CN111659151A - 苯醚甲环唑多级精馏系统及精制工艺 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种苯醚甲环唑多级精馏系统及精制工艺，涉及农药生产设备技术领域，采用了多级精馏工艺，以苯醚甲环唑粗品为原料，在高真空精馏塔的作用下，通过连续进料，利用各物料的沸点不同，分离成轻组分和重组分，最终得到苯醚甲环唑精品。本发明苯醚甲环唑多级精馏系统及精制工艺解决了现有技术中苯醚甲环唑生产工艺产量低、能耗大、产品纯度低等的技术问题，本发明苯醚甲环唑多级精馏系统及精制工艺产量高、能耗小、安全性高、产品纯度高、生产成本低。

Description

苯醚甲环唑多级精馏系统及精制工艺

技术领域

本发明涉及农药生产设备技术领域，特别涉及一种苯醚甲环唑多级精馏系统及精制工艺。

背景技术

苯醚甲环唑又名恶醚唑，具有内吸收性，是甾醇脱甲基化抑制剂，是三唑类杀菌剂中安全性比较高的一种农药，用于叶面处理或种子处理，广泛应用于果树、蔬菜等作物，能够有效的防治黑星病、黒痘病、白腐病、斑点落叶病、白粉病、褐斑病、锈病、条锈病、赤霉病等。杀菌谱广，对子囊菌纲、担子菌纲和包括链格孢属、壳二孢属、尾孢霉属、刺盘孢属、球痤菌属、茎点霉属、柱隔孢属、壳针孢属、黑星菌属在内的半知病，白粉菌科、锈菌目及某些种传病原菌有持久的保护和治疗作用。对葡萄炭疽病、白腐病效果也很好。叶面处理或种子处理可提高作物的产量和保证作物的品质。

目前生产苯醚甲环唑多采用成盐精制法或间歇式蒸馏法。成盐精制法在生产过程中会产生大量酸性废水，安全性差，不仅会导致企业的废水处理成本增加，同时也会对环境造成污染。间歇式蒸馏法在生产过程中需要升温、降温等操作，会造成较大的能量损耗，生产成本高，且生产能力受限，不能满足大生产量的要求。同时成盐精制法和间歇式蒸馏法所得的产品含量偏低，不能满足对纯度的需求。

发明内容

针对以上缺陷，本发明提供一种苯醚甲环唑多级精馏系统及精制工艺，以达到如下发明目的：

一、安全性高，不产生酸性废水，能够降低企业的废水处理成本，保护环境；

二、缩短反应周期，提高产量和产能；

三、降低能耗，降低企业的生产成本；

四、提高产品纯度，苯醚甲环唑含量达到97.5～98.5%，4氢杂质含量为0.5～1.0%。

为了实现上述目的，本发明的技术方案是：

一种苯醚甲环唑多级精馏系统，包括依次串联的多级精馏装置。

其中，所述多级精馏装置包括一级精馏装置、二级精馏装置和三级精馏装置，所述一级精馏装置的重组分物料出口通过一级重组分管道连通所述二级精馏装置的入料口，所述二级精馏装置的重组分物料出口通过二级重组分管道连通所述三级精馏装置的入料口。

其中，所述一级精馏装置包括一级精馏塔和一级冷肼器；所述二级精馏装置包括二级精馏塔和二级冷肼器；所述三级精馏装置包括三级精馏塔和三级冷肼器。

其中，所述一级精馏塔的入料口连接有进料管道，所述进料管道上设有进料泵和进料控制阀。

其中，所述一级精馏塔的轻组分出口连通所述一级冷肼器的入口，所述一级精馏塔的重组分出口连通有一级重组分罐，所述一级重组分罐的出口通过所述一级重组分管道连通所述二级精馏塔的入料口；所述二级精馏塔的轻组分出口连通所述二级冷肼器的入口，所述二级精馏塔的重组分出口连通有二级重组分罐，所述二级重组分罐的出口通过所述二级重组分管道连通所述三级精馏塔的入料口；所述三级精馏塔的轻组分出口连通所述三级冷肼器的入口，所述三级精馏塔的重组分出口连通有三级重组分罐，所述三级重组分罐的出口连通有三级重组分管道。

