一种制备高纯度酰氟化合物的分离纯化工艺及装置的制作方法

1.本发明属于含氟精细化学品技术领域，具体涉及一种制备高纯度酰氟化合物的分离纯化工艺及装置。


背景技术：

2.酰氟化合物广泛运用于电子行业清洗剂、刻蚀剂、农药中间体、含氟材料单 体等，是一类重要的含氟化合物。例如，甲酰氟(cof2，cas:353-50-4)常温 下是一种有刺激性的、非燃的无色有毒气体。cof2作为电子特气，可用作半导 体制造中的刻蚀气和清洗气，其gwp值约为1、odp值为零、极低的大气寿命 (＜1a)，是一种环境友好型电子气体，可替代传统的pfc、nh3。另外cof2还 可以作为有机合成的原料制备附加值高的含氟化合物，也可用于化合物的纯化和 干燥。三氟乙酰氟(cf3cof，cas:354-34-7)作为化学合成全氟烷基化物的中 间体，是制备高纯级含氟聚合物所必须的聚合单体而备受关注的重要化合物，其 衍生物广泛应用在各个领域。
3.采用分子氧制备六氟环氧丙烷过程中，除了生成六氟环氧丙烷外，主要还有三氟乙酰氟、甲酰氟的副产物，发明专利cn109678700a、cn111072461a都采用直接“水洗”的方式，造成资源浪费以及严重的环境污染问题。天津长芦化工新材料有限公司在专利cn109678700a提出采用紫外光照射法处理含副产物的氟化物溶剂，一方面可得到重要的化工中间体甲酰氟，另一方面也能够将副产物转化成为全氟表面活性剂或者含氟流体做进一步应用，但得到的羧酸溶液酸度较大，对设备腐蚀严重，增加企业生产成本。东岳公司在专利cn110845448b报道采取醇洗将酰氟类副产物转化为稳定中性的酯类，虽然可以再利用，但是依然不能直接得到高纯度的酰氟化合物。大金工业株式会社在专利cn102822155b中提出了一种甲酰氟和六氟环氧丙烷的制造方法，但该方法没有明确提出具体的分离工艺装置，无法实现工业化；东岳公司在专利cn111646916a中报道，通过简单精馏工艺只能将三氟乙酰氟提纯至98wt％，但是纯度依然不能达到电子特气的要求。


技术实现要素：

4.针对现有技术存在的上述技术问题，本发明的目的在于提供一种制备高纯度酰氟化合物的分离纯化工艺。本发明通过提供一种制备高纯度酰氟化合物的分离纯化工艺及装置可实现六氟环氧丙烷与甲酰氟、三氟乙酰氟的联产。本发明分离工艺简单、能耗低，其环保性和经济效益更明显。
5.术语说明：六氟环氧丙烷，简写为hfpo；六氟丙烯，简写为hfp。
6.混合气体中各物质沸点如表1所示：
低沸点组分指cof2与cf3cof的混合气体；高沸点组分指hfp与hfpo的混合气体。
7.本发明的目的在于提供一种制备高纯度酰氟化合物的分离纯化工艺及装置。
