WO2017026260A1 - 塩化水素の製造方法 - Google Patents

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陽祐 谷本
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昭和電工株式会社
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    • C01B7/07—Purification ; Separation
    • C01B7/0706—Purification ; Separation of hydrogen chloride
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    • B01D3/34—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping with one or more auxiliary substances
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01P—INDEXING SCHEME RELATING TO STRUCTURAL AND PHYSICAL ASPECTS OF SOLID INORGANIC COMPOUNDS
    • C01P2006/00—Physical properties of inorganic compounds
    • C01P2006/80—Compositional purity

Definitions

  • the present invention relates to a method for producing hydrogen chloride.
  • High-purity hydrogen chloride (HCl) used as an etching gas, cleaning gas, or film-forming gas when manufacturing semiconductors, etc. is an impurity produced by liquefying and distilling hydrogen chloride obtained using, for example, synthetic hydrochloric acid as a raw material. It is manufactured by removing. In this production method, the removal of impurities is largely by distillation, but hydrogen bromide (HBr) and carbon dioxide (CO 2 ) among the impurities are close in boiling point to hydrogen chloride, so removal by distillation is not easy, There was a problem that a large-sized distillation column was required.
  • Patent Document 1 discloses a technique for obtaining hydrogen chloride gas with reduced hydrogen bromide content by passing hydrogen bromide-containing hydrogen chloride gas through an aqueous solution of hydrogen chloride saturated with hydrogen chloride.
  • it is not possible to reduce the content of hydrogen bromide to a level that satisfies the impurity concentration required for high-purity hydrogen chloride gas for semiconductor production in recent years, for example, about 0.2 ppm by volume. There was a problem that it was difficult.
  • Patent Document 2 the chlorine (Cl 2) are reacted hydrogen (H 2) after pre-purification, respectively to produce a high purity hydrogen chloride technique is disclosed. Chlorine is purified by removing carbon dioxide by distillation.
  • Patent Document 2 since it is necessary to install a distillation tower or an adsorption tower in order to purify chlorine and hydrogen in advance, the production equipment for high-purity hydrogen chloride is complicated, and high-purity chloride with high efficiency is obtained. There was a problem that it was difficult to produce hydrogen.
  • an object of the present invention is to solve the above-described problems of the prior art and to provide a method capable of efficiently producing high-purity hydrogen chloride with simple equipment.
  • a method for producing hydrogen chloride is as described in [1] and [2] below.
  • an inert gas is brought into countercurrent contact with hydrochloric acid having a linear velocity of 0.1 m / h to 15 m / h and a spatial velocity of 0.1 / h to 10 / h.
  • high-purity hydrogen chloride can be efficiently produced with simple equipment.
  • FIG. 1 is a schematic view of a high-purity hydrogen chloride production facility for explaining a method for producing high-purity hydrogen chloride in Example 1. It is the schematic of the manufacturing equipment of the high purity hydrogen chloride explaining the manufacturing method of the high purity hydrogen chloride of Example 2.
  • the method for producing hydrogen chloride according to this embodiment includes a gas-liquid contact process in which an inert gas is brought into gas-liquid contact with hydrochloric acid having a concentration of 20% by mass or more and 50% by mass or less, and an inert gas is in gas-liquid contact in the gas-liquid contact process.
  • the separated hydrochloric acid is distilled to separate hydrogen chloride from the hydrochloric acid to obtain crude hydrogen chloride, the dehydration step for dehydrating the crude hydrogen chloride obtained in the separation step, and the dehydrated crude obtained in the dehydration step
  • the hydrochloric acid used as a raw material in the method for producing high-purity hydrogen chloride of the present embodiment is an aqueous solution having a hydrogen chloride concentration of 20% by mass to 50% by mass.
  • concentration of hydrogen chloride 20% by mass or more and 50% by mass or less, for example, when hydrochloric acid is distilled in a distillation column, the gas obtained from the top of the column is rich in hydrogen chloride.
  • concentration of hydrogen chloride is less than 20% by mass, the gas obtained from the top of the column is not rich in hydrogen chloride because it does not have a hydrogen chloride concentration higher than the azeotropic composition.