其中，所述一级重组分管道上设有一级重组分泵；所述二级重组分管道上设有二级重组分泵；所述三级重组分管道上设有三级重组分泵。

其中，所述一级冷肼器的出口连通有一级轻组分罐，所述一级轻组分罐连通有一级轻组分管道，所述一级轻组分管道上设有一级轻组分泵；所述二级冷肼器的出口连通有二级轻组分罐，所述二级轻组分罐连通有二级轻组分管道，所述二级轻组分管道上设有二级轻组分泵；所述三级冷肼器的出口连通有三级轻组分罐，所述三级轻组分罐连通有三级轻组分管道，所述三级轻组分管道上设有三级轻组分泵。

一种苯醚甲环唑的精制工艺，包括多级精馏工艺。

其中，所述多级精馏工艺包括一级精馏工艺、二级精馏工艺和三级精馏工艺；所述一级精馏工艺中未气化的重组分产品为所述二级精馏工艺的原料，所述二级精馏工艺中未气化的重组分产品为所述三级精馏工艺的原料；所述一级精馏工艺、所述二级精馏工艺和所述三级精馏工艺中气化的轻组分产品经冷却后即为苯醚甲环唑精品。

其中，所述一级精馏工艺的反应温度为240℃～250℃，绝对真空度为2000Pa～3000Pa；所述二级精馏工艺的反应温度为230℃～240℃，绝对真空度为1500Pa～2000Pa；所述三级精馏工艺的反应温度为220℃～230℃，绝对真空度为1000Pa～1500Pa。

采用了上述技术方案后，本发明的有益效果是：

由于本发明苯醚甲环唑多级精馏系统及精制工艺采用了多级精馏工艺，以苯醚甲环唑粗品为原料，在高真空精馏塔的作用下，通过连续进料，利用各物料的沸点不同，分离成轻组分和重组分，最终得到苯醚甲环唑精品。本发明与现有技术相比具有如下有益效果：

一、安全性高，不会产生酸性废水，能够降低企业的废水处理成本，保护环境。

二、缩短反应周期，提高产量和产能：原间歇式蒸馏法产量仅2t/天，月产量仅60t，本发明采用连续化反应，省略了原间歇式蒸馏法的间歇式打料时间、原料升温反应、降温过程等，大大缩短了反应时间，使产量增加至3.3t/天，月产量近100t，扩大产能1.5倍以上。

三、降低能耗，降低企业的生产成本：本发明连续反应避免了升温、降温过程的能量消耗，按产出苯醚甲环唑单耗计算，电、气能耗同间歇式蒸馏法相比下降约50元/t，月产100t减少能耗0.5万元，大大的降低了企业的生产成本。

四、提高产品纯度，本发明制备的苯醚甲环唑精品含量达到97.5～98.5%，4氢杂质含量仅为0.5～1.0%，能够满足对产品纯度的要求。

综上所述，本发明苯醚甲环唑多级精馏系统及精制工艺解决了现有技术中苯醚甲环唑生产工艺产量低、能耗大、产品纯度低等的技术问题，本发明苯醚甲环唑多级精馏系统及精制工艺产量高、能耗小、安全性高、产品纯度高、生产成本低。

附图说明

图1是本发明苯醚甲环唑多级精馏系统的结构示意图；

图中：10、一级精馏装置，12、一级精馏塔，13、一级轻组分管道，14、一级重组分罐，15、一级重组分管道，16、一级轻组分罐，17、一级冷肼器，18、一级轻组分泵，19、一级重组分泵，20、二级精馏装置，22、二级精馏塔，23、二级轻组分管道，24、二级重组分罐，25、二级重组分管道，26、二级轻组分罐，27、二级冷肼器，28、二级轻组分泵，29、二级重组分泵，30、三级精馏装置，32、三级精馏塔，33、三级轻组分管道，34、三级重组分罐，35、三级重组分管道，36、三级轻组分罐，37、三级冷肼器，38、三级轻组分泵，39、三级重组分泵，40、进料泵，42、进料控制阀，44、进料管道。

具体实施方式

下面结合附图和实施例，进一步阐述本发明。

本说明书中涉及到的方位均以附图所示方位为准，仅代表相对的位置关系，不代表绝对的位置关系。

实施例一：

如图1所示，一种苯醚甲环唑多级精馏系统，包括依次串联的多级精馏装置。本实施方式中多级精馏装置包括一级精馏装置10、二级精馏装置20和三级精馏装置30。一级精馏装置10的重组分物料出口通过一级重组分管道15连通二级精馏装置20的入料口，二级精馏装置20的重组分物料出口通过二级重组分管道25连通三级精馏装置30的入料口。