8.本发明为实现上述目的，采用以下技术方案：一种制备六氟环氧丙烷过程中分离酰氟化合物的方法，包括以下步骤：（1）分子氧液相氧化法制备六氟环氧丙烷所得反应产物主要成分为原料六氟丙烯hfp、产物六氟环氧丙烷hfpo以及副产物酰氟气体，所述酰氟气体由甲酰氟cof2和三氟乙酰氟cf3cof组成，cof2与cf3cof两者为低沸点组分，hfp与hfpo两者为高沸点组分；所述反应产物先通入冷凝装置进行冷凝分离，得到含酰氟气体和微量高沸点组分的混合气体a，以及含微量酰氟气体和高沸点组分的混合物b；（2）将（1）中所述混合气体a先送入加压装置加压后，再输入至酰氟气体精馏装置先后进行两级精馏，第一级精馏后所得轻组分气体再经膜分离装置进一步膜分离提纯可得高纯cof2成品；对第一级精馏后的重组分进行第二级精馏，第二级精馏所得轻组分气体再经膜分离装置进一步膜分离提纯可得高纯cf3cof；（3）将（1）中冷凝分离所得含微量酰氟气体和高沸点组分的混合物复温至气体状态后输入至膜分离装置进行膜分离，分离出的微量酰氟气体输入至步骤（2）的第一级精馏操作继续精馏，膜分离截留下的高沸点组分与萃取剂一并输入至萃取精馏塔中进行萃取精馏，萃取精馏塔的塔顶采出高纯度的hfpo，塔釜混合物再输入至溶剂回收塔进行精馏分离，溶剂回收塔的塔顶采出高纯度的hfp，hfp可重新作为制备hfpo的原料重复利用，萃取剂经回收后可循环至萃取精馏塔继续使用。
9.作为优选，步骤（1）中反应产物通入至冷凝装置先后进行两级冷凝，以确保得到酰氟气体纯度较高的混合气体a，以及得到高沸点组分纯度较高的混合物b，所述两级冷凝的温度均控制在-55～-35℃。
10.作为优选，所述加压是将混合气体a加压至2.0～2.5mpa；加压的目的是提高后续精馏设备的工作温度，降低制冷的费用。
11.作为优选，步骤（2）中第一级精馏采用先后进行的两次精馏过程，再经膜分离，目的是得到高纯度的甲酰氟；其中，所述第一次精馏，控制精馏压力为1.0～1.5mpa，塔顶温度为-70～-50℃，塔釜温度为-30～-0℃；所述第二次精馏，控制精馏压力为0.9～1.2mpa，塔顶温度为-60～-40℃，塔釜温度为-20～-0℃。
12.作为优选，步骤（2）中所述第一级精馏与膜分离处理后，还包括将得到的cof2进行分子筛干燥的步骤。
13.作为优选，步骤（2）中所述第二级精馏后再经膜分离，目的是得到高纯度的三氟乙酰氟，第二级精馏控制精馏压力为0.6～1.1mpa，塔顶温度为-40～-10℃，塔釜温度为-10～10℃。
14.作为优选，步骤（2）中所述第二级精馏与膜分离处理后，还包括将得到的cf3cof进
行分子筛干燥的步骤。
15.针对不同精馏采用不同的压力，能更好地控制反应温度，以节约冷媒的使用，从而节约成本。
16.作为优选，所述经第一级精馏后，还包括在0.8～1.3mpa压力下回收处理含有微量甲酰氟的三氟乙酰氟的步骤，再进行第二级精馏。在上述条件下进行回收处理，可提高第二次精馏中三氟乙酰氟纯度。回收的含有微量cof2的轻组分可返回至步骤（2）的第一级精馏操作继续精馏。
17.作为优选，第一级精馏后的重组分在进行第二级精馏前，送入甲酰氟回收塔中进一步精馏提纯，甲酰氟回收塔的精馏压力为0.8～1.3mpa；塔顶温度为-40～-20℃，塔釜温度为-20～0℃。
18.作为优选，步骤（3）中萃取精馏塔的精馏压力为0.3～0.8mpa，塔顶温度为-30～0℃，塔釜温度为0～20℃。
19.作为优选，步骤（3）中溶剂回收塔的精馏压力为常压，塔顶温度为0～10℃，塔釜温度为60～90℃。
