JP6693963B2

JP6693963B2 - 塩化水素の製造方法

Info

Publication number: JP6693963B2
Application number: JP2017534163A
Authority: JP
Inventors: 陽祐谷本
Original assignee: Showa Denko KK
Current assignee: Resonac Holdings Corp
Priority date: 2015-08-10
Filing date: 2016-07-25
Publication date: 2020-05-13
Anticipated expiration: 2036-07-25
Also published as: EP3336057A1; KR102019704B1; EP3336057A4; TW201718398A; TWI603917B; KR20180008735A; JPWO2017026260A1; EP3336057B1; WO2017026260A1; CN107848799A; US20180208465A1; US10611636B2; CN107848799B

Description

本発明は塩化水素の製造方法に関する。

半導体等の製造時にエッチングガス、クリーニングガス、又は成膜ガスとして使用される高純度の塩化水素（ＨＣｌ）は、例えば合成塩酸を原料として用いて得た塩化水素を液化し、蒸留することにより不純物を除去して製造される。この製造方法においては、不純物の除去は蒸留によるところが大きいが、不純物のうち臭化水素（ＨＢｒ）と二酸化炭素（ＣＯ_２）は塩化水素と沸点が近いため、蒸留での除去は容易ではなく、大きいサイズの蒸留塔が必要となる等の問題があった。
特許文献１には、臭化水素含有塩化水素ガスを塩化水素で飽和された塩化水素水溶液に通過させて、臭化水素の含有量が低減された塩化水素ガスを得る技術が開示されている。しかしながら、特許文献１に開示の技術では、近年の半導体製造用高純度塩化水素ガスに求められる不純物濃度を満たすレベル、例えば０．２体積ｐｐｍ程度までに臭化水素の含有量を低減することは難しいという問題があった。

また、特許文献２には、塩素（Ｃｌ_２）と水素（Ｈ_２）をそれぞれ予め精製した後に反応させて高純度塩化水素を製造する技術が開示されている。塩素は、蒸留で二酸化炭素を除去することにより精製している。しかしながら、特許文献２に開示の技術では、塩素と水素を予め精製するために蒸留塔や吸着塔を設置する必要があるため、高純度塩化水素の製造設備が複雑化し、高い効率で高純度塩化水素を製造することが難しいという問題があった。

日本国特許公開公報２００４年第２１４２号日本国特許公表公報２０１３年第５４５７０４号

そこで、本発明は、上記のような従来技術が有する問題点を解決し、簡便な設備で効率良く高純度塩化水素を製造することができる方法を提供することを課題とする。

前記課題を解決するため、本発明の一態様は以下の［１］及び［２］の通りである。
［１］濃度が２０質量％以上５０質量％以下の塩酸に不活性ガスを気液接触させる気液接触工程と、
前記気液接触工程で不活性ガスを気液接触させた塩酸を蒸留して塩酸から塩化水素を分離し粗塩化水素を得る分離工程と、
前記分離工程で得られた粗塩化水素を脱水する脱水工程と、
前記脱水工程で得られた、脱水された粗塩化水素を圧縮して液化し、その液状の粗塩化水素を蒸留により精製する精製工程と、
を備える塩化水素の製造方法。
［２］前記気液接触工程は、不活性ガスと、線速度０．１ｍ／ｈ以上１５ｍ／ｈ以下且つ空間速度０．１／ｈ以上１０／ｈ以下の流量の塩酸とを向流接触させることにより、塩酸に不活性ガスを気液接触させる工程であり、塩酸の体積流量に対する不活性ガスの体積流量の比が０．０１以上１００以下である［１］に記載の塩化水素の製造方法。

本発明によれば、簡便な設備で効率良く高純度塩化水素を製造することができる。

実施例１の高純度塩化水素の製造方法を説明する高純度塩化水素の製造設備の概略図である。実施例２の高純度塩化水素の製造方法を説明する高純度塩化水素の製造設備の概略図である。

