JP2001513520A - 抽出蒸留によるジフルオロメタンの精製 - Google Patents
抽出蒸留によるジフルオロメタンの精製Info
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Abstract
Description
の優先権の利益を主張する。
出蒸留法に関する。
オゾン層を保護するための新たな規制が確立された。高度に精製されたHFC−
32は、半導体装置の製造に使用される材料のプラズマエッチングにおいて、エ
ッチング剤ガスとして価値のあるヒドロフルオロカーボン(HFC)である。
媒の存在下で塩化メチレン(CCl2H2)をフッ化水素(HF)と反応させるこ
とにより調製されうる。HFC−32はまた、ペンタフルオロエタン(CF3C F2H2、HFC−125)のようなHFCsと共に金属で媒介されるような方法
により産生される。この方法においては、テトラクロロエチレン(CCl2=C Cl2)のようなHFC−125前駆体化合物が使用される。このような方法で 得られるHFC−32反応生成物は、HFC−125、未反応の塩化メチレンと
HF、副生成物である塩化水素(HCl)、並びに、1,1,1−トリフルオロ
エタン(CF3CH3、HFC−143a)、ジクロロジフルオロメタン(CCl 2 F2、CFC−12)、クロロペンタフルオロエタン(CClF2CF3、CFC
−115)、塩化メチル(CH3Cl、HCC−40)、フッ化メチル(CH3F
、HFC−41)、トリフルオロメタン(CF3H、HFC−23)、クロロジ フルオロメタン(CHClF2、HCFC−22)及び1,1−ジフルオロエタ ン(CF2HCH3、HFC−152a)のような少量の有機副生成物の1以上を
含む。HFC−32中のこのような不純物の存在は、微量であっても、半導体工
業で使用されるプラズマ法のエッチング剤ガスとしてHFC−32を使用する場
合には、望ましくはない。
離方法、低沸点HFC−32/CFC−115共沸混合物の共沸蒸留によるHF
C−32とCFC−115の混合物の分離方法、抽出剤として塩化メチレンを使
用した抽出蒸留によるHFC−32とHFC−125の混合物の分離方法、及び
、抽出剤としてCFC−115を使用することによるHFC−32とHFC−1
43aの混合物の分離方法を開示する。
レンを除去する方法を開示する。この方法は、1,1−ジクロロ−1−フルオロ
エタン(CCl2FCH3、HCFC−141b)、ジクロロペンタフルオロプロ
パン、トリクロロトリフルオロエタン、及び2,2−ジクロロ−1,1,1−ト
リフルオロエタン(CHCl2CF3、HCFC−123)の少なくとも1つを抽
出剤として使用することにより特徴づけられる。このようなCFC抽出剤を使用
することは比較的高価であり、さらに、成層圏のオゾン層の保護に関する規制に
より、CFC類は商業製品として徐々に削減され、これによりCFC類はこのよ
うな方法にとって利用できなくなるか、又は経済的ではなくなる。
C−143a、CFC−12、HFC−125及びCFC−115から選択され
る少なくとも1つのハロカーボンを含む混合物からHFC−32を分離するため
の、より低コストで、より経済的な方法を提供する。
ン(CFC−12)、1,1,1−トリフルオロエタン(HFC−143a)、
クロロペンタフルオロエタン(CFC−115)及びペンタフルオロエタン(H
FC−125)よりなる群から選択されるハロカーボンを含む第一の混合物の少
なくとも1つのハロカーボンからジフルオロメタン(HFC−32)を分離する
ための方法であって、 第一の混合物を、 5から9の炭素原子を有し、約30℃より高く、約155℃未満の標準沸点
を有する炭化水素を含む炭化水素抽出剤、 約60℃より高く、約100℃未満の標準沸点を有し、式CxH2x+1OH( 但し、xは1から3である。)により表されるアルコール、及び、約50℃より
高く、約110℃未満の標準沸点を有し、式CyH2y+1COCzH2z+1(但し、y
及びzは1又はそれより大きく、y+zは多くて5である。)で表されるケトン
を含む酸素含有抽出剤、及び 約39℃より高く、約150℃未満の標準沸点を有し、式CsH2s+2-tClt (但し、sは1又は2であり、tは2から4である。)で表されるクロロカーボ
ンを含むクロロカーボン抽出剤、 よりなる群から選択される抽出剤と接触させ、第二の混合物を形成すること、 第二の混合物を抽出蒸留することにより第二の混合物の少なくとも1つのハロ
