CN114477094B - 一种盐酸深度脱吸工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种盐酸深度脱吸工艺，包括盐酸脱吸系统、HCL净化系统、氯化钙浓缩系统、冷凝收集系统和真空系统，不同浓度盐酸与氯化钙溶液混合后依次进入盐酸脱吸系统和氯化钙浓缩系统，氯化钙浓缩系统顶部排出的含HCL水蒸气进入HCL再分配塔，含HCL水蒸气在HCl再分配塔内利用脱盐水进行循环洗涤，经洗涤后的水蒸气进入冷凝收集系统，循环洗涤液提浓后返回盐酸脱吸系统,HCl再分配塔的塔内温度和压力与氯化钙浓缩系统顶部保持一致。本发明工艺合理、投资小、操作简单，可将氯化钙浓缩过程中水蒸气夹带的HCl进行洗涤回收，脱吸彻底，显著降低了冷凝废水中HCL成分的含量，降低了后续废水处理难度，节约了系统运行成本。
Description
技术领域
本发明属于有机硅生产工艺技术领域，具体涉及一种盐酸深度脱吸工艺。
背景技术
在有机硅甲基氯硅烷生产中,尤其是在氯甲烷合成、二甲基二氯硅烷水解、焚烧、白炭黑等生产环节中会有大量的有副产盐酸产生。产生的副产盐酸具有成分复杂、HCl含量高、脱吸处理难度大等特点，限制了副产盐酸的使用范围，使得副产盐酸不但价格低而且销售困难，即使将副产盐酸经过脱吸处理后，产生的稀盐酸也很难销售，这样就严重的制约了生产装置的正常运行。资料记载，盐酸溶液在一定条件下能形成恒沸溶液，所以无论稀盐酸还是浓盐酸最终都会达到恒沸状态，但在常压下盐酸的最高共沸点为109℃，氯化氢质量分数为20.24%，常压下采用蒸馏操作只能得到质量分数为20%左右的盐酸，盐酸常规解吸仅适用于质量分数21%以上的盐酸，所以，深度解吸工艺是现有副产盐酸脱吸处理较为有效的措施。在现有的技术中，常见盐酸深度解吸工艺有氯化钙法和硫酸法，氯化钙法脱吸工艺成熟，有机物堵塞解析塔时拆检较为简单，已在副产盐酸中得到广泛应用；硫酸法盐酸脱吸杂质溶解在硫酸中后需要定期更换新的硫酸作为萃取剂（杂质质量含量3%左右），废硫酸处理较为困难。目前，公司主要采用氯化钙法进行副产盐酸的深度脱吸，以实现氯资源的有效回收利用，但现有的氯化钙法处理工艺在使用的过程中发现，由于有机硅合成过程中不同环节排出的副产盐酸浓度不同，其副产盐酸中HCl含量分布在10～31%之间不等，不同浓度的副产盐酸经氯化钙法脱吸后，脱吸后的冷凝废水中HCl含量理论上能够做到小于1%，但实际生产中一般只能做到小于3%，这样的含有高浓度的冷凝废水排到废水处理工序后，其HCl的含量还相较高，不仅会冷凝废水处理难度，还会造成处理成本增加。因此，研制开发一种设备投资小、操作简单、脱吸效果更彻底的盐酸深度脱吸工艺是客观需要的。
发明内容
为了解决背景技术中存在的冷凝废水处理难度大、处理成本高的技术问题，本发明的目的在于提供一种设备投资小、操作简单、脱吸效果更彻底的盐酸深度脱吸工艺。
本发明所述的一种盐酸深度脱吸工艺，包括盐酸脱吸系统、HCl净化系统、氯化钙浓缩系统、冷凝收集系统和真空系统，不同浓度盐酸与氯化钙溶液混合后进入盐酸脱吸系统，盐酸脱吸系统的盐酸脱吸塔顶部排出的HCl进入HCl净化系统，盐酸脱吸塔底部排出的低浓度氯化钙溶液经氯化钙浓缩系统蒸汽加热提浓后返回盐酸脱吸塔，氯化钙浓缩系统顶部排出的含HCl水蒸气进入HCl再分配塔，含HCl水蒸气在HCl再分配塔内利用脱盐水进行循环洗涤，经洗涤后的水蒸气进入冷凝收集系统，循环洗涤液提浓后返回盐酸脱吸系统；所述氯化钙浓缩系统顶部的温度为80～100℃、真空度为-40～-60Kpa，所述HCl再分配塔的塔内温度和压力与氯化钙浓缩系统顶部保持一致。
