CN101031538A - 对苯二甲酸的优化纯化生产 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了用于更高效制备和纯化芳族二羧酸(例如，对苯二甲酸)的优化方法和装置。优化的系统采用至少一个分区浆料浓缩器来改善对芳族二羧酸的纯化。

Description

对苯二甲酸的优化纯化生产
技术领域
本发明一般涉及地芳族二羧酸比如对苯二甲酸(TPA)的制备。本发明的一个方面涉及用于更高效和/或更有效纯化粗制芳族二羧酸比如粗制对苯二甲酸(CTA)的方法和设备。本发明的另一方面涉及用于制备纯化芳族二羧酸比如纯化对苯二甲酸(PTA)的更经济的系统。
背景技术
在用于生产聚酯膜、包装材料和瓶子的线性聚酯树脂的制备中，对苯二甲酸(TPA)是基础构造单元之一。用于制备所述聚酯树脂的TPA必须满足对纯度的某些最低要求。
TPA的纯化状况主要是指不存在大浓度的4-羧基苯甲醛(4-CBA)和对甲苯甲酸(p-TAc)，而4-羧基苯甲醛(4-CBA)和对甲苯甲酸(p-TAc)在市售粗级TPA中是大量存在的。4-CBA和p-TAc都是在通过对二甲苯的催化氧化制备TPA中形成的部分氧化产物。TPA的纯化形式也是指不存在为粗制材料赋予特征性黄色调的发色体。发色体是具有苯偶酰、芴酮和/或蒽醌结构的芳族化合物。由于在聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)的制备中4-CBA和p-TAc充当TPA和乙二醇缩合反应之间的链终止剂，所以它们对所述聚合过程而言特别有害。
在制备TPA的通常方法中，从初级氧化反应器中取出粗制浆料。粗制浆料含有液态母液和粗制对苯二甲酸(CTA)的固态颗粒。从初级氧化反应器出来的液态母液通常含有大量的杂质。固此，在许多常规TPA生产方法中，在对CTA颗粒进行纯化之前，用“清洁”的置换溶剂置换/取代绝大部分从初级氧化反应器中出来的液态母液。所述用置换溶剂置换/取代粗制浆料中的液态母液通常称作“液体交换”。
用于实施液体交换的常规设备可能既昂贵又不可靠。一种用来实施液体交换的常见设备是叠盘式(disc stack)离心系统。虽然能有效地用置换溶剂取代原始母液，但是所述机械离心系统的高速旋转部件导致其既昂贵又不可靠。因此，不再需要使用一个或多个机械离心机的CTA纯化系统和常规CTA纯化系统相比，资金成本会降低同时可靠性提高。而且，如果可以将机械离心机通常提供的液体交换功能和CTA纯化系统的其它功能结合在一起，那么系统的整体成本能够降低而且同时可靠性提高。最后，如果可以采用能更有效地用清洁置换溶剂置换装有杂质的母液的机构来置换一个或多个机械离心机，那么就能够制备更纯的TPA制品。
发明内容
本发明的一个实施方案涉及包括下列步骤的方法：(a)在初级氧化反应器中氧化一种或多种反应物，由此制备含有CTA颗粒的固/液混合物；和(b)将至少部分所述固/液混合物在分区浆料浓缩器中进行氧化蒸煮(digestion)，由此制备出含有经氧化处理的TPA颗粒的固体浓缩型混合物(solid-concentrated mixture)。
本发明的另一实施方案涉及包括下列步骤的方法：(a)将进料浆料引入分区浆料浓缩器，其中所述进料浆料含有固体TPA颗粒；(b)从所述分区浆料浓缩器的液体出口取出液体浓缩型混合物(liquid-concentrated mixture)；和(c)从所述分区浆料浓缩器的固体出口取出固体浓缩型混合物，其中所述固体浓缩型混合物的固体含量和所述液体浓缩型混合物的固体含量之比是至少大约2∶1(重量)。
本发明的另一实施方案涉及包括下列步骤的方法：(a)在初级氧化反应器中氧化对二甲苯，由此制备含有CTA颗粒的初始固/液混合物；(b)将至少部分初始固/液混合物在初始蒸煮器中进行氧化蒸煮，由此制备初始蒸煮过的固/液混合物；(c)将所述初始蒸煮过的固/液混合物的至少一部分在分区浆料浓缩器中进行氧化蒸煮；(d)从所述分区浆料浓缩器的液体出口取出液体浓缩型混合物，其中所述初始蒸煮过的固/液混合物的固体含量和所述液体浓缩型混合物的固体含量之比是至少大约1.5∶1(重量)；(e)从所述分区浆料浓缩器的固体出口取出固体浓缩型混合物，和(f)将稀释液体引入固体浓缩型混合物中，由此制备出固体含量小于所述固体浓缩型混合物的固体含量的稀释混合物。
本发明的又一实施方案涉及用于制备和纯化含有CTA颗粒的固/液混合物的装置。该系统包括分区浆料浓缩器和用于制备固/液混合物的初级氧化反应器。分区浆料浓缩器包含容器外壳、直立挡板、进料进口、液体出口和固体出口。容器外壳限定了内部容积。直立挡板设置在容器外壳内，将至少部分所述内部容积分隔成沉降区和搅拌区。进料进口接收至少部分来自初级氧化反应器的固/液混合物，并将所述部分排放到搅拌区。液体出口的位置和沉降区相邻。固体出口位于液体出口下方。
附图说明
图1是工艺流程图，举例说明了根据本发明第一实施方案构造的用于制备和纯化对苯二甲酸的系统，尤其对如下构造进行了说明：其中来自初级氧化反应器的粗制浆料进行氧化蒸煮，所得浆料在分区浆料浓缩器中进行结晶和液体交换的组合。
图2示意性表示了分区浆料浓缩器，所述浓缩器具有搅拌区和沉降区，其中液体浓缩型混合物在沉降区顶部附近被取出，而固体浓缩型混合物在沉降区顶部下方的远距离处被取出。
图3示意性表示了可替换的分区浆料浓缩器，其中液体浓缩型混合物在沉降区顶部附近被取出，而固体浓缩型在沉降区底部附近被取出。
图4是工艺流程图，举例说明了根据本发明第二实施方案构造的用于制备和纯化对苯二甲酸的系统，尤其举例说明了如下构造：其中从初级氧化反应器出来的粗制浆料在分区浆料浓缩器中进行结晶和液体交换的组合，然后进行氧化蒸煮，从蒸煮器出来的浆料也进行结晶和液体交换的组合，然后回收固体。
图5是工艺流程图，举例说明了根据本发明第三实施方案构造的用于制备和纯化对苯二甲酸的系统，尤其举例说明了如下构造：其中从初级氧化反应器出来的粗制浆料在分区浆料浓缩器中进行氧化蒸煮和液体交换的组合，然后进行最终的氧化蒸煮、结晶和固体回收步骤。
图6是工艺流程图，举例说明了根据本发明第四实施方案构造的用于制备和纯化对苯二甲酸的系统，尤其举例说明了如下构造：其中从初级氧化反应器出来的粗制浆料在常规反应器中进行初始的氧化蒸煮，然后在分区浆料浓缩器中进行氧化蒸煮和液体交换的组合。
发明详述
图1和4-6对本发明的实施方案进行了举例说明，其中在初级/初始氧化反应器中制备的对苯二甲酸(TPA)在采用了至少一个分区浆料浓缩器的系统中进行纯化。下面参考图2和3详细描述分区浆料浓缩器。
在图1所示的实施方案中，向初级/初始氧化反应器10中引入主要为液相的进料物流，所述物流含有可氧化的化合物(例如，对二甲苯)、溶剂(例如，乙酸+水)和催化剂系统(例如Co+Mn+Br)。含有分子氧的主要为气相的氧化剂物流也被引入到初级氧化反应器10中。液相进料物流和气相进料物流在氧化反应器10中形成多相反应介质。可氧化的化合物在容器10中所含的反应介质的液相中进行部分氧化。
初级氧化反应器10优选是搅拌式反应器。可以通过本领域公知的任何装置在氧化反应器10中引起反应介质的搅拌。本文所用的术语“搅拌”是指耗散在反应介质中的引起流体流动和/或混合的做功。在一个实施方案中，初级氧化反应器10是配有用于机械搅拌反应介质的装置的机械搅拌式反应器。本文所用的术语“机械搅拌”是指通过刚性或柔性元件(一个或多个)对着反应介质或者在反应介质中的物理运动而导致的反应介质的搅拌。例如，机械搅拌可以通过位于反应介质中的内部搅拌器、叶片、振动器或声学膜的旋转、摆动和/或振动来提供。在本发明的优选实施方案中，初级氧化反应器10是鼓泡塔反应器。本文所用术语“鼓泡塔反应器”表示便于在多相反应介质中发生化学反应的反应器，其中反应介质的搅拌主要通过气泡穿过反应介质的向上运动来提供。本文所用术语“大部分”、“主要地”和“主要为”是指大于50％。