  • Hydrochloric acid having a hydrogen chloride concentration exceeding 50% by mass is not usually used because it exceeds the saturated solubility of hydrogen chloride at room temperature and atmospheric pressure. Under normal temperature and atmospheric pressure conditions, hydrochloric acid having a hydrogen chloride concentration of 40% by mass or less is preferable.
  • the concentration of hydrogen bromide in general synthetic hydrochloric acid is usually 1 ppm to 100 ppm by mass, and the concentration of carbon dioxide is usually 0.01 ppm to 5 ppm by mass.
  • concentration of hydrogen bromide in general synthetic hydrochloric acid is usually 1 ppm to 100 ppm by mass
  • carbon dioxide is usually 0.01 ppm to 5 ppm by mass.
  • an inert gas such as nitrogen (N 2 ), argon, or helium is brought into gas-liquid contact with hydrochloric acid.
  • the method of bringing the inert gas and hydrochloric acid into gas-liquid contact is not particularly limited, but from the viewpoint of efficiency, it is performed by countercurrent contact in which hydrochloric acid is circulated from above to below and inert gas is circulated from below to above. It is preferable.
  • Suitable conditions for bringing the hydrochloric acid and the inert gas into gas-liquid contact may vary depending on the structure of the apparatus used, the concentration of hydrochloric acid, etc., but cannot be generally stated, but the temperature is 0 ° C. or more and 60 ° C. or less,
  • the pressure is preferably 0.01 MPa to 1 MPa (absolute pressure).
  • the gas-liquid contact between hydrochloric acid and the inert gas may be a continuous type or a batch type. That is, the flow rate of hydrochloric acid is set to a linear velocity of 0.1 m / h to 15 m / h and a space velocity of 0.1 / h to 10 / h, and the ratio of the volume flow rate of the inert gas to the volume flow rate of hydrochloric acid is 0. It is preferable to be 01 or more and 100 or less.
  • the linear velocity of hydrochloric acid is preferably 0.1 m / h or more and 15 m / h or less, more preferably 1 m / h or more and 10 m / h or less, and 1.5 m / h or more and 7 m / h or less. Is more preferable.
  • the space velocity of hydrochloric acid is preferably 0.1 / h or more and 10 / h or less, more preferably 0.1 / h or more and 5 / h or less, and 0.2 / h or more and 3 / h. More preferably, it is as follows.
  • the ratio of the volume flow rate of the inert gas to the volume flow rate of hydrochloric acid is preferably 0.01 or more and 100 or less, more preferably 0.1 or more and 50 or less, and more preferably 1 or more and 40 or less. Further preferred.
  • hydrochloric acid As for the flow rate of hydrochloric acid, if the linear velocity is 0.1 m / h or more and 15 m / h or less and the space velocity is 0.1 / h or more and 10 / h or less, hydrochloric acid is brought into contact with hydrochloric acid and an inert gas by gas-liquid contact. Carbon dioxide is sufficiently removed from the water, and a sufficiently large amount of hydrochloric acid from which carbon dioxide has been removed can be obtained efficiently.
  • the flow rate of the inert gas As for the flow rate of the inert gas, if the ratio of the volume flow rate of the inert gas to the volume flow rate of hydrochloric acid is 0.01 or more and 100 or less, carbon dioxide is generated from hydrochloric acid by gas-liquid contact between hydrochloric acid and the inert gas. It is removed enough. In general, it seems that the larger the flow rate, the greater the carbon dioxide removal efficiency. However, in reality, the influence of the flow rate of the inert gas on the carbon dioxide removal efficiency is not large.
  • the ratio of the volume flow rate of the inert gas to the volume flow rate of hydrochloric acid is larger than 100, it not only contributes to the improvement of the carbon dioxide removal efficiency but also causes loss of hydrochloric acid due to the accompanying hydrochloric acid droplets. There is a fear.
  • the ratio of the volume of the inert gas to the volume of hydrochloric acid is preferably from 0.1 to 100, and the gas-liquid contact time at that time is preferably from 3 minutes to 300 minutes.