进一步的，冷凝收集系统包括冷凝器和酸性废水罐,所述HCl再分配塔的顶部气相出口与冷凝器连接，冷凝器的上部气相出口与真空系统连接，冷凝器的液相出口与酸性废水罐连接。
进一步的，所述HCl再分配塔设置有洗涤液循环系统，塔内液位保持能够保证系统正常循环，循环量为1t/h，当循环洗涤液中HCl含量达到10～17%时，排放至盐酸脱吸系统进行再次脱吸。洗涤液循环系统的洗涤液出口与盐酸脱吸系统的进料口连接，洗涤液循环系统包括循环泵和循环管。所述HCl再分配塔为填料塔，塔内上段安装有1～3段填料。所述的HCl再分配塔，塔体采用钢衬PTFE等防腐材质，填料采用陶瓷、PP等防腐材料，优选φ25PP鲍尔环乱堆填料，塔顶循循环洗涤液的进料口设置有液体分布器。
进一步的，所述盐酸脱吸系统包括盐酸脱吸塔和第一再沸器，所述HCl净化系统包括二级冷凝器和除雾器，所述氯化钙浓缩系统包括氯化钙浓缩塔和第二再沸器，所述盐酸脱吸塔中部设置有盐酸和氯化钙混合液入口，底部与第一再沸器连接，顶部气相出口依次与二级冷凝器和除雾器连接，底部液相管出口与氯化钙浓缩塔中部连接，氯化钙浓缩塔底部与第二再沸器连接。所述氯化钙浓缩塔底部液相出口设置有输送泵，输送泵的泵出口与盐酸脱吸塔的盐酸和氯化钙混合液入口连接。盐酸脱吸塔的塔釜温度控制在160～165℃，塔顶温度控制在105～130℃。所述氯化钙浓缩塔的塔釜温度控制在150～155℃，塔顶温度控制在80～100℃。
本发明中使用的各系统的具体工艺过程为：不同浓度（质量分数10%~31%）的盐酸与经过氯化钙浓缩系统提浓的氯化钙溶液混合后进入盐酸脱吸系统，即从第一进液管进入的不同浓度盐酸与从第二进液管进入的氯化钙溶液混合后从盐酸脱吸塔中部的盐酸和氯化钙混合液入口进入，第一再沸器向盐酸脱吸塔中加入蒸汽对混合液加热脱吸，从盐酸脱吸塔顶部排出的HCl通过一级排气管进入HCl净化系统，HCl净化系统包括二级冷凝器和除雾器，盐酸脱吸塔顶部出来的HCl经二级冷凝器的两级深冷和除雾器的干燥处理后供其他工序使用，从盐酸脱吸塔底部排出的低浓度氯化钙溶液经过一级排液管进入到氯化钙浓缩系统，氯化钙浓缩系统包括氯化钙浓缩塔和第二再沸器，即低浓度氯化钙溶液经过一级排液管进入到氯化钙浓缩塔内，第二再沸器向氯化钙浓缩塔中加入蒸汽对低浓度氯化钙溶液加热提浓，当低浓度氯化钙溶液的质量分数浓缩至浓度50%时，在输送泵的作用下经过二级排液管返回到盐酸脱吸塔内继续使用，从氯化钙浓缩塔顶部排出的含HCl水蒸气通过二级排气管进入HCl再分配塔，含HCl水蒸气在HCl再分配塔内利用脱盐水进行循环洗涤，脱盐水通过第三进液管进入，经洗涤后的水蒸气进入冷凝收集系统，冷凝收集系统包括冷凝器和酸性废水罐，即产生的水蒸气从三级排气管排出，经过冷凝器冷凝成冷凝水后排入到酸性废水罐内；HCl再分配塔上设置有洗涤液循环系统，洗涤液循环系统包括循环泵、循环管和第三进液管，循环洗涤液在循环泵的作用下通过循环管返回到HCl再分配塔内循环使用，当HCl再分配塔内循洗涤液中的HCl含量达到10～17%时，再将循环洗涤液通过三级排液管返回到盐酸脱吸系统的盐酸脱吸塔内再进行脱吸处理。在上述的整个氯化钙浓缩系统和HCl再分配塔及洗涤液循环系统运行时均通过真空系统抽真空后至负压操作。
