，在引入进料混合物的点的上游处但在移出第一提取物流的点的下游处，水引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中。
典型地，在此实施方式中，相对于洗脱液的流动，在移出第二提取物流的点的上游处，将有机溶剂或含水有机溶剂引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中。
典型地，在此实施方式中，当水引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中时，相对于洗脱液的流动，在引入中间产物的点的上游处但在移出第二提取物流的点的下游处，水引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中。
在此实施方式中，第一和第二分离设备中使用的每个模拟或真实移动床色谱设备优选由八个色谱柱组成。这些是指柱1～8。在每个设备中，八个柱串联排列使得柱1的底部连接到柱2的顶部，柱2的底部连接到柱3的顶部…等等…并且柱8的底部连接到柱1顶部。这些连接可以可选地经由保持容器(holding container)，随着循环流进入下一个柱中。洗脱液的流动从柱1到柱2到柱3等等通过系统。吸附剂的有效流动从柱8到柱7到柱6等等通过系统。
这个示于图8。包含PUFA产物(B)和极性较大(C)和极性较小(A)的组分的进料混合物F引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中的柱5的顶部。有机溶剂解吸剂引入到第一分离步骤中使用的色谱设备的柱1的顶部。水引入到第一分离步骤中使用的色谱设备的柱4的顶部。在第一分离步骤中，从柱2的底部移出极性较小的组分(A)作为提取物流E1。从柱7的底部移出PUFA产物(B)和极性较大的组分(C)作为提余物流R1。提余物流R1是随后在第二分离步骤中通过在柱5的顶部处引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中进行纯化的中间产物。有机溶剂解吸剂引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中的柱1的顶部。水引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中的柱4的顶部。在第二分离步骤中，在柱7的底部处，移出极性较大的组分(C)作为提余物流R2。在柱2的底部处，收集PUFA产物(B)作为提取物流E2。
在此实施方式中，典型地将有机溶剂引入到第一分离步骤中使用的色谱设备的柱1的顶部。
在此实施方式中，典型地将水引入到第一分离步骤中使用的色谱设备的柱4的顶部。
在此实施方式中，典型地将有机溶剂引入到第二分离步骤中使用的色谱设备的柱1的顶部。
在此实施方式中，典型地将有机溶剂引入到第二分离步骤中使用的色谱设备的柱4的顶部。
在此实施方式中，典型地将进料流引入到第一分离步骤中使用的色谱设备的柱5的顶部。
在此实施方式中，从第一分离步骤中使用的色谱设备的柱7的底部收集第一提余物流作为中间产物。然后在第二分离步骤中纯化此中间产物并且典型地引入到第二分离步骤中使用的色谱设备的柱5的顶部。在第二分离步骤中纯化之前，第一提余物流可以可选地收集到容器中。
在此实施方式中，典型地从第一分离步骤中使用的色谱设备的柱2的底部移出第一提余物流。第一提取物流可以可选地收集到容器中并且再次引入到第一分离步骤中使用的色谱设备的柱3的顶部。
在此实施方式中，典型地从第二分离步骤中使用的色谱设备的柱7的底部移出第二提余物流。
在此实施方式中，典型地从第二分离步骤中使用的色谱设备的柱2的底部收集第二提取物流。此第二提取物流典型地含有已纯化的PUFA产物。第二提取物流可以可选地收集到容器中并且再次引入到第二分离步骤中使用的色谱设备的柱3的顶部。
在此实施方式中，所使用的洗脱液典型地为含水醇，优选为含水甲醇。水与醇的比例典型地为0.5:99.5～6:94体积份。
典型地，在此实施方式中，第一分离步骤中使用的色谱设备中的水与有机溶剂的比例比第二分离步骤中使用的色谱设备中的水与有机溶剂的比例更低。因此，第一分离步骤中的洗脱液典型地比第二分离步骤中使用的洗脱液含有更多的有机溶剂。
在此实施方式中，第一分离步骤中的水与有机溶剂的比例典型地为0.5:99.5～1.5:98.5体积份。第二分离步骤中的水与有机溶剂的比例典型地为2:98～6:94体积份。
在此实施方式中，虽然图8的实施方式如图10a所示配置，但是图10b和10c所示的配置也可以用于此实施方式中。
此实施方式也示于图9。包含PUFA产物(B)的极性较大的组分(C)和极性较小的组分(A)引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中的柱5的顶部。含水有机溶剂解吸剂引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中的柱1的顶部。在第一分离步骤中，从柱2的底部移出极性较小组分(A)作为提取物流E1。从柱7的底部移出PUFA产物(B)和极性较大的组分(C)作为提余物流R1。提余物流R1是在第二分离步骤中通过引入到第二分离步骤中使用的色谱设备的柱4的顶部进行纯化的中间产物。含水有机溶剂解吸剂引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中的柱1的顶部。在第二分离步骤中，在柱7的底部处，移出极性较大组分(C)作为提余物流R2。在柱2的底部处，收集PUFA产物(B)作为提取物流E2。
在此实施方式中，典型地将含水有机溶剂引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中的柱1的顶部。
在此实施方式中，典型地将含水有机溶剂引入到第二分离步骤中使用的色谱设备中的柱9的顶部。
在此实施方式中，典型地将进料流引入到第一分离步骤中使用的色谱设备中的柱5的顶部。
在此实施方式中，典型地从第一分离步骤中使用的色谱设备的柱7的底部收集第一提余物流作为中间产物。然后，中间产物在第二分离步骤中纯化并典型地引入到第二分离步骤中使用的色谱设备的柱5的顶部。在第二分离步骤中纯化之前，第一提余物流可以可选地收集到容器中。
在此实施方式中，典型地从第一分离步骤中使用的色谱设备的柱2的底部移出第一提取物流。第一提取物流可以可选地收集到容器中并且部分再次引入到第一分离步骤中使用的色谱设备的柱3的顶部。经由第一分离步骤中的提取物流所收集的液体循环回到第一分离步骤中使用的色谱设备中的速率是用泵将液体从此容器抽到柱3的顶部的速率。
在此实施方式中，典型地从第一分离步骤中使用的色谱设备的柱7的底部移出第二提余物流。
在此实施方式中，典型地从第一分离步骤中使用的色谱设备的柱2的底部收集第二提取物流。此第二提取物流典型地含有已纯化的PUFA产物。第二提取物流可以可选地收集到容器中并且部分再次引入到第一分离步骤中使用的色谱设备的柱3的顶部。经由来自第二分离步骤的提取物流所收集的液体循环回到第二分离步骤中使用的色谱设备中的速率是用泵将液体从此容器抽到柱3的顶部中的速率。
在此实施方式中，所使用的洗脱液典型地为含水醇，优选为含水甲醇。水与醇的比例典型地为0.5:99.5～6:94体积份。
典型地，在此实施方式中，第一分离步骤中使用的色谱设备中的水与有机溶剂的比例比第二分离步骤中使用的色谱设备中的水与有机溶剂的比例更低。因此，第一分离步骤中使用的洗脱液典型地比第二分离步骤中使用的洗脱液含有更多有机溶剂。
在此实施方式中，第一分离步骤中的水与有机溶剂典型地为0.5:99.5～1.5:98.5体积份。第二分离步骤中的水与有机溶剂典型地为2:98～6:94体积份。
在此实施方式中，典型地经由来自第一分离步骤的提取物流所收集的液体循环回到第一分离步骤中使用的色谱设备的速率比经由来自第二分离步骤的提取物流所收集的液体循环回到第二分离步骤中使用的色谱设备的速率更快。在这种情况下，在每个分离步骤中，含水有机溶剂洗脱液典型地基本上相同。
在此实施方式中，虽然图9的实施方式如图10a所示配置，但是示于图10b和10c的配置也用于此实施方式。
在进一步的实施方式中，本发明的方法包括引入进料混合物到具有含有作为洗脱液的含水醇的多个连接的色谱柱的模拟或真实移动床色谱设备，其中，该设备具有包含第一区域和第二区域的多个区域，每个区域具有来自所述多个连接的色谱柱的提取物流和提余物流，由提取物流和提余物流更够收集液体，并且其中，(a)从第一区域中的柱中收集含有PUFA产物和极性较大的组分的提余物流并且引入到第二区域中的不相邻的柱中，和/或(b)从第二区域中的柱中收集含有PUFA产物和极性较小的组分的提余物流并且引入到第一区域中的不相邻的柱中，在每个区域中所述PUFA产物与进料混合物的不同组分分离，其中，多个连接的色谱柱中的至少一个的温度大于55℃。
在此进一步的实施方式中，术语“区域”是指多个连接的色谱柱，多个连接的色谱柱含有作为洗脱液的含水醇，并且具有一个或多个进料混合物流的注入点、一个或多个水和/或醇的注入点、来自所述多个连接的色谱柱的提取物流和提余物流，由所述提取物流和提余物流能够收集液体。典型地，每个区域仅具有进料混合物的一个注入点。在一个实施方式中，每个区域仅具有含水醇洗脱液的一个注入点。在另一个实施方式中，每个区域具有两个或更多个水和/或醇的注入点。
在此进一步的实施方式中，基本上全部的多个连接的色谱柱的温度典型地大于55℃。在此进一步的实施方式中，全部的多个连接的色谱柱的温度典型地大于55℃。
在此进一步的实施方式中，多个连接的色谱柱中的至少一个的温度典型地为56℃或大于56℃，优选为57℃或大于57℃。
典型地，在此进一步的实施方式中，多个连接的色谱柱中的至少一个的温度至多100℃，优选至多95℃，更优选为至多90℃，甚至更优选为85℃，甚至更优选为80℃，甚至更优选为75℃，并且甚至更优选为70℃。
典型地，在此进一步的实施方式中，多个连接的色谱柱中的至少一个的温度为56～70℃，优选为56～67℃，更优选为56～65℃，甚至更优选为57～63℃。
此进一步的实施方式是指如PCT/GB10/002339所描述的，通过引用将这些专利的全文并入本文中。PCT/GB10/002339中列举的优选的方法条件是此进一步的实施方式的优选的方法条件，并且可以将PCT/GB10/002339并入。
此进一步的实施方式示于图11。包含PUFA产物(B)的进行较大的组分(C)和极性较小的组分(A)的进料混合物F引入到第一区域中的柱5的顶部。含水醇吸附剂引入到第一区域中的柱1的顶部。在第一区域中，从柱2的底部移出极性较小的组分(A)作为提取物流E1。从柱7的底部移出PUFA产物(B)和极性较大的组分(C)作为提余物流。然后，在柱12的顶部处，提余物流R1引入到第二区域中。含水醇吸附剂引入到第二区域中的柱9的顶部。在第二区域中，在柱14的底部处，移出极性较大的组分(C)作为提余物流R2。在柱10的底部处，收集PUFA产物(B)作为提取物流E2。