カーボンからジフルオロメタン(HFC−32)を分離すること、及び 少なくとも1つのハロカーボンを実質的に含まないジフルオロメタン(HFC
−32)を回収すること の各ステップを具備する方法であり、ハロカーボンがペンタフルオロエタン(H
FC−125)である場合、クロロカーボン抽出剤が塩化メチレンでないという
条件を有する方法を提供する。
応させる方法によって、塩化メチレンのフッ素化により合成される。このように
製造されたHFC−32は、特に、HCl、ハロカーボン、例えばHFC−14
3a及びCFC−12、並びに未反応塩化メチレン及びHFのような種々の不純
物を含有する。HFC−32はまた、このような金属で媒介される方法によりH
FC−125のようなHFCsと共に産生されうる。この方法では、テトラクロ
ロエチレン(CCl2=CCl2)のようなHFC−125前駆体を使用する。こ
のようなHFC−32/HFC−125の共生産の場合には、HFC−32生成
物は、HFC−125、及びCFC−115のようなHFC−125副生成物を
さらに含有しうる。この方法の不純物のほとんどは、従来の蒸留によって除去す
ることができるが、ハロカーボン、CFC−12、HFC−143a、CFC−
115、及びHFC−125は、従来の蒸留法によって除去することが不可能で
はないとしても、困難である。この困難性は、CFC−12、HFC−143a
、CFC−115、及びHFC−125がHFC−32と公知の共沸混合物を形
成するという事実による。
115、及びHFC−125よりなる群から選択される少なくとも1つのハロカ
ーボンをいう。これらの分離及び純粋な状態では、HFC−32及びハロカーボ
ン不純物は、約−52℃(HFC−32)、−48℃(HFC−125)、−4
7℃(HFC−143a)、−39℃(CFC−115)、及び−30℃(CF
C−12)の大気中の沸点を有する。しかし、少なくとも1つのこのようなハロ
カーボンとHFC−32を含む混合物は、HFC−32とハロカーボンの比揮発
度が1.0にごく近いような非理想気液挙動を示す。従来の蒸留手順は、HFC
−32とハロカーボンの比揮発度が1.0にごく近い事例では、これらのハロカ
ーボンからHFC−32を効果的に分離することができない。従来の蒸留という
用語は、分離されるべき混合物の成分の比揮発度のみが該成分を分離するのに使
用される実施をいう。
られる方法を使用した。PTx法の使用は、Harold R. Nullによって書かれた「
プロセスデザインにおける相平衡(Phase Equilibrium in Process Design)」W
iley-Interscience Publisher,1970,124頁から126頁(これは参照文
献として本明細書の一部に取り込まれる。)に詳細に説明されている。PTx法
では、公知容積の容器内の全絶対圧力を、HFC−32とハロカーボンの、種々
の公知の二成分組成物に対して一定温度で測定する。これらの全圧力測定値を、
液相の非理想性を表す非ランダムな二液(Non-Random, Two Liquid)(NRTL
)式のような活量係数式のモデルを使用することにより平衡の気液組成に変換す
る。NRTL式のような活量係数式の使用は、Reid, Prausnitz, 及びPolingに より書かれ、McGraw Hillにより刊行された「気体及び液体の特性(The Propert
ies of Gases and Liquids)」第4版の241頁から387頁までに説明されて
おり、さらに、Stanley M. Walasにより書かれ、Butterworth Publishersにより
1985年に刊行された「化学工学における相平衡(Phase Equilibria in Chem
ical Engineering)」の165頁から244頁までに説明されている。上記参照
文献は、両方とも、参照文献として本明細書に取り込まれる。理論により縛られ
ることを望むものではないが、NRTL式は、本発明のHFC−32とハロカー
ボン不純物を含む混合物の比揮発度を十分に予言することができると考えられる
。
所定温度範囲にわたってHFC−32とハロカーボンの与えられた組成物に対し
て1に等しいことを示す。ある混合物で比揮発度が1であることは、共沸混合物
を形成するしるしである。PTxの測定値と上記計算の結果は、共沸混合物の組
成が温度により変化することを示している。表1から4は、これらの計算結果、
特にHFC−32/ハロカーボン共沸混合物の組成が温度によりどのように変化