前記課題を解決するため本発明者らが鋭意検討した結果、塩酸に不活性ガスを気液接触させ、その後に塩酸から塩化水素を蒸留で分離することにより、不純物（例えば、塩化水素と沸点が近く蒸留による除去が困難な臭化水素、二酸化炭素）の含有量が低い塩化水素を、簡便な設備で効率良く製造可能であることを見出し、本発明を完成するに至った。以下、本発明の一実施形態について詳細に説明する。
本実施形態の塩化水素の製造方法は、濃度が２０質量％以上５０質量％以下の塩酸に不活性ガスを気液接触させる気液接触工程と、気液接触工程で不活性ガスを気液接触させた塩酸を蒸留して塩酸から塩化水素を分離し粗塩化水素を得る分離工程と、分離工程で得られた粗塩化水素を脱水する脱水工程と、脱水工程で得られた、脱水された粗塩化水素を圧縮して液化し、その液状の粗塩化水素を蒸留により精製する精製工程と、を備える。

本実施形態の高純度塩化水素の製造方法において原料として使用される塩酸は、塩化水素の濃度が２０質量％以上５０質量％以下の水溶液である。塩化水素の濃度が２０質量％以上５０質量％以下であれば、例えば塩酸を蒸留塔で蒸留した場合に塔頂部から得られるガスは、塩化水素が豊富である。塩化水素の濃度が２０質量％未満であると、共沸組成以上の塩化水素濃度を有していないため、塔頂部から得られるガスは、塩化水素が豊富でなくなる。塩化水素の濃度が５０質量％超過の塩酸は、常温且つ大気圧条件下での塩化水素の飽和溶解度を超えているため、通常は使用しない。常温且つ大気圧条件下では、塩化水素の濃度が４０質量％以下の塩酸が好ましい。

本実施形態においては、塩化水素中の不純物として臭化水素と二酸化炭素に特に着目しているが、これらの混入原因は原料の塩酸にある。一般的な合成塩酸の臭化水素の濃度は、通常は１質量ｐｐｍ以上１００質量ｐｐｍ以下であり、二酸化炭素の濃度は、通常は０．０１質量ｐｐｍ以上５質量ｐｐｍ以下である。前述したように、従来の方法で合成塩酸から得た塩化水素を蒸留して高純度塩化水素を得ようとしても、塩化水素と沸点が近い臭化水素、二酸化炭素を十分に除去することは困難である。
二酸化炭素について、液化した塩化水素中の二酸化炭素の気液平衡定数（Ｋ−ｖａｌｕｅ＝［ＣＯ_２］gas phase／［ＣＯ_２］liquid phase）を実験的に取得すると１．３であり、１に近いことから気液での分離効率が悪いことが分かった。しかしながら、水溶液である塩酸の状態であれば、不活性ガスの気液接触により、塩酸から二酸化炭素が容易に除去されることが分かった。よって、二酸化炭素が除去された塩酸を用いれば、二酸化炭素の濃度が例えば０．４体積ｐｐｍ未満という低濃度の高純度塩化水素を製造できることが分かった。

本実施形態の塩化水素の製造方法の気液接触工程においては、窒素（Ｎ_２）、アルゴン、ヘリウム等の不活性ガスを塩酸に気液接触させる。不活性ガスと塩酸を気液接触させる方法は特に限定されるものではないが、効率の面から、塩酸を上方から下方に流通させ、不活性ガスを下方から上方に流通させる向流接触により行うことが好ましい。
塩酸と不活性ガスとを気液接触させる際の好適な条件は、使用する装置の構造、塩酸の濃度等によって異なる場合があるため一概には言えないが、温度は０℃以上６０℃以下、圧力は０．０１ＭＰａ以上１ＭＰａ以下（絶対圧）とすることが好ましい。

また、気液接触させる際の塩酸と不活性ガスの流量については、本発明者らが鋭意検討した結果、以下の条件で気液接触させることによって、より効果的に二酸化炭素を除去できることが分かった。なお、塩酸と不活性ガスとの気液接触は、連続式であってもよいし回分式であってもよい。
すなわち、塩酸の流量は、線速度０．１ｍ／ｈ以上１５ｍ／ｈ以下且つ空間速度０．１／ｈ以上１０／ｈ以下とし、塩酸の体積流量に対する不活性ガスの体積流量の比を０．０１以上１００以下とすることが好ましい。塩酸の線速度は、０．１ｍ／ｈ以上１５ｍ／ｈ以下とすることが好ましく、１ｍ／ｈ以上１０ｍ／ｈ以下とすることがより好ましく、１．５ｍ／ｈ以上７ｍ／ｈ以下とすることがさらに好ましい。また、塩酸の空間速度は、０．１／ｈ以上１０／ｈ以下とすることが好ましく、０．１／ｈ以上５／ｈ以下とすることがより好ましく、０．２／ｈ以上３／ｈ以下とすることがさらに好ましい。さらに、塩酸の体積流量に対する不活性ガスの体積流量の比は、０．０１以上１００以下とすることが好ましく、０．１以上５０以下とすることがより好ましく、１以上４０以下とすることがさらに好ましい。