在此进一步的实施方式中，典型地将含水醇引入到第一区域中的柱1的顶部。
在此进一步的实施方式中，典型地将含水醇引入到第一区域中的柱9的顶部。
在此进一步的实施方式中，典型地将进料流引入到第一区域中的柱5的顶部。
在此进一步的实施方式中，典型地从第一区域中的柱7的底部收集第一提余物流并且引入到第二区域中的柱12的顶部。在引入到柱12之前，第一提余物流可以可选地收集到容器中。
在此进一步的实施方式中，典型地从第一区域中的柱2的底部移出第一提取物流。第一提取物流可以可选地收集到容器中并且部分再次引入到第一区域中的柱3的顶部。经由来自第一区域的提取物流所收集的液体循环回到第一区域中的速率是用泵将液体从此容器抽到柱3的顶部的速率。
在此进一步的实施方式中，典型地从第二区域中的柱14的底部移出第二提余物流。
在此进一步的实施方式中，典型地从第二区域中的柱10的底部收集第二提余物流。此第二提取物流典型地含有已纯化的PUFA产物。第二提取物流可以可选地收集到容器中并且部分再次引入到第二区域中的柱11的顶部。经由来自第二区域的提取物流所收集的液体循环回到第二区域中的速率是用泵将液体从此容器抽到柱11的顶部的速率。
在此进一步的实施方式中，典型地经由来自第一区域的提取物流所收集的液体循环回到第一区域中的速率经由来自第二区域的提取物流所收集的液体循环回到第二区域中的速率更快。
在此进一步的实施方式中，在每个区域中含水醇洗脱液典型地基本上相同。
在另外进一步的实施方式中，本发明的方法不同于从进料混合物中回收多元不饱和脂肪酸(PUFA)产物的色谱分离方法，该方法包括引入进料混合物到具有含有作为洗脱液的含水醇的多个连接的色谱柱的模拟或真实移动床色谱设备，其中，设备具有至少包含第一区域和第二区域的多个区域，每个区域具有来自所述多个连接的色谱柱的提取物流和提余物流，由所述提取物流和提余物流能够收集液体，并且其中，(a)从第一区域中的柱中收集含有PUFA产物和极性较大的组分的提余物流并且引入到第二区域中的不相邻的柱中，和/或(b)从第二区域中的柱中收集含有PUFA产物和极性较小的组分的提取物流并且引入到第一区域中的不相邻的柱中，在每个区域中所述PUFA产物与进料混合物的不同组分分离，其中，所有多个连接的色谱柱的温度为40℃或55℃。
在此另外进一步的实施方式中，术语“区域”如上所定义。
典型地，在此另外进一步的实施方式中，多个连接的色谱柱中的至少一个的温度为40℃或55℃。优选地，在此另外进一步的实施方式中，在15～55℃下，优选在20～40℃下，甚至更优选在约30℃下，即在室温下进行该方法。
典型地，在此另外进一步的实施方式中，本发明的方法不同于从进料混合物中回收多元不饱和脂肪酸(PUFA)产物的色谱分离方法，该方法包括引入进料混合物到具有含有作为洗脱液的含水醇的多个连接的色谱柱的模拟或真实移动床色谱设备，其中，设备具有至少包含第一区域和第二区域的多个区域，每个区域具有来自所述多个连接的色谱柱的提取物流和提余物流，由所述提取物流和提余物流能够收集液体，并且其中，(a)从第一区域中的柱中收集含有PUFA产物和极性较大的组分的提余物流并且引入到第二区域中的不相邻的柱中，和/或(b)从第二区域中的柱中收集含有PUFA产物和极性较小的组分的提取物流并且引入到第一区域中的不相邻的柱中，在每个区域中所述PUFA产物与进料混合物的不同组分分离。
因此，优选地，在此另外进一步的实施方式中，本发明的方法不同于如PCT/GB10/002339所描述的。
在又进一步的实施方式中，进料混合物通过的色谱柱中的至少一个的温度不同于40℃或55℃。
在此又进一步的实施方式中，进料混合物通过的所有色谱柱的温度典型地不同于40℃或55℃，优选不同于40℃或55℃，更优选不同于39.5～40.5℃或54.5～55.5℃。
在实践中，本发明的方法一般地将通过计算机来控制。因此，本发明也提供控制如本文所定义的色谱设备的计算机程序，该计算机程序含有代码模块，当计算机程序执行时，代码模块命令设备执行本发明的方法。
本发明也提供在从进料混合物中回收多元不饱和脂肪酸(PUFA)产物的色谱分离方法中一个或多个加热的色谱柱和/或加热的洗脱液和/或加热的进料混合物的应用，该方法包括纯化含有作为洗脱液的含水有机溶剂一个或多个色谱柱中的进料混合物，以(a)减少分离方法中使用的洗脱液的量和/或(b)提高存在于进料混合物中的各种组分的分离方法中的分辨率。
典型地，加热的色谱柱和/或加热的洗脱液和/或加热的进料混合物中的至少一个加热到如本文所定义的温度。
典型地，本发明也提供加热的洗脱液在从进料混合物中回收多元不饱和脂肪酸(PUFA)产物的色谱分离方法中的应用，该方法包括纯化含有作为洗脱液的含水有机溶剂的一个或多个色谱柱中的进料混合物，以(a)减少分离方法中使用的洗脱液的量和/或(b)提高存在于进料混合物中的各种组分的分离方法中的分辨率。
本发明也提供从进料混合物中回收多元不饱和脂肪酸(PUFA)产物的色谱分离方法，该方法包括使进料混合物通过含有作为洗脱液的含水有机溶剂的一个或多个加热的色谱柱，
其中，进料混合物通过的色谱柱中的至少一个的温度大于室温，和/或其中，洗脱液和/或进料混合物的温度大于室温，并且
其中，一个或多个加热的色谱柱能使(a)分离方法中使用的洗脱液的量减少和/或(b)存在于进料混合物中的各种组分的分离方法中的分辨率提高。
典型地，色谱柱中的至少一个加热到如本文所定义的温度。
优选地，洗脱液加热到如本文所定义的温度。
典型地，此方法是如本文所定义的方法。
典型地，在本发明的方法中，在大于室温的温度下，至少一个色谱柱能使(a)分离方法中使用的洗脱液的量减少和/或(b)存在于进料混合物中的各种组分的分离方法中的分辨率提高。
本发明也提供包含通过本发明的方法可获得的PUFA产物的组合物。
下面的实施例对本发明进行说明。
实施例
实施例1
根据图11示意性所示的系统，使用真实移动床色谱系统分馏鱼油衍生的原料(55重量％的EPA EE，5重量％的DHA EE)，该真实移动床色谱系统使用键合C18硅胶(粒径300μm)作为固定相并使用含水甲醇(90:10w/w甲醇:水)作为洗脱液。如图11所示，15个柱(直径：22mm，长度：300mm)串联连接。解吸剂预加热到60℃的温度，产生约60℃的柱温度。
操作参数和流速如下。对于下面的条件，EPA EE以高水平的纯度(由GC FAMES测定的99％)生产。EPA产物的GC FAMES迹线如图12所示。
步进时间：600秒
原料(F)进料速率：0.5ml/min
第一区域中的解吸剂进料速率(D1)：33ml/min
第一区域中的提取物速率(E1)：7ml/min
第一区域中的提取物循环速率(D1-E1)：26ml/min
第一区域中的提余物速率(R1)：8ml/min
第二区域中的解吸剂进料速率(D2)：34ml/min
第二区域中的提取物速率(E2)：10ml/min
第二区域中的提取物循环速率(D2-E2)：24ml/min
第二区域中的提余物速率(R2)：8ml/min
实施例2
根据图10示意性所示的系统，使用真实移动床色谱系统分馏鱼油衍生的原料(55重量％的EPA EE，5重量％的DHA EE)，该真实移动床色谱系统使用键合C18硅胶(粒径300μm)作为固定相并使用含水甲醇(98:2w/w甲醇:水)作为洗脱液。分离1由如图10所示的串联连接的8个柱(直径：76.29mm，长度：914.40mm)组成。隔离并分离来自分离1的中间提余物，并且使用如上述柱的相同顺序进行分离2。解吸剂预加热到40℃的温度，产生约40℃的柱温度。
操作参数和流速如下。对于下面的条件，EPA EE以高水平的纯度(由GC FAMES测定的98％)生产。EPA产物的GC FAMES迹线如图13所示。
步进时间：1200秒
原料(F)进料速率：35ml/min
第一步骤中的解吸剂进料速率(D1)：2270ml/min
第一步骤中的提取物速率(E1)：1320ml/min
第一步骤中的提取物循环速率(D1-E1)：950ml/min
第一步骤中的提余物速率(R1)：950ml/min
第二步骤中的解吸剂进料速率(D2)：1510ml/min
第二步骤中的提取物速率(E2)：850ml/min
第二步骤中的提取物循环速率(D2-E2)：660ml/min
第二步骤中的提余物速率(R2)：670ml/min
实施例3
在使用含水甲醇洗脱液和C18二氧化硅吸附剂的固定床色谱设备中测量若干普通脂肪酸的保留时间。因此，测定十八碳四烯酸(SDA)、二十碳五烯酸(EPA)、二十二碳六烯酸(DHA)和油酸(OA)的保留时间，并且改变甲醇的温度和浓度。下面的表显示了绝对保留时间和各种脂肪酸(相对于EPA)的相对保留时间。
从表1、3和5中的绝对保留时间可以看出，在升高的温度下，整体的运行时间非常短，即在较高温度下具有较低的溶剂消耗和较高的产量。
从表2、4和6的相对保留时间可以看出，升高的温度相比更密切相关的组分(DHA)对极性较小的杂质(OA)的相对保留时间具有更大的影响。因此，在5％的水下，OA(相对于EPA)的相对保留时间从18℃下的1.91减少到70℃下的1.63，然而DHA(相对于EPA)的相对保留时间从18℃下的1.19减少到70℃下的1.15。当分别使用2％和10％的水进行试验时，看到相似的效果。
这意味着，使用提高的水含量可以提高密切相关的组分(例如，来自DHA的EPA)的分辨率，但是在较高的温度下进行时具有较低的溶剂消耗和较高的产量。
表1：各种温度下主要脂肪酸峰的保留时间(分钟)
使用作为移动相的含有2％水的甲醇和C18二氧化硅
Figure BDA0001312836660000391
表2：在各种温度下主要脂肪酸峰相对EPA的相对保留时间(RRT)
使用作为移动相的含有2％水的甲醇和C18二氧化硅
Figure BDA0001312836660000392
表3：各种温度下主要脂肪酸峰的保留时间(分钟)
使用作为移动相的含有5％水的甲醇和C18二氧化硅
Figure BDA0001312836660000393
表4：在各种温度下主要脂肪酸峰相对EPA的相对保留时间(RRT)
使用作为移动相的含有5％水的甲醇和C18二氧化硅
Figure BDA0001312836660000394
表5：各种温度下主要脂肪酸峰的保留时间(分钟)
使用作为移动相的含有10％水的甲醇和C18二氧化硅
Figure BDA0001312836660000395
表6：在各种温度下主要脂肪酸峰相对EPA的相对保留时间(RRT)
使用作为移动相的含有10％水的甲醇和C18二氧化硅
Figure BDA0001312836660000396