するかを示す。共沸混合物を形成するので、表1から表4に示される範囲の温度
及び圧力で、従来の蒸留法によりハロカーボンからHFC32を完全に分離する
ことは、不可能ではないとしても、困難である。
わたって補外した。
囲にわたって補外した。
わたって補外した。
を用いて該温度範囲にわたって補外した。
質的な定沸点液体混合物を意味する。共沸組成物又は共沸混合物を特徴づける1
つの特性は、液体の部分蒸発又は蒸留により産生される蒸気が、その蒸気が蒸発
又は蒸留された液体と実質的に同じ組成を有すること、すなわち、該混合物が組
成を変化することなく蒸留/還流することである。定沸点組成物は、これらが純
粋な成分の沸点と比較して極大又は極小沸点の何れかを示すので、共沸として特
徴づけられる。共沸組成物はまた、定温での組成の関数としてのPTx容器内の
純粋な成分の蒸気圧に比して、蒸気圧測定値が極大であるか又は極小であること
によって特徴づけられる。
存して変化するという事実は、ハロカーボンからHFC−32を分離する方法又
は部分的に精製する方法を提供する。この方法は、共沸蒸留として知られており
、蒸留塔内で共沸混合物をその成分に部分的に分離することができる。ある温度
/圧力下で形成されるHFC−32/ハロカーボン共沸組成物が、次に異なった
温度/圧力下で蒸留されると、共沸混合物の組成は、1つの成分、すなわちHF
C−32又はハロカーボンが新たに形成される共沸組成物に比べて、今度は過剰
になるように変化する。過剰の成分とは、共沸組成物の成分であって、この成分
が与えられた温度及び圧力で共沸混合物の形成に要求されるその成分の量よりも
多いものを意味する。次に、新たに形成される共沸組成物は塔頂から蒸留され得
、一方、過剰成分は塔底物として回収される。例えば、蒸留塔は、共沸組成物を
形成させる温度及び圧力で操作されうる。HFC−32の量が、例えばHFC−
143aに比べてかなり多い場合、すなわちHFC−32の濃度が共沸組成物の
それよりも大きい場合、HFC−32を塔の底部から実質的に純粋な形で除去で
き、一方共沸組成物は塔の頂部から除去される。
定と上記計算の結果を表5から8にまとめた。列記した抽出剤について、無限希
釈、0℃における、HFC−32/CFC−12(表5)、HFC−32/HF
C−143a(表6)、HFC−32/CFC−115(表7)、及びHFC−
32/HFC−125(表8)の活量係数を示した。ハロカーボンの活量係数に
対するHFC−32の活量係数の比(比揮発度)も示した。提案された抽出剤で
の無限希釈におけるハロカーボンの活量係数に対する、抽出剤での無限希釈にお
けるHFC−32の活量係数の比は、抽出剤の存在下でのHFC−32とハロカ
ーボンの比揮発度である。
の必要性、より高いエネルギー入力、及び生じたよりHFC−32のより低い回
収が本発明の抽出蒸留法を実施することにより解決されうる。抽出蒸留とは、抽
出剤が蒸留塔の上部供給ポイントで導入され、一方、分離を必要とする混合物が
同じポイントで、又は好ましくは塔の相対的に低いポイントで導入される方法を
意味する。実質的に液体である抽出剤は、塔の段又は充填物を介して下方向へ通
され、分離されるべき混合物の1以上の成分と共に塔の底部から出て行く。抽出
剤の存在する間、分離される初期混合物の成分の少なくとも1つが、混合物の他
の成分に比べて相対的により揮発性になり、これによって初期混合物のより揮発
性の成分が塔頂部から出て行く。抽出蒸留は、混合物の成分が従来の蒸留によっ
ては該成分の分離を効果的に行えない比揮発度を有する場合に使用されうる。抽
出蒸留では、抽出剤を使用する。この抽出剤は、得られた比揮発度、すなわち抽
出剤の存在下での混合物の成分の比揮発度が、蒸留技術による成分の分離を可能
とするのに十分となるように、混合物中の成分の比揮発度を変化させる。この方
法を適用する際の困難さは、あるとすればどの化合物が、与えられた共沸組成物
用の効果的な抽出蒸留剤であるかを予言する手段がないことである。
満の標準沸点を有する炭化水素、約60℃より高く、約100℃未満の標準沸点
を有し、式CxH2x+1OH(但し、Xは1から3である。)によって表されるア ルコール、約50℃より高く、約110℃未満の標準沸点を有し、式CyH2y+1 COCzH2z+1(但し、y及びzは1又はそれより大きく、y+zは多くても5 である。)で表されるケトン、及び、約39℃より高く、約150℃未満の標準