引入到初级氧化反应器10中的液相进料物流中的可氧化的化合物优选含有至少一个烃基。更优选的，可氧化的化合物是芳族化合物。仍更优选的，可氧化的化合物是具有至少一个附着的烃基或者至少一个附着的取代烃基或者至少一个附着的杂原子或至少一个附着的羧酸官能团(-COOH)的芳族化合物。甚至更优选的，可氧化的化合物是具有至少一个附着的烃基或者至少一个附着的取代烃基的芳族化合物，其中每个附着的基团含有1-5个碳原子。还更优选的，可氧化的化合物是具有恰好两个附着的基团的芳族化合物，其中每个附着的基团含有恰好一个碳原子并由甲基和/或取代的甲基和/或至多一个羧酸基团组成。还更优选的，可氧化的化合物是对二甲苯、间二甲苯、对甲苯甲醛、间甲苯甲醛、对甲苯甲酸、间甲苯甲酸、和/或乙醛。最优选的，可氧化的化合物是对二甲苯。
本文定义的“烃基”是至少一个仅仅键合到氢原子或其它碳原子上的碳原子。本文定义的“取代的烃基”是至少一个键合到至少一个杂原子和至少一个氢原子上的碳原子。本文定义的“杂原子”是除了碳和氢原子以外的所有原子。本文定义的芳族化合物包含芳环，所述芳环优选具有至少6个碳原子，甚至更优选仅仅具有作为环部分的碳原子。所述芳环的合适实例包括但不限于苯、联苯、三联苯、萘、和其它碳基稠合芳环。
可氧化化合物在引入初级氧化反应器10中的液相进料物流中的存在量优选是大约2-大约40重量％，更优选大约4-大约20重量％，最优选范围是6-15重量％。
在引入初级氧化反应器10中的液相进料物流中存在的溶剂优选含有酸组分和水组分。溶剂优选在液相进料物流的存在浓度是大约60-大约98重量％，更优选大约80-大约96重量％，最优选范围是85-94重量％。溶剂的酸组分优选是具有1-6个碳原子，更优选2个碳原子的有机低分子量单羧酸。最优选的，溶剂的酸组分是乙酸。优选的，酸组分占溶剂的至少大约75重量％，更优选占溶剂的至少大约80重量％，最优选范围是溶剂的85-98重量％，余量是水。
引入初级氧化反应器10的液相进料物流也可以包含催化剂系统。催化剂系统优选是能够促进可氧化的化合物部分氧化的均匀液相催化剂系统。更优选的，催化剂系统含有至少一个多价过渡金属。仍更优选的，多价过渡金属包含钴。甚至更优选的，催化剂系统含有钴和溴。最优选的，催化剂系统含有钴、溴和锰。
当催化剂系统中存在钴时，优选钴在液相进料物流中的存在量使得反应介质液相中的钴浓度保持在大约300-大约6000重量份/百万(ppmw)，更优选大约700-大约4200ppmw，最优选范围是1200-3000ppmw。当催化剂系统中存在溴时，优选溴在液相进料物流中的存在量使得反应介质液相中的溴浓度保持在大约300-大约5000ppmw，更优选大约600-大约4000ppmw，最优选范围是900-3000ppmw。当催化剂系统中存在锰时，优选锰在液相进料物流中的存在量使得反应介质液相中的锰浓度保持在大约20-大约1000ppmw，更优选大约40-大约500ppmw，最优选范围是50-200ppmw。
在引入初级氧化反应器10中的催化剂系统中钴和溴的重量比(Co∶Br)优选是大约0.25∶1-大约4∶1，更优选是大约0.5∶1-大约3∶1，最优选范围是0.75∶1-2∶1。所引入的催化剂系统中钴和锰的重量比(Co∶Mn)优选是大约0.3∶1-大约40∶1，更优选是大约5∶1-大约30∶1，最优选范围是10∶1-25∶1。
在氧化过程中，优选可氧化的化合物(例如，对二甲苯)以下列速度连续引入初级氧化反应器10中：至少大约5000千克/小时，更优选大约10000-大约80000千克/小时，最优选范围是20000-50000千克/小时。在氧化过程中，优选进入氧化反应器10的溶剂的质量流速和可氧化的化合物的质量流速之比保持在大约2∶1-大约50∶1，更优选是大约5∶1-大约40∶1，最优选范围是7.5∶1-25∶1。
引入初级氧化反应器10的主要为气相的氧化剂物流优选包含大约5-大约40摩尔％的分子氧，更优选大约15-大约30摩尔％分子氧，最优选范围是18-24摩尔％分子氧。优选所述氧化剂物流的其余部分主要包括对氧化显示惰性的一种或多种气体，比如氮气。更优选的，氧化剂物流必要地由分子氧和氮气组成。最优选的，氧化剂物流是含有大约21摩尔％分子氧和大约78-大约81摩尔％氮气的干空气。在本发明的可替换实施方案中，氧化剂物流可以含有基本上纯的氧气。
在初级氧化反应器10的液相氧化过程中，优选以提供略微超过化学计量氧需求的分子氧的量将氧化剂物流引入到反应器10中。因此，优选进入反应器10的氧化剂物流(例如，空气)的质量流速和可氧化的化合物(例如，对二甲苯)的质量流速之比保持在大约0.5∶1-大约20∶1，更优选大约1∶1-大约10∶1，最优选范围是2∶1-6∶1。
在反应器10中进行的液相部分氧化优选是生成固体的沉淀反应。更优选的，在反应器10中进行的液相氧化导致至少大约10重量％的引入氧化反应器10的可氧化的化合物(例如，对二甲苯)在反应介质中形成固体(例如，CTA颗粒)。更优选的，液相氧化导致至少大约50重量％的可氧化的化合物在反应介质中形成固体。最优选的，液相氧化导致至少90重量％的可氧化的化合物在反应介质中形成固体。优选反应介质的固体含量保持在大约5-大约40重量％，更优选为大约10-大约35重量％，最优选范围是15-30重量％。本文所用的术语“固体含量”表示多相混合物中的固体重量百分比。
在氧化反应器10内的氧化过程中，多相反应介质优选保持大约125-大约200℃的升高温度下，更优选为大约150-大约180℃，最优选是155-165℃。氧化反应器10中的塔顶压力优选保持在大约1-大约20巴表压(bar gauge，barg)，更优选是大约2-大约12barg，最优选范围是4-8barg。
如图1所示，从初级氧化反应器10的出口经由管线12将粗制产物浆料取出。管线12中的粗制产物浆料的固相优选主要由粗制对苯二甲酸(CTA)的固体颗粒形成。管线12中的粗制产物浆料的液相是含有至少部分溶剂、催化剂系统和少量的溶解TPA的液态母液。在管线12中的粗制产物浆料的固体含量优选和初级氧化反应器10中的反应介质的固体含量相同，如上所述。管线12中的粗制产物浆料通常具有大约100-大约500重量份/百万(ppmw)的4-羧基苯甲醛(4-CBA)和对甲苯甲酸(pTAc)的组合含量，基于固体重量。
在本发明的一个实施方案中，管线12中的粗制产物浆料直接输送(即，没有中间处理步骤)到蒸煮器18中以通过氧化蒸煮来纯化。在可置换实施方案中，采用任选的液体交换系统14来从粗制产物浆料中去除至少部分液态母液，并用置换溶剂置换所除去的母液(即，滤液)，然后引入到蒸煮器18中。置换溶剂通常含有乙酸和/或水。液体交换14的主要目的是为CTA颗粒的后续氧化蒸煮提供更清洁的溶剂介质。
任选的液体交换系统14可以采用多种不同装置来去除和置换至少部分粗制母液。例如，液体交换系统14可以采用叠盘式离心机来将至少部分母液和CTA固体分离并用清洁的置换溶剂置换去除的母液。可替换的，液体交换可以采用任何合适的固/液分离器(例如，滗析离心机、转盘式离心机、带式过滤器或者旋转真空过滤器)来完成，然后用清洁的置换溶剂稀释所得的固体(通常是湿滤饼)。在本发明的一个实施方案中，用置换溶剂置换粗制产物浆料中的至少大约25重量％的母液，更优选至少大约50重量％的母液被置换溶剂置换，最优选75-99重量％的母液被用置换溶剂置换。当采用液体交换系统14时，所得的液体交换后的浆料通过管线16到达蒸煮器18。