20.本发明所述的分离方法，不仅能实现六氟环氧丙烷和六氟丙烯的分离，还可得到高纯度的甲酰氟和三氟乙酰氟。分离工艺简单、能耗低，避免了资源的浪费和直接“水洗”导致的环境污染问题。
21.本发明还提供一种制备高纯度酰氟化合物的分离纯化装置，装置包括：冷凝装置、压缩装置、精馏装置、膜分离装置、萃取精馏塔和溶剂回收塔。
22.所述精馏装置包括第一级精馏系统和第二级精馏系统；所述膜分离装置包括第一膜分离器、第二膜分离器和第三膜分离器。第一级精馏系统排出的轻组分气体通过第一膜分离器进行膜分离提纯，以获得较高纯度的cof2；第二级精馏系统排出的轻组分气体通过第二膜分离器进行膜分离提纯，以获得较高纯度的cf3cof。冷凝装置的轻组分气体出口通过压缩装置与第一级精馏系统的进料口由管路连接，第一级精馏系统排出的重组分塔釜液送入第二级精馏系统进一步精馏；所述冷凝装置的重组分出口通过管路与第三膜分离器连接，第三膜分离器包括两侧出口，其中一侧用于排出分离出的微量酰氟气体的出口通过管路与第一级精馏系统的进料口连接，另一侧用以排出膜分离截留下的高沸点组分的出口通过管路与萃取精馏塔的进料口连接。所述萃取精馏塔的塔釜液送入溶剂回收塔进一步分离。
23.作为优选，所述冷凝装置包括串联的第一冷凝器和第二冷凝器，第二冷凝器的进气口与第一冷凝器的轻组分出气口由管路连接，所述冷凝装置用以进行两级冷凝，以确保得到酰氟气体纯度较高的混合气体a，以及得到高沸点组分纯度较高的混合物b。
24.作为优选，所述精馏装置包括串联的第一精馏塔、第二精馏塔、甲酰氟回收塔和第三精馏塔，所述第一精馏塔与第二精馏塔组合形成用于精馏提纯cof2的第一级精馏系统，第二精馏塔用于接收第一精馏塔排出的轻组分气体并进一步精馏，以获得较高纯度的cof2；所述第一精馏塔与第二精馏塔两者的塔釜出口均通过管路与甲酰氟回收塔进料口连接，甲酰氟回收塔的塔顶出气口与第一精馏塔连接，甲酰氟回收塔的塔釜液送入至第三精馏塔进一步精馏。
25.第二冷凝器的轻组分出气口通过压缩装置与第一精馏塔进料口由管路连接。
26.作为优选，膜分离装置包括第一膜分离器、第二膜分离器和第三膜分离器，所述第一膜分离器通过管路与第二精馏塔的塔顶出气口连接，所述第二膜分离器通过管路与第三精馏塔的塔顶出气口连接；所述第一冷凝器和第二冷凝器两者的重组分出口均通过管路与第三膜分离器进口连接，第三膜分离器包括两侧出口，其中一侧出口通过管路与第一精馏塔进料口连接，另一侧出口通过管路与萃取精馏塔的进料口连接。
27.所述压缩装置用于对混合气体a进行加压，目的是提高后续精馏设备的工作温度，降低制冷的费用。
28.所述第一精馏塔用于接收经压缩装置加压后的混合气体a和第三膜分离器分离出的微量酰氟气体，并进行精馏。
29.所述第二精馏塔用于接收第一精馏塔的塔顶气体并进一步精馏，以得到较高纯度的甲酰氟。
30.所述第一膜分离器用于接收第二精馏塔的塔顶气体并将杂质气体截留下来，以得到更高纯度的甲酰氟。
31.所述甲酰氟回收塔用于接收第一精馏塔与第二精馏塔处理后从塔釜输出的混合物。
32.优选地，所述甲酰氟回收塔的塔顶用于与所述第一精馏塔连接，并将未精馏彻底的气体循环至第一精馏塔。