氯化钙法盐酸脱吸中，氯化钙浓缩塔内要将氯化钙溶液质量分数从40%浓缩至50%，真空度控制在-40KPa～-60KPa左右，对应的二次饱和水蒸汽温度是70℃-86℃，而此压力下40%～50%氯化钙的沸点为115～125℃，实际操作中，氯化钙浓缩塔顶部出口温度一般控制在80℃～100℃，从氯化钙溶液中蒸发出来的含HCl水蒸气温度对应氯化钙的温度，属-40KPa～-60KPa压力下的过热蒸汽。使HCl再分配塔的塔内温度和压力与氯化钙浓缩系统顶部保持一致（即温度为80℃～100℃，压力为-40KPa～-60KPa），目的就是让含HCl水蒸气在保持过热水蒸气的状态进行循环洗涤，把含HCl水蒸气中的HCl洗涤吸收，水蒸气继续以气态形式进入后续冷凝收集系统，经冷凝器冷凝成冷凝水后排入到酸性废水罐。
本发明在原有脱吸和浓缩处理的后端设置具有洗涤液循环系统的HCl再分配塔，通过控制塔内温度和压力，对从氯化钙浓缩塔排出的含HCl过热蒸气进行循环洗涤，且洗涤过程不会让水蒸汽冷凝，从而使经过洗涤的二次蒸汽进入后续冷凝收集系统后冷却得到的冷凝水含HCl量极低。本发明工艺合理、投资小、操作简单，可将氯化钙浓缩过程中水蒸气夹带的HCl进行洗涤回收，脱吸彻底，实现HCl有效脱吸回收的同时，显著降低了冷凝废水中HCl成分的含量，降低了后续废水处理难度，节约了废水处理成本，具有较好的经济效益和社会效益，易于推广使用。
附图说明
图1为本发明工艺流程示意图；
图中：1-第一进液管，2-盐酸脱吸塔，3-第二进液管，4-第一再沸器，5-一级排气管，6-二级冷凝器，7-除雾器，8-一级排液管，9-氯化钙浓缩塔，10-第二再沸器，11-输送泵，12-二级排液管，13-二级排气管，14-HCl再分配塔，15-第三进液管，16-三级排气管，17-冷凝器，18-酸性废水罐，19-循环泵，20-循环管，21-三级排液管,22-真空系统。
具体实施方式
下面结合实施例和附图说明对本发明作进一步的说明，但不以任何方式对本发明加以限制，基于本发明教导所作的任何变换或替换，均实施例属于本发明的保护范围。
本实施例1所述的一种盐酸深度脱吸工艺，包括盐酸脱吸系统、HCl净化系统、氯化钙浓缩系统、冷凝收集系统和真空系统22，所述盐酸脱吸系统包括盐酸脱吸塔2和第一再沸器4，所述HCl净化系统包括二级冷凝器6和除雾器7，所述氯化钙浓缩系统包括氯化钙浓缩塔9和第二再沸器10，所述盐酸脱吸塔2中部设置有盐酸和氯化钙混合液入口，底部与第一再沸器4连接，顶部气相出口依次与二级冷凝器6和除雾器7连接，底部液相管出口与氯化钙浓缩塔9中部连接，氯化钙浓缩塔9底部与第二再沸器10连接，所述氯化钙浓缩塔9底部液相出口设置有输送泵11，输送泵11的泵出口与盐酸脱吸塔2的盐酸和氯化钙混合液入口连接，优选地，所述盐酸脱吸塔2的塔釜温度控制在160℃，塔顶温度控制在105℃，所述氯化钙浓缩塔9的塔釜温度控制在150℃，塔顶温度控制在80℃，不同浓度的盐酸与氯化