沸点を有し、式CsH2s+2-tClt(但し、sは1又は2であり、tは2から4で
ある。)を有するクロロカーボンから選択される抽出剤の存在下で、HFC−3
2と、CFC−12、HFC−143a、CFC−115及びHFC−125の
ハロカーボンの少なくとも1つを含む組成物の比揮発度が1から変化されうるこ
とを実験を通して明らかにした。
カーボンを含む第一の混合物からHFC−32の分離を可能にする。HFC−3
2及びハロカーボンを含む第一の混合物用の適切な抽出剤は、HFC−32とハ
ロカーボンの比揮発度を1.0より大きくさせ、HFC−32がより揮発性にな
り、これにより蒸留領域の頂部からHFC−32を除去することが可能になるも
のである。この他には、HFC−32及びハロカーボンを含む第一の混合物用の
適切な抽出剤は、HFC−32とハロカーボンの比揮発度を1より小さくし、H
FC−32の揮発性がより低くなり、これによりハロカーボンが蒸留領域の頂部
から除去され、HFC−32が抽出剤と共に蒸留領域の底部から除去されるもの
である。抽出剤が、抽出蒸留によりハロカーボンからHFC−32を分離するの
に効果的であるためには、抽出剤の存在下におけるHFC−32とハロカーボン
の比揮発度が、理論的には、約1.0より大きいか、又はこれより小さくなけれ
ばならない。実際上の目的では、これは一般に、約1.1より大きいか、又は約
0.9未満でなければならない。通常、商業的に有用な32とハロカーボンの分
離が本発明の抽出蒸留法で起こるためには、この比揮発度が、1.3より大きい
か、又は約0.5未満であり、さらに好ましくは、これが約2.0より大きいか
、又は約0.3未満である。1以上のハロカーボンが、HFC−32及びハロカ
ーボンを含む第一の混合物に存在する場合、効果的な抽出剤は、第一の混合物の
、各HFC−32/ハロカーボン対に対する比揮発度が、1.0に比べて同じ傾
向で、上記比揮発度の基準を満たすものである。例えば、CFC−12とHFC
−143aハロカーボン不純物が両方ともHFC−32中に同時に存在する場合
、効果的な抽出剤は、HFC−32/CFC−12及びHFC−32/HFC−
143aの両方に対する比揮発度が1.0より大きいものである。
類として知られる炭化水素ファミリーから選択される、約30℃より高く、約1
55℃未満の標準沸点を有する直鎖、分岐又は環状脂肪族炭化水素を少なくとも
1つ含む炭化水素抽出剤を用いる抽出蒸留法を使用することにより、CFC−1
2、HFC−143a、CFC−115、及びHFC−125よりなる群から選
択される少なくとも1つのハロカーボンが、HFC−32から効果的に分離され
うることを明らかにした。約60℃から約110℃の間の標準沸点を持つ炭化水
素抽出剤が特に有用である。好ましい炭化水素抽出剤は、n−ペンタン、シクロ
ペンタン、メチルシクロペンタン、n−ヘキサン、シクロヘキサン及びn−ヘプ
タンである。本発明に使用される炭化水素抽出剤は、一般に商業的に利用可能で
ある。2−メチルペンタン(0.2容積%)、3−メチルペンタン(3.5%)
、n−ヘキサン(85.4%)、メチルシクロペンタン(10.9%)を含有す
る、米国、ペンシルヴェニア州、ピッツバーグのフィッシャー・サイエンティフ
ィック(Fisher Scientific)から入手可能なオプティマ(Optima)(登録商標 )のグレードのヘキサンのような商業的グレードの炭化水素を、本発明の方法で
炭化水素抽出剤として使用しうる。抽出剤は、抽出蒸留の条件下で、該抽出剤が
固相にならないように、すなわち、該抽出剤が装置内で凝固せず、固体を形成し
ないように選択される。
、約50℃より高く、約110℃未満の標準沸点を有し、式CyH2y+1COCzH 2z+1 (但し、y及びzは1又はそれより大きく、y+zは多くても5である。)
で表されるケトンを含む酸素を含有する抽出剤を用いる抽出蒸留を使用すること
により、CFC−12、HFC−143a、CFC−115、及びHFC−12
5よりなる群から選択される少なくとも1つのハロカーボンが、HFC−32か
ら効果的に分離されうることを明らかにした。代表的な酸素を含有する抽出剤は
、メタノール、エタノール、n−プロパノール、イソ−プロパノール、プロパノ
ン(アセトン)、及びブタノンである。
より、CFC−12、HFC−143a、CFC−115、及びHFC−125
よりなる群から選択される少なくとも1つのハロカーボンが、HFC−32から
効果的に分離されうることを明らかにした。代表的なクロロカーボン抽出剤は、