如图1所示，一级精馏装置10包括一级精馏塔12、一级冷肼器17、一级重组分罐14、一级重组分泵19、一级轻组分罐16和一级轻组分泵18。

如图1所示，一级精馏塔12的入料口连接有进料管道44，进料管道44上设有进料泵40和进料控制阀42，用于将预热后的苯醚甲环唑粗品连续的打入到一级精馏塔12内，进行一级精馏。一级精馏塔12的轻组分出口通过管道连通一级冷肼器17的入口，一级冷肼器17的出口连通一级轻组分罐16的入口，一级轻组分罐16的出口连通有一级轻组分管道13，一级轻组分管道13上设有一级轻组分泵18。一级精馏塔12的重组分出口连通一级重组分罐14的入口，一级重组分罐14的出口连通一级重组分管道15，一级重组分罐14的出口通过一级重组分管道15连通二级精馏装置20的入料口，一级重组分管道15上设有一级重组分泵19。苯醚甲环唑粗品通过进料管道44打入到一级精馏塔12内后，轻组分物质由液相变为气相，进入到一级冷肼器17内，经冷却后变为苯醚甲环唑精品进入到一级轻组分罐16内，然后通过一级轻组分泵18打出。一级精馏塔12中未气化的为重组分物料，重组分物料由一级精馏塔12的重组分出口流入到一级重组分罐14内，由一级重组分泵19连续不断的打入到二级精馏装置20内，进行二级精馏。

如图1所示，二级精馏装置20包括二级精馏塔22、二级冷肼器27、二级重组分罐24、二级重组分泵29、二级轻组分罐26和二级轻组分泵28。

如图1所示，二级精馏塔22的入料口连通一级重组分管道15，一级精馏后的重组分物料由一级重组分泵19连续不断的打入到二级精馏塔22内，进行二级精馏。二级精馏塔22的轻组分出口通过管道连通二级冷肼器27的入口，二级冷肼器27的出口连通二级轻组分罐26的入口，二级轻组分罐26的出口连通有二级轻组分管道23，二级轻组分管道23上设有二级轻组分泵28。二级精馏塔22的重组分出口连通二级重组分罐24的入口，二级重组分罐24的出口连通二级重组分管道25，二级重组分罐24的出口通过二级重组分管道25连通三级精馏装置30的入料口，二级重组分管道25上设有二级重组分泵29。一级精馏后的重组分物料通过一级重组分管道15打入到二级精馏塔22内后，轻组分物质由液相变为气相，进入到二级冷肼器27内，经冷却后变为苯醚甲环唑精品进入到二级轻组分罐26内，然后通过二级轻组分泵28打出。二级精馏塔22中未气化的为重组分物料，重组分物料由二级精馏塔22的重组分出口流入到二级重组分罐24内，由二级重组分泵29连续不断的打入到三级精馏装置30内，进行二级精馏。

如图1所示，三级精馏装置30包括三级精馏塔32、三级冷肼器37、三级重组分罐34、三级重组分泵39、三级轻组分罐36和三级轻组分泵38。

如图1所示，三级精馏塔32的入料口连通二级重组分管道25，二级精馏后的重组分物料由二级重组分泵29连续不断的打入到三级精馏塔32内，进行二级精馏。三级精馏塔32的轻组分出口通过管道连通三级冷肼器37的入口，三级冷肼器37的出口连通三级轻组分罐36的入口，三级轻组分罐36的出口连通有三级轻组分管道33，三级轻组分管道33上设有三级轻组分泵38。三级精馏塔32的重组分出口连通1三级重组分罐34的入口，三级重组分罐34的出口连通有三级重组分管道35，三级重组分管道35上设有三级重组分泵39。二级精馏后的重组分物料通过二级重组分管道25打入到三级精馏塔32内后，轻组分物质由液相变为气相，进入到三级冷肼器37内，经冷却后变为苯醚甲环唑精品进入到三级轻组分罐36内，然后通过三级轻组分泵38打出。三级精馏塔32中未气化的为重组分物料，重组分物料由三级精馏塔32的重组分出口流入到三级重组分罐34内，由三级重组分泵39打出，三级精馏后的重组分内多为4氢杂质，作为残渣处理。