钙溶液混合后进入盐酸脱吸系统，盐酸的浓度为15～20%，氯化钙溶液的浓度为50%，盐酸脱吸系统的盐酸脱吸塔2顶部排出的HCl进入HCl净化系统，盐酸脱吸塔2底部排出的低浓度氯化钙溶液经氯化钙浓缩系统蒸汽加热提浓后返回盐酸脱吸塔2，低浓度氯化钙的浓度（质量分数）约为40%，经过氯化钙浓缩系统提浓后浓度达到50%，所述氯化钙浓缩系统顶部排出的含HCl水蒸气进入HCl再分配塔14，含HCl水蒸气在HCl再分配塔14内利用脱盐水进行循环洗涤，脱盐水通过第三进液管15进入，经洗涤后的水蒸气进入冷凝收集系统，循环洗涤液提浓后返回盐酸脱吸系统；所述氯化钙浓缩系统顶部的温度为80℃、真空度为-40Kpa，所述HCl再分配塔14的塔内温度和压力与氯化钙浓缩系统顶部保持一致，氯化钙法盐酸脱吸中，氯化钙浓缩系统要将低浓度氯化钙溶液浓度从40%浓缩至50%，真空度控制在-40KPa左右，此压力下浓度在40～50%氯化钙溶液的沸点在115～125℃，实际操作中，氯化钙浓缩塔9的出口温度控制在80℃，使得从氯化钙溶液中蒸发出来的水蒸气温度对应氯化钙的温度，即属-40KPa压力下的过热蒸气。
冷凝收集系统包括冷凝器17和酸性废水罐18,所述HCl再分配塔14的顶部气相出口与冷凝器17连接，冷凝器17的上部气相出口与真空系统22连接，冷凝器17的液相出口与酸性废水罐18连接。
HCl再分配塔14设置有洗涤液循环系统，塔内液位保持能够保证系统正常循环，循环量为1t/h，当循环洗涤液中HCl含量达到10～17%时，排放至盐酸脱吸系统进行再次脱吸。优选地，所述洗涤液循环系统的洗涤液出口与盐酸脱吸系统的进料口连接，洗涤液循环系统包括循环泵19和循环管20。塔顶循环液进料口设置有液体分布器。
HCl再分配塔为填料塔，塔内上段安装有1～3段填料，填料采用陶瓷、PP等防腐材料，优选θ25PP鲍尔环乱堆填料。HCl再分配塔塔体采用钢衬PTFE等防腐材质。
本实施例中的盐酸脱吸系统、HCl净化系统、氯化钙浓缩系统、冷凝收集系统和真空系统22的具体工艺过程为：不同浓度的盐酸与经过氯化钙浓缩系统提浓的氯化钙溶液混合后进入盐酸脱吸系统，即从第一进液管1进入的不同浓度盐酸与从第二进液管3进入的氯化钙溶液混合后从盐酸脱吸塔2中部的盐酸和氯化钙混合液入口进入，第一再沸器4向盐酸脱吸塔2中加入蒸汽对混合液加热脱吸，从盐酸脱吸塔2顶部排出的HCl通过一级排气管5进入HCl净化系统，HCl净化系统包括二级冷凝6器和除雾器7，盐酸脱吸塔2顶部出来的HCl经二级冷凝器6的两级深冷和除雾器7的干燥处理后供其他工序使用，从盐酸脱吸塔2底部排出的低浓度氯化钙溶液经过一级排液管8进入到氯化钙浓缩系统，氯化钙浓缩系统包括氯化钙浓缩塔9和第二再沸器10，即低浓度氯化钙溶液经过一级排液管8进入到氯化钙浓缩塔9内，第二再沸器10向氯化钙浓缩塔9中加入蒸汽对低浓度氯化钙溶液加热提浓，当低浓度氯化钙溶液的质量分数浓缩至浓度50%时，在输送泵11的作用下经过二级排液管12返回到盐酸脱吸塔2内继续使用，从氯化钙浓缩塔9顶部排出的含HCl水蒸气通过二级排气管13进入HCl再分配塔14，含HCl水蒸气在HCl再分配塔14内利用脱盐水进行循环洗涤，经洗涤后的水蒸气进入冷凝收集系统，冷凝收集系统包括一级冷凝,17和酸性废水罐18，即产生的水蒸气从三级排气管16排出，经过冷凝器17冷凝成冷凝水后排入到酸性废水罐18内，而HCl再分配塔14上设置有洗涤液循环系统，洗涤液循环系统包括循环泵19和循环管20，循环洗涤液在循环泵19的作用下通过循环管20返回到HCl再分配塔内循环使用，当HCl再分配塔14内循洗涤液中的HCl含量达到10～17%时，再将循环洗涤液通过三级排液管21返回到盐酸脱吸系统的盐酸脱吸塔2内再进行脱吸处理。