塩化メチレン(CH2Cl2)、クロロホルム(トリクロロメタン、CHCl3) 、四塩化炭素(CCl4)、ジクロロエタン(CH3CHCl2、CH2ClCH2 Cl)、トリクロロエタン(CH3CCl3、CHCl2CH2Cl)、テトラクロ
ロエタン(CH2ClCCl3、CHCl2CHCl2)である。
出蒸留法は、 a)HFC−32/ハロカーボンの第一の混合物を抽出剤と接触し、第二の混
合物を形成すること、及び b)抽出蒸留領域内で第二の混合物を抽出蒸留することにより第二の混合物の
少なくとも1つのハロカーボンからHFC−32を分離し、これによって、少な
くとも1つのハロカーボンを実質的に含まないHFC−32を、 HFC−32とハロカーボンの比揮発度が1.0より大きい本発明の態様に
対しては、塔頂生成物として回収し、抽出剤及びハロカーボンを含む第三の混合
物を該領域の底部から回収するか、又は HFC−32とハロカーボンの比揮発度が1.0未満である本発明の態様に
対しては、抽出剤と共に底部生成物として回収し、ハロカーボンを含む塔頂生成
物を第三の混合物として回収すること の各ステップを具備する。
HFC−32とハロカーボンの比揮発度を1.0より大きくさせる抽出剤に対し
ては、抽出剤は、ハロカーボンと共に抽出蒸留ステップから回収され、更に精製
され(例えば、従来の蒸留により)、接触ステップにリサイクルされうる。HF
C−32とハロカーボンの比揮発度を1.0未満にさせる抽出剤に対しては、抽
出剤はHFC−32と共に抽出蒸留ステップから回収され、更に精製され(例え
ば、従来の蒸留により)、ハロカーボンを実質的に含まないHFC−32を除い
て接触ステップにリサイクルされうる。
重量%未満のハロカーボン、好ましくは重量で約50パーツ・パー・ミリオン(
ppmw)のハロカーボンを含むことを意味する。例えば、0.1ppmw又はそれより
少ないハロカーボンを含む、プラズマエッチング剤ガスとして使用するための高
純度HFC−32は、抽出剤の流量及び蒸留塔の大きさを変化することにより本
発明の抽出蒸留法で製造することができる。
組成物を精製するのに使用されるが、HFC−32の含量は約90モル%より高
く、ハロカーボンの含量は約10モル%未満であることが好ましい。所望であれ
ば、上記共沸蒸留法を、HFC−32中のハロカーボン及び他の不純物の初期量
を減少するのに使用することができる。すなわち、従来の蒸留を、多量又は大量
の不純物を最初の混合物から除去するために使用し、次に、これを、ハロカーボ
ンからHFC−32を分離するために本発明の方法に従って加工処理することが
できる。
留塔は、2つの供給ポイントを有する多段蒸留塔を含む。抽出剤は、分離される
HFC−32/ハロカーボン混合物を導入するために使用される第二の供給ポイ
ントと同じ高さ、より好ましくはその上部に配置された、塔上の第一の供給ポイ
ントで供給される。蒸留塔はさらに、リボイラー及び還流を塔に戻すための塔頂
部コンデンサーを具備する。
入されるが、分離を必要とする第一の混合物、例えばHFC−32及びハロカー
ボンを含むものは、塔の相対的により低いポイントで導入される。炭化水素抽出
剤は、塔内の段を下方向に通り、第一の混合物に接触し、これによって第二の混
合物を形成する。炭化水素抽出剤の存在する間は、HFC−32はハロカーボン
よりも相対的に揮発性になり、これにより実質的に純粋なHFC−32が塔の頂
部から出て行く。塔の頂部から出て行くHFC−32は、還流冷却器により凝縮
されうる。この縮合された気流の少なくとも一部を還流として塔の頂部に戻し、
残りを実質的に純粋なHFC−32生成物として回収することができる。炭化水
素抽出剤、ハロカーボン、及び他の不純物は、塔の底部から出て行く第三の混合
物を構成する。次に、これは従来の蒸留法又は他の公知の方法を用いる分離用の
ストリッパー又は蒸留塔に通されうる。炭化水素抽出剤は抽出蒸留塔にリサイク
ルされうる。
出蒸留塔の上部供給ポイントに導入し、一方、例えばHFC−32とハロカーボ
ンを含む、分離を必要とする第一の混合物を塔の相対的に低いポイントに導入す
る。酸素を含有する抽出剤又はクロロカーボン抽出剤は、塔内の段を下方向に通
り、第一の混合物と接触し、これによって第二の混合物を形成する。酸素を含有
する抽出剤又はクロロカーボン抽出剤が存在する間、ハロカーボンはHFC−3
2よりも相対的に揮発性となり、これによってハロカーボンが塔の頂部から出て
行く。酸素を含有する抽出剤又はクロロカーボン抽出剤、及び実質的に純粋なH
