CN104725416A - 草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法及装置，步骤如下：原料罐中甲基亚磷酸二乙酯原料通过原料泵连续进入蒸发结晶器连续进行蒸发及循环结晶操作，气相物料连续进入第一精馏塔中部；第一精馏塔塔顶得到四氢呋喃溶剂，塔底物料进入第二精馏塔中部；第二精馏塔塔顶得到甲基亚磷酸二乙酯产品，塔底物料去第三精馏塔中部：第三精馏塔塔顶得到亚磷酸三乙酯馏份，提馏段侧线采出溶剂油1，塔底物料返回蒸发结晶器连续排除氯化镁晶浆进入精馏釜；精馏釜塔顶采出少量四氢呋喃及甲基亚磷酸二乙酯混合馏份进入第一精馏塔中部或原料罐，悬浮氯化镁晶体与溶剂油进入过滤机回收氯化镁，滤液溶剂油2去精制系统处理，合格溶剂油返回蒸发结晶器或去合成配料。本发明效率高、能耗低、产品质量好，适合工业规模化生产。

Description

草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法及装置

技术领域

本发明属于农药中间体甲基亚磷酸二乙酯的化学合成后分离方法，特别是一种草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法及装置。

背景技术

草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯，是制备草铵膦最重要的一个中间体之一，草铵膦作为除草剂是介于草甘膦及百草枯之间的替代品种，是一种具有部分内吸收作用的高效低毒非选择性(灭杀性)触杀型有机磷类除草剂，易溶于水，不溶于有机溶剂。草铵膦毒性低，较为安全，在土壤中易于降解，对作物安全，漂移小，除草谱广，活性高，用量少，环境压力小。近年来，草铵膦越来越受到人们的重视，生产工艺主要有生物法和化学法，其中化学法易于工业化生产。目前主要的化学合成方法有阿布佐夫合成法、高压催化合成法、低温定向合成法、盖布瑞尔-丙二酸二乙酯合成法、斯垂克-泽林斯基法、手性合成子法、阿布佐夫-迈克尔合成法等等。

目前生产草铵膦常见工艺为斯垂克-泽林斯基法，该法以中间体甲基亚磷酸二乙酯与丙烯醛反应生成缩醛，经水解反应，产物与氰化钠在氨水环境下反应生成的氰化物，然后加盐酸破氰后合成草铵膦盐酸盐，通过精制，与液氨反应得到含量大于95％草铵膦铵盐成品。

斯垂克-泽林斯基法等合成草铵膦工艺，需要甲基亚磷酸二乙酯作为起始原料，由于该物质合成工序多难度较大，收率底，消耗大，生产成本高，价格较为昂贵；甲基亚磷酸二乙酯目前成熟的工艺流程为：1、甲基氯化镁格式剂制备，采用金属镁屑与氯甲烷低温反应，四氢呋喃及高沸点溶剂油混合作为溶剂；2、一氯亚磷酸二乙酯制备，采用亚磷酸三乙酯与三氯化磷低温反应；3、甲基亚磷酸二乙酯合成，采用一氯亚磷酸二乙酯与甲基氯化镁低温反应而得到甲基亚磷酸二乙酯；4、脱溶剂：采用高沸点溶剂油作为挟带剂，釜式蒸馏，得到甲基亚磷酸二乙酯粗品原料；5、精馏：甲基亚磷酸二乙酯粗品原料分批精馏得到四氢呋喃、产品甲基亚磷酸二乙酯，溶剂油去化学处理单元，6、溶剂油精制：氯化镁去除及溶剂油精制，通过间歇性化学处理，溶剂油去格式配料，氯化镁作为副产品出售。六步工序国内目前均为间歇操作过程，由于甲基亚磷酸二乙酯为热敏性物质，高温分解爆炸，遇空气及水剧烈反应，要求装置绝对密封，工艺条件苛刻，提取收率底，冷冻盐水费用大，能耗高，故甲基亚磷酸二乙酯高效分离成为制约生产成本降低的瓶颈。

目前国内已经公布专利(一种回收草铵膦生产过程混合废溶剂中的有用组分的方法，专利号CN 103880786)，该专利提出一种废溶剂中的甲基亚磷酸二乙酯回收方法，采用两塔带侧线采出精馏流程，且操作为常压精馏，未考虑到甲基亚磷酸二乙酯及亚磷酸三乙酯热敏性、爆炸性及腐蚀性。