33.所述第三精馏塔用于接收甲酰氟回收塔从塔釜输出的混合物并精馏，以输出三氟乙酰氟。
34.所述第二膜分离器用于接收第三精馏塔的塔顶气体并将杂质气体截留下来，以得到更高纯度的三氟乙酰氟。
35.所述第三膜分离器用于接收第一冷凝器与第二冷凝器输出的混合物b。
36.所述萃取精馏塔用于接收第三膜分离器分离出的高沸点组分并进行萃取精馏，以得到高纯度的六氟环氧丙烷。
37.所述溶剂回收塔用于接收萃取精馏塔处理后从塔釜输出的混合物，以分别得到萃取剂和高纯度的原料气六氟丙烯。
38.本发明所述的第一膜分离器、第二处膜分离器、第三膜分离器均安装有含氟聚酰亚胺膜，可提高对酰氟气体渗透通量。
39.所述第一精馏塔、第二精馏塔、甲酰氟回收塔、第三精馏塔、萃取精馏塔、溶剂回收塔均为带有冷凝器和再沸器的常规填料塔。
40.更优选地，所述第一膜分离器分离后，还包括将得到的甲酰氟进行分子筛干燥的步骤。
41.所述第二膜分离器分离后，还包括将得到的三氟乙酰氟进行分子筛干燥的步骤。
42.更优选地，所述分离工艺装置为填料塔，填料选自镍、蒙耐尔合金、镍铬合金或聚四氟乙烯中的至少一种；填料类型为鲍尔环、矩鞍环或θ环中的至少一种；填料比表面积为100
‑‑
2500m2/m3。
43.更优选地，所述填料填装高度1000~30000 mm。
44.本发明所述的分离工艺优选通过本发明所述的分离装置得以完成，步骤如下：（1）将分子氧液相氧化法制备六氟环氧丙烷所得反应产物通入第一冷凝器中，顶
部收集到含cof2、cf3cof和少量高沸点组分的混合气体c，底部得到含hfp、hfpo和少量低沸点组分的混合物x。
45.（2）如（1）所述混合气体c继续通入第二冷凝器中，顶部得到cof2、cf3cof和微量高沸点组分的混合气体a，底部得到含hfp、hfpo和微量低沸点组分的混合物d。（3）步骤（2）所得混合气体a输入至压缩装置，压力控制在2.0～2.5mpa；步骤（1）~（2）所得混合物x和混合物d输入至第三膜分离器。
46.（4）如（3）所述压缩装置的出口连接至第一精馏塔，第一精馏塔的操作压力控制在1.0～1.5mpa，塔顶温度为-70～-50℃、塔釜温度为-30～0℃；第一精馏塔的塔顶得到含微量cf3cof、hfpo、hfp的cof2混合气体e，塔釜得到含微量cof2、hfpo、hfp的cf3cof的混合物f循环至甲酰氟回收塔。
47.（5）如步骤（4）所述混合气体e通过第一精馏塔的塔顶出料管输入至第二精馏塔，第二精馏塔的操作压力控制在0.9～1.2mpa，塔顶温度为-60～-40℃，塔釜温度为-20～-0℃，塔顶分离出含微量杂质气体的cof2。
48.（6）如步骤（5）所述从第二精馏塔的塔顶收集到的气体输入至第一膜分离器，经含氟聚酰亚胺膜选择性分离后，cof2气体进入第一分子筛干燥塔，最终得到纯度大于99.99%的cof2成品。
49.（7）如步骤（6）所述第二精馏塔的塔釜出料管连接至甲酰氟回收塔，甲酰氟回收塔的操作压力控制在0.8～1.3mpa，塔顶温度为-40～-20℃，塔釜温度为-20～0℃，保证甲酰氟回收塔塔釜不含cof2的情况下，由塔顶采出含部分cf3cof的cof2循环至第一精馏塔。