  • crude hydrogen chloride is obtained by distilling hydrochloric acid, rather than distilling hydrogen chloride from hydrochloric acid by heating or introducing an inert gas to obtain crude hydrogen chloride. That is, in the method for producing hydrogen chloride according to the present embodiment, in the separation step, hydrochloric acid obtained by gas-liquid contact with an inert gas in the gas-liquid contact step is distilled to separate hydrogen chloride from the hydrochloric acid to obtain crude hydrogen chloride.
  • Distillation of hydrochloric acid as a raw material can be carried out continuously or batchwise, but is preferably carried out continuously.
  • the method of introducing hydrochloric acid into the distillation column is appropriately selected depending on whether the hydrochloric acid is distilled batchwise or continuously.
  • the hydrochloric acid is continuously introduced into the distillation column.
  • the introduction position of hydrochloric acid in the distillation column is the center in the height direction of the distillation column. It is preferably in the vicinity of the part.
  • hydrochloric acid By distillation of hydrochloric acid, crude hydrogen chloride having a low hydrogen bromide concentration is obtained from the top of the distillation column, and hydrochloric acid containing a large amount of hydrogen bromide and diluted in concentration by distilling off hydrogen chloride is added to the column of the distillation column. Distill from the bottom.
  • the distribution ratio of hydrogen bromide is determined according to the value of the vapor-liquid equilibrium constant (for example, 0.2) and the number of stages of the distillation column.
  • the concentration of hydrochloric acid distilled from the bottom of the distillation column is not particularly limited, but is preferably an azeotropic concentration under the pressure of distillation conditions, and is 20% by mass under atmospheric pressure.
  • the operating pressure in the distillation of hydrochloric acid in the separation step is set so that the azeotropic hydrogen chloride concentration under the operating pressure is lower than the hydrogen chloride concentration of hydrochloric acid used for distillation.
  • the value of the operating pressure that satisfies such conditions is determined from the relationship between the hydrogen chloride concentration of hydrochloric acid and the azeotropic hydrogen chloride concentration and the pressure.
  • the operation pressure of hydrochloric acid distillation is preferably selected from the range of 0.1 MPa to 0.5 MPa (absolute pressure). If hydrochloric acid is distilled at such an operating pressure, a sufficient amount of crude hydrogen chloride can be obtained without increasing the load on the distillation equipment. Distillation under reduced pressure is not preferable because the concentration of hydrogen chloride in the azeotropic composition increases and the amount of hydrogen chloride obtained decreases.
  • the operation temperature of hydrochloric acid distillation (the temperature at the bottom of the distillation column) depends on the operation pressure and the like, but is usually 100 ° C. or higher and 150 ° C. or lower.
  • the form of the distillation column is not particularly limited, and a commonly used distillation column such as a packed column or a plate column can be used, but a packed column is preferable because of its simple structure.
  • a packing to be packed in the packed tower for example, an existing one such as a Raschig ring, a pole ring, or Terrarette (registered trademark) can be used.
  • the crude hydrogen chloride obtained in the separation step is dehydrated, but the dehydration method is not particularly limited.
  • the carrier and crude hydrogen chloride are brought into contact with each other, and moisture is removed from the crude hydrogen chloride by the adsorption action of the carrier, or the crude hydrogen chloride is cooled to condense the moisture.
  • the method of making it you may combine the method using said support
  • the crude hydrogen chloride dehydrated in the dehydration step is compressed at a pressure of 2.6 MPa (absolute pressure) or more at, for example, about 0 ° C.
  • the liquid crude hydrogen chloride is liquefied and purified by distillation to obtain high purity hydrogen chloride.
  • the distillation apparatus that can be used in the purification process may have a function necessary for ordinary distillation, but it is preferable to use a rectification apparatus (distillation tower) such as a plate tower or a packed tower. However, a packed tower is more preferable because of its simple structure.
  • the packing to be packed in the packed tower for example, existing ones such as Raschig rings, pole rings, and terrarette (registered trademark) can be used. Further, the distillation can be performed continuously (continuous distillation) or batchwise (batch distillation).