实施例二：

一种苯醚甲环唑的精制工艺，包括多级精馏工艺，由实施例一所述的苯醚甲环唑多级精馏系统实现。

本实施方式中多级精馏工艺包括一级精馏工艺、二级精馏工艺和三级精馏工艺，一级精馏工艺中未气化的重组分产品为二级精馏工艺的原料，二级精馏工艺中未气化的重组分产品为三级精馏工艺的原料。一级精馏工艺、二级精馏工艺和三级精馏工艺中气化的轻组分产品经冷却后即为苯醚甲环唑精品。

如图1所示，一级精馏工艺步骤如下：

开启一级轻组分罐16上的真空阀，绝对真空度控制在2000Pa～3000Pa之间，将一级精馏塔12预热至设定反应温度240℃～250℃，待系统稳定后，将苯醚甲环唑粗品经进料泵40、进料控制阀42打入到一级精馏塔12内，物料自上而下流动过程中，轻组分气化由真空带入到一级冷肼器17中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到一级轻组分罐16中，再由一级轻组分泵18打出，液位控制在1/3～2/3之间。未气化的物料为重组分，由一级精馏塔12底部的重组分出口流入到一级重组分罐14中，一级精馏后的重组分中苯醚甲环唑的含量在15%～30%。

如图1所示，二级精馏工艺步骤如下：

开启二级轻组分罐26上的真空阀，绝对真空度控制在1500Pa～2000Pa之间，将二级精馏塔22预热至设定反应温度230℃～240℃，待系统稳定后，将一级重组分罐14中的物料经一级重组分泵19打入到二级精馏塔22内，物料自上而下流动过程中，轻组分气化由真空带入到二级冷肼器27中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到二级轻组分罐26中，再由二级轻组分泵28打出，液位控制在1/3～2/3之间。未气化的物料为重组分，由二级精馏塔22底部的重组分出口流入到二级重组分罐24中，二级精馏后的重组分中苯醚甲环唑的含量在5%～15%。

如图1所示，三级精馏工艺的步骤如下：

开启三级轻组分罐36上的真空阀，绝对真空度控制在1000Pa～1500Pa之间，将三级精馏塔32预热至设定反应温度220℃～230℃，待系统稳定后，将二级重组分罐24中的物料经二级重组分泵29打入到三级精馏塔32内，物料自上而下流动过程中，轻组分气化由真空带入到三级冷肼器37中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到三级轻组分罐36中，再由三级轻组分泵38打出，液位控制在1/3～2/3之间。未气化的物料为重组分，由三级精馏塔32底部的重组分出口流入到三级重组分罐34中，三级精馏后的重组分中苯醚甲环唑的含量在3%～5%，多为4氢杂质，作为残渣由三级重组分泵39打出。

一级精馏工艺、二级精馏工艺和三级精馏工艺制得的苯醚甲环唑精品含量为97.5～98.5%，4氢杂质含量仅为0.5～1.0%，纯度高，能够满足客户对纯度的要求。

实施例二的进一步具体实施方式如下：

实施例二—1：

如图1所示，开启一级轻组分罐16上的真空阀，绝对真空度控制在2500Pa，将一级精馏塔12预热至设定反应温度245℃，待系统稳定后，将苯醚甲环唑粗品经进料泵40、进料控制阀42打入到一级精馏塔12内，物料自上而下流动过程中，轻组分气化由真空带入到一级冷肼器17中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到一级轻组分罐16中，再由一级轻组分泵18打出，经检测苯醚甲环唑含量为98.1%。未气化的重组分物料流入到一级重组分罐14中，苯醚甲环唑的含量约为28.5%。

开启二级轻组分罐26上的真空阀，绝对真空度控制在1800Pa，将二级精馏塔22预热至设定反应温度235℃，待系统稳定后，将一级重组分罐14中的物料经一级重组分泵19打入到二级精馏塔22内，物料自上而下流动过程中，轻重组分进一步分离，轻组分气化由真空带入到二级冷肼器27中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到二级轻组分罐26中，再由二级轻组分泵28打出，经检测苯醚甲环唑含量为98.2%。未气化的物料为重组分，由二级精馏塔22底部的重组分出口流入到二级重组分罐24中。