在蒸煮器18中，粗制产物浆料或者液体交换后的浆料通过氧化蒸煮进行纯化。本文所用的术语“氧化蒸煮”表示进料进行氧化的一个或多个工艺步骤。蒸煮器18可以是一个或多个反应器或区域。优选，蒸煮器18包括一个或多个机械搅拌式反应器。向蒸煮器18中引入次级氧化剂物流，以提供氧化蒸煮所需的分子氧，其中所述次级氧化剂物流的组成可以和进料到初级氧化反应器10的气相氧化剂物流的组成相同。如果需要，也可以加入另外的氧化催化剂。如上所述，引入蒸煮器18的粗制产物浆料或者液体交换浆料含有大量的杂质，比如例如4-CBA和p-TAc。在蒸煮器18中的氧化蒸煮优选导致大部分4-CBA和p-TAc被氧化成TPA。
进料到蒸煮器18的浆料通常的4-CBA含量是至少大约100份/百万(基于进料浆料的固体重量，(ppmwfs))，更通常是大约200-大约10000ppmwfs，最通常是800-5000ppmwfs。进料到蒸煮器18的浆料通常的p-TAc含量是至少大约250ppmwfs，更通常是大约300-大约5000ppmwfs，最通常是400-1500ppmwfs。从蒸煮器18出来的浆料产物优选的4-CBA含量小于大约150份/百万(基于产物浆料的固体重量(ppmwps))，更优选小于大约100ppmwps，最优选小于50ppmwps。从蒸煮器18出来的浆料产物优选的p-TAc含量小于大约300ppmwps，更优选小于大约200ppmwps，最优选小于150ppmwps。优选的，在蒸煮器18中的氧化蒸煮导致从蒸煮器18出来的产物浆料的4-CBA和/或p-TAc含量和进料到蒸煮器18的浆料的4-CBA和/或p-TAc含量相比，小至少大约50％，优选小至少大约85％，最优选小至少95％。举例而言，如果进料到蒸煮器18的浆料的4-CBA含量是200ppmwfs，从蒸煮器18出来的产物浆料的4-CBA含量是100ppmwps，那么产物浆料的4-CBA含量比进料浆料的4-CBA含量小50％。
在蒸煮器18中进行氧化蒸煮的温度优选比在初级氧化反应器10中的氧化温度高至少大约10℃，更优选高大约20-大约80℃，最优选高30-50℃。操作蒸煮器18所需的额外热量可以通过向蒸煮器18供应蒸发的溶剂并使所述蒸发的溶剂在其中冷凝来提供。在蒸煮器18中的氧化蒸煮温度优选保持为大约180-大约240℃，更优选大约190-大约220℃，最优选是200-210℃。蒸煮器18中的氧化蒸煮压力优选保持在大约100-大约350磅/平方英寸表压(psig)，更优选大约175-大约275psig，最优选是185-225psig。
在本发明的一个实施方案中，蒸煮器18包括两个蒸煮反应器/区——一个初始蒸煮器和一个最终蒸煮器。当蒸煮器18包括初始蒸煮器和最终蒸煮器时，优选最终蒸煮器在比初始蒸煮器更低温度和更低压力下操作。优选的，最终蒸煮器的操作温度比初始蒸煮器的操作温度至少低大约2℃。最优选的，最终蒸煮器的操作温度比初始蒸煮器的操作温度低大约5-大约15℃。优选的，最终蒸煮器的操作压力比初始蒸煮器的操作压力低至少大约5psi。最优选的，最终蒸煮器的操作压力比初始蒸煮器的操作温度低大约10-大约50psig。优选的，初始蒸煮器的操作温度是大约195-大约225℃，更优选是205-215℃，最优选是大约210℃。优选的，初始蒸煮器的操作压力是大约215-235psig，更优选是大约225psig。优选的，最终蒸煮器的操作温度是大约190-大约220℃，更优选是200-210℃，最优选是大约205℃。优选的，最终蒸煮器的操作压力是大约190-210psig，最优选是大约200psig。
再次参见图1，氧化处理过的浆料经由管线20从蒸煮器18中排出。氧化处理过的浆料的固相主要由纯化的对苯二甲酸(PTA)颗粒形成，而液相由氧化处理过的母液形成。在管线20中氧化处理过的浆料的固体含量优选是大约1-大约50重量％，更优选是大约5-大约40重量％，最优选是20-30重量％。管线20中氧化处理过的浆料被引入到分区浆料浓缩器100中。
本文所用术语“分区浆料浓缩器”是指具有至少一个内部直立挡板的单一容器，所述挡板将容器内部容积的至少部分分成搅拌区和沉降区；其中所述搅拌区和沉降区在靠近最低挡板的下端/开口处相连通；和其中所述容器限定了液体出口和固体出口，所述液体出口用于在所述最低挡板的下端/开口上方的高度处将液体浓缩型混合物从沉降区中排出，所述固体出口用于在比液体出口低的高度处将固体浓缩型混合物从容器中排出。
图2举例说明了适用于本发明的优选分区浆料浓缩器100。分区浆料浓缩器100包括限定内部容积104的容器外壳102。容器外壳102优选具有至少一个基本垂直的侧壁，所述侧壁通常为圆柱形和/或截头圆锥形构造。分区浆料浓缩器100还包含至少一个直立挡板106，其将至少部分内部容积104分成搅拌区108和沉降区110。直立挡板106可以由单一元件形成，或者由多个挡板元件形成。直立挡板106优选包括至少一个通常为圆柱形和/或截头圆锥型的、和容器外壳102的直立侧壁向内间隔开的挡板。分区浆料浓缩器100也包括直立引流管112，所述引流管112至少部分位于搅拌区108内。引流管112优选是基本中空的、通常为圆柱形的或截头圆锥形的管子，和直立挡板106向内间隔开。搅拌区108的向上运动部分114限定在引流管112之内，搅拌区108的向下运动部分116限定在引流管112和容器外壳102之间。
在操作中，管线118中的进料浆料经由进料进口120引入到分区浆料浓缩器100中。进料浆料进入引流管112的下部开口122，通过旋转推进器124向上推动。推进器124由马达126驱动。马达126和推进器124通过驱动轴128连接，驱动轴128延伸通过容器外壳102到达内部容积104的搅拌区108里。进料浆料向上移动通过引流管112，然后从引流管112的上部开口130出来。保持浆料在容器外壳102中的水平，以使浆料的上表面131位于引流管112的上部开口130上方。当浆料从引流管112的上部开口130出来时，它循环进入位于搅拌区108的向下移动段116里的向下流动模式中。搅拌区108的向下移动段116的至少部分限定在引流管112和直立挡板106之间。搅拌区出口开口133限定在挡板106和靠近直立挡板106的底部附近的引流管112之间。浆料通过搅拌区出口开口133从搅拌区108中出来。在从搅拌区108中出来之后，浆料经由沉降区开口135进入沉降区110。沉降区开口135限定在容器外壳102和挡板106之间，靠近直立挡板106的底部。
直立挡板106可以经操作以将沉降区110和搅拌区108内通过旋转推进器产生的涡流基本上隔离开。在沉降区110中，浆料的液相以相对非紊流方式向上移动，移动速度比将固相悬浮在向上移动的液相中所需的速度小。液相在沉降区110内的相对较慢的、非紊流形式的向上流，使得作用在固相颗粒上的向下重力可以克服作用在固相颗粒上的向上液体流动力，由此导致在沉降区110内发生固/液脱离。所述在沉降区110内的固/液脱离导致从沉降区110顶部出现固体含量低的液体浓缩型混合物。液相浓缩型混合物经由液体出口134从内部容积104中取出，在管线136中输送离开分区浆料浓缩器100。向下移动通过沉降区110的固体颗粒经由沉降区开口135离开沉降区110。这些固体累积在容器外壳102的内部容积104的底部附近，由此形成具有高固体含量的固体浓缩型混合物。所述固体浓缩型混合物经由固体出口138从内部容积104中取出，在管线140中被输送离开分区浆料浓缩器100。引入到分区浆料浓缩器100或者在其中形成的蒸气通过蒸气出口142排出，在管线144中被输送离开分区浆料浓缩器100。