FC−32は、塔の底部から出て行く第三の混合物を構成する。これは次に、従
来の蒸留法又は他の公知の方法を用いる分離のためのストリッパー又は蒸留塔に
通されうる。酸素を含む抽出剤又はクロロカーボン抽出剤は、抽出蒸留塔にリサ
イクルされる。
これは、次に凝縮され、続いて塔に戻される。)の比は、一般に還流比といわれ
る。還流比は、抽出蒸留塔の物理的特性を定義する。一般に、還流比の増加は、
塔頂気流中の抽出剤及び他の不純物の量を減少又は除去することによって頂部気
流(HFC−32又はハロカーボン)の純度もまた増加させる。
ち、塔の直径、塔の供給ポイントの配置、及び塔の分離段数のような多数の相互
に関連する設計パラメータに依存する。蒸留システムの操作圧力は、約15から
約350psia、通常約50から300psiaの範囲でありうる。塔頂コンデンサー
の温度及び熱移動領域は、塔頂生成物を実質的に完全に凝縮するのに十分である
か、又は、必要に応じて、部分的な凝縮により所望の還流比を達成するのに十分
である。
頂のHFC−又はハロカーボン気流の純度は高まる。典型的には、HFC−32
に対する抽出剤の比は、重量基準で約1/1から10/1まで変化する。しかし
、より高い比率を使用することができる。
剤の比の関数であるため、本発明の方法で与えられたステップで使用される温度
は変化しうる。
留法の態様を実施するために使用されうるシステムを概略的に例示する。この方
法では、HFC−32が、炭化水素抽出剤を用いてHFC−32及びハロカーボ
ンを含む第一の混合物から分離される。
抽出塔2へ供給される。少なくとも1種の液体炭化水素抽出剤は、導管3を通し
て抽出塔2へ供給され、混合物1よりも上の位置で塔2に導入される。炭化水素
抽出剤及びハロカーボンを含む第二の混合物を塔2の底部から除去し、スチーム
で加熱されたリボイラー4に移す。ある場合には、リボイラー4を抽出塔2に付
属させる。第二の混合物を、導管5を通して供給タンク6に供給する。補充の液
体炭化水素抽出剤も導管7を通して供給タンク6へ供給し、これにより炭化水素
抽出剤のリサイクル物を形成する。ポンプ8は、この炭化水素抽出剤リサイクル
物を、ストリッピング混合物塔9に移動させる。ストリッピング塔9は、炭化水
素抽出剤を他の物質から分離する。炭化水素抽出剤は、塔9から除去され、スチ
ームで加熱された第二のリボイラー10に供給される。ある場合には、リボイラ
ー10を塔9に付属させる。ポンプ11は、リボイラー10からの炭化水素抽出
剤を、冷水式冷却器12を経て、次いで冷却器13に移動する。必要であれば、
過剰量の炭化水素抽出剤を、冷却器12に到達する前にパージすることができる
。典型的には、冷却器13を約−25℃の温度で操作する。冷却器13を出た後
、炭化水素抽出剤は、導管3を通り、抽出塔2へ供給される。
ンデンサー14に導入される。このコンデンサーは、典型的には、約−25℃の
温度で操作される。還流条件下では、ポンプ15はハロカーボンの一部をストリ
ッピング塔9に戻す。ハロカーボンの残りの部分は、導管16を通してシステム
から除去される。
抽出塔2から除去される。HFC−32は、導管17を通してコンデンサー18 に移される。コンデンサー18は、典型的には、約−25℃の温度で操作される
。還流条件下では、ポンプ19は、HFC−32の一部を抽出塔2へ戻す。HF
C−32は、導管20を通して系から除去される。
限するものではない。以下の例において、各塔の段は、100%の操作効率及び
能率を基準にした。塔の設計を違えること及び条件操作することが、各蒸留の性
能を最大にするために、異なった抽出剤を使用する場合に行われる。すべての例
で、全理論段数には、コンデンサー及びリボイラーを含み、コンデンサーを段の
No.1として数えた。
及び抽出蒸留塔を使用し、10lb/時の粗製HFC−32からなる供給気流を精
製した。粗製供給物は、0.00022lb/時のCFC−12、即ち、重量で2
2パーツ・パー・ミリオン(ppmw)の濃度のCFC−12、及び、0.0022
9lb/時のHFC−143a、即ち、229ppmwの濃度のHFC−143aを含
んでいた。他の供給物の不純物は、678ppmwのHFC−23(CHF3)、6 3ppmwのHFC−41(CH3F)、46ppmwのHCFC−22(CHClF2)
、13ppmwのHCC−40(CH3Cl)、6ppmwのHFC−134a(CH2F