开启三级轻组分罐36上的真空阀，绝对真空度控制在1000Pa，将三级精馏塔32预热至设定反应温度220℃，待系统稳定后，将二级重组分罐24中的物料经二级重组分泵29打入到三级精馏塔32内，物料自上而下流动过程中，轻重组分进一步分离，轻组分气化由真空带入到三级冷肼器37中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到三级轻组分罐36中，再由三级轻组分泵38打出，经检测苯醚甲环唑含量为98.0%。未气化的物料为重组分，由三级精馏塔32底部的重组分出口流入到三级重组分罐34中，作为残渣由三级重组分泵39打出。

实施例二—2：

如图1所示，开启一级轻组分罐16上的真空阀，绝对真空度控制在2800Pa，将一级精馏塔12预热至设定反应温度250℃，待系统稳定后，将苯醚甲环唑粗品经进料泵40、进料控制阀42打入到一级精馏塔12内，物料自上而下流动过程中，轻组分气化由真空带入到一级冷肼器17中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到一级轻组分罐16中，再由一级轻组分泵18打出，经检测苯醚甲环唑含量为97.9%。未气化的重组分物料流入到一级重组分罐14中，苯醚甲环唑的含量约为29.5%。

开启二级轻组分罐26上的真空阀，绝对真空度控制在2000Pa，将二级精馏塔22预热至设定反应温度230℃，待系统稳定后，将一级重组分罐14中的物料经一级重组分泵19打入到二级精馏塔22内，物料自上而下流动过程中，轻重组分进一步分离，轻组分气化由真空带入到二级冷肼器27中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到二级轻组分罐26中，再由二级轻组分泵28打出，经检测苯醚甲环唑含量为97.8%。未气化的物料为重组分，由二级精馏塔22底部的重组分出口流入到二级重组分罐24中。

开启三级轻组分罐36上的真空阀，绝对真空度控制在1500Pa，将三级精馏塔32预热至设定反应温度225℃，待系统稳定后，将二级重组分罐24中的物料经二级重组分泵29打入到三级精馏塔32内，物料自上而下流动过程中，轻重组分进一步分离，轻组分气化由真空带入到三级冷肼器37中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到三级轻组分罐36中，再由三级轻组分泵38打出，经检测苯醚甲环唑含量为98.2%。未气化的物料为重组分，由三级精馏塔32底部的重组分出口流入到三级重组分罐34中，作为残渣由三级重组分泵39打出。

实施例二—3：

如图1所示，开启一级轻组分罐16上的真空阀，绝对真空度控制在3000Pa，将一级精馏塔12预热至设定反应温度240℃，待系统稳定后，将苯醚甲环唑粗品经进料泵40、进料控制阀42打入到一级精馏塔12内，物料自上而下流动过程中，轻组分气化由真空带入到一级冷肼器17中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到一级轻组分罐16中，再由一级轻组分泵18打出，经检测苯醚甲环唑含量为98.2%。未气化的重组分物料流入到一级重组分罐14中，苯醚甲环唑的含量约为28.0%。

开启二级轻组分罐26上的真空阀，绝对真空度控制在1500Pa，将二级精馏塔22预热至设定反应温度230℃，待系统稳定后，将一级重组分罐14中的物料经一级重组分泵19打入到二级精馏塔22内，物料自上而下流动过程中，轻重组分进一步分离，轻组分气化由真空带入到二级冷肼器27中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到二级轻组分罐26中，再由二级轻组分泵28打出，经检测苯醚甲环唑含量为98.1%。未气化的物料为重组分，由二级精馏塔22底部的重组分出口流入到二级重组分罐24中。

开启三级轻组分罐36上的真空阀，绝对真空度控制在1000Pa，将三级精馏塔32预热至设定反应温度220℃，待系统稳定后，将二级重组分罐24中的物料经二级重组分泵29打入到三级精馏塔32内，物料自上而下流动过程中，轻重组分进一步分离，轻组分气化由真空带入到三级冷肼器37中冷却液化成苯醚甲环唑精品进入到三级轻组分罐36中，再由三级轻组分泵38打出，经检测苯醚甲环唑含量为98.3%。未气化的物料为重组分，由三级精馏塔32底部的重组分出口流入到三级重组分罐34中，作为残渣由三级重组分泵39打出。