在本发明的优选实施方案中，经由进料进口120引入分区浆料浓缩器100的进料浆料的固体含量为大约1-大约50重量％，更优选是大约5-大约40重量％，最优选是20-30重量％。优选引入分区浆料浓缩器100中的进料浆料的固体是由至少大约75重量％TPA，更优选至少大约90重量％TPA，最优选至少95重量％TPA形成。
经由固体出口138从分区浆料浓缩器100出来的固体浓缩型混合物优选的固体含量大于大约60重量％，更优选大于大约80重量％，最优选大于95重量％。经由液体出口134从分区浆料浓缩器100出来的液体浓缩型混合物优选固体含量小于大约40重量％，更优选小于大约20重量％，最优选小于5重量％。
优选的，经由液体出口134从分区浆料浓缩器100出来的液体浓缩型混合物的固体含量比进料浆料的固体含量低至少大约50重量％，更优选比进料浆料的固体含量低至少大约75％，最优选比进料浆料的固体含量低至少90％。例如，如果进料浆料的固体含量是30重量％，液体浓缩型混合物的固体含量是15重量％，那么液体浓缩型混合物的固体含量比进料浆料固体含量低50重量％。优选的，经由固体出口138从分区浆料浓缩器100中出来的固体浓缩型混合物的固体含量比进料浆料的固体含量大至少大约50％，更优选比进料浆料的固体含量大至少大约100％，最优选比进料浆料的固体含量大至少200％。例如，如果进料浆料的固体含量是30重量％，固体浓缩型混合物的固体含量是45重量％，那么固体浓缩型混合物的固体含量比进料浆料的固体含量大50％。
经由固体出口138从分区浆料浓缩器100出来的固体浓缩型混合物的固体含量和经由液体出口134从分区浆料浓缩器100出来的液体浓缩型混合物的固体含量之比优选是至少大约2∶1，更优选至少大约10∶1，最优选至少50∶1。经由固体出口138从分区浆料浓缩器100出来的固体浓缩型混合物的固体含量和经由进料进口120进入分区浆料浓缩器100的进料浆料的固体含量之比优选是至少大约1.5∶1，更优选至少大约5∶1，最优选至少25∶1。经由进料进口120进入分区浆料浓缩器100的进料浆料的固体含量和经由液体出口134从分区浆料浓缩器100出来的液体浓缩型混合物的固体含量之比优选是至少大约1.5∶1，更优选至少大约5∶1，最优选至少25∶1。
在本发明的一个实施方案中，固体浓缩型混合物采用稀释液体进行稀释。所述固体浓缩型混合物的稀释可以通过在靠近固体出口138的位置处将稀释液体引入分区浆料浓缩器100来实施。优选，通过在将固体浓缩型混合物从分区浆料浓缩器100中去除之后将稀释液体引入到固体浓缩型混合物中来实施稀释。稀释液体可以充当和液体浓缩型混合物一起从分区浆料浓缩器100中去除的溶剂的“清洁”置换溶剂。稀释液体优选是TPA的溶剂。最优选的，稀释液体包含乙酸和/或水。
用稀释液体稀释固体浓缩型混合物形成了稀释的混合物。优选的，稀释液体加入到固体浓缩型混合物中的量使得所述稀释的混合物的固体含量比固体浓缩型混合物的固体含量小至少大约25％，更优选比固体浓缩型混合物的固体含量少至少大约50％，最优选比固体浓缩型混合物的固体含量少60-90％。优选的，稀释的混合物的固体含量是大约1-大约50重量％，更优选是大约5-大约40重量％，最优选是20-30重量％。
图3举例说明了分区浆料浓缩器100的可替换实施方案。在图2和3中举例说明的分区浆料浓缩器的共同部件用共同的附图标记标识。图2和3的分区浆料浓缩器之间的一个差异是图3所示的分区浆料浓缩器的直立挡板106包括位于直立挡板106的上端和下端之间的一个或多个循环开口150。图2和3的分区浆料浓缩器之间的另一个差异在于图3所示的分区浆料浓缩器100的固体出口138在比图2的固体出口138更高的位置处取出固体浓缩型混合物。
图2和3举例说明了适用于本发明的分区浆料浓缩器的特定实施方案。但是，应该注意的是，具有和图2、3所示的构造明显不同构造的设备也可能落在本文提供的“分区浆料浓缩器”的定义之内。适用于本发明的一个市售分区浆料浓缩器的例子是得自SwensonTechnology，Inc.，Monee，Illinois的“Draft Tube Baffle(DTB)Crystallizer”。
在图1所示的实施方案中，进料管线20等价于图2的进料管线118，液体管线24等价于图2的液体管线136，固体管线26等价于图2的固体管线140。图1所示的系统采用分区浆料浓缩器100作为蒸煮后的结晶器。蒸煮后的结晶优选在比蒸煮器18中进行的最终氧化蒸煮的温度和压力低的温度和压力下进行。优选的，蒸煮后结晶温度比最终蒸煮温度至少低大约10℃，更优选比最终蒸煮温度低大约15-大约65℃，最优选比最终蒸煮温度低25-55℃。优选，蒸煮后结晶温度保持在大约130-大约200℃，更优选是大约150-180℃，最优选是160-170℃。优选的，蒸煮后的结晶压力保持在大约10-大约150psig，更优选是大约50-大约120psig，最优选是大约80psig。
再次参见图1，经由管线26从分区浆料浓缩器100中出来的固体浓缩型混合物可以用经由管线30提供的稀释液体稀释。如上所述，在本发明的一个实施方案中，稀释液体在位于分区浆料浓缩器100外面的外部稀释区中和固体浓缩型混合物组合。在本发明的另一实施方案中，稀释液体在位于分区浆料浓缩器100里面的内部稀释区中和固体浓缩型混合物组合。引入到固体浓缩型混合物中的稀释液体的量和组成在上面涉及图2时进行过讨论。
用稀释液体稀释固体浓缩型混合物所得的稀释混合物在管线32中输送到固体回收系统34，用于回收固体PTA颗粒。固体回收系统34优选包括至少一个固/液分离器和至少一个干燥器。用作固体回收系统34的一部分的固/液分离器可以是任何常规固/液分离器，比如例如滗析离心机、转盘离心机、带式过滤器、或者旋转真空过滤器。在固/液分离器中分离的固体随后可以采用本领域公知的任何合适干燥器进行干燥。回收的、干燥的PTA固体经由管线36从固体回收系统34中排放出去。
图4举例说明了本发明的实施方案，其中采用两个分区浆料浓缩器100a和100b来帮助纯化来自初级氧化反应器210的粗制氧化产物。在图4的实施方案中，初级氧化反应器210、蒸煮器218和固体回收系统234的操作方式基本上和上面涉及图1的初级氧化反应器10、蒸煮器18和固体回收系统34所讨论的方式相同。但是，图4的系统采用分区浆料浓缩器100a来在初级氧化反应器210和蒸煮器218之间进行液体交换和/或结晶。而且，图4的系统采用分区浆料浓缩器100b来在蒸煮器218和固体回收系统234之间执行结晶和/或液体交换。
分区浆料浓缩器100a经由管线212接收直接来自初级氧化反应器210的粗制产物浆料。在分区浆料浓缩器100a中，粗制产物浆料分成液体浓缩型混合物(经由管线250排出)和固体浓缩型混合物(经由管线252排出)。而且，蒸气经由管线254从分区浆料浓缩器100a中排出。在图4所示实施方案中，管线212等价于图2的管线118，管线250等价于图2的管线136，管线252等价于图2的管线140，管线254等价于图2的管线144。图4的分区浆料浓缩器100a的操作方式优选和上面涉及图2和3的分区浆料浓缩器所讨论的方式基本相同。
经由管线252从分区浆料浓缩器100a中出来的固体浓缩型混合物在管线256中用稀释液体稀释。稀释液体优选是清洁置换溶剂，用于置换经由管线250从分区浆料浓缩器100a中排出的粗制母液。用于稀释固体浓缩型混合物的稀释液体的量和组成在上面涉及图2时进行过讨论。所得的稀释的混合物经由管线258引入到蒸煮器218中，用于通过氧化蒸煮进行纯化。