  • the operating conditions for the distillation of hydrogen chloride can be in various forms depending on the utility and the quality of the required hydrogen chloride, and are not particularly limited. However, considering that the top temperature of the distillation column does not become too low, the operating pressure can be 0.1 MPa or more and 10 MPa or less, and preferably 0.5 MPa or more and 5 MPa or less. Under such operating conditions, the top temperature of the distillation column is in the range of about ⁇ 80 ° C. to 60 ° C. Distillation is performed under the above conditions to extract a low boiling point component from the top of the column and a high boiling point component from the bottom to obtain high purity hydrogen chloride from the middle stage of the distillation column.
  • Such a method for producing hydrogen chloride according to this embodiment makes it possible to efficiently produce, for example, high-purity hydrogen chloride having a purity of 99.999% by mass or more with simple equipment.
  • the produced high-purity hydrogen chloride can be used as an etching gas and a cleaning gas, for example, in the production of semiconductors and thin film transistors.
  • Si—Ge semiconductor
  • GaN light emitting diode, etc.
  • SiC power semiconductor
  • this embodiment shows an example of this invention and this invention is not limited to this embodiment.
  • various changes or improvements can be added to the present embodiment, and forms to which such changes or improvements are added can also be included in the present invention.
  • Example 1 High-purity hydrogen chloride was produced using the production facility shown in FIG.
  • the raw material hydrochloric acid one having a hydrogen chloride concentration of 35 mass% and containing 70 mass ppm of hydrogen bromide and 2 mass ppm of carbon dioxide as impurities was used.
  • This hydrochloric acid was introduced into the cushion tank 10 having a capacity of 1000 kg through the hydrochloric acid introduction pipe 11 at a flow rate of 580 kg / h.
  • hydrochloric acid While continuously introducing nitrogen into the cushion tank 10 at a flow rate of 580 kg / h and continuously bubbling nitrogen, hydrochloric acid is continuously withdrawn from the cushion tank 10 at a flow rate of 580 kg / h and passed through the hydrochloric acid feed pipe 21. The solution was sent to the distillation column 20. At this time, the ratio of the volume flow rate of the inert gas to the volume flow rate of hydrochloric acid is 1.3. Hydrochloric acid brought into gas-liquid contact with an inert gas was distilled in a distillation column 20 under conditions of a pressure of 0.1 MPaG and a temperature of 115 ° C. to separate hydrogen chloride from hydrochloric acid (separation step).
  • the hydrogen chloride concentration of the crude hydrogen chloride taken out from the top of the column was 96% by volume, the concentration of hydrogen bromide as an impurity was 0.2 ppm by volume, and the concentration of carbon dioxide was 10 ppm by volume. Moreover, the hydrogen chloride concentration of hydrochloric acid extracted from the bottom was 23 mass%, the concentration of hydrogen bromide as an impurity was 83 mass ppm, and the concentration of carbon dioxide was 1 mass ppm. Since the crude hydrogen chloride taken out from the top of the distillation column 20 contains water, it was sent to the condenser 30 and the water adsorption tower 40 for dehydration (dehydration step).
  • the crude hydrogen chloride is sent from the distillation column 20 to the condenser 30 through the hydrogen chloride pipe 31, cooled to ⁇ 5 ° C. to condense the water in the crude hydrogen chloride, and a part of the water in the crude hydrogen chloride. Was removed.
  • the crude hydrogen chloride is sent from the condenser 30 to the moisture adsorption tower 40 through the hydrogen chloride pipe 41 and is distributed to the adsorbent (molecular sieve 3A manufactured by Union Showa Co., Ltd.) filled in the moisture adsorption tower 40. And dehydrated. Thereby, dehydrated crude hydrogen chloride was obtained at a flow rate of 90 kg / h.
  • the dehydrated crude hydrogen chloride had a hydrogen chloride concentration of 99.9% by volume and contained 13 ppm by volume of carbon dioxide as an impurity.
  • the dehydrated crude hydrogen chloride was sent from the moisture adsorption tower 40 to the compressor 50 via the hydrogen chloride pipe 51, pressurized to 2.6 MPa or more (absolute pressure) by the compressor 50, compressed and condensed (liquefied).