需要说明的是，本说明书中所涉及到的含量均为百分含量。

本发明苯醚甲环唑多级精馏系统及精制工艺采用了多级精馏工艺，以苯醚甲环唑粗品为原料，在高真空精馏塔的作用下，通过连续进料，利用各物料的沸点不同，分离成轻组分和重组分，最终得到苯醚甲环唑精品。与现有技术相比，具有产量高、能耗小、安全性高、产品纯度高、生产成本低的技术效果。

本发明不局限于上述具体的实施方式，本领域的普通技术人员从上述构思出发，不经过创造性的劳动，所做出的种种变换，均落在本发明的保护范围之内。

Claims (10)

1.苯醚甲环唑多级精馏系统，其特征在于，包括依次串联的多级精馏装置。

2.根据权利要求1所述的苯醚甲环唑多级精馏系统，其特征在于，所述多级精馏装置包括一级精馏装置、二级精馏装置和三级精馏装置，所述一级精馏装置的重组分物料出口通过一级重组分管道连通所述二级精馏装置的入料口，所述二级精馏装置的重组分物料出口通过二级重组分管道连通所述三级精馏装置的入料口。

3.根据权利要求2所述的苯醚甲环唑多级精馏系统，其特征在于，所述一级精馏装置包括一级精馏塔和一级冷肼器；所述二级精馏装置包括二级精馏塔和二级冷肼器；所述三级精馏装置包括三级精馏塔和三级冷肼器。

4.根据权利要求3所述的苯醚甲环唑多级精馏系统，其特征在于，所述一级精馏塔的入料口连接有进料管道，所述进料管道上设有进料泵和进料控制阀。

5.根据权利要求3所述的苯醚甲环唑多级精馏系统，其特征在于，所述一级精馏塔的轻组分出口连通所述一级冷肼器的入口，所述一级精馏塔的重组分出口连通有一级重组分罐，所述一级重组分罐的出口通过所述一级重组分管道连通所述二级精馏塔的入料口；所述二级精馏塔的轻组分出口连通所述二级冷肼器的入口，所述二级精馏塔的重组分出口连通有二级重组分罐，所述二级重组分罐的出口通过所述二级重组分管道连通所述三级精馏塔的入料口；所述三级精馏塔的轻组分出口连通所述三级冷肼器的入口，所述三级精馏塔的重组分出口连通有三级重组分罐，所述三级重组分罐的出口连通有三级重组分管道。

6.根据权利要求5所述的苯醚甲环唑多级精馏系统，其特征在于，所述一级重组分管道上设有一级重组分泵；所述二级重组分管道上设有二级重组分泵；所述三级重组分管道上设有三级重组分泵。

7.根据权利要求5所述的苯醚甲环唑多级精馏系统，其特征在于，所述一级冷肼器的出口连通有一级轻组分罐，所述一级轻组分罐连通有一级轻组分管道，所述一级轻组分管道上设有一级轻组分泵；所述二级冷肼器的出口连通有二级轻组分罐，所述二级轻组分罐连通有二级轻组分管道，所述二级轻组分管道上设有二级轻组分泵；所述三级冷肼器的出口连通有三级轻组分罐，所述三级轻组分罐连通有三级轻组分管道，所述三级轻组分管道上设有三级轻组分泵。

8.苯醚甲环唑的精制工艺，其特征在于，包括多级精馏工艺。

9.根据权利要求8所述的苯醚甲环唑的精制工艺，其特征在于，所述多级精馏工艺包括一级精馏工艺、二级精馏工艺和三级精馏工艺；所述一级精馏工艺中未气化的重组分产品为所述二级精馏工艺的原料，所述二级精馏工艺中未气化的重组分产品为所述三级精馏工艺的原料；所述一级精馏工艺、所述二级精馏工艺和所述三级精馏工艺中气化的轻组分产品经冷却后即为苯醚甲环唑精品。

10.根据权利要求9所述的苯醚甲环唑的精制工艺，其特征在于，所述一级精馏工艺的反应温度为240℃～250℃，绝对真空度为2000Pa～3000Pa；所述二级精馏工艺的反应温度为230℃～240℃，绝对真空度为1500Pa～2000Pa；所述三级精馏工艺的反应温度为220℃～230℃，绝对真空度为1000Pa～1500Pa。

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