Claims (28)

1.一种从进料混合物中回收多元不饱和脂肪酸PUFA产物的色谱分离方法，所述方法包括以下步骤：
(i)在具有含有作为洗脱液的含水有机溶剂的多个连接的色谱柱的模拟或真实移动床色谱设备中的第一分离步骤中，纯化所述进料混合物以获得中间产物；以及
(ii)在使用具有含有作为洗脱液的含水有机溶剂的多个连接的色谱柱的模拟或真实移动床色谱设备的第二分离步骤中，纯化在(i)中获得的所述中间产物以获得所述PUFA产物；
其中，所述第一分离步骤中的多个连接的色谱柱中的一个或多个色谱柱的温度和/或所述第二分离步骤中的多个连接的色谱柱中的一个或多个色谱柱的温度大于室温；并且其中
(a)在同一色谱设备上依次进行所述第一分离步骤和第二分离步骤，在所述第一分离步骤和第二分离步骤之间回收所述中间产物，并且在所述第一分离步骤和第二分离步骤之间调节所述色谱设备中的方法条件，使得在每个分离步骤中将所述PUFA产物与所述进料混合物的不同组分分离；或者
(b)在单独的第一色谱设备和第二色谱设备上分别进行所述第一分离步骤和第二分离步骤，将从所述第一分离步骤中获得的所述中间产物引入到所述第二色谱设备中，并且在每个分离步骤中将所述PUFA产物与所述进料混合物的不同组分分离，
其中，所述PUFA产物包括PUFA或PUFA衍生物，其中，所述PUFA衍生物是PUFA的酯、磷脂、酰胺或盐。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述PUFA产物含有至少一种ω-3PUFA。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述PUFA产物包括DHA或DHA衍生物，其中，所述DHA衍生物是DHA的酯、磷脂、酰胺或盐。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述DHA衍生物是DHA的甘油单酯或甘油二酯，或内酯。
5.根据权利要求2所述的方法，其中，所述PUFA产物包括EPA或EPA衍生物，其中，所述EPA衍生物是EPA的酯、磷脂、酰胺或盐。
6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述EPA衍生物是EPA的甘油单酯或甘油二酯，或内酯。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述PUFA衍生物是PUFA的甘油单酯或甘油二酯，或内酯。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述进料混合物在通过所述多个色谱柱之前经历甘油酯交换或甘油酯水解。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述洗脱液不是超临界状态。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，通过加热所述含水有机溶剂洗脱液和/或进料混合物至大于室温的温度来获得大于室温的所述多个色谱柱中的至少一个色谱柱的温度。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，所述多个色谱柱中的至少一个色谱柱的温度大于30℃。
12.根据权利要求11所述的方法，其中，所述多个色谱柱中的至少一个色谱柱的温度大于40℃。
13.根据权利要求1所述的方法，其中，所述多个色谱柱中的至少一个色谱柱的温度为至多100℃。
14.根据权利要求13所述的方法，其中，所述多个色谱柱中的至少一个色谱柱的温度为至多70℃。
15.根据权利要求1所述的方法，其中，所述多个色谱柱中的至少一个色谱柱的温度为40～70℃。
16.根据权利要求15所述的方法，其中，所述多个色谱柱中的至少一个色谱柱的温度为57～63℃。
17.根据权利要求1所述的方法，其中，所有所述色谱柱的温度都大于室温。
18.根据权利要求1所述的方法，其中，每个设备具有来自所述多个连接的色谱柱的提取物流和提余物流，由所述提取物流和提余物流能够收集液体。
19.根据权利要求1所述的方法，其中，基于所述有机溶剂和水的总重量，所述洗脱液含有大于5wt％的水。
20.根据权利要求1所述的方法，其中，所述洗脱液是水与醇、醚、酯、酮或腈的混合物。
21.根据权利要求20所述的方法，其中，所述洗脱液是水与甲醇的混合物。
22.根据权利要求1所述的方法，其中，在大于室温的温度下的所述多个色谱柱中的至少一个色谱柱能够使(a)所述分离方法中使用的洗脱液的量减少和/或(b)所述进料混合物中存在的各种组分的所述分离方法中的分辨率提高。
23.根据权利要求1所述的方法，其中，所述PUFA衍生物是PUFA的酯。
24.根据权利要求23所述的方法，其中，所述酯是乙酯。
25.根据权利要求3所述的方法，其中，所述DHA衍生物是DHA的酯。
26.根据权利要求25所述的方法，其中，所述酯是乙酯。
27.根据权利要求5所述的方法，其中，所述EPA衍生物是EPA的酯。
28.根据权利要求27所述的方法，其中，所述酯是乙酯。
CN201710412798.4A 2011-07-06 2012-07-06 加热的色谱分离方法 Active CN107233749B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
GBGB1111594.6A GB201111594D0 (en) 2011-07-06 2011-07-06 New improved process
GB1111594.6 2011-07-06
CN201280033631.2A CN103826715B (zh) 2011-07-06 2012-07-06 加热的色谱分离方法