发明内容

本发明的目的在于提供一种草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法及装置，以高效分离草铵膦生产过程中甲基亚磷酸二乙酯，精馏得到四氢呋喃、亚磷酸三乙酯及溶剂油回用合成工序，并且所得副产物氯化镁质量好。

实现本发明目的的技术解决方案为：一种草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法，所述的方法包括如下步骤：

(1)甲基化反应釜底料，通过氮气输送甲基亚磷酸二乙酯原料入原料罐R4；

(2)原料罐R4中的甲基亚磷酸二乙酯原料通过原料泵P1进入蒸发结晶器R1；

(3)蒸发结晶器R1采用外循环加热方式，即物料通过循环泵P2及加热器E1与蒸发结晶器R1连通循环加热，含甲基亚磷酸二乙酯的气相物料从蒸发结晶器R1的出口连续进入第一精馏塔T1的中部进料口，蒸发结晶器R1的釜底连续排除氯化镁晶浆进入精馏釜R3；

(4)第一精馏塔T1通过精馏，第一精馏塔T1塔顶采出四氢呋喃，第一精馏塔T1塔底采出不含四氢呋喃的甲基亚磷酸二乙酯混合组分，并将塔底采出的该甲基亚磷酸二乙酯混合组分输送至第二精馏塔T2的中部进料口；

(5)第二精馏塔T2通过精馏，第二精馏塔T2塔顶连续采出甲基亚磷酸二乙酯，第二精馏塔T2塔底采出不含甲基亚磷酸二乙酯组分的溶剂油混合组分，该溶剂油混合组分输送至第三精馏塔T3的中部进料口；

(6)第三精馏塔T3通过精馏，第三精馏塔T3塔顶连续采出亚磷酸三乙酯，第三精馏塔T3塔底提馏段侧线采出不含亚磷酸三乙酯组分的溶剂油1，溶剂油1输送至精制系统R5，第三精馏塔T3塔底的溶剂油全部返回蒸发结晶器R1；

(7)精馏釜R3中的氯化镁无机盐通过精馏，精馏釜R3的塔顶采出残留四氢呋喃、甲基亚磷酸二乙酯混合馏份，该混合馏份连续进入第一精馏塔T1的中部进料口，精馏釜R3塔底的溶剂油含氯化镁无机盐进入过滤机R2；

(8)过滤机R2过滤固体氯化镁装袋入库，滤液为溶剂油2，溶剂油2输送至精制系统R5；

(9)溶剂油1和溶剂油2在精制系统R5中通过无机酸及水精制处理合格后，返回蒸发结晶器R1，连续精馏直至草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离结束。

一种草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离装置，包括原料罐R4、原料泵P1、循环泵P2、加热器E1、蒸发结晶器R1、第一精馏塔T1、第二精馏塔T2、第三精馏塔T3、精馏釜R3、过滤机R2、精制系统R5，其中原料罐R4的出口通过原料泵P1接入蒸发结晶器R1的底部入口，蒸发结晶器R1与循环泵P2、加热器E1顺次连通；蒸发结晶器R1的顶部出口接入第一精馏塔T1的一个中部进料口，蒸发结晶器R1的底部出口接入精馏釜R3，精馏釜R3的塔顶出口接入第一精馏塔T1的另一个中部进料口，精馏釜R3的底部出口接入过滤机R2的一个入口；第一精馏塔T1的底部出口接入第二精馏塔T2的中部进料口，第二精馏塔T2的底部出口接入第三精馏塔T3的中部进料口，第三精馏塔T3的底部出口接入蒸发结晶器R1的底部入口，第三精馏塔T3的塔底提馏段侧线接入精制系统R5；过滤机R2的液体出口接入精制系统R5，精制系统R5的出口一方面接入蒸发结晶器R1的底部入口，另一方面接入过滤机R2的另一个入口。

本发明与现有技术相比，其显著优点为：(1)将蒸发、结晶、连续蒸馏、分批精馏、过滤、溶剂化学精制等单元过程耦合为连续单元生产过程，能够高效分离四氢呋喃、甲基亚磷酸二乙酯、亚磷酸三乙酯、溶剂油；(2)净化副产物氯化镁，降低了设备腐蚀及物料损耗，防止工艺危害，提高了能源利用效率；(3)工艺分离方法可靠，装备先进，重点突出连续性、安全性、高效性、节能性，可实施大规模工业化生产，带来很高的经济效益。