  • the liquefied crude hydrogen chloride is sent from the compressor 50 to the distillation column 60 via the hydrogen chloride pipe 61 and distilled to remove low boiling components and high boiling components, respectively, and high purity hydrogen chloride is extracted from the middle column of the distillation column. (Purification step).
  • a high boiling point component is withdrawn from the bottom at a flow rate of 9.0 kg / h, and thereafter 99% by volume of hydrogen chloride containing 520 ppm by volume of carbon dioxide is added.
  • the low boiling component contained was extracted from the top of the column at a flow rate of 1.8 kg / h.
  • high-purity hydrogen chloride having a purity of 99.999% by mass or more was obtained from the middle stage of the distillation column 60 at a flow rate of 79 kg / h.
  • hydrogen bromide was 0.2 ppm by volume and carbon dioxide was 1.8 ppm by volume.
  • Example 2 High-purity hydrogen chloride was produced using the production facility shown in FIG.
  • the method for producing high-purity hydrogen chloride in Example 2 is substantially the same as the method for producing high-purity hydrogen chloride in Example 1 except for the gas-liquid contact step.
  • the raw material hydrochloric acid used is the same as in Example 1.
  • FIG. 2 the same or corresponding parts are denoted by the same reference numerals as in FIG.
  • Hydrochloric acid as a raw material was introduced into the carbon dioxide stripping tower 15 through the hydrochloric acid introduction pipe 16 and brought into countercurrent contact with nitrogen introduced through the nitrogen introduction pipe 17 (gas-liquid contact process).
  • the carbon dioxide stripping tower 15 is 500 mm in diameter and 6 m in height, and has a packed bed filled with packing.
  • hydrochloric acid was circulated from above to below, and nitrogen was circulated from below to above, thereby bringing them into countercurrent contact.
  • hydrochloric acid Nitrogen accompanying 4 kg / h hydrochloric acid as loss was extracted from the upper part of the carbon dioxide stripping tower 15, and hydrochloric acid was extracted from the lower part at a flow rate of 378 kg / h.
  • the extracted hydrochloric acid had a hydrogen chloride concentration of 35 mass%, an impurity hydrogen bromide concentration of 70 mass ppm, and carbon dioxide concentration of 0.05 mass ppm.
  • Hydrochloric acid brought into gas-liquid contact with an inert gas in the carbon dioxide stripping tower 15 is sent to the distillation tower 20 via the hydrochloric acid feed pipe 21, and distilled in the distillation tower 20 at a temperature of 110 ° C. under atmospheric pressure. Then, hydrogen chloride was separated from hydrochloric acid (separation step).
  • Crude hydrogen chloride was taken out from the top of the distillation column 20 at a flow rate of 61 kg / h, and hydrochloric acid diluted in concentration by distilling off hydrogen chloride was drawn out from the bottom of the distillation column 20 at a flow rate of 317 kg / h.
  • the crude hydrogen chloride taken from the top of the distillation column 20 has a hydrogen chloride concentration of 96% by volume, an impurity hydrogen bromide concentration of 0.2 ppm by volume, and a carbon dioxide concentration of 0.4 ppm by volume. It was.
  • the hydrogen chloride concentration of hydrochloric acid extracted from the bottom was 23 mass%
  • the concentration of hydrogen bromide as an impurity was 83 mass ppm
  • the concentration of carbon dioxide was 1 mass ppm.
  • Example 2 Since the crude hydrogen chloride taken out from the top of the distillation column 20 contains moisture, dehydration was performed by the condenser 30 and the moisture adsorption tower 40 in the same manner as in Example 1 (dehydration step). Thereby, dehydrated crude hydrogen chloride was obtained at a flow rate of 59 kg / h. The hydrogen chloride concentration of the dehydrated crude hydrogen chloride was 99.9% by volume.
  • the dehydrated crude hydrogen chloride was sent from the moisture adsorption tower 40 to the compressor 50 via the hydrogen chloride pipe 51, pressurized to 2.6 MPa or more (absolute pressure) by the compressor 50, compressed and condensed (liquefied).
  • the liquefied crude hydrogen chloride is sent from the compressor 50 to the distillation column 60 via the hydrogen chloride pipe 61 and distilled to remove low boiling components and high boiling components, respectively, and high purity hydrogen chloride is extracted from the middle column of the distillation column. (Purification step).