氧化处理过的浆料经由管线220从蒸煮器218中出来，引入到分区浆料浓缩器100b中。在分区浆料浓缩器100b中，氧化处理过的浆料分成液体浓缩型混合物(经由管线260排出)和固体浓缩型混合物(经由管线262排出)。而且，蒸气经由管线263从分区浆料浓缩器100b中排出。在图4所示实施方案中，管线220等价于图2的管线118，管线260等价于图2的管线136，管线262等价于图2的管线140，管线263等价于图2的管线144。图4的分区浆料浓缩器100b的操作方式优选和上面涉及图2和3的分区浆料浓缩器所讨论的方式基本相同。
经由管线162从分区浆料浓缩器100b中出来的固体浓缩型混合物用在管线264中的稀释液体稀释。稀释液体优选是清洁置换溶剂，用于置换经由管线260从分区浆料浓缩器100b中排出的氧化处理过的母液。用于稀释固体浓缩型混合物的稀释液体的量和组成在上面涉及图2时进行过讨论。所得的稀释的混合物经由管线266引入到固体回收系统234中，用于回收PTA颗粒。
图5举例说明了本发明的实施方案，其中在包括通过两步氧化蒸煮进行纯化的方法中采用分区浆料浓缩器100作为初始蒸煮器。在图5的实施方案中，初级氧化反应器310和固体回收系统334的操作方式基本上和上面涉及图1的初级氧化反应器10和固体回收系统34时讨论的方式相同。但是，图5的系统采用分区浆料浓缩器100来对经由管线350从初级氧化反应器310中出来的粗制产物浆料进行初始氧化蒸煮、液体交换和/或结晶。而且，图5的系统采用最终蒸煮器368来对从分区浆料浓缩器100中出来的固体进行进一步的氧化蒸煮。最后，图5的系统采用了位于最终蒸煮器368下游且位于固体回收系统334上游的结晶系统372。
分区浆料浓缩器100接收直接来自初级氧化反应器310的粗制产物浆料。为了能在分区浆料浓缩器100中进行氧化蒸煮，经由管线354将含有分子氧的氧化剂物流引入到分区浆料浓缩器100中。或者，氧化剂物流可以经由管线356引入到位于分区浆料浓缩器100上游的粗制产物浆料中，由此在管线352中提供富氧的粗制浆料。如图2和3所示，当氧化剂物流引入分区浆料浓缩器100时，在分区浆料浓缩器100中提供另外的氧化剂进口160用以接收氧化剂物流。氧化剂进口160优选在恰好位于推进器124下方的位置排放氧化剂物流。在图5所示的实施方案中，管线354等价于图2和3的管线162，而管线356等价于图2和3的管线164。
在分区浆料浓缩器100中进行初始氧化蒸煮的方式和条件都和上述初始氧化蒸煮基本相似。采用管线364中的稀释液体对经由管线362从分区浆料浓缩器100中出来的初始蒸煮过的固体浓缩型混合物进行稀释，由此提供稀释混合物，其经由管线366引入到最终蒸煮器368中。最终氧化蒸煮在最终蒸煮器368中以上述方式进行。从最终蒸煮器368出来的最终蒸煮过的浆料经由管线370引入到结晶系统372中。在结晶系统372中，由于温度和压力下降，固体沉淀下来一通常在一系列结晶区中。通常，结晶系统372中的温度保持在大约30-大约190℃。在结晶系统372中制备的结晶后的浆料经由管线374输送到固体回收系统334中，用于回收最终PTA产物。
图6举例说明了本发明的实施方案，其中在包括通过两步氧化蒸煮进行纯化的方法中采用分区浆料浓缩器100作为最终蒸煮器。在图6的实施方案中，初级氧化反应器410、液体交换系统414和固体回收系统434的操作方式基本上和上面涉及图1的初级氧化反应器10、液体交换系统14和固体回收系统34时讨论的方式相同。但是，图6的系统采用分区浆料浓缩器100来对经由管线452从初始蒸煮器450中出来的初始蒸煮过的浆料进行最终氧化蒸煮、液体交换和/或结晶。
由初级氧化反应器410或者液体交换系统414(取决于是否采用液体交换系统414)制备的粗制产物浆料或者液体交换的浆料被引入到初始蒸煮器450中，用于进行初始氧化蒸煮。在初始蒸煮器450中的氧化蒸煮根据前面的描述进行。所得初始蒸煮过的浆料经由管线452从初始蒸煮器450中出来并引入到分区浆料浓缩器100中，用于进行最终氧化蒸煮。
为了能在分区浆料浓缩器100中进行氧化蒸煮，经由管线456将含有分子氧的氧化剂物流引入到分区浆料浓缩器100中。或者，氧化剂物流可以经由管线458引入到位于分区浆料浓缩器100上游的初始蒸煮过的浆料中，由此在管线454中提供富氧的浆料。如图2和3所示，当氧化剂物流引入分区浆料浓缩器100时，在分区浆料浓缩器100中提供另外的氧化剂进口160用以接收氧化剂物流。在图6所示的实施方案中，管线456等价于图2和3的管线162，而管线458等价于图2和3的管线164。
在分区浆料浓缩器100中进行最终氧化蒸煮的方式和条件都和上述最终氧化蒸煮基本相似。采用管线486中的稀释液体对经由管线464从分区浆料浓缩器100中出来的最终蒸煮过的固体浓缩型混合物进行稀释，由此提供稀释的混合物。稀释的混合物经由管线470输送到固体回收系统434中，用于回收最终的PTA产物。
发明人要指出的是，对本文提到的所有数值范围而言，范围的上端和下端可以互相独立。例如，数值范围10-100意味着大于10和/或小于100。因此，范围10-100提供了对大于10的权利要求限制(没有上限)、小于100的权利要求限制(没有下限)和10-100的全范围(具有上限和下限)的支持。
本发明人还要指出的是，本文所用的“连通连接”是指允许固体和/或液体流动的直接或间接连接。例如，初级氧化反应器10的出口(图1)和分区浆料浓缩器100的进口“连通连接”，即使在两者之间设置有中间装置(例如，蒸煮器18)。
已经特别参考本发明的优选实施方案详细描述了本发明，但是应该理解在本发明的精神和范围内可以进行修改和改变。

Claims (44)

1、一种方法，包括：
(a)在初级氧化反应器中氧化一种或多种反应物，由此制备含有粗制对苯二甲酸(CTA)颗粒的固/液混合物；和
(b)将至少部分所述固/液混合物在分区浆料浓缩器中进行氧化蒸煮，由此制备出含有经氧化处理的对苯二甲酸(TPA)颗粒的固体浓缩型混合物。
2、权利要求1的方法，其中至少部分所述固/液混合物直接由所述初级氧化反应器输送到所述分区浆料浓缩器中，无需中间处理步骤。
3、权利要求1的方法，其中至少部分所述固/液混合物在引入到所述分区浆料浓缩器之前进行至少一个中间处理步骤。
4、权利要求3的方法，其中所述至少一个中间处理步骤包括一个或多个下列步骤：(i)固/液分离；(ii)部分液体置换；(iii)全部液体置换；和(iv)氧化蒸煮。
5、权利要求1的方法，其中所述方法包括将至少部分所述固/液混合物在初始蒸煮器中进行氧化蒸煮，由此制备初始的氧化处理过的混合物，其中至少部分所述初始氧化处理过的混合物进行步骤(b)的所述氧化蒸煮。
6、权利要求1的方法，其中所述方法包括将至少部分所述固体浓缩型混合物在最终蒸煮器中进行氧化蒸煮。
7、权利要求1的方法，其中所述方法包括将含有分子氧的氧化剂物流引入到所述分区浆料浓缩器中。
8、权利要求1的方法，其中所述方法包括将含有分子氧的氧化剂物流在位于所述分区浆料浓缩器上游的位置处引入到至少部分所述固/液混合物中。
9、权利要求1的方法，其中所述进行步骤(b)包括将进料浆料引入到所述分区浆料浓缩器中，其中所述进料浆料包含至少部分所述固/液混合物，其中所述方法包括从所述分区浆料浓缩器制备液体浓缩型混合物，其中所述液体浓缩型混合物的固体含量比所述进料浆料低，其中所述固体浓缩型混合物的固体含量比所述进料浆料高。
10、权利要求9的方法，其中所述固体浓缩型混合物的固体含量比所述进料浆料的固体含量高至少大约50％，其中所述液体浓缩型的固体含量比所述进料浆料的固体含量低至少大约50％。
11、权利要求9的方法，其中所述进料浆料的固体含量是大约1-大约50重量％，其中所述固体浓缩型混合物的固体含量是至少大约80重量％，其中所述液体浓缩型混合物的固体含量是至少于大约20重量％。