50.（8）如步骤（7）所述甲酰氟回收塔的塔釜出料管连接至第三精馏塔，第三精馏塔的操作压力控制在0 .6～1.1mpa，塔顶温度为-40～-10℃、塔釜温度为-10～10℃，塔顶分离出含微量杂质气体的cf3cof。
51.（9）如步骤（8）所述从第三精馏塔的塔顶收集到的气体输入至第二膜分离器，经含氟聚酰亚胺膜选择性分离后，cf3cof气体进入第二分子筛干燥塔，最终得到纯度大于99.999%的cf3cof，塔釜残液定期排出。
52.（10）如步骤（3）所述经第三膜分离器中的聚酰亚胺膜选择性分离后，低沸点组分输入至第一精馏塔，高沸点组分与萃取剂一并输入至萃取精馏塔。
53.（11）如步骤（10）所述萃取精馏塔的操作压力控制在0.3～0.8mpa，塔顶温度为-30～0℃，塔釜温度为0～20℃，由塔顶采出hfpo气体并进入第三分子筛干燥塔，最终得到纯度大于99.99%的hfpo成品；塔釜采出含萃取剂与hfp的混合物g再送入溶剂回收塔，（12）如步骤（11）所述溶剂回收塔的操作压力为常压，塔顶温度为0～10℃，塔釜温度为60～90℃，由塔顶采出纯度大于99.99%的hfp并循环至反应釜作为原料继续使用；塔釜底部回收萃取剂并循环至萃取精馏塔继续使用。
54.通过采用上述技术方案，本发明的有益效果在于：1）本发明所述的一种制备高纯度酰氟化合物的分离纯化工艺及装置，与分子氧制备六氟环氧丙烷传统的直接“水洗”工艺相比，一方面避免产生大量的废液；另一方面能得到高纯度的甲酰氟、三氟乙酰氟副产品资源化利用。
55.2）本发明的分离工艺路线简单，能耗低，适用于制备分子氧制备六氟丙烷的间歇或连续生产工艺。
56.本发明通过加压精馏与膜分离的组合工艺装置可实现在生产六氟环氧丙烷的同时得到高纯度的甲酰氟和三氟乙酰氟，本发明分离工艺简单，能耗低，且避免了直接“水洗”造成的环境污染问题。经精馏和膜分离后，高纯度的甲酰氟和三氟乙酰氟可作为产品销售或原料使用，大大提升盈利能力，为企业增加效益。
附图说明
57.图1为本发明分离工艺装置流程示意图。图中，
ⅰ‑
1为第一冷凝器；
ⅰ‑
2为第二冷凝器；ⅱ为压缩装置；
ⅲ‑
1为第一精馏塔；
ⅲ‑
2为第二精馏塔；
ⅲ‑
3为甲酰氟回收塔；
ⅲ‑
4为第三精馏塔；
ⅳ‑
1为第一膜分离器；
ⅳ‑
2为第二膜分离器；
ⅳ‑
3为第三膜分离器；
ⅴ‑
1为萃取精馏塔；
ⅴ‑
2为溶剂回收塔；
ⅵ‑
1为第一分子筛干燥塔；
ⅵ‑
2为第二分子筛干燥塔；
ⅵ‑
3为第三分子筛干燥塔；
ⅵ‑
4为第三分子筛干燥塔。
具体实施方式
58.下面结合实例来描述本发明。需要说明的是此处实例仅仅为了解释本发明，但不限于这些实例。对本发明的细节和形式进行修改替换均在本发明的保护范围内。
59.实施例：对照图1本发明的制备高纯度酰氟化合物的分离纯化装置，包括冷凝装置、压缩装置ⅱ、精馏装置、膜分离装置和萃取精馏塔v。
60.所述冷凝装置包括串联的第一冷凝器i-1和第二冷凝器ii-2，第二冷凝器ii-2的进气口与第一冷凝器i-1的轻组分出气口由管路连接，所述冷凝装置用以进行两级冷凝，以确保得到酰氟气体纯度较高的混合气体a，以及得到高沸点组分纯度较高的混合物b。