Related Parent Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201280033631.2A Division CN103826715B (zh) 2011-07-06 2012-07-06 加热的色谱分离方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN107233749A CN107233749A (zh) 2017-10-10
CN107233749B true CN107233749B (zh) 2020-08-11

Family

ID=44544340

Family Applications (2)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201710412798.4A Active CN107233749B (zh) 2011-07-06 2012-07-06 加热的色谱分离方法
CN201280033631.2A Active CN103826715B (zh) 2011-07-06 2012-07-06 加热的色谱分离方法

Family Applications After (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201280033631.2A Active CN103826715B (zh) 2011-07-06 2012-07-06 加热的色谱分离方法

Country Status (17)

Country Link
US (2) US9347020B2 (zh)
EP (3) EP3906983B1 (zh)
JP (2) JP6223330B2 (zh)
KR (2) KR101843223B1 (zh)
CN (2) CN107233749B (zh)
AU (1) AU2012280066B2 (zh)
BR (1) BR112014000133B1 (zh)
CA (1) CA2815298C (zh)
CL (1) CL2013003797A1 (zh)
DK (1) DK2613859T3 (zh)
ES (3) ES2937159T3 (zh)
GB (1) GB201111594D0 (zh)
HU (1) HUE036636T2 (zh)
NO (1) NO2613859T3 (zh)
PE (1) PE20141474A1 (zh)
PL (1) PL2613859T3 (zh)
WO (1) WO2013005047A1 (zh)

Families Citing this family (13)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
PT2519332E (pt) 2009-12-30 2014-05-26 Basf Pharma Callanish Ltd Processo de separação cromatográfica em leito móvel simulado para a purificação de ácidos gordos poli-insaturados
GB201111591D0 (en) 2011-07-06 2011-08-24 Equateq Ltd Further new process
GB201111595D0 (en) 2011-07-06 2011-08-24 Equateq Ltd Improved process
GB201111594D0 (en) 2011-07-06 2011-08-24 Equateq Ltd New improved process
GB201111589D0 (en) 2011-07-06 2011-08-24 Equateq Ltd New modified process
GB201300354D0 (en) 2013-01-09 2013-02-20 Basf Pharma Callanish Ltd Multi-step separation process
US9428711B2 (en) 2013-05-07 2016-08-30 Groupe Novasep Chromatographic process for the production of highly purified polyunsaturated fatty acids
US8802880B1 (en) 2013-05-07 2014-08-12 Group Novasep Chromatographic process for the production of highly purified polyunsaturated fatty acids
EP2883860B1 (fr) 2013-12-11 2016-08-24 Novasep Process Procédé chromatographique de production d'acides gras polyinsaturés
JP6303017B2 (ja) 2014-01-07 2018-03-28 ノヴァセプ プロセスＮｏｖａｓｅｐ Ｐｒｏｃｅｓｓ 芳香族アミノ酸を精製する方法
EP3175232B1 (en) * 2014-07-28 2022-11-30 Cytiva BioProcess R&D AB Stackable chromatography column modules and flow control blocks
TWI648258B (zh) * 2017-07-10 2019-01-21 喬璞科技有限公司 純化不飽和脂肪酸以及二十碳五烯酸的方法
CA3238072A1 (en) 2021-12-17 2023-06-22 Basf Se Chromatographic separation process for efficient purification of polyunsaturated fatty acids

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2009105351A1 (en) * 2008-02-21 2009-08-27 Dow Global Technologies Inc. Separation of natural oil-derived aldehydes or hydroxy methyl esters using process chromatography
CN101735885A (zh) * 2009-12-14 2010-06-16 山东省中医药研究院 一种从柏子仁中提取柏子仁油及胡萝卜苷的方法