在上述的整个氯化钙浓缩系统和HCl再分配塔14及洗涤液循环系统运行时均通过真空系统22抽真空后至负压操作。
本实施例提高了氯化氢气体的回收率，降低了冷凝废水中HCl成分的含量，洗涤后冷凝废水中HCl成分的含量仅为0.4～0.6%，降低了后续废水处理的负担和难度，节约了运行成本，能够产生良好的经济效益和社会效益。
本实施例2所述的一种盐酸深度脱吸工艺，包括盐酸脱吸系统、HCl净化系统、氯化钙浓缩系统、冷凝收集系统和真空系统22，所述盐酸脱吸系统包括盐酸脱吸塔2和第一再沸器4，所述HCl净化系统包括二级冷凝器6和除雾器7，所述氯化钙浓缩系统包括氯化钙浓缩塔9和第二再沸器10，所述盐酸脱吸塔2中部设置有盐酸和氯化钙混合液入口，底部与第一再沸器4连接，顶部气相出口依次与二级冷凝器6和除雾器7连接，底部液相管出口与氯化钙浓缩塔9中部连接，氯化钙浓缩塔9底部与第二再沸器10连接，所述氯化钙浓缩塔9底部液相出口设置有输送泵11，输送泵11的泵出口与盐酸脱吸塔2的盐酸和氯化钙混合液入口连接，优选地，所述盐酸脱吸塔2的塔釜温度控制在162℃，塔顶温度控制在120℃，所述氯化钙浓缩塔9的塔釜温度控制在152℃，塔顶温度控制在90℃，不同浓度的盐酸与氯化钙溶液混合后进入盐酸脱吸系统，盐酸的浓度为17.8～19%，氯化钙溶液的浓度为50%，盐酸脱吸系统的盐酸脱吸塔2顶部排出的HCl进入HCl净化系统，盐酸脱吸塔2底部排出的低浓度氯化钙溶液经氯化钙浓缩系统蒸汽加热提浓后返回盐酸脱吸塔2，低浓度氯化钙的浓度约为40%，经过氯化钙浓缩系统提浓后浓度达到50%，所述氯化钙浓缩系统顶部排出的含HCl水蒸气进入HCl再分配塔14，含HCl水蒸气在HCl再分配塔14内利用脱盐水进行循环洗涤，经洗涤后的水蒸气进入冷凝收集系统，循环洗涤液提浓后返回盐酸脱吸系统；所述氯化钙浓缩系统顶部的温度为90℃、真空度为-50Kpa，所述HCl再分配塔14的塔内温度和压力与氯化钙浓缩系统顶部保持一致，氯化钙法盐酸脱吸中，氯化钙浓缩系统要将低浓度氯化钙溶液浓度从40%浓缩至50%，真空度控制在-50KPa左右，此压力下浓度在40～50%氯化钙溶液的沸点在115～125℃，实际操作中，氯化钙浓缩塔9的出口温度控制在90℃，使得从氯化钙溶液中蒸发出来的水蒸气温度对应氯化钙的温度，即属-50KPa压力下的过热蒸汽。
冷凝收集系统包括冷凝器17和酸性废水罐18,所述HCl再分配塔14的顶部气相出口与冷凝器17连接，冷凝器17的上部气相出口与真空系统22连接，冷凝器17的液相出口与酸性废水罐18连接。
HCl再分配塔14设置有洗涤液循环系统，塔内液位保持能够保证系统正常循环，循环量为1t/h，当循环洗涤液中HCl含量达到10～17%时，排放至盐酸脱吸系统进行再次脱吸。优选地，所述洗涤液循环系统的洗涤液出口与盐酸脱吸系统的进料口连接，洗涤液循环系统包括循环泵19和循环管20。HCl再分配塔为填料塔，塔内上段安装有1～3段填料。