12、权利要求1的方法，其中所述方法包括将稀释液体和所述固体浓缩型混合物结合，由此制备稀释的混合物。
13、权利要求12的方法，其中所述方法包括从至少部分所述稀释的混合物中回收含有TPA的固体。
14、权利要求1的方法，其中所述固体浓缩型混合物的4-羧基苯甲醛(4-CBA)含量比所述固/液混合物的4-CBA含量低至少大约50％，其中前者的含量基于TPA颗粒的重量，后者的含量基于CTA颗粒的重量。
15、权利要求1的方法，其中所述固/液混合物的4-CBA含量大于大约100ppmw，基于CTA颗粒的重量，其中所述固/液混合物的p-TAc含量大于大约250ppmw，基于CTA颗粒的重量。
16、权利要求1的方法，其中所述固体浓缩型混合物的4-CBA含量小于50ppmw，基于TPA颗粒的重量，其中所述固体浓缩型混合物的p-TAc含量小于150ppmw，基于TPA颗粒的重量。
17、权利要求1的方法，其中所述一种或多种反应物包括对二甲苯。
18、一种方法，包括：
(a)将进料浆料引入分区浆料浓缩器，其中所述进料浆料含有固体对苯二甲酸(TPA)颗粒；
(b)从所述分区浆料浓缩器的液体出口取出液体浓缩型混合物；和
(c)从所述分区浆料浓缩器的固体出口取出固体浓缩型混合物，其中所述固体浓缩型混合物的固体含量和所述液体浓缩型混合物的固体含量之重量比是至少大约2∶1。
19、权利要求18的方法，其中所述方法包括将至少部分所述进料浆料在所述分区浆料浓缩器中进行氧化。
20、权利要求19的方法，其中所述方法包括将含有分子氧的氧化剂物流引入到所述分区浆料浓缩器中，和/或引入到位于所述分区浆料浓缩器上游的所述进料浆料中。
21、权利要求18的方法，其中所述方法包括在初级氧化反应器中氧化一种或多种反应物，由此制备固/液混合物，其中至少部分所述进料浆料源自至少部分所述固/液混合物。
22、权利要求21的方法，其中基本上所有的所述固/液混合物用作所述进料浆料。
23、权利要求21的方法，其中在采用所述固/液混合物的至少部分作为所述进料浆料之前，将所述固/液混合物进行至少一个中间处理步骤。
24、权利要求23的方法，其中所述至少一种中间处理步骤包括一个或多个下列步骤：(i)固/液分离；(ii)部分液体置换；(iii)全部液体置换；和(iv)氧化蒸煮。
25、权利要求18的方法，其中所述进料浆料的固体含量和所述液体浓缩型混合物的固体含量之重量比是至少大约1.5∶1，其中所述固体浓缩型混合物的固体含量和所述进料浆料的固体含量之重量比是至少大约1.5∶1。
26、权利要求18的方法，其中所述固体浓缩型混合物的固体含量和所述液体浓缩型混合物的固体含量之重量比是至少大约10∶1，其中所述固体浓缩型混合物的固体含量是至少大约80重量％，所述液体浓缩型混合物的固体含量是少于大约20重量％。
27、权利要求26的方法，其中所述进料浆料的固体含量是大约5-大约40重量％。
28、权利要求18的方法，其中所述方法包括将稀释液体和所述固体浓缩型混合物结合，由此制备稀释的混合物，其中所述稀释的混合物的固体含量比所述固体浓缩型混合物的固体含量低至少大约25％。
29、权利要求28的方法，其中所述稀释的混合物的固体含量比所述固体浓缩型混合物的固体含量低60-90％。
30、权利要求28的方法，其中所述方法包括从至少部分所述稀释的混合物中回收含有TPA的固体。
31、一种方法，包括：
(a)在初级氧化反应器中氧化对二甲苯，由此制备含有粗制对苯二甲酸(CTA)颗粒的初始固/液混合物；
(b)将至少部分所述初始固/液混合物在初始蒸煮器中进行氧化蒸煮，由此制备初始蒸煮过的固/液混合物；
(c)将所述初始蒸煮过的固/液混合物的至少一部分在分区浆料浓缩器中进行氧化蒸煮；
(d)从所述分区浆料浓缩器的液体出口取出液体浓缩型混合物，其中所述初始蒸煮过的固/液混合物的固体含量和所述液体浓缩型混合物的固体含量之重量比是至少大约1.5∶1；
(e)从所述分区浆料浓缩器的固体出口取出固体浓缩型混合物；和
(f)将稀释液体引入所述固体浓缩型混合物中，由此制备出固体含量小于所述固体浓缩型混合物的固体含量的稀释混合物。
32、权利要求31的方法，其中所述稀释的混合物的固体含量比所述固体浓缩型混合物的固体含量低至少大约25％。
33、权利要求31的方法，其中至少部分所述稀释液体被引入到位于所述分区浆料浓缩器之内的所述固体浓缩型混合物中。
34、权利要求31的方法，其中所述固体浓缩型混合物的固体含量和所述初始蒸煮过的固/液混合物的固体含量之重量比是至少大约5∶1，其中所述固体浓缩型混合物的固体含量和所述液体浓缩型混合物的固体含量之重量比是至少大约10∶1，其中所述初始蒸煮过的固/液混合物的固体含量和所述液体浓缩型混合物的固体含量之重量比是至少大约5∶1。
35、权利要求34的方法，其中所述固体浓缩型混合物的固体含量是至少大约80重量％，所述液体浓缩型混合物的固体含量小于大约20重量％。
36、权利要求35的方法，其中所述初始蒸煮过的固/液混合物的固体含量是大约5-大约40重量％。
37、用于制备和纯化含有粗制对苯二甲酸(CTA)颗粒的固/液混合物的装置，所述装置包含：
用于制备所述固/液混合物的初级氧化反应器；和
分区浆料浓缩器，包括：
限定内部容积的容器外壳；
设置在所述容器外壳内并将至少部分所述内部容积分隔成沉降区和搅拌区的直立挡板；
用以接收至少部分来自所述初级氧化反应器的所述固/液混合物并将所述部分排放到所述搅拌区中的进料进口；
靠近所述沉降区的液体出口；和
位于液体出口下方的固体出口。
38、权利要求37的装置，其中所述进料进口和所述初级氧化反应器直接连通连接。
39、权利要求37的装置，其中所述装置进一步包括和所述初级氧化反应器以及所述分区浆料浓缩器连通连接的初始蒸煮器，其中所述初始蒸煮器设置在所述初级氧化反应器下游并且在所述分区浆料浓缩器的上游。
40、权利要求37的装置，其中所述装置进一步包括和所述固体出口连通连接的最终蒸煮器。
41、权利要求37的装置，其中所述分区浆料浓缩器限定了靠近所述直立挡板底部的开口，其中所述开口使得流体在所述沉降区和所述搅拌区之间流动。
42、权利要求37的装置，其中所述分区浆料浓缩器进一步包括至少部分设置在所述搅拌区中的机械搅拌机构。
43、权利要求42的装置，其中所述机械搅拌机构包括推进器，其中所述分区浆料浓缩器进一步包括设置在所述搅拌区之内的引流管，其中所述推进器经定位以便于流体流动通过所述引流管。
44、权利要求37的装置，其中所述分区浆料浓缩器进一步包括氧化剂进口。
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Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN105218358A (zh) * 2015-09-29 2016-01-06 衢州群颖化学科技有限公司 一种粗均苯三甲酸的精制方法

Families Citing this family (35)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7371894B2 (en) * 2004-09-02 2008-05-13 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7589231B2 (en) * 2004-09-02 2009-09-15 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7504535B2 (en) * 2004-09-02 2009-03-17 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US20060047153A1 (en) * 2004-09-02 2006-03-02 Wonders Alan G Optimized liquid-phase oxidation