塩酸の流量については、線速度が０．１ｍ／ｈ以上１５ｍ／ｈ以下で且つ空間速度が０．１／ｈ以上１０／ｈ以下であれば、塩酸と不活性ガスとの気液接触により塩酸から二酸化炭素が十分に除去されるとともに、二酸化炭素が除去された塩酸を十分に多量に得ることができ効率的である。
また、不活性ガスの流量については、塩酸の体積流量に対する不活性ガスの体積流量の比が０．０１以上１００以下であれば、塩酸と不活性ガスとの気液接触により塩酸から二酸化炭素が十分に除去される。一般には、流量が大きいほど二酸化炭素の除去効率が大きくなるように思われるが、実際は二酸化炭素の除去効率に与える不活性ガスの流量の影響は大きくない。よって、塩酸の体積流量に対する不活性ガスの体積流量の比を１００より大きくしても、二酸化炭素の除去効率の向上にそれほど寄与しないだけでなく、塩酸飛沫を同伴することによって塩酸の損失が生じるおそれがある。回分式の場合は、塩酸の体積に対する不活性ガスの体積の比が０．１以上１００以下であることが好ましく、その際の気液接触時間は３分以上３００分以下であることが好ましい。

次に、臭化水素については、液化した塩化水素中の臭化水素の気液平衡定数（Ｋ−ｖａｌｕｅ＝［ＨＢｒ］gas phase／［ＨＢｒ］liquid phase）を実験的に取得すると０．８であり、１に近いことから気液での分離効率が悪いことが分かった。しかしながら、濃度３５質量％の塩酸を加熱して蒸発した塩化水素中の臭化水素の濃度と、残液中の臭化水素の濃度とを測定し、塩酸中の臭化水素の気液平衡定数を求めたところ０．２であり、液化した塩化水素中での臭化水素の挙動とは大きく異なることが明らかとなった。
すなわち、塩化水素の蒸留では臭化水素を十分に分離することは困難であるが、塩酸の蒸留では臭化水素を容易に分離することができることを見出した。そこで、本実施形態においては、加熱や不活性ガスの導入により塩酸から塩化水素を放散させて粗塩化水素を得るのではなく、塩酸を蒸留することにより粗塩化水素を得る。つまり、本実施形態の塩化水素の製造方法は、分離工程において、気液接触工程で不活性ガスを気液接触させた塩酸を蒸留して塩酸から塩化水素を分離し粗塩化水素を得る。

原料である塩酸の蒸留は、連続式で行なうことも、回分式で行なうことも可能であるが、連続式で行なうことが好ましい。塩酸の蒸留塔への導入方式は、塩酸の蒸留を回分式で行なうか連続式で行なうかに応じて適宜選択される。連続式の場合は、塩酸の蒸留塔への導入は連続的に行なわれる。塩酸の蒸留塔における導入位置は、蒸留による臭化水素の分離効率及び塩化水素の留出により濃度が希釈された塩酸の塔頂への留出防止効率を考慮すると、蒸留塔の高さ方向中央部近傍であることが好ましい。
塩酸の蒸留により、臭化水素の濃度が低い粗塩化水素が蒸留塔の塔頂から得られ、臭化水素を多く含み且つ塩化水素の留出により濃度が希釈された塩酸が、蒸留塔の塔底から留出する。臭化水素の分配率は、気液平衡定数の値（例えば０．２）と蒸留塔の段数に応じて決まる。蒸留塔の塔底から留出する塩酸の濃度は特に制限されないが、蒸留条件の圧力下での共沸濃度であることが好ましく、大気圧下の場合は２０質量％である。