本实施例中使用的盐酸脱吸系统、HCl净化系统、氯化钙浓缩系统、冷凝收集系统和真空系统22的具体工艺过程与实施例1的工艺过程完全相同，在此不再阐述。
本实施例提高了氯化氢气体的回收率，降低了冷凝废水中HCl成分的含量，洗涤后冷凝废水中HCl成分的含量仅为0.3～0.5%，降低了后续废水处理的负担和难度，节约了运行成本，能够产生良好的经济效益和社会效益。
本实施例3所述的一种盐酸深度脱吸工艺，包括盐酸脱吸系统、HCl净化系统、氯化钙浓缩系统、冷凝收集系统和真空系统22，所述盐酸脱吸系统包括盐酸脱吸塔2和第一再沸器4，所述HCl净化系统包括二级冷凝器6和除雾器7，所述氯化钙浓缩系统包括氯化钙浓缩塔9和第二再沸器10，所述盐酸脱吸塔2中部设置有盐酸和氯化钙混合液入口，底部与第一再沸器4连接，顶部气相出口依次与二级冷凝器6和除雾器7连接，底部液相管出口与氯化钙浓缩塔9中部连接，氯化钙浓缩塔9底部与第二再沸器10连接，所述氯化钙浓缩塔9底部液相出口设置有输送泵11，输送泵11的泵出口与盐酸脱吸塔2的盐酸和氯化钙混合液入口连接，优选地，所述盐酸脱吸塔2的塔釜温度控制在165℃，塔顶温度控制在130℃，所述氯化钙浓缩塔9的塔釜温度控制在155℃，塔顶温度控制在100℃，不同浓度的盐酸与氯化钙溶液混合后进入盐酸脱吸系统，盐酸的浓度为28～31%，氯化钙溶液的浓度为50%，盐酸脱吸系统的盐酸脱吸塔2顶部排出的HCl进入HCl净化系统，盐酸脱吸塔2底部排出的低浓度氯化钙溶液经氯化钙浓缩系统蒸汽加热提浓后返回盐酸脱吸塔2，低浓度氯化钙的浓度约为40%，经过氯化钙浓缩系统提浓后浓度达到50%，所述氯化钙浓缩系统顶部排出的含HCl水蒸气进入HCl再分配塔14，含HCl水蒸气在HCl再分配塔14内利用脱盐水进行循环洗涤，经洗涤后的水蒸气进入冷凝收集系统，循环洗涤液提浓后返回盐酸脱吸系统；所述氯化钙浓缩系统顶部的温度为100℃、真空度为-60Kpa，所述HCl再分配塔14的塔内温度和压力与氯化钙浓缩系统顶部保持一致，氯化钙法盐酸脱吸中，氯化钙浓缩系统要将低浓度氯化钙溶液浓度从40%浓缩至50%，真空度控制在-60KPa左右，此压力下浓度在40～50%氯化钙溶液的沸点在115～125℃，实际操作中，氯化钙浓缩塔9的出口温度控制在100℃，使得从氯化钙溶液中蒸发出来的水蒸气温度对应氯化钙的温度，即属-60KPa压力下的过热蒸汽。
冷凝收集系统包括冷凝器17和酸性废水罐18,所述HCl再分配塔14的顶部气相出口与冷凝器17连接，冷凝器17的上部气相出口与真空系统22连接，冷凝器17的液相出口与酸性废水罐18连接。
HCl再分配塔14设置有洗涤液循环系统，塔内液位保持能够保证系统正常循环，循环量为1t/h，当循环洗涤液中HCl含量达到10～17%时，排放至盐酸脱吸系统进行再次脱吸。优选地，所述洗涤液循环系统的洗涤液出口与盐酸脱吸系统的进料口连接，洗涤液循环系统包括循环泵19和循环管20。
本实施例中使用的盐酸脱吸系统、HCl净化系统、氯化钙浓缩系统、冷凝收集系统和真空系统22的具体工艺过程与实施例1的工艺过程完全相同，在此不再阐述。