附图说明

图1为本发明草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离装置的结构图。

图中R4为原料罐、P1为原料泵、P2为循环泵、E1为加热器、R1为蒸发结晶器、T1为第一精馏塔、T2为第二精馏塔、T3为第三精馏塔、R3为精馏釜、R2为过滤机、R5为精制系统。

具体实施方式

下面结合附图及具体实施例对本发明做进一步详细说明。

结合图1，本发明草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法，所述的方法包括如下步骤：

(1)甲基化反应釜底料，通过氮气输送甲基亚磷酸二乙酯原料入原料罐R4；

(2)原料罐R4中的甲基亚磷酸二乙酯原料通过原料泵P1进入蒸发结晶器R1；

(3)蒸发结晶器R1采用外循环加热方式，即物料通过循环泵P2及加热器E1与蒸发结晶器R1连通循环加热，含甲基亚磷酸二乙酯的气相物料从蒸发结晶器R1的出口连续进入第一精馏塔T1的中部进料口，蒸发结晶器R1的釜底连续排除氯化镁晶浆进入精馏釜R3；

(4)第一精馏塔T1通过精馏，第一精馏塔T1塔顶采出四氢呋喃，第一精馏塔T1塔底采出不含四氢呋喃的甲基亚磷酸二乙酯混合组分，并将塔底采出的该甲基亚磷酸二乙酯混合组分输送至第二精馏塔T2的中部进料口；

(5)第二精馏塔T2通过精馏，第二精馏塔T2塔顶连续采出甲基亚磷酸二乙酯，第二精馏塔T2塔底采出不含甲基亚磷酸二乙酯组分的溶剂油混合组分，该溶剂油混合组分输送至第三精馏塔T3的中部进料口；

(6)第三精馏塔T3通过精馏，第三精馏塔T3塔顶连续采出亚磷酸三乙酯，第三精馏塔T3塔底提馏段侧线采出不含亚磷酸三乙酯组分的溶剂油1，溶剂油1输送至精制系统R5，第三精馏塔T3塔底的溶剂油全部返回蒸发结晶器R1；

(7)精馏釜R3中的氯化镁无机盐通过精馏，精馏釜R3的塔顶采出残留四氢呋喃、甲基亚磷酸二乙酯混合馏份，该混合馏份连续进入第一精馏塔T1的中部进料口，精馏釜R3塔底的溶剂油含氯化镁无机盐进入过滤机R2；

(8)过滤机R2过滤固体氯化镁装袋入库，滤液为溶剂油2，溶剂油2输送至精制系统R5；

(9)溶剂油1和溶剂油2在精制系统R5中通过无机酸及水精制处理合格后，返回蒸发结晶器R1，连续精馏直至草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离结束。

步骤(1)中所述甲基亚磷酸二乙酯原料包括四氢呋喃10～40％，甲基亚磷酸二乙酯17～40％，亚磷酸三乙酯1.5～10％，氯化镁10～20％，溶剂油5～57.5％。。所述步骤(1)中原料罐R4带搅拌，氯化镁晶体细小呈悬浮状，且含有金属镁细小颗粒，在溶剂里有一定溶解性，不能直接过滤，需要氮气保护。

步骤(4)中所述第一精馏塔T1的精馏操作条件为：真空度0～0.095MPa，塔顶温度5～66℃，塔底温度40～150℃，回流比R＝1～3，塔顶四氢呋喃纯度98％以上，第一精馏塔T1塔板总数为45块，精馏段塔板总数为20～25块，提馏段塔板数为20～25块；步骤(5)中所述第二精馏塔T2的精馏操作条件为：真空度0～0.095MPa，塔顶温度40～122℃，塔底温度40～185℃，回流比R＝1～3，塔顶甲基亚磷酸二乙酯纯度99％以上，第二精馏塔T2塔板总数为45块，精馏段塔板数为20～25块，提馏段塔板数为20～25块；步骤(6)中所述第三精馏塔T3的精馏操作条件为：真空度0.05～0.095MPa，塔顶温度80～130℃，塔底温度90～185℃，回流比R＝2～6，侧线采出温度90～185℃，塔顶亚磷酸三乙酯纯度40～60％，去合成氯化工序，溶剂油1纯度97％以上，第三精馏塔T3塔板总数为35块，精馏段塔板数为10～15块，提馏段塔板数为20～25块。