分離工程の塩酸の蒸留における操作圧力は、当該操作圧力下における共沸塩化水素濃度が、蒸留に供される塩酸の塩化水素濃度よりも低くなるような圧力とされる。このような条件を満たす操作圧力の値は、塩酸の塩化水素濃度及び共沸塩化水素濃度と圧力との関係から決定される。操作圧力下における共沸塩化水素濃度が、原料塩酸の塩化水素濃度以上となるような操作圧力で蒸留を行なうと、塔頂から得られる留分に、水分と、それに伴う臭化水素とが多く混入するようになる。一方、操作圧力下における共沸塩化水素濃度が、原料塩酸の塩化水素濃度よりも低くなるような操作圧力で蒸留を行なうと、塔頂からの水分の留出を防止でき、臭化水素の濃度の低い粗塩化水素が得られる。

塩酸の蒸留の操作圧力は、０．１ＭＰａ以上０．５ＭＰａ以下（絶対圧）の範囲内から選択されることが好ましい。このような操作圧力で塩酸の蒸留を行えば、蒸留設備への負荷が大きくなることなく、十分な量の粗塩化水素を得ることができる。減圧条件下での蒸留は、共沸組成の塩化水素濃度が高くなるため、得られる塩化水素の量が減るので好ましくない。
また、塩酸の蒸留の操作温度（蒸留塔の塔底の温度）は、操作圧力等に依存するが、通常は１００℃以上１５０℃以下である。
さらに、蒸留塔の形式は、特に限定されるものではなく、充填塔、棚段塔などの一般的に用いられる蒸留塔を用いることができるが、構造が簡単なことから充填塔が好ましい。充填塔に充填する充填物としては、例えばラシヒリング、ポールリング、テラレット（登録商標）など、既存のものを用いることができる。

次に、本実施形態の塩化水素の製造方法の脱水工程においては、分離工程で得られた粗塩化水素を脱水するが、脱水方法は特に限定されない。例えば、活性アルミナ、ゼオライト等の担体を充填した吸収器において担体と粗塩化水素を接触させて、担体の吸着作用によって粗塩化水素から水分を取り除く方法や、粗塩化水素を冷却して水分を凝縮させる方法があげられる。あるいは、上記の担体を用いた方法と水分を凝縮させる方法とを組み合わせてもよい。

次に、本実施形態の塩化水素の製造方法の精製工程においては、脱水工程で脱水された粗塩化水素を、例えば０℃程度の場合は２．６ＭＰａ（絶対圧）以上の圧力で圧縮して液化し、その液状の粗塩化水素を蒸留により精製して高純度塩化水素を得る。精製工程に使用できる蒸留装置は、通常の蒸留に必要な機能を備えていればよいが、棚段塔、充填塔などの精留装置（蒸留塔）を使用することが好ましい。ただし、構造が簡単なことから充填塔がより好ましい。充填塔に充填する充填物としては、例えばラシヒリング、ポールリング、テラレット（登録商標）など、既存のものを用いることができる。また、蒸留は、連続式で行なうこともできるし（連続蒸留）、回分式で行なうこともできる（バッチ蒸留）。

塩化水素の蒸留の操作条件は、ユーティリティ及び要求される塩化水素の品質などにより種々の態様が可能であり、特に限定されるものではない。ただし、蒸留塔の塔頂温度が低くなり過ぎないことを考慮すれば、操作圧力は０．１ＭＰａ以上１０ＭＰａ以下とすることができ、０．５ＭＰａ以上５ＭＰａ以下とすることが好ましい。このような操作条件の場合には、蒸留塔の塔頂温度は約−８０℃以上６０℃以下の範囲内となる。上記の条件下で蒸留を行い、塔頂部より低沸点成分を抜き出し、底部より高沸点成分を抜き出し、蒸留塔の中段から高純度塩化水素を得ることができる。

このような本実施形態の塩化水素の製造方法により、例えば純度９９．９９９質量％以上の高純度塩化水素を、簡便な設備で効率良く製造することができる。製造された高純度塩化水素は、例えば、半導体や薄膜トランジスタの製造時にエッチングガス、クリーニングガスとして使用することができる。特に、Ｓｉ−Ｇｅ（半導体）、ＧａＮ（発光ダイオード等）、ＳｉＣ（パワー半導体）のエピタキシャル成長プロセスでは、クリーニングガスとしての使用のみならず成膜ガスとしても使用されるが、成膜ガス中に不純物があると膜中に不純物が残留するため、本実施形態の塩化水素の製造方法により得られる高純度塩化水素は極めて有用である。さらに、高純度塩化水素は、医薬品、染料中間体等の各種化学薬品の製造にも使用することができる。