本实施例提高了氯化氢气体的回收率，显著降低了冷凝废水中HCl成分的含量，洗涤后冷凝废水中HCl成分的含量仅为0.32～0.54%，降低了后续废水处理的负担和难度，节约了运行成本，具有良好的经济效益和社会效益。
Claims (9)
1.一种盐酸深度脱吸工艺，包括盐酸脱吸系统、HCl净化系统、氯化钙浓缩系统、冷凝收集系统和真空系统（22），不同浓度的盐酸与氯化钙溶液混合后进入盐酸脱吸系统，盐酸脱吸系统的盐酸脱吸塔（2）顶部排出的HCl进入HCl净化系统，盐酸脱吸塔（2）底部排出的低浓度氯化钙溶液经氯化钙浓缩系统蒸汽加热提浓后返回盐酸脱吸塔（2），其特征在于:所述氯化钙浓缩系统顶部排出的含HCl水蒸气进入HCl再分配塔（14），含HCl水蒸气在HCl再分配塔（14）内利用脱盐水进行循环洗涤，经洗涤后的水蒸气进入冷凝收集系统，循环洗涤液提浓后返回盐酸脱吸系统；所述氯化钙浓缩系统顶部的温度为80～100℃、真空度为-40～-60Kpa，所述HCl再分配塔（14）的塔内温度和压力与氯化钙浓缩系统顶部保持一致。
2.根据权利要求1所述的一种盐酸深度脱吸工艺，其特征在于，所述冷凝收集系统包括冷凝器（17）和酸性废水罐（18）,所述HCl再分配塔（14）的顶部气相出口与冷凝器（17）连接，冷凝器（17）的上部气相出口与真空系统（22）连接，冷凝器（17）的液相出口与酸性废水罐（18）连接。
3.根据权利要求1所述的一种盐酸深度脱吸工艺，其特征在于，所述HCl再分配塔（14）设置有洗涤液循环系统，塔内液位保持能够保证系统正常循环，循环量为1t/h，当循环洗涤液中HCl含量达到10～17%时，排放至盐酸脱吸系统进行再次脱吸。
4.根据权利要求3所述的一种盐酸深度脱吸工艺，其特征在于，所述洗涤液循环系统的洗涤液出口与盐酸脱吸系统的进料口连接，洗涤液循环系统包括循环泵（19）、循环管（20）和第三进液管（15）。
5.根据权利要求1所述的一种盐酸深度脱吸工艺，其特征在于，所述HCl再分配塔为填料塔，塔内上段安装有1～3段填料。
6.根据权利要求1所述的一种盐酸深度脱吸工艺，其特征在于，所述盐酸脱吸系统包括盐酸脱吸塔（2）和第一再沸器（4），所述HCl净化系统包括二级冷凝器（6）和除雾器（7），所述氯化钙浓缩系统包括氯化钙浓缩塔（9）和第二再沸器（10），所述盐酸脱吸塔（2）中部设置有盐酸和氯化钙混合液入口，底部与第一再沸器（4）连接，顶部气相出口依次与二级冷凝器（6）和除雾器（7）连接，底部液相管出口与氯化钙浓缩塔（9）中部连接，氯化钙浓缩塔（9）底部与第二再沸器（10）连接。
7.根据权利要求6所述的一种盐酸深度脱吸工艺，其特征在于，所述氯化钙浓缩塔（9）底部液相出口设置有输送泵（11），输送泵（11）的泵出口与盐酸脱吸塔（2）的盐酸和氯化钙混合液入口连接。
8.根据权利要求6所述的一种盐酸深度脱吸工艺，其特征在于，所述盐酸脱吸塔（2）的塔釜温度控制在160～165℃，塔顶温度控制在105～130℃。
9.根据权利要求6所述的一种盐酸深度脱吸工艺，其特征在于：所述氯化钙浓缩塔（9）的塔釜温度控制在150～155℃，塔顶温度控制在80～100℃。
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