步骤(7)中所述精馏釜R3的操作条件为：真空度0.05～0.095MPa，塔顶温度80～130℃，塔底温度90～185℃，回流比R＝2～4，塔顶采出温度10～90℃，釜底排除溶剂油氯化镁晶浆，氯化镁含量18％～22％，溶剂油含量73％～77％，同时釜底的溶剂油含氯化镁无机盐通过冷却，温度不超过25℃，再进入过滤机R2。

步骤(8)中所述过滤机R2过滤固体氯化镁，在氮气保护下采用连续方式过滤氯化镁，氯化镁含湿率5～20％。过滤氯化镁无机盐采用溶剂油淋洗，过滤系统设置氮气保护。

步骤(9)中所述溶剂油2化学净化采用方法主要为流加无机酸及水洗两种方式，得到水分(小于0.05％)及纯度(99％)达标溶剂油，返回蒸发结晶器R1或者去配料。

如图1所示，本发明草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离装置，包括原料罐R4、原料泵P1、循环泵P2、加热器E1、蒸发结晶器R1、第一精馏塔T1、第二精馏塔T2、第三精馏塔T3、精馏釜R3、过滤机R2、精制系统R5，其中原料罐R4的出口通过原料泵P1接入蒸发结晶器R1的底部入口，蒸发结晶器R1与循环泵P2、加热器E1顺次连通；蒸发结晶器R1的顶部出口接入第一精馏塔T1的一个中部进料口，蒸发结晶器R1的底部出口接入精馏釜R3，精馏釜R3的塔顶出口接入第一精馏塔T1的另一个中部进料口，精馏釜R3的底部出口接入过滤机R2的一个入口；第一精馏塔T1的底部出口接入第二精馏塔T2的中部进料口，第二精馏塔T2的底部出口接入第三精馏塔T3的中部进料口，第三精馏塔T3的底部出口接入蒸发结晶器R1的底部入口，第三精馏塔T3的塔底提馏段侧线接入精制系统R5；过滤机R2的液体出口接入精制系统R5，精制系统R5的出口一方面接入蒸发结晶器R1的底部入口，另一方面接入过滤机R2的另一个入口。

所述原料泵P1采用往复式计量泵，以防止氯化镁堵塞进料管线。

所述蒸发结晶器R1采用外循环带导流筒蒸发结晶器，该结晶器可采用带夹套搅拌蒸馏釜、OSLO或DTB等蒸发结晶器，材质采用304、316L或双相不锈钢，物料停留时间0.5～10h。

所述精馏釜R3采用夹套加热带搅拌间歇精馏釜，为组合装置，两釜共用一台精馏塔，精馏塔采用抗堵塞填料，材质304或316L。

所述第一精馏塔T1、第二精馏塔T2、第三精馏塔T3均为连续精馏塔，精馏段采用高效填料，提馏段采用高效抗堵塞填料或塔板，材质304不锈钢。塔底再沸器均采用降膜蒸发器，防止物料中固体物质堵塞换热管，同时预防甲基亚磷酸二乙酯超温爆炸，及亚磷酸三乙酯等物质高温分解，材质选择316L不锈钢或双相不锈钢。塔顶冷凝器均采用循环水及冷冻盐水双极冷却方式，降低冰机制冷负荷，材质选择304不锈钢，确保装置安全及低耗。

所述精制系统R5采用搪玻璃材质，以耐酸腐蚀。

总之本装置采用集散控制系统，设置紧急停车系统，多处报警及连锁；全程氮气保护，确保物料不得接触空气及水，使装置能够长周期安全稳定运行。

以下结合具体实施例，进一步阐述本发明。应该理解，这些实施例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。此外应理解，在阅读了本发明讲授的内容之后，本领域技术人员可以对本发明做各种改动或修改，这些等价形式同样落于本申请所附权利要求书所限定的范围。