なお、本実施形態は本発明の一例を示したものであって、本発明は本実施形態に限定されるものではない。また、本実施形態には種々の変更又は改良を加えることが可能であり、その様な変更又は改良を加えた形態も本発明に含まれ得る。

以下に実施例を示して、本発明をより詳細に説明する。
〔実施例１〕
図１に示す製造設備を使用して高純度塩化水素を製造した。原料の塩酸としては、塩化水素濃度が３５質量％で、不純物として臭化水素を７０質量ｐｐｍ、二酸化炭素を２質量ｐｐｍ含有するものを使用した。
この塩酸を、塩酸導入管１１を介して５８０ｋｇ／ｈの流量で容量１０００ｋｇのクッションタンク１０に導入した。そして、クッションタンク１０内の塩酸に対し、不活性ガス導入管１２を介して窒素を６００ＮＬ／ｈの流量で導入し、常温の雰囲気下でバブリングさせた（気液接触工程）。

クッションタンク１０に塩酸を５８０ｋｇ／ｈの流量で連続的に導入しつつ窒素のバブリングを続けるとともに、クッションタンク１０から塩酸を５８０ｋｇ／ｈの流量で連続的に抜き出して、塩酸送液管２１を介して蒸留塔２０に送液した。このときの塩酸の体積流量に対する不活性ガスの体積流量の比は、１．３となる。
不活性ガスを気液接触させた塩酸は、蒸留塔２０において圧力０．１ＭＰａＧ、温度１１５℃の条件で蒸留し、塩酸から塩化水素を分離した（分離工程）。蒸留塔２０の塔頂部から、粗塩化水素を９３ｋｇ／ｈの流量で取り出し、蒸留塔２０の底部から、塩化水素の留出により濃度が希釈された塩酸を４８７ｋｇ／ｈの流量で抜き出した。

塔頂部から取り出した粗塩化水素の塩化水素濃度は９６体積％であり、不純物である臭化水素の濃度は０．２体積ｐｐｍ、二酸化炭素の濃度は１０体積ｐｐｍであった。また、底部から抜き出した塩酸の塩化水素濃度は２３質量％であり、不純物である臭化水素の濃度は８３質量ｐｐｍ、二酸化炭素の濃度は１質量ｐｐｍであった。
蒸留塔２０の塔頂部から取り出した粗塩化水素は水分を含有しているので、凝縮器３０及び水分吸着塔４０に送って脱水を行った（脱水工程）。すなわち、粗塩化水素は塩化水素用配管３１を介して蒸留塔２０から凝縮器３０に送り、−５℃に冷却して粗塩化水素中の水分を凝縮させ、粗塩化水素中の水分の一部を除去した。

さらに、粗塩化水素を塩化水素用配管４１を介して凝縮器３０から水分吸着塔４０に送り、水分吸着塔４０内に充填された吸着剤（ユニオン昭和株式会社製のモレキュラーシーブ３Ａ）に流通させて脱水した。これにより、脱水された粗塩化水素を９０ｋｇ／ｈの流量で得た。脱水された粗塩化水素の塩化水素濃度は９９．９体積％であり、不純物として二酸化炭素を１３体積ｐｐｍ含有していた。
脱水された粗塩化水素を塩化水素用配管５１を介して水分吸着塔４０からコンプレッサー５０に送り、コンプレッサー５０で２．６ＭＰａ以上（絶対圧）に加圧して圧縮して凝縮（液化）した。液化された粗塩化水素を塩化水素用配管６１を介してコンプレッサー５０から蒸留塔６０に送り、蒸留することにより低沸成分及び高沸成分をそれぞれ除去して蒸留塔中段から高純度塩化水素を抜き出した（精製工程）。

詳述すると、まず微量含有する重金属分を除去するために、高沸成分を底部から９．０ｋｇ／ｈの流量で抜き出し、その後、二酸化炭素を５２０体積ｐｐｍ含有する濃度９９体積％の塩化水素を含む低沸成分を塔頂部から１．８ｋｇ／ｈの流量で抜き出した。
これにより、純度９９．９９９質量％以上の高純度塩化水素を蒸留塔６０の中段から７９ｋｇ／ｈの流量で得た。得られた高純度塩化水素が含有する不純物の濃度を測定したところ、臭化水素が０．２体積ｐｐｍ、二酸化炭素が１．８体積ｐｐｍであった。