61.所述精馏装置包括串联的第一精馏塔
ⅲ‑
1、第二精馏塔
ⅲ‑
2、甲酰氟回收塔
ⅲ‑
3和第三精馏塔
ⅲ‑
4，所述第一精馏塔
ⅲ‑
1与第二精馏塔
ⅲ‑
2组合形成用于精馏提纯cof2的第一级精馏系统，第二精馏塔
ⅲ‑
2用于接收第一精馏塔
ⅲ‑
1排出的轻组分气体并进一步精馏，以获得较高纯度的cof2；所述第一精馏塔
ⅲ‑
1与第二精馏塔
ⅲ‑
2两者的塔釜出口均通过管路与甲酰氟回收塔
ⅲ‑
3进料口连接，甲酰氟回收塔
ⅲ‑
3的塔顶出气口与第一精馏塔
ⅲ‑
1连接，甲酰氟回收塔
ⅲ‑
3的塔釜液送入至第三精馏塔
ⅲ‑
4进一步精馏；所述膜分离装置包括第一膜分离器
ⅳ‑
1、第二膜分离器
ⅳ‑
2和第三膜分离器
ⅳ‑
3，所述第一膜分离器
ⅳ‑
1通过管路与第二精馏塔
ⅲ‑
2的塔顶出气口连接，所述第二膜分离器
ⅳ‑
2通过管路与第三精馏塔
ⅲ‑
4的塔顶出气口连接；所述第一冷凝器i-1和第二冷凝器ii-2两者的重组分出口均通过管路与第三膜分离器
ⅳ‑
3进口连接，第三膜分离器
ⅳ‑
3包括两侧出口，其中一侧出口通过管路与第一精馏塔
ⅲ‑
1进料口连接，另一侧出口通过管路与萃取精馏塔v的进料口连接；所述第二冷凝器ii-2的轻组分出气口通过压缩装置与第一精馏塔
ⅲ‑
1进料口由管路连接。
62.所述精馏装置还包括：第一分子筛干燥塔
ⅵ‑
1，用于与所述第一膜分离器
ⅳ‑
1连接，以纯化甲酰氟并对其进行干燥；第二分子筛干燥塔
ⅵ‑
2，用于与所述第二膜分离器
ⅳ‑
2连接，以纯化三氟乙酰氟
并对其进行干燥；第三分子筛干燥塔
ⅵ‑
3，用于与所述萃取精馏塔
ⅴ‑
1连接，以干燥六氟环氧丙烷气体。
63.第四分子筛干燥塔
ⅵ‑
4，用于与所述溶剂回收塔
ⅴ‑
2连接，以干燥六氟丙烯气体。
64.所述第一精馏塔
ⅲ‑
1、第二精馏塔
ⅲ‑
2、甲酰氟回收塔
ⅲ‑
3、第三精馏塔
ⅲ‑
4、萃取精馏塔v-1和溶剂回收塔v-2均采用填料塔，填料选自镍、蒙耐尔合金、镍铬合金或聚四氟乙烯中的至少一种；填料类型为鲍尔环、矩鞍环或θ环中的至少一种。
65.实施例1结合图1对本发明一种制备高纯度酰氟化合物的分离纯化工艺及装置按流程说明如下：（1）将分子氧液相氧化法制备六氟环氧丙烷所得反应产物通入第一冷凝器
ⅰ‑
1中，其中所述反应产物主要成分为原料六氟丙烯hfp 1～5wt%、产物六氟环氧丙烷hfpo 59～75wt%、甲酰氟cof2与三氟乙酰氟cf3cof两者总含量 20～40 wt%。第一冷凝器
ⅰ‑
1温度控制-55～-35℃，在顶部收集到含cof2、cf3cof和少量高沸点组分的混合气体c，底部得到含hfp、hfpo和少量低沸点组分的混合物x。
66.（2）如（1）所述混合气体c继续通入第二冷凝器
ⅰ‑
2中，温度控制-55～-35℃，顶部得到cof2、cf3cof和微量高沸点组分的混合气体a，底部得到含hfp、hfpo和微量低沸点组分的混合物d。（3）如（2）所述将混合气体a输入至压缩装置ⅱ，压力控制在2.0～2.5mpa；步骤（1）~（2）所得混合物x和混合物d复温至气体状态后输入至第三膜分离器