US7608732B2 (en) * 2005-03-08 2009-10-27 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7507857B2 (en) * 2004-09-02 2009-03-24 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7361784B2 (en) * 2004-09-02 2008-04-22 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7741515B2 (en) 2004-09-02 2010-06-22 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7692036B2 (en) 2004-11-29 2010-04-06 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7608733B2 (en) * 2004-09-02 2009-10-27 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7568361B2 (en) * 2004-09-02 2009-08-04 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7586000B2 (en) * 2004-09-02 2009-09-08 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7572932B2 (en) * 2004-09-02 2009-08-11 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7683210B2 (en) * 2004-09-02 2010-03-23 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7482482B2 (en) * 2004-09-02 2009-01-27 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7495125B2 (en) * 2004-09-02 2009-02-24 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7910769B2 (en) * 2004-09-02 2011-03-22 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7572936B2 (en) * 2004-09-02 2009-08-11 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7692037B2 (en) 2004-09-02 2010-04-06 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7399882B2 (en) * 2004-09-02 2008-07-15 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7381836B2 (en) * 2004-09-02 2008-06-03 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7582793B2 (en) * 2004-09-02 2009-09-01 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7563926B2 (en) * 2004-09-02 2009-07-21 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7390921B2 (en) * 2004-09-02 2008-06-24 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7884232B2 (en) * 2005-06-16 2011-02-08 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7355068B2 (en) * 2006-01-04 2008-04-08 Eastman Chemical Company Oxidation system with internal secondary reactor
US20070155987A1 (en) * 2006-01-04 2007-07-05 O'meadhra Ruairi S Oxidative digestion with optimized agitation
US7358389B2 (en) * 2006-01-04 2008-04-15 Eastman Chemical Company Oxidation system employing internal structure for enhanced hydrodynamics
US7772424B2 (en) * 2006-03-01 2010-08-10 Eastman Chemical Company Polycarboxylic acid production system employing enhanced evaporative concentration downstream of oxidative digestion
US20070208194A1 (en) * 2006-03-01 2007-09-06 Woodruff Thomas E Oxidation system with sidedraw secondary reactor
US7816556B2 (en) * 2006-03-01 2010-10-19 Eastman Chemical Company Polycarboxylic acid production system employing enhanced multistage oxidative digestion
US7501537B2 (en) * 2006-03-01 2009-03-10 Eastman Chemical Company Polycarboxylic acid production system employing oxidative digestion with reduced or eliminated upstream liquor exchange
US7714094B2 (en) * 2007-11-15 2010-05-11 Eastman Chemical Company Simplified isophthalic acid process for modifying PET
GB2489684A (en) * 2011-03-31 2012-10-10 Haifa Chemicals Ltd Crystallisation Apparatus