〔実施例２〕
図２に示す製造設備を使用して高純度塩化水素を製造した。実施例２の高純度塩化水素の製造方法は、気液接触工程以外の工程については、実施例１の高純度塩化水素の製造方法とほぼ同様である。また、使用した原料の塩酸は、実施例１と同じものである。なお、図２においては、同一又は相当する部分には図１と同一の符号を付してある。
原料である塩酸を、塩酸導入管１６を介して二酸化炭素放散塔１５に導入し、窒素導入管１７を介して導入した窒素と向流接触させた（気液接触工程）。二酸化炭素放散塔１５は、そのサイズが直径５００ｍｍ、塔高６ｍであり、充填物を充填した充填層を有している。

二酸化炭素放散塔１５においては、塩酸を上方から下方に流通させるとともに、窒素を下方から上方に流通させて、両者を向流接触させた。塩酸の流量は３８２ｋｇ／ｈ（体積流量３２４ＮＬ／ｈ、線速度ＬＶ＝１．７ｍ／ｈ、空間速度ＳＶ＝０．２８／ｈ）とし、窒素の流量は１３．４ｋｇ／ｈ（体積流量１０．７Ｎｍ^３／ｈ）とした。よって、塩酸の体積流量に対する不活性ガスの体積流量の比は、３３である。
二酸化炭素放散塔１５の上部から、４ｋｇ／ｈの塩酸をロスとして同伴する窒素を抜き出し、下部から３７８ｋｇ／ｈの流量で塩酸を抜き出した。抜き出した塩酸の塩化水素濃度は３５質量％であり、不純物である臭化水素の濃度は７０質量ｐｐｍ、二酸化炭素の濃度は０．０５質量ｐｐｍであった。
二酸化炭素放散塔１５において不活性ガスを気液接触させた塩酸は、塩酸送液管２１を介して蒸留塔２０に送液し、蒸留塔２０において大気圧下、温度１１０℃の条件で蒸留し、塩酸から塩化水素を分離した（分離工程）。

蒸留塔２０の塔頂部から、粗塩化水素を６１ｋｇ／ｈの流量で取り出し、蒸留塔２０の底部から、塩化水素の留出により濃度が希釈された塩酸を３１７ｋｇ／ｈの流量で抜き出した。
蒸留塔２０の塔頂部から取り出した粗塩化水素の塩化水素濃度は９６体積％であり、不純物である臭化水素の濃度は０．２体積ｐｐｍ、二酸化炭素の濃度は０．４体積ｐｐｍであった。また、底部から抜き出した塩酸の塩化水素濃度は２３質量％であり、不純物である臭化水素の濃度は８３質量ｐｐｍ、二酸化炭素の濃度は１質量ｐｐｍであった。

蒸留塔２０の塔頂部から取り出した粗塩化水素は水分を含有しているので、実施例１と同様に凝縮器３０及び水分吸着塔４０により脱水を行った（脱水工程）。これにより、脱水された粗塩化水素を５９ｋｇ／ｈの流量で得た。脱水された粗塩化水素の塩化水素濃度は９９．９体積％であった。
脱水された粗塩化水素を塩化水素用配管５１を介して水分吸着塔４０からコンプレッサー５０に送り、コンプレッサー５０で２．６ＭＰａ以上（絶対圧）に加圧して圧縮して凝縮（液化）した。液化された粗塩化水素を塩化水素用配管６１を介してコンプレッサー５０から蒸留塔６０に送り、蒸留することにより低沸成分及び高沸成分をそれぞれ除去して蒸留塔中段から高純度塩化水素を抜き出した（精製工程）。

詳述すると、まず微量含有する重金属分を除去するために、高沸成分を底部から６ｋｇ／ｈの流量で抜き出し、その後、二酸化炭素を１０体積ｐｐｍ含有する濃度９９体積％の塩化水素を含む低沸成分を塔頂部から０．４ｋｇ／ｈの流量で抜き出した。
これにより、純度９９．９９９質量％以上の高純度塩化水素を蒸留塔６０の中段から５２．６ｋｇ／ｈの流量で得た。得られた高純度塩化水素が含有する不純物の濃度を測定したところ、臭化水素が０．２体積ｐｐｍ、二酸化炭素が０．４体積ｐｐｍであった。