Family Cites Families (152)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2985589A (en) 1957-05-22 1961-05-23 Universal Oil Prod Co Continuous sorption process employing fixed bed of sorbent and moving inlets and outlets
US3761533A (en) 1970-07-23 1973-09-25 Toray Industries Separation process of components of feed mixture utilizing solid sorbent
US3706812A (en) 1970-12-07 1972-12-19 Universal Oil Prod Co Fluid-solid contacting apparatus
US3696107A (en) 1971-05-27 1972-10-03 Richard W Neuzil Improved hydrocarbon separation process
US4048111A (en) 1975-06-12 1977-09-13 Uop Inc. Method for manufacturing an adsorbent useful for olefin separation
US4036745A (en) 1975-09-24 1977-07-19 Uop Inc. Process for separating normal and isoparaffins
US4049688A (en) 1976-08-02 1977-09-20 Uop Inc. Process for separating esters of fatty acids by selective adsorption
US4048205A (en) 1976-08-02 1977-09-13 Uop Inc. Process for separating an ester of a monoethanoid fatty acid
US4313015A (en) 1980-02-07 1982-01-26 Uop Inc. Separation process
US4353838A (en) 1981-02-13 1982-10-12 Uop Inc. Process for separating a monoethanoid fatty acid
US4353839A (en) 1981-02-25 1982-10-12 Uop Inc. Process for separating saturated fatty acids
US4524030A (en) 1981-04-10 1985-06-18 Uop Inc. Process for separating fatty acids
US4329280A (en) 1981-04-10 1982-05-11 Uop Inc. Process for separating esters of fatty and rosin acids
US4404145A (en) 1981-04-10 1983-09-13 Uop Inc. Process for separating fatty acids from rosin acids
US4519952A (en) 1981-04-10 1985-05-28 Uop Inc. Process for separating fatty acids from unsaponifiables
US4522761A (en) 1981-04-10 1985-06-11 Uop Inc. Process for separating fatty acids from rosin acids
US4511514A (en) 1981-04-10 1985-04-16 Uop Inc. Process for separating oleic acid from linoleic acid
IN158368B (zh) 1981-04-10 1986-11-01 Uop Inc
US4486618A (en) 1981-07-30 1984-12-04 Uop Inc. Process for separating C6 olefin hydrocarbons
JPS58109444A (ja) * 1981-11-19 1983-06-29 Kureha Chem Ind Co Ltd エイコサペンタエン酸又はそのエステル、ドコサヘキサエン酸又はそのエステルの分離精製法
JPS5888339A (ja) 1981-11-20 1983-05-26 Kagakuhin Kensa Kyokai エイコサペンタエン酸又はそのエステルとドコサヘキサエン酸又はそのエステルの分離精製方法
JPS5888339U (ja) 1981-12-10 1983-06-15 株式会社　カネノ製作所 不透明シ−ト入り物品収容具
JPS58109444U (ja) 1982-01-20 1983-07-26 ミサワホ−ム株式会社 収塵装置
US4495106A (en) 1982-08-13 1985-01-22 Uop Inc. Adsorbent and process for separating fatty acids from rosin acids
US4560675A (en) 1982-08-13 1985-12-24 Uop Inc. Adsorbent for separating fatty acids from rosin acids
US4521343A (en) 1983-02-04 1985-06-04 Uop Inc. Process for separating fatty acids from rosin acids with phosphorus modified alumina molecular sieve
US4433195A (en) 1983-03-02 1984-02-21 Uop Inc. Separation of trans- and cis-olefins
US4524049A (en) 1983-08-31 1985-06-18 Zimpro Inc. Process for concurrent steam generation and metal recovery
US4524029A (en) 1983-09-22 1985-06-18 Uop Inc. Process for separating fatty acids
JPS60208940A (ja) * 1984-03-31 1985-10-21 Nippon Zeon Co Ltd 長鎮不飽和脂肪酸化合物の分離精製法
US4764276A (en) 1984-07-30 1988-08-16 Advanced Separation Technologies Incorporated Device for continuous contacting of fluids and solids
JPS61192797A (ja) 1985-02-21 1986-08-27 日本油脂株式会社 高度不飽和酸の濃縮方法
US4605783A (en) 1985-03-21 1986-08-12 Uop Inc. Process for separating monoterpenes
JPH0317755Y2 (zh) 1985-05-24 1991-04-15
NO157302C (no) 1985-12-19 1988-02-24 Norsk Hydro As Fremgangsmaate for fremstilling av et fiskeoljekonsentrat.
JPS6388159A (ja) 1986-09-30 1988-04-19 Nippon Oil & Fats Co Ltd ドコサヘキサエン酸エステルの製造法
JPS6388159U (zh) 1986-11-27 1988-06-08
US5068419A (en) 1986-12-18 1991-11-26 Uop Separation of an organic acid from a fermentation broth with an anionic polymeric adsorbent
US4720579A (en) 1986-12-18 1988-01-19 Uop Inc. Separation of citric acid from fermentation broth with a neutral polymeric adsorbent
US4882065A (en) 1987-12-11 1989-11-21 Uop Purification of sterols with activated carbon as adsorbent and chlorobenzene as desorbent
JPH0692595B2 (ja) * 1988-02-01 1994-11-16 鐘淵化学工業株式会社 脂肪酸とトリグリセリドの分離方法
US4961881A (en) 1988-02-17 1990-10-09 Uop Process for separating triglycerides and regenerating absorbent used in said separation process
GB8819110D0 (en) 1988-08-11 1988-09-14 Norsk Hydro As Antihypertensive drug & method for production
ZA895758B (en) 1988-09-29 1990-04-25 Fishing Ind Research I Polyunsaturated fatty acids
US4902829A (en) 1988-11-16 1990-02-20 Uop Process for the adsorptive separation of hydroxy paraffinic dicarboxylic acids from olefinic dicarboxylic acids
US5068418A (en) 1989-05-08 1991-11-26 Uop Separation of lactic acid from fermentation broth with an anionic polymeric absorbent
FR2651149B1 (fr) 1989-08-28 1992-06-05 Inst Francais Du Petrole Procede continu et dispositif de separation chromatographique d'un melange d'au moins trois constituants en trois effluents purifies au moyen d'un seul solvant a deux temperatures et/ou a deux pressions differentes.
FR2651148B1 (fr) 1989-08-28 1992-05-07 Inst Francais Du Petrole Procede continu et dispositif de separation chromatographique d'un melange d'au moins trois constituants en trois effluents purifies au moyen de deux solvants.
US5069883A (en) 1989-10-20 1991-12-03 Progress Water Technologies Corp. Device for continuous contacting of liquids and solids
US5225580A (en) 1990-08-16 1993-07-06 Uop Process for separating fatty acids and triglycerides
US5179219A (en) 1990-11-19 1993-01-12 Uop Process for separating fatty acids and triglycerides
JPH07106281B2 (ja) 1991-01-16 1995-11-15 綜研化学株式会社 多成分混合物の分離精製方法及び装置
DE69323382T2 (de) 1992-04-29 1999-06-10 Inst Francais Du Petrole Verfahren und vorrichtung zur chromatographischen fraktionierung einer mischung mittels eines simulierten fliessbetts in gegenwart eines komprimierten gases, eines überkritischem fluides oder einer unterkritischen flüssigkeit
JP3025590B2 (ja) 1992-10-14 2000-03-27 エーザイ株式会社 粗製物の精製法
JPH07242895A (ja) 1993-03-16 1995-09-19 Ikeda Shiyotsuken Kk 高純度エイコサペンタエン酸又はその低級アルコールエステルの分離精製法