CF3)、4ppmwのHFC−134(CHF2CHF2)、及び0.2ppmwのHF C−152a(CHF2CH3)であった。低沸点溶剤塔は、23の理論段数を含
む充填塔である。粗製供給物気流を低沸点溶剤塔の12段目に導入した。低沸点
溶剤塔のコンデンサー圧力は、190psiaに維持した。蒸留物の温度は、15℃
であり、底部の塔温度は16℃であった。低沸点溶剤塔の煮沸量は、塔中で少な
くとも40lb/時の内部還流を与えるように設定された(コンデンサーの効率を
基準に計算した。)。蒸留物の取り出し量は、0.5lb/時に制御した。これら
の条件下で、粗製供給物気流の低沸点不純物は低沸点溶剤塔の頂部から出て行き
、HFC−32及びその近傍の沸点及び高沸点不純物は、底部気流と共に出て行
った。底部気流のサンプルは、以下の組成を示した。該組成は、99.9785
wt%のHFC−32、172ppmwのHFC−143a、25ppmwのHCC−4
0、12ppmwのHCFC−22、5ppmwのHFC−134a、及び1ppmwのHF
C−134であった。
気流を、抽出蒸留塔の33段目に導入し、n−ヘキサン抽出剤を150lb/時で
13段目に導入した。塔のコンデンサー圧力を84.7psiaに維持した。蒸留物
の温度は−9℃であり、底部の塔温度は110℃であった。これらの操作条件下
で、HFC−32生成物は塔から頂部気流中に出て行き、HFC−143aを含
むn−ヘキサンは、底部気流に出て行った。抽出剤の流量を、塔頂HFC−32
生成物中でHFC−143aが25ppmw未満の組成となるように設定した。28
lb/時の、リボイラーへの気流の塔煮沸量は、HFC−32塔頂生成物中の抽出
剤が5ppmw未満の組成となるのに十分な還流を与えるように設定された。蒸留物
の量は、蒸留物の塔頂気流中で9lb/時のHFC−32を回収するように制御さ
れた。塔の直径を、0.59以下のF−ファクターを有するように選択した。9
9.998wt%の純度のHFC−32が、抽出蒸留塔に供給されたHFC−3
2の99.89%回収率で回収された。HFC−32生成物は、16ppmwのHF
C−143a、1ppmwのHCC−40、及び2ppmwのn−ヘキサンを含んでいた
。
の粗製HFC−32よりなる供給気流を精製した。粗製供給物は、0.0014
8lb/時のCFC−12、即ち、重量で74パーツ・パー・ミリオン(ppmw)の
濃度のCFC−12、及び、0.00270lb/時のHFC−143a、即ち、
135ppmwの濃度のHFC−143aを含んでいた。供給物の他の不純物は、3
1ppmwのn−ヘキサン(C6H14)、21ppmwのHCFC−22(CHClF2)
、7ppmwのHCC−40(CH3Cl)、1ppmwのHFC−134a(CH2FC
F3)、及び1ppmwのCFC−13(CClF3)であった。低沸点溶剤塔は、理
論段数23を含む充填塔であった。粗製供給物気流を低沸点溶剤塔の12段目に
導入した。低沸点溶剤塔のコンデンサー圧力を190psiaに維持した。蒸留物の
温度は、15℃であり、底部の塔温度は16℃であった。低沸点溶剤塔の煮沸量
は、塔中で少なくとも40lb/時の内部還流を与えるように設定された(コンデ
ンサーの効率を基準にして計算した。)。蒸留物の取り出し量は、0.2lb/時
に制御した。これらの条件下で、粗製供給物気流中の低沸点不純物は、低沸点溶
剤塔の頂部から出て行き、一方、HFC−32及びその近傍の沸点及び高沸点不
純物は、底部気流と共に出て行った。底部気流のサンプルは、以下の組成を示し
た。該組成は、99.9823wt%のHFC−32、121ppmwのHFC−1
43a、24ppmwのn−ヘキサン、20ppmwのHCFC−22、7ppmwのHCC
−40、及び5ppmwのCFC−12であった。
排出物を、抽出蒸留塔の33段目に導入し、n−ヘキサン抽出剤を150lb/時
で13段目に導入した。塔のコンデンサー圧力を84.7psiaに維持した。蒸留
物の温度は−9℃であり、底部の塔温度は120℃であった。これらの操作条件
下で、HFC−32生成物は塔から頂部気流中に出て行き、CFC−12及びH
FC−143aを含むn−ヘキサンは、底部気流中に出て行った。抽出剤の流量
を、塔頂HFC−32生成物中でHFC−143aが40ppmw未満の組成となる
ように設定した。28lb/時の、リボイラーへの気流の塔煮沸量は、HFC−3
2塔頂生成物中の抽出剤が5ppmw未満の組成となるのに十分な還流を与えるよう
に設定された。蒸留物の量は、蒸留物の塔頂気流中で19.5lb/時のHFC−