〔実施例３〕
二酸化炭素放散塔１５のサイズを、直径５００ｍｍ、塔高１ｍに変更した点以外は、実施例２と同様にして高純度塩化水素の製造を行った。二酸化炭素放散塔１５のサイズが異なるため、気液接触工程における塩酸の流量の空間速度ＳＶは１．７／ｈとなる。
その結果、蒸留塔６０から純度９９．９９９質量％以上の高純度塩化水素を５２．６ｋｇ／ｈの流量で得た。得られた高純度塩化水素が含有する不純物の濃度を測定したところ、臭化水素が０．２体積ｐｐｍ、二酸化炭素が１．１体積ｐｐｍであった。

〔実施例４〕
二酸化炭素放散塔１５のサイズを、直径２５０ｍｍ、塔高６ｍに変更した点以外は、実施例２と同様にして高純度塩化水素の製造を行った。二酸化炭素放散塔１５のサイズが異なるため、気液接触工程における塩酸の流量の線速度ＬＶは６．６ｍ／ｈ、空間速度ＳＶは１．１／ｈとなる。
その結果、蒸留塔６０から純度９９．９９９質量％以上の高純度塩化水素を５２．６ｋｇ／ｈの流量で得た。得られた高純度塩化水素が含有する不純物の濃度を測定したところ、臭化水素が０．２体積ｐｐｍ、二酸化炭素が１．５体積ｐｐｍであった。

〔比較例１〕
分離工程の内容を下記の通り変更した点以外は、実施例１と同様にして塩化水素を製造した。すなわち、実施例１の分離工程においては、塩酸を蒸留して塩酸から塩化水素を分離して粗塩化水素を得たが、比較例１の分離工程においては、蒸留塔２０の代わりに塩酸放散塔を用いて塩酸を単に加熱することにより、塩酸から塩化水素を放散させて粗塩化水素を得た。塩酸放散塔としては、充填物を充填した充填層を有するものを用いた。放散条件は、塔底温度１１０℃、大気圧下とした。
その結果、蒸留塔６０から純度９９．９９８質量％以上の塩化水素を７９ｋｇ／ｈの流量で得た。得られた塩化水素が含有する不純物の濃度を測定したところ、臭化水素が４体積ｐｐｍ、二酸化炭素が１．８体積ｐｐｍであった。

〔比較例２〕
気液接触工程を行わず、原料の塩酸を蒸留塔２０へ直接導入して蒸留を行った点以外は、実施例１と同様にして塩化水素を製造した。
その結果、蒸留塔６０から純度９９．９９８質量％以上の塩化水素を７９ｋｇ／ｈの流量で得た。得られた塩化水素が含有する不純物の濃度を測定したところ、臭化水素が０．２体積ｐｐｍ、二酸化炭素が１０体積ｐｐｍであった。

１０クッションタンク
１５二酸化炭素放散塔
２０蒸留塔
３０凝縮器
４０水分吸着塔
５０コンプレッサー
６０蒸留塔

Claims

濃度が２０質量％以上５０質量％以下の塩酸に不活性ガスを気液接触させる気液接触工程と、
前記気液接触工程で不活性ガスを気液接触させた塩酸を蒸留して塩酸から塩化水素を分離し粗塩化水素を得る分離工程と、
前記分離工程で得られた粗塩化水素を脱水する脱水工程と、
前記脱水工程で得られた、脱水された粗塩化水素を圧縮して液化し、その液状の粗塩化水素を蒸留により精製する精製工程と、
を備える塩化水素の製造方法。
前記気液接触工程は、不活性ガスと、線速度０．１ｍ／ｈ以上１５ｍ／ｈ以下且つ空間速度０．１／ｈ以上１０／ｈ以下の流量の塩酸とを向流接触させることにより、塩酸に不活性ガスを気液接触させる工程であり、塩酸の体積流量に対する不活性ガスの体積流量の比が０．０１以上１００以下である請求項１に記載の塩化水素の製造方法。