实施例1

草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法，步骤简述如下：

(1)蒸发器结晶RI为循环加热方式，采用水蒸气加热，为装置的核心单元；流程：原料由原料罐R4经过原料泵P1连续蒸发结晶器R1；蒸发结晶器R1气相物质进入连续精馏塔(第一精馏塔T1、第二精馏塔T2、第三精馏塔T3)系统，回收四氢呋喃、甲基亚磷酸二乙酯、亚磷酸三乙酯精馏塔及溶剂油1，蒸发结晶器R1结晶无机盐氯化镁晶浆进入精馏釜R3；

(2)精馏釜R3将残留四氢呋喃及甲基亚磷酸二乙酯回收，两台蒸馏釜互相切换操作，釜液降温后进入氯化镁过滤机R2；氯化镁过滤机R2连续过滤，将氯化镁及粗品溶剂油2分离，过滤氯化镁使用精制溶剂油淋洗后装袋入库，作为副产品销售，粗品溶剂油2通过精制系统R5返回蒸发结晶器R1，其中四氢呋喃、溶剂油1、溶剂油、亚磷酸三乙酯可循环套用生产。

实施例1中原料组成：四氢呋喃10％，甲基亚磷酸二乙酯17％，亚磷酸三乙酯1.5％，氯化镁12％，溶剂油57.5％，其他2％。

根据工艺流程图1所示，装置工艺参数需要根据原料组成情况，合理变动工艺参数，实施步骤如下：

(1)甲基亚磷酸二乙酯合成原料来自甲基化合成工序，采用氮气输送方式，将原料输送到原料罐R4，通过原料泵P1进入蒸发结晶器R1，原料泵P1有返回线，以防止氯化镁堵塞进料管；蒸发结晶器R1采用外循环加热方式，加热器E1不发生相变，以避免氯化镁堵塞加热管，循环泵P2采用自动变频控制流量，同时有返回线，以防止氯化镁堵塞循环泵P2进料管；

(2)蒸发结晶器R1气相进入第一精馏塔T1中部，液相氯化镁晶浆进入精馏釜R3；

(3)第一精馏塔T1塔顶采出四氢呋喃，纯度≥98％，去格式反应配料，塔底物料去第二精馏塔T2中部，操作条件：真空度0～0.095MPa，塔顶温度5～66℃，塔底温度40～150℃，回流比R＝1～3，第一精馏塔T1塔板总数为45块，精馏段塔板总数为20～25块，提馏段塔板数为20～25块；

(4)第二精馏塔T2塔顶采出产品甲基亚磷酸二乙酯，纯度≥99％，去草铵膦合成工序，塔底物料去第三精馏塔T3中部，操作条件：真空度0～0.095MPa，塔顶温度40～122℃，塔底温度40～185℃，回流比R＝1～3，第二精馏塔T2塔板总数为45块，精馏段塔板数为20～25块，提馏段塔板数为20～25块；

(5)第三精馏塔T3塔顶采出亚磷酸三乙酯，纯度40～60％，套用甲基亚磷酸二乙酯合成工序，以提高收率，塔底物料返回蒸发结晶器R1，提馏段侧线采出溶剂油纯度≥95％套用格式工序，操作条件：真空度0.05～0.095MPa，塔顶温度80～130℃，塔底温度90～185℃，回流比R＝2～6，侧线采出温度90～185℃，塔顶亚磷酸三乙酯纯度40～60％，去合成氯化工序，溶剂油1纯度97％以上，第三精馏塔T3塔板总数为35块，精馏段塔板数为10～15块，提馏段塔板数为20～25块。

(6)精馏釜R3，两釜共用一台分批精馏塔，精馏釜切换时间2～6小时/釜，塔顶采出四氢呋喃、二乙酯混合馏份进入第一精馏塔TI中部或原料罐，塔底晶浆冷却后进入氯化镁过滤器R2，精馏釜R3操作条件：真空度0.05～0.095MPa，塔顶温度80～130℃，塔底温度90～185℃，回流比R＝2～4，塔顶采出温度10～90℃，釜底排除溶剂油氯化镁晶浆，氯化镁含量18％～22％，溶剂油含量73％～77％，同时釜底的溶剂油含氯化镁无机盐通过冷却，温度不超过25℃，再进入过滤机R2；

(7)氯化镁过滤机R2过滤晶体氯化镁，精制溶剂油淋洗装袋入库作为副产品出库滤液溶剂油2去精制系统R5装置，操作参数：晶浆温度≤20℃，氯化镁淋洗溶剂油量：10～50％(以晶浆折算)。