JP3340182B2 (ja) * 1993-03-31 2002-11-05 雪印乳業株式会社 ドコサヘキサエン酸含有トリグリセリドの製造法
WO1994025552A1 (en) 1993-04-29 1994-11-10 Norsk Hydro A.S Processes for chromatographic fractionation of fatty acids and their derivatives
GB9404483D0 (en) 1994-03-08 1994-04-20 Norsk Hydro As Refining marine oil compositions
DE59610489D1 (de) 1995-08-17 2003-07-10 Hoffmann La Roche Chromatographie-Verfahren
FR2740451B1 (fr) 1995-10-27 1998-01-16 Seripharm Nouveaux intermediaires pour l'hemisynthese de taxanes, leurs procedes de preparation et leur utilisation dans la synthese generale des taxanes
JPH09151390A (ja) 1995-11-30 1997-06-10 Bizen Kasei Kk 高度不飽和脂肪酸及びその誘導体の精製方法
JPH09157684A (ja) 1995-12-08 1997-06-17 Chlorine Eng Corp Ltd 高度不飽和脂肪酸エステルの精製方法
US5917068A (en) 1995-12-29 1999-06-29 Eastman Chemical Company Polyunsaturated fatty acid and fatty acid ester mixtures free of sterols and phosphorus compounds
FR2754731B1 (fr) 1996-10-18 1999-07-02 Novasep Sa Perfectionnement aux procedes d'enrichissement d'isomeres optiques par lit mobile simule
GB9701705D0 (en) 1997-01-28 1997-03-19 Norsk Hydro As Purifying polyunsatured fatty acid glycerides
US6379554B1 (en) 1997-01-29 2002-04-30 Amalgamated Research Inc. Method of displacement chromatography
JPH10310555A (ja) 1997-05-12 1998-11-24 Y M Shii:Kk 多価不飽和脂肪酸エステルの分離精製方法
JPH10310556A (ja) * 1997-05-12 1998-11-24 Y M Shii:Kk 微生物由来の多価不飽和脂肪酸エステルの分離精製方法
US6063284A (en) 1997-05-15 2000-05-16 Em Industries, Inc. Single column closed-loop recycling with periodic intra-profile injection
FR2764822B1 (fr) 1997-06-19 1999-08-13 Novasep Methode pour optimiser le fonctionnement d'un systeme de separation des constituants d'un melange
FR2766385B1 (fr) 1997-07-24 1999-09-03 Novasep Procede pour le controle de la pression dans un systeme de separation a lit mobile simule
US5840181A (en) 1997-10-14 1998-11-24 Uop Llc Chromatographic separation of fatty acids using ultrahydrophobic silicalite
JP2872986B1 (ja) 1998-01-21 1999-03-24 池田食研株式会社 高純度高度不飽和脂肪酸の低級アルコールエステル精製方法
US6350890B1 (en) 1998-07-22 2002-02-26 Axiva Gmbh Method for obtaining fatty acids from biomass by combined in/situ extraction, reaction and chromatography using compressed gases
FR2781388B1 (fr) 1998-07-24 2000-08-25 Inst Francais Du Petrole Dispositif de regulation en continu de la composition d'un melange de composants et systeme de separation de constituants incorporant ce dispositif d'analyse
FR2785196B1 (fr) 1998-10-29 2000-12-15 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de separation avec des zones chromatographiques a longueur variable
DK1128881T3 (da) 1998-10-29 2005-10-03 Inst Francais Du Petrole Fremgangsmåde til adskillelse med kromatografiske områder med variabel længde
US6413419B1 (en) 1998-10-29 2002-07-02 Institut Francais Du Petrole Process and device for separation with variable-length chromatographic
NO312973B1 (no) 1999-02-17 2002-07-22 Norsk Hydro As Lipase-katalysert forestring av marine oljer
IT1308613B1 (it) 1999-02-17 2002-01-09 Pharmacia & Upjohn Spa Acidi grassi essenziali nella prevenzione di eventi cardiovascolari.
JP2000280663A (ja) 1999-03-30 2000-10-10 Dainippon Printing Co Ltd Ｉｄカードおよびその判別方法
JP2001072993A (ja) 1999-06-28 2001-03-21 Nisshin Flour Milling Co Ltd エイコサペンタエン酸およびドコサヘキサエン酸またはそれらのエステルを選択的に分離精製する方法
CA2311974A1 (en) 1999-06-28 2000-12-28 Nisshin Flour Milling Co., Ltd. Processes of selectively separating and purifying eicosapentaenoic and docosahexaenoic acids or their esters
EP1178308A4 (en) 1999-11-02 2005-01-19 Daicel Chem DEVICE FOR SIMULATION OF A MOBILE BED
JP4170542B2 (ja) 1999-11-18 2008-10-22 日油株式会社 高度不飽和脂肪酸誘導体の製造方法及び高純度エイコサペンタエン酸誘導体
CA2290885A1 (fr) 1999-12-02 2001-06-02 Universite De Sherbrooke Methode pour la transformation des tissus du loup marin
ATE406345T1 (de) 1999-12-09 2008-09-15 Archer Daniels Midland Co Reinigung von aminosäuren durch chromatographische simulierte wanderbetttrennung
WO2001050884A1 (en) 2000-01-14 2001-07-19 Baldur Hjaltason Marine lipid composition for feeding aquatic organisms
PT1250059E (pt) 2000-01-14 2009-07-01 Epax As Cultivo de organismos presas enriquecidos em dha para espécies aquáticas
US20020010566A1 (en) 2000-04-11 2002-01-24 Chester Thomas Lee Methods for modeling, predicting, and optimizing high performance liquid chromatography parameters
EP1349866B1 (en) 2000-05-16 2007-04-04 Purdue Research Foundation Insulin purification using simulated moving bed technology
AU2001274836A1 (en) 2000-05-16 2001-11-26 Purdue Research Foundation Standing wave design of a nine-zone smb for the recovery of a solute with intermediate affinity in a ternary mixture
WO2001087452A2 (en) 2000-05-16 2001-11-22 Purdue Research Foundation Standing wave design of single and tandem simulated moving beds for resolving multicomponent mixtures
ES2246769T3 (es) 2000-05-22 2006-03-01 Pro Aparts - Investimentos E Consultoria Lda Composicion de acidos grasos que contiene al menos 80% en peso de epa y dha o sus derivados y su uso farmaceutico.
FR2810897B1 (fr) 2000-06-28 2002-10-11 Novasep Procede et dispositif de separation en lit mobile simule d'au moins un constituant dans des colonnes ayant un rapport longueur sur diametre approprie
FR2823134B1 (fr) 2001-04-10 2003-09-19 Novasep Dispositif de protection du lit chromatographique dans les colonnes chromatographiques a compression axiale dynamique
FI20010977A (fi) 2001-05-09 2002-11-10 Danisco Sweeteners Oy Kromatografinen erotusmenetelmä
US20030216543A1 (en) 2001-05-16 2003-11-20 Wang Nien-Hwa Linda Insulin purification using simulated moving bed technology
DE10151155A1 (de) 2001-10-19 2003-05-08 Nutrinova Gmbh Native PUFA-Triglyceridmischungen mit einem hohen Gehalt an mehrfach ungesättigten Fettsäuren sowie Verfahren zu deren Herstellung und deren Verwendung
FR2836230B1 (fr) 2002-02-15 2004-04-23 Novasep Protection du lit chromatographique dans les dispositifs de chromatographie a compression axiale dynamique
FR2836396B1 (fr) 2002-02-22 2004-06-18 Novasep Procede et dispositif de chromatographie avec recuperation de solvant