  • a high boiling component is first extracted from the bottom at a flow rate of 6 kg / h, and then low concentration containing 99 volume% hydrogen chloride containing 10 volume ppm of carbon dioxide. Boiling components were extracted from the top of the column at a flow rate of 0.4 kg / h.
  • high-purity hydrogen chloride having a purity of 99.999% by mass or more was obtained from the middle stage of the distillation column 60 at a flow rate of 52.6 kg / h.
  • hydrogen bromide was 0.2 ppm by volume and carbon dioxide was 0.4 ppm by volume.
  • Example 3 High purity hydrogen chloride was produced in the same manner as in Example 2 except that the size of the carbon dioxide stripping tower 15 was changed to a diameter of 500 mm and a tower height of 1 m. Since the size of the carbon dioxide stripping tower 15 is different, the space velocity SV of the flow rate of hydrochloric acid in the gas-liquid contact step is 1.7 / h. As a result, high-purity hydrogen chloride having a purity of 99.999% by mass or more was obtained from the distillation column 60 at a flow rate of 52.6 kg / h. When the concentration of impurities contained in the obtained high-purity hydrogen chloride was measured, hydrogen bromide was 0.2 ppm by volume and carbon dioxide was 1.1 ppm by volume.
  • Example 4 High purity hydrogen chloride was produced in the same manner as in Example 2 except that the size of the carbon dioxide stripping tower 15 was changed to a diameter of 250 mm and a tower height of 6 m. Since the sizes of the carbon dioxide stripping towers 15 are different, the linear velocity LV of the flow rate of hydrochloric acid in the gas-liquid contact step is 6.6 m / h, and the space velocity SV is 1.1 / h. As a result, high-purity hydrogen chloride having a purity of 99.999% by mass or more was obtained from the distillation column 60 at a flow rate of 52.6 kg / h. When the concentration of impurities contained in the obtained high purity hydrogen chloride was measured, hydrogen bromide was 0.2 ppm by volume and carbon dioxide was 1.5 ppm by volume.
  • Example 1 Hydrogen chloride was produced in the same manner as in Example 1 except that the content of the separation step was changed as follows. That is, in the separation step of Example 1, hydrochloric acid was distilled to separate hydrogen chloride from hydrochloric acid to obtain crude hydrogen chloride. In the separation step of Comparative Example 1, a hydrochloric acid stripping tower was used instead of the distillation column 20. By simply heating the hydrochloric acid using a solution, hydrogen chloride was released from the hydrochloric acid to obtain crude hydrogen chloride. As the hydrochloric acid stripping tower, one having a packed bed filled with packing material was used. The emission conditions were a column bottom temperature of 110 ° C. and atmospheric pressure.
  • hydrogen chloride having a purity of 99.998% by mass or more was obtained from the distillation column 60 at a flow rate of 79 kg / h.
  • concentration of impurities contained in the obtained hydrogen chloride was measured, hydrogen bromide was 4 ppm by volume and carbon dioxide was 1.8 ppm by volume.
  • Example 2 Hydrogen chloride was produced in the same manner as in Example 1 except that the raw liquid hydrochloric acid was directly introduced into the distillation column 20 and distillation was performed without performing the gas-liquid contact step. As a result, hydrogen chloride having a purity of 99.998% by mass or more was obtained from the distillation column 60 at a flow rate of 79 kg / h. When the concentration of impurities contained in the obtained hydrogen chloride was measured, hydrogen bromide was 0.2 ppm by volume and carbon dioxide was 10 ppm by volume.

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Abstract

簡便な設備で効率良く塩化水素を製造することができる塩化水素の製造方法を提供する。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、を備える方法により、塩化水素を製造する。

Description

塩化水素の製造方法
　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（ＣＯ２）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（Ｃｌ２）と水素（Ｈ２）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＝［ＣＯ２］gas phase／［ＣＯ２］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（Ｎ２）、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１０．７Ｎｍ３／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 (2)

  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以下である請求項１に記載の塩化水素の製造方法。
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