(8)溶剂油精制系统R5精制粗品溶剂油1及溶剂油2，通过加入无机酸消除碱式氯化镁，水洗去除无机盐，精制回收溶剂油，回收溶剂油返回蒸发结晶器R1及套用格式反应配料，质量指标：水分≤500PPm，纯度≥99％。

实施例2

甲基亚磷酸二乙酯原料组成为：四氢呋喃40％，甲基亚磷酸二乙酯30％，亚磷酸三乙酯2％，氯化镁20％，溶剂油5％，其他3％。

操作步骤与实施例1相同，但其中第一精馏塔T1回流比调整为1.2～2.5，第二精馏塔T2回流比调整为1.5～3.0，第三精馏塔T3回流比调整为4～6，需要加大精制溶剂油返回蒸发结晶器R1量，避免氯化镁晶浆浓度太高，堵塞蒸发结晶器R1。

实施例3

甲基亚磷酸二乙酯原料组成为：四氢呋喃30％，甲基亚磷酸二乙酯40％，亚磷酸三乙酯10％，氯化镁10％，溶剂油6％，其他4％，操作步骤与实施例1相同。

实施例4

原料组成同实例1、实例2或介于两者之中间，但原料亚磷酸三乙酯含量≤1％，可将亚磷酸三乙酯第三精馏塔T3从系统中断开，第二精馏塔T2塔底物料直接进入溶剂油精制系统，简化工艺流程，分离操作基本与实例1及实例2相同，少量亚磷酸三乙酯馏份在溶剂油精制系统，通过适量增加无机酸洗量而去除该物质，从而净化溶剂油，总体分离各有用物质质量基本类同。

本发明将蒸发、结晶、连续精馏、分批精馏、无机盐过滤、溶剂油化学精制等单元操作集成为一个单元，由于采用蒸发甲基亚磷酸二乙酯气相入塔方式，能耗低，顺序流程分离四氢呋喃、甲基亚磷酸二乙酯、亚磷酸三乙酯及溶剂油，分离工艺意图明确，分离产品质量好，收率高，可显著降低甲基亚磷酸二乙酯生产成本。

Claims (10)

1.一种草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法，其特征在于，所述的方法包括如下步骤：

(1)甲基化反应釜底料，通过氮气输送甲基亚磷酸二乙酯原料入原料罐R4；

(2)原料罐R4中的甲基亚磷酸二乙酯原料通过原料泵P1进入蒸发结晶器R1；

(3)蒸发结晶器R1采用外循环加热方式，即物料通过循环泵P2及加热器E1与蒸发结晶器R1连通循环加热，含甲基亚磷酸二乙酯的气相物料从蒸发结晶器R1的出口连续进入第一精馏塔T1的中部进料口，蒸发结晶器R1的釜底连续排除氯化镁晶浆进入精馏釜R3；

(4)第一精馏塔T1通过精馏，第一精馏塔T1塔顶采出四氢呋喃，第一精馏塔T1塔底采出不含四氢呋喃的甲基亚磷酸二乙酯混合组分，并将塔底采出的该甲基亚磷酸二乙酯混合组分输送至第二精馏塔T2的中部进料口；

(5)第二精馏塔T2通过精馏，第二精馏塔T2塔顶连续采出甲基亚磷酸二乙酯，第二精馏塔T2塔底采出不含甲基亚磷酸二乙酯组分的溶剂油混合组分，该溶剂油混合组分输送至第三精馏塔T3的中部进料口；

(6)第三精馏塔T3通过精馏，第三精馏塔T3塔顶连续采出亚磷酸三乙酯，第三精馏塔T3塔底提馏段侧线采出不含亚磷酸三乙酯组分的溶剂油1，溶剂油1输送至精制系统R5，第三精馏塔T3塔底的溶剂油全部返回蒸发结晶器R1；

(7)精馏釜R3中的氯化镁无机盐通过精馏，精馏釜R3的塔顶采出残留四氢呋喃、甲基亚磷酸二乙酯混合馏份，该混合馏份连续进入第一精馏塔T1的中部进料口，精馏釜R3塔底的溶剂油含氯化镁无机盐进入过滤机R2；