SE0202188D0 (sv) 2002-07-11 2002-07-11 Pronova Biocare As A process for decreasing environmental pollutants in an oil or a fat, a volatile fat or oil environmental pollutants decreasing working fluid, a health supplement, and an animal feed product
EP2295529B2 (en) 2002-07-11 2022-05-18 Basf As Use of a volatile environmental pollutants-decreasing working fluid for decreasing the amount of pollutants in a fat for alimentary or cosmetic use
KR100481663B1 (ko) 2002-09-24 2005-04-08 김희찬 중기공성 백금을 포함하는 바이오센서 및 이를 이용한글루코스 농도 측정방법
MY148374A (en) 2002-10-11 2013-04-15 Nippon Suisan Kaisha Ltd Process for producing microbial fat or oil having lowered unsaponifiable matter content and said fat or oil
FR2846252B1 (fr) 2002-10-29 2005-07-01 Novasep Procede et dispositif de chromatographie integrant une etape de concentration
NO319194B1 (no) 2002-11-14 2005-06-27 Pronova Biocare As Lipase-katalysert forestringsfremgangsmate av marine oljer
US7114844B2 (en) 2003-03-03 2006-10-03 Spx Corporation Aeration apparatus and method
ITMI20032247A1 (it) 2003-11-19 2005-05-20 Tiberio Bruzzese Interazione di derivati polari di composti insaturi con substrati inorganici
US6979402B1 (en) 2003-12-19 2005-12-27 Uop Llc Miniature actual moving bed assembly
ES2624952T3 (es) 2003-12-30 2017-07-18 Dsm Ip Assets B.V. Proceso de desaireación
MY150129A (en) 2004-04-09 2013-11-29 Archer Daniels Midland Co Method of preparing fatty acid alkyl esters from waste or recycled fatty acid stock
US20060086667A1 (en) 2004-09-13 2006-04-27 Cephalon, Inc., U.S. Corporation Methods for the separation of enantiomeric sulfinylacetamides
JP4652774B2 (ja) 2004-11-09 2011-03-16 ダイセル化学工業株式会社 擬似移動床式クロマトグラフィー分離装置及びそれを用いる目的の物質の製造方法
FR2889077B1 (fr) 2005-07-26 2007-10-12 Novasep Soc Par Actions Simpli Procede et dispositif de separation chromatographique de fractions d'un melange
ITMI20051560A1 (it) 2005-08-10 2007-02-11 Tiberio Bruzzese Composizione di acidi grassi n-3 con elevata concentrazione di epa e-o dha e contenente acidi grassi n-6
PE20070482A1 (es) 2005-08-26 2007-06-08 Ocean Nutrition Canada Ltd Metodo para remover y/o reducir esteroles a partir de aceites
US7544293B2 (en) 2005-09-26 2009-06-09 Semba Inc. Valve and process for interrupted continuous flow chromatography
EP1979062B1 (en) * 2005-12-16 2014-09-10 Archer-Daniels-Midland Company Method of preparing a composition using argentation chromatography
US7828978B2 (en) 2006-01-11 2010-11-09 Doug Geier Simultaneous synthesis and purification of a fatty acid monoester biodiesel fuel
FR2897277B1 (fr) 2006-02-10 2008-04-18 Novasep Soc Par Actions Simpli Procede et dispositif de separation.
FR2897238A1 (fr) 2006-02-15 2007-08-17 Novasep Soc Par Actions Simpli Procede de purification de la thaumatine
FR2898064A1 (fr) 2006-03-03 2007-09-07 Novasep Soc Par Actions Simpli Dispositif de chromatographie modulaire
FR2898283B1 (fr) 2006-03-08 2011-07-15 Novasep Procede et dispositif de separation de fractions d'un melange.
CA2647150A1 (en) 2006-03-15 2007-09-20 Martek Biosciences Corporation Plant seed oils containing polyunsaturated fatty acids
WO2007119811A1 (ja) 2006-04-13 2007-10-25 Nippon Suisan Kaisha, Ltd. 高度不飽和脂肪酸濃縮油の製造方法
WO2008149177A2 (en) 2006-05-05 2008-12-11 Natural Asa Marine lipid compositions and uses thereof
WO2007144476A1 (fr) 2006-06-16 2007-12-21 Groupe Novasep Procede de separation sequence multicolonnes
EP2040810B1 (en) 2006-06-19 2019-04-17 K.D. Pharma Bexbach GmbH Improved chromatography process for recovering a substance or a group of substances from a mixture
WO2008004900A1 (en) 2006-07-05 2008-01-10 Photonz Corporation Limited Production of ultrapure epa and polar lipids from largely heterotrophic culture
WO2008025887A1 (fr) 2006-08-28 2008-03-06 Novasep Procede d'enrichissement d'un ou plusieurs composes d'un melange utilisant une phase mobile liquide contenant un gaz
JP2008061571A (ja) 2006-09-07 2008-03-21 Toyomac Ltd 飼料用液状油脂の製造方法および配合飼料
FR2911793B1 (fr) 2007-01-26 2010-07-30 Novasep Procede de separation par chromatographie
ATE478718T1 (de) 2007-04-17 2010-09-15 Max Planck Gesellschaft Verfahren und vorrichtung zur chromatographischen trennung von komponenten mit teilweiser rückführung von gemischfraktionen
CN101687119B (zh) 2007-06-15 2013-06-12 通用电气健康护理生物科学股份公司 色谱方法
JP2010532418A (ja) 2007-06-29 2010-10-07 マーテック バイオサイエンシーズ コーポレーション 多価不飽和脂肪酸のエステルの製造方法および精製方法
EP2173184A4 (en) 2007-07-25 2012-02-15 Epax As OMEGA TYPE ENRICHED FATTY ACID COMPOSITION
FR2919200B1 (fr) 2007-07-27 2009-10-30 Novasep Procede de cristallisation en continu
CN101765662B (zh) 2007-07-30 2014-04-02 日本水产株式会社 Epa浓缩油和dha浓缩油的制造方法
FR2929533B1 (fr) 2008-04-03 2010-04-30 Novasep Procede de separation multicolonnes a gradient.
KR101357298B1 (ko) 2008-06-20 2014-01-28 에이케이 앤 엠엔 바이오팜 주식회사 오메가-3계 고도불포화 지방산의 고순도 정제방법
WO2010018422A1 (en) 2008-08-14 2010-02-18 Novasep Process for the enrichment of isotopes
US9532963B2 (en) 2009-03-09 2017-01-03 Pronova Biopharma Norge As Compositions comprising a fatty acid oil mixture and a free fatty acid, and methods and uses thereof
PT3278665T (pt) 2009-04-29 2020-11-19 Amarin Pharmaceuticals Ie Ltd Composição farmacêutica estável e métodos de utilização das mesmas
EP2319329A1 (en) 2009-10-22 2011-05-11 Consejo Superior De Investigaciones Científicas (CSIC) High melting point sunflower fat for confectionary
PT2519332E (pt) 2009-12-30 2014-05-26 Basf Pharma Callanish Ltd Processo de separação cromatográfica em leito móvel simulado para a purificação de ácidos gordos poli-insaturados
US20120269418A1 (en) * 2011-04-22 2012-10-25 Ge Global Research Analyzing the expression of biomarkers in cells with clusters
GB201111591D0 (en) 2011-07-06 2011-08-24 Equateq Ltd Further new process
GB201111601D0 (en) 2011-07-06 2011-08-24 Equateq Ltd New process
GB201111589D0 (en) 2011-07-06 2011-08-24 Equateq Ltd New modified process
GB201111595D0 (en) 2011-07-06 2011-08-24 Equateq Ltd Improved process
GB201111594D0 (en) 2011-07-06 2011-08-24 Equateq Ltd New improved process