ⅳ‑
3进行膜分离。
67.（4）如（3）所述压缩装置ⅱ出口连接至第一精馏塔
ⅲ‑
1，第一精馏塔
ⅲ‑
1操作压力控制在1.0～1.5mpa，塔顶温度为-70～-50℃、塔釜温度为-30～-0℃；第一精馏塔
ⅲ‑
1塔顶得到含微量cf3cof、hfpo、hfp的cof2混合气体e，塔釜得到含微量cof2、hfpo、hfp的cf3cof的混合物f循环至甲酰氟回收塔
ⅲ‑
3。
68.（5）如（4）所述混合气体e通过第一精馏塔
ⅲ‑
1塔顶出料管输入至第二精馏塔
ⅲ‑
2，第二精馏塔
ⅲ‑
2操作压力控制在0.9～1.2mpa，塔顶温度为-60～-40℃，塔釜温度为-20～-0℃，塔顶分离出含微量杂质气体的cof2。
69.（6）如（5）所述从第二精馏塔
ⅲ‑
2塔顶收集到的气体输入至第一膜分离器
ⅳ‑
1，经含氟聚酰亚胺膜选择性分离后，cof2气体进入第一分子筛干燥塔
ⅵ‑
1，最终得到纯度大于99.99%的cof2成品，cof2回收率＞99%。
70.（7）如（6）所述第二精馏塔
ⅲ‑
2塔釜出料管连接至甲酰氟回收塔
ⅲ‑
3，甲酰氟回收塔
ⅲ‑
3操作压力控制在0.8～1.3mpa，塔顶温度为-40～-20℃，塔釜温度为-20～-0℃，保证甲酰氟回收塔塔釜不含cof2的情况下，由塔顶采出含部分cf3cof的cof2循环至第一精馏塔
ⅲ‑
1。
71.（8）如（7）所述甲酰氟回收塔
ⅲ‑
3塔釜出料管连接至第三精馏塔
ⅲ‑
4，第三精馏塔
ⅲ‑
4操作压力控制在0 .6～1.1mpa，塔顶温度为-40～-10℃、塔釜温度为-10～10℃，塔顶分离出含微量杂质气体的cf3cof。
72.（9）如（8）所述从第三精馏塔
ⅲ‑
4塔顶收集到的气体输入至第二膜分离器
ⅳ‑
2，经含氟聚酰亚胺膜选择性分离后，cf3cof气体进入第二分子筛干燥塔
ⅵ‑
2，最终得到纯度大
于99.999%的cf3cof，cf3cof回收率＞99%；塔釜残液定期排出。
73.（10）如（3）所述经第三膜分离器
ⅳ‑
3中的含氟聚酰亚胺膜选择性膜分离后，低沸点组分输入至第一精馏塔
ⅲ‑
1，高沸点组分与萃取剂二氯乙烷输入至萃取精馏塔
ⅴ
。
74.（11）如（10）所述萃取精馏塔
ⅴ
操作压力控制在0.3～0.8mpa，塔顶温度为-30～0℃，塔釜温度为0～20℃，由塔顶采出hfpo气体并进入第三分子筛干燥塔
ⅵ‑
3，最终得到纯度大于99.99%的hfpo成品，hfpo回收率＞99%。萃取精馏塔
ⅴ
的塔釜混合物再输入至溶剂回收塔进行精馏分离。
75.（12）如步骤（11）所述溶剂回收塔的操作压力为常压，塔顶温度为0～10℃，塔釜温度为60～90℃，由塔顶采出纯度大于99.99%的hfp并循环至反应釜作为原料继续使用，hfp回收率＞98%；塔釜底部回收萃取剂并循环至萃取精馏塔继续使用。
76.此外，应当理解，虽然本说明书按照实施方式加以描述，但并非每个实施方式仅包含一个独立的技术方案，说明书的这种叙述方式仅仅是为清楚起见，本领域技术人员应当将说明书作为一个整体，各实施例中的技术方案也可以经适当组合，形成本领域技术人员可以理解的其他实施方式。