(8)过滤机R2过滤固体氯化镁装袋入库，滤液为溶剂油2，溶剂油2输送至精制系统R5；

(9)溶剂油1和溶剂油2在精制系统R5中通过无机酸及水精制处理合格后，返回蒸发结晶器R1，连续精馏直至草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离结束。

2.根据权利要求1所述的草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法，其特征在于，步骤(1)中所述甲基亚磷酸二乙酯原料包括四氢呋喃10～40％，甲基亚磷酸二乙酯17～40％，亚磷酸三乙酯1.5～10％，氯化镁10～20％，溶剂油5～57.5％。

3.根据权利要求1所述的草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法，其特征在于，步骤(4)中所述第一精馏塔T1的精馏操作条件为：真空度0～0.095MPa，塔顶温度5～66℃，塔底温度40～150℃，回流比R＝1～3，塔顶四氢呋喃纯度98％以上，第一精馏塔T1塔板总数为45块，精馏段塔板总数为20～25块，提馏段塔板数为20～25块；步骤(5)中所述第二精馏塔T2的精馏操作条件为：真空度0～0.095MPa，塔顶温度40～122℃，塔底温度40～185℃，回流比R＝1～3，塔顶甲基亚磷酸二乙酯纯度99％以上，第二精馏塔T2塔板总数为45块，精馏段塔板数为20～25块，提馏段塔板数为20～25块；步骤(6)中所述第三精馏塔T3的精馏操作条件为：真空度0.05～0.095MPa，塔顶温度80～130℃，塔底温度90～185℃，回流比R＝2～6，侧线采出温度90～185℃，塔顶亚磷酸三乙酯纯度40～60％，溶剂油1纯度97％以上，第三精馏塔T3塔板总数为35块，精馏段塔板数为10～15块，提馏段塔板数为20～25块。

4.根据权利要求1所述的草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法，其特征在于，步骤(7)中所述精馏釜R3的操作条件为：真空度0.05～0.095MPa，塔顶温度80～130℃，塔底温度90～185℃，回流比R＝2～4，塔顶采出温度10～90℃，同时釜底的溶剂油含氯化镁无机盐通过冷却，温度不超过25℃，再进入过滤机R2。

5.根据权利要求1所述的草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离方法，其特征在于，步骤(8)中所述过滤机R2过滤固体氯化镁，在氮气保护下采用连续方式过滤氯化镁，氯化镁含湿率5～20％。

6.一种草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离装置，其特征在于，包括原料罐R4、原料泵P1、循环泵P2、加热器E1、蒸发结晶器R1、第一精馏塔T1、第二精馏塔T2、第三精馏塔T3、精馏釜R3、过滤机R2、精制系统R5，其中原料罐R4的出口通过原料泵P1接入蒸发结晶器R1的底部入口，蒸发结晶器R1与循环泵P2、加热器E1顺次连通；蒸发结晶器R1的顶部出口接入第一精馏塔T1的一个中部进料口，蒸发结晶器R1的底部出口接入精馏釜R3，精馏釜R3的塔顶出口接入第一精馏塔T1的另一个中部进料口，精馏釜R3的底部出口接入过滤机R2的一个入口；第一精馏塔T1的底部出口接入第二精馏塔T2的中部进料口，第二精馏塔T2的底部出口接入第三精馏塔T3的中部进料口，第三精馏塔T3的底部出口接入蒸发结晶器R1的底部入口，第三精馏塔T3的塔底提馏段侧线接入精制系统R5；过滤机R2的液体出口接入精制系统R5，精制系统R5的出口一方面接入蒸发结晶器R1的底部入口，另一方面接入过滤机R2的另一个入口。

7.根据权利要求6所述的草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离装置，其特征在于，所述原料泵P1采用往复式计量泵，以防止氯化镁堵塞进料管线。

8.根据权利要求6所述的草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离装置，其特征在于，所述精馏釜R3采用夹套加热带搅拌间歇精馏釜。

9.根据权利要求6所述的草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离装置，其特征在于，所述第一精馏塔T1、第二精馏塔T2、第三精馏塔T3均为连续精馏塔，塔底再沸器均采用降膜蒸发器，塔顶冷凝器均采用循环水及冷冻盐水双极冷却方式。

10.根据权利要求6所述的草铵膦中间体甲基亚磷酸二乙酯连续分离装置，其特征在于，所述精制系统R5采用搪玻璃材质。