US20180050930A1 (en) * 2016-08-16 2018-02-22 Naveed Aslam Crystallizer for water reclamation

Family Cites Families (25)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2794832A (en) * 1955-06-20 1957-06-04 Shell Dev Crystallization and separation of crystals
US2962361A (en) * 1957-08-12 1960-11-29 Standard Oil Co Continuous oxidation system for producing carboxylic acids
US3629321A (en) * 1969-05-26 1971-12-21 Standard Oil Co Integration of para-xylene oxidation to terephthalic acid and its esterification to dimethyl terephthalate
US3873275A (en) * 1969-09-29 1975-03-25 Whiting Corp Crystallization apparatus and method
JPS5518698B1 (zh) * 1971-04-03 1980-05-21
US4241220A (en) * 1977-12-28 1980-12-23 Mitsui Petrochemical Industries, Ltd. Process for producing terephthalic acid
US4334086A (en) * 1981-03-16 1982-06-08 Labofina S.A. Production of terephthalic acid
JPS5993029A (ja) 1982-11-16 1984-05-29 Mitsubishi Chem Ind Ltd 高純度テレフタル酸の製造法
US4835307A (en) * 1984-12-13 1989-05-30 Amoco Corporation Method and apparatus for controlling the manufacture of terephthalic acid to control the level and variability of the contaminant content and the optical density
JP2545103B2 (ja) 1987-12-17 1996-10-16 三井石油化学工業株式会社 テレフタル酸スラリ―の分散媒交換方法
US5132450A (en) * 1990-06-25 1992-07-21 Mitsubishi Gas Chemical Company, Inc. Process for producing high purity isophthalic acid
GB9102393D0 (en) * 1991-02-05 1991-03-20 Ici Plc Production of terephthalic acid
EP0632738B1 (en) 1992-03-27 1995-11-08 AlliedSignal Inc. Process for crystallization in a draft tube baffle crystallizer
KR970000136B1 (ko) * 1993-09-28 1997-01-04 브이.피. 유리예프 고순도 벤젠디카르복실산 이성질체의 제조방법
US5712412A (en) * 1994-12-26 1998-01-27 Mitsubishi Gas Chemical Co., Inc. Process for producing highly pure terephthalic acid
US6054610A (en) * 1995-06-07 2000-04-25 Hfm International, Inc. Method and apparatus for preparing purified terephthalic acid and isophthalic acid from mixed xylenes
JPH1045667A (ja) * 1996-07-29 1998-02-17 Mitsubishi Gas Chem Co Inc 分散媒置換装置を用いた高純度テレフタル酸の製造方法
DE69818651T2 (de) 1997-02-27 2004-07-29 E.I. Du Pont De Nemours And Co., Wilmington Herstellung von terephthalsäure
UA73971C2 (en) * 2000-01-21 2005-10-17 Bp Corp North America Inc Process for the production of aromatic carboxylic acids
KR20020076266A (ko) * 2000-01-25 2002-10-09 잉카 인터내셔널 에스.피.에이. 미정제 테레프탈산(ｃｔａ)의 회수 방법
DE10026619A1 (de) * 2000-05-29 2001-12-06 Basf Ag Vorrichtung zur Herstellung von Kristallen
JP2006509045A (ja) * 2002-12-09 2006-03-16 イーストマン ケミカル カンパニー テレフタル酸の酸化精製方法
WO2004052820A1 (en) 2002-12-09 2004-06-24 Eastman Chemical Company Process for the purification of a crude carboxylic acid slurry
CN1747770A (zh) 2002-12-16 2006-03-15 纳幕尔杜邦公司 形成晶体/沉淀物/微粒的装置及方法
US20040215036A1 (en) 2003-04-25 2004-10-28 Robert Lin Method for heating a crude carboxylic acid slurry in a post oxidation zone by the addition of steam

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN105218358A (zh) * 2015-09-29 2016-01-06 衢州群颖化学科技有限公司 一种粗均苯三甲酸的精制方法

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Denomination of invention: Optimized purification production of terephthalic acid

License type: Common License

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