32を回収するように制御された。塔の直径を、0.59以下のF−ファクター
を有するように選択した。99.9964wt%の純度のHFC−32が、抽出
蒸留塔に供給されたHFC−32の98.75%回収率で回収された。HFC−
32生成物は、30ppmwのHFC−143a及び6ppmwの他の未知不純物を含ん
でいた。CFC−12は生成物中では、検出限界以下であった。
例である。これらの例は、1000lb/時の、選択されたハロカーボン不純物を
含む粗製HFC−32に基づく。他の不純物が供給物中に存在することは一切考
慮しなかった。また、上記NRTL相互作用パラメータを使用する計算された理
論的な比較例が含まれる。
略図である。
Claims (11)
- 【請求項1】 ジフルオロメタン(HFC−32)と、クロロジフルオロメ
タン(CFC−12)、1,1,1−トリフルオロエタン(HFC−143a)
、クロロペンタフルオロエタン(CFC−115)及びペンタフルオロエタン(
HFC−125)よりなる群から選択されるハロカーボンと、を含む第一の混合
物の少なくとも1つのハロカーボンからジフルオロメタン(HFC−32)を分
離するための方法であって、 該第一の混合物を、 5から9の炭素原子を有し、約30℃より高く、約155℃未満の標準沸点
を有する炭化水素を含む炭化水素抽出剤、 約60℃より高く、約100℃未満の標準沸点を有し、式CxH2x+1OH[ 式中、xは1から3である。]によって表されるアルコール、及び、約50℃よ
り高く、約110℃未満の標準沸点を有し、式CyH2y+1COCzH2z+1[式中、
y及びzは1又はそれより大きく、y+zは多くて5である。]によって表され
るケトンを含む酸素を含有する抽出剤、及び、 約39℃より高く、約150℃未満の標準沸点を有し、式CsH2s+2-tClt [式中、sは1又は2であり、tは2から4である。]によって表されるクロロ
カーボンを含むクロロカーボン抽出剤 よりなる群から選択される抽出剤と接触させ、第二の混合物を形成する工程、 該第二の混合物を抽出蒸留することにより第二の混合物の少なくとも1つのハ
ロカーボンからジフルオロメタン(HFC−32)を分離する工程、及び 少なくとも1つのハロカーボンを実質的に含まないジフルオロメタン(HFC
−32)を回収する工程、 の各工程 を具備する(但し、該ハロカーボンがペンタフルオロエタンHFC−125であ
る場合、該クロロカーボン抽出剤は塩化メチレンではない。)ことを特徴とする
方法。 - 【請求項2】 該炭化水素抽出剤が5から7の炭素原子を有し、約30℃よ
り高く、約110℃未満の標準沸点を有する炭化水素よりなる群から選択される
ことを特徴とする請求項1に記載の方法。 - 【請求項3】 該炭化水素抽出剤が、n−ペンタン、2−メチルペンタン、
3−メチルペンタン、シクロペンタン、メチルシクロペンタン、n−ヘキサン、
シクロヘキサン及びn−ヘプタンよりなる群から選択されることを特徴とする請
求項2に記載の方法。 - 【請求項4】 該酸素を含有する抽出剤が、メタノール、エタノール、プロ
パノール、イソ−プロパノール、プロパノン、及びブタノンよりなる群から選択
されることを特徴とする請求項1に記載の方法。 - 【請求項5】 該クロロカーボン抽出剤が塩化メチレンであることを特徴と
する請求項1に記載の方法。 - 【請求項6】 該第二の混合物から回収されるジフルオロメタン(HFC−
32)が、約50ppmw未満のハロカーボンを含むことを特徴とする請求項1に記
載の方法。 - 【請求項7】 該第二の混合物から回収されるジフルオロメタン(HFC−
32)が、約0.1ppmw未満のハロカーボンを含むことを特徴とする請求項1に
記載の方法。 - 【請求項8】 前記分離ステップの抽出蒸留から得られる抽出剤の少なくと
も一部を、前記接触ステップの第二の混合物の分離に使用するためにリサイクル
することをさらに具備することを特徴とする請求項1に記載の方法。 - 【請求項9】 該抽出蒸留が、約15から350psiaまでの圧力で行われる
ことを特徴とする請求項1に記載の方法。 - 【請求項10】 該抽出蒸留が、約1/1から約10/1の還流比を用いて
行われることを特徴とする請求項1に記載の方法。 - 【請求項11】 該第一の混合物のジフルオロメタン(HFC−32)及び
ハロカーボンが共沸組成物であることを特徴とする請求項1に記載の方法。
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