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2009105351A1 (en) * 2008-02-21 2009-08-27 Dow Global Technologies Inc. Separation of natural oil-derived aldehydes or hydroxy methyl esters using process chromatography
CN101735885A (zh) * 2009-12-14 2010-06-16 山东省中医药研究院 一种从柏子仁中提取柏子仁油及胡萝卜苷的方法

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
ω-3多不饱和脂肪酸甘油酯富集的研究;全文琴;《中国优秀硕士学位论文全文数据库 基础科学辑》;20090315(第03期);第12-25页 *

Also Published As

Publication number Publication date
BR112014000133A2 (pt) 2017-02-07
US9771542B2 (en) 2017-09-26
JP2017215333A (ja) 2017-12-07
CN103826715B (zh) 2017-06-30
CA2815298A1 (en) 2013-01-10
ES2641536T3 (es) 2017-11-10
JP6602821B2 (ja) 2019-11-06
EP3238800B1 (en) 2021-08-25
KR101843223B1 (ko) 2018-03-28
AU2012280066A1 (en) 2013-05-09
EP3238800A1 (en) 2017-11-01
JP6223330B2 (ja) 2017-11-01
EP3906983B1 (en) 2022-11-09
EP2613859A1 (en) 2013-07-17
PE20141474A1 (es) 2014-10-31
KR20140034921A (ko) 2014-03-20
US9347020B2 (en) 2016-05-24
CN103826715A (zh) 2014-05-28
DK2613859T3 (en) 2017-10-09
BR112014000133B1 (pt) 2020-12-01
PL2613859T3 (pl) 2018-01-31
KR20180033599A (ko) 2018-04-03
HUE036636T2 (hu) 2018-07-30
AU2012280066B2 (en) 2015-06-11
NO2613859T3 (zh) 2018-01-20
CL2013003797A1 (es) 2014-07-04
US20140107359A1 (en) 2014-04-17
CN107233749A (zh) 2017-10-10
EP2613859B1 (en) 2017-08-23
US20160312148A1 (en) 2016-10-27
EP3906983A1 (en) 2021-11-10
ES2937159T3 (es) 2023-03-24
JP2014518388A (ja) 2014-07-28
ES2899792T3 (es) 2022-03-14
WO2013005047A1 (en) 2013-01-10
GB201111594D0 (en) 2011-08-24
CA2815298C (en) 2015-10-06

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN107233749B (zh) 加热的色谱分离方法
US10723973B2 (en) Multi-step separation process
DK2613862T3 (en) Hitherto unknown SMB approach
DK2613861T3 (en) Improved SMB process

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant