CN105237385A - 通用的氧化副产物净化方法 - Google Patents

通用的氧化副产物净化方法 Download PDF

Info

Publication number
CN105237385A
CN105237385A CN201510642492.9A CN201510642492A CN105237385A CN 105237385 A CN105237385 A CN 105237385A CN 201510642492 A CN201510642492 A CN 201510642492A CN 105237385 A CN105237385 A CN 105237385A
Authority
CN
China
Prior art keywords
stream
phenylformic acid
rich
product
benzoic
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
CN201510642492.9A
Other languages
English (en)
Inventor
P.E.吉布森
K.R.帕克
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Eastman Chemical Co
Original Assignee
Eastman Chemical Co
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Eastman Chemical Co filed Critical Eastman Chemical Co
Priority claimed from CNA2007800074624A external-priority patent/CN101395121A/zh
Publication of CN105237385A publication Critical patent/CN105237385A/zh
Pending legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/16—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation
    • C07C51/21—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen
    • C07C51/255—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of compounds containing six-membered aromatic rings without ring-splitting
    • C07C51/265—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of compounds containing six-membered aromatic rings without ring-splitting having alkyl side chains which are oxidised to carboxyl groups
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C51/43—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation
    • C07C51/44—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C51/47—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by solid-liquid treatment; by chemisorption
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C51/48—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by liquid-liquid treatment
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C51/487—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by treatment giving rise to chemical modification

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

本申请涉及通用的氧化副产物净化方法。本申请公开了用于处理羧酸制备工艺中净化流的方法和装置。该方法采用了容许将氧化副产物分离为苯甲酸和非苯甲酸的氧化副产物的净化方法，由此提供了在该氧化副产物的处理和使用上的灵活性。

Description

通用的氧化副产物净化方法
本申请为一项发明专利申请的分案申请，其母案的申请日为2007年2月27日、申请号为200780007462.4、发明名称为“通用的氧化副产物净化方法”。
1.技术领域
本发明一般地涉及用在于羧酸制备的净化方法。更具体地，本发明涉及用于将对苯二甲酸制备工艺中形成的各种氧化副产物分离和选定路线的净化方法。
2.背景技术
传统对苯二甲酸(TPA)生产工艺中，对二甲苯进行氧化。该工艺中，与形成TPA一起产生氧化副产物。典型地，该氧化副产物包括氧化中间体和对二甲苯氧化中形成的副反应产物，以及来源于原材料的各种杂质。这些副产物中的一些对于TPA在各种生产工艺中的使用是有害的，例如用于生产聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)、对苯二甲酸二甲酯(DMT)、或环己烷二甲醇(CHDM)。由此，典型地将至少一部分这些有害的氧化副产物从TPA生产工艺中除去，由此制得商业上可用的TPA产物。另一方面，一些氧化副产物对于这些生产工艺并非有害的。实际上，一些氧化副产物，如双官能化合物，事实上在PET生产工艺中是有用的。
本领域中已知采用净化方法以从TPA生产工艺中除去氧化副产物，由此使TPA产物适合用于各种上述生产工艺。净化方法通常包括将一部分母液(产生于从产物中分离液体)分离以形成净化进料流。该净化进料流通常构成全部母液的5～40％，但是可以高达该母液的100％。典型的传统净化方法中，净化进料流含有乙酸、催化剂、水、氧化副产物、和少量的对苯二甲酸。传统方法中该净化进料流经常分解为富催化剂流和富氧化副产物流。典型地将富催化剂流循环到氧化器中，但是通常将富氧化副产物流导到TPA生产工艺之外用于废物处理或销毁。该传统方法中，富氧化副产物流含有氧化步骤中产生的全部不同类型的副产物。由此，传统净化方法将有害和无害的两种氧化副产物从TPA生产工艺中排出。
由此，存在对于可以区分有害氧化副产物与无害和/或有益氧化副产物的净化方法的需求。该区分能使操作者容许一些或全部无害和/或有益氧化副产物与TPA产物一起离开TPA生产工艺，由此增加产率和降低与废物处理相关的成本。
发明内容
本发明的一种实施方式关注于一种处理包含氧化副产物和一种或多种催化剂组分的净化进料流的方法，其中该氧化副产物包括苯甲酸(BA)和非苯甲酸的副产物。该实施方式的方法包括：(a)将至少一部分净化进料流分离为富非苯甲酸副产物的流和富催化剂与苯甲酸流；和(b)将至少一部分富催化剂与苯甲酸流分离为富催化剂流和富苯甲酸流。
本发明的另一实施方式关注于一种处理包含杂质和一种或多种催化剂组分的净化进料流的方法，其中该杂质包括单官能杂质和非-单官能的杂质。该实施方式的方法包括：(a)将净化进料流分离为减少单官能杂质的流和富催化剂与单官能杂质的母液；和(b)将富催化剂与单官能杂质的母液分离为富催化剂流和富单官能杂质流。
附图说明
下面参照附图详细地描述本发明的优选实施方式，其中：
图1为工艺流程图，阐述了用于生产和纯化依据本发明构成的羧酸的系统，特别地阐述了其中使氧化反应器中的粗浆料进行纯化、使获得的纯化浆料进行产物分离、和使用产物分离区中的一部分母液作为净化处理体系的进料的布局；
图2为工艺流程图，阐述了依据本发明第一种实施方式构成的净化处理体系的概述，特别地阐述了其中使净化进料流进行非苯甲酸的(非苯甲酸的)副产物去除和将获得的富催化剂与苯甲酸(BA)母液进行苯甲酸去除的布局；
图3为工艺流程图，详细地阐述了依据本发明第一种实施方式的第一种布局构成的净化处理体系，特别地阐述了其中使净化进料流进行浓缩、使获得的浓缩净化流进行固/液分离、使获得的富催化剂与苯甲酸的母液进行浓缩、和使获得的浓缩富催化剂与苯甲酸的母液进行苯甲酸/催化剂分离的布局；
图4为工艺流程图，详细地阐述了依据本发明第一种实施方式的第二种布局构成的净化处理体系，特别地阐述了其中使净化进料流进行浓缩、使获得的浓缩净化流进行固/液分离、使获得的富催化剂与苯甲酸的母液进行催化剂去除、和使获得富苯甲酸流进行苯甲酸/溶剂分离的布局；
图5为工艺流程图，阐述了依据本发明第二种实施方式构成的净化处理体系的概述，特别地阐述了其中使净化进料流进行苯甲酸除去和使获得的富催化剂与非苯甲酸副产物的流进行非苯甲酸的副产物去除的布局；和
图6为工艺流程图，详细地阐述了依据本发明第二种实施方式构成的净化处理体系的概述，特别地阐述了其中使净化进料流进行浓缩、使获得的浓缩进料流进行苯甲酸分离、使获得的富催化剂与非苯甲酸副产物的流再浆化、和使再浆化的富催化剂与非苯甲酸副产物的流进行固/液分离的布局。
具体实施方式
图1阐述了本发明的一种实施方式，其中使在氧化反应器中制得的和在纯化反应器中纯化的羧酸进行产物分离/催化剂去除。将一部分从产物分离/催化剂去除中获得的母液在净化处理区中处理并分解为富催化剂流、富苯甲酸(BA)流、和富非苯甲酸副产物的流。下面参照图2-6详细地描述净化区的各种实施方式。
图1中所示的实施方式中，可以将含有可氧化的化合物(例如，对二甲苯)、溶剂(例如，乙酸和/或水)、和催化剂体系(例如，钴、锰、和/或溴)的主要为流体相的进料流引入氧化区10。也可以将含有分子氧的主要为气相的氧化剂流引入氧化区10。流体-和气体-相进料流在氧化区10中形成多相反应介质。可氧化的化合物可以在氧化区10中含有的反应介质的液相中进行部分氧化。
本发明的一种实施方式中，氧化区10可以包括搅拌反应器。氧化区10中反应介质的搅拌可以通过本领域中已知的任意方式来提供。本文中使用的术语“搅拌”应表示分散为导致流体流动和/或混合的反应介质的操作。一种实施方式中，氧化区10可以是机械搅拌反应器，装配有用于机械搅拌反应介质的设备。本文中使用的术语“机械搅拌”应表示通过刚性或柔性单元相对于反应介质或者在其内的物理运动而导致的反应介质的搅拌。例如，可以通过位于反应介质中的内搅拌器、桨、振动器、或声学振动膜的旋转、摆动和/或振动提供机械搅拌。本发明的另一实施方式中，氧化区10可以包括鼓泡塔反应器。本文中使用的术语“鼓泡塔反应器”应表示用于促进多相反应介质中的化学反应的反应器，其中主要通过气泡从反应器之中向上运动提供反应介质的搅拌。本文中使用的术语“大多数”、“主要地”、和“占优地”应表示大于50％。
引入氧化区10的流体相进料流中存在的可氧化的化合物可以包含至少一种烃基。另外，该可氧化的化合物可以包括芳族化合物。一种实施方式中，该可氧化的化合物可以包括具有至少一种连接的烃基或至少一种连接的取代烃基或至少一种连接的杂原子或至少一种连接的羧酸官能团(-COOH)的芳族化合物。另一实施方式中，该可氧化的化合物可以包括具有至少一种连接的烃基或至少一种连接的取代烃基的芳族化合物，其中各个连接的基团包含1～5个碳原子。仍另一实施方式中，该可氧化的化合物可以是恰好具有两种连接的基团的芳族化合物，其中每个连接的基团包括恰好一个碳原子且由甲基和/或取代的甲基和/或至多一个羧酸基团组成。该可氧化的化合物的适宜实例包括、但并非限定于，对二甲苯、间-二甲苯、对-甲苯甲醛、间-甲苯甲醛、对-甲苯酸、间-甲苯酸、和/或乙醛。本发明的一种实施方式中，该可氧化的化合物包括对二甲苯。
本文中定义的“烃基”为仅键合于氢原子和/或其它碳原子的至少一个碳原子。本文中定义的“取代的烃基”为键合于至少一个杂原子和至少一个氢原子的至少一个碳原子。本文中定义的“杂原子”为除碳原子和氢原子之外的所有原子。本文中定义的“芳族化合物”包括芳环且可以包括至少6个碳原子且也可以仅包括作为芳环的一部分的碳原子。这种芳环的适宜实例包括、但并非限定于，苯、联苯、三联苯、萘、和其它基于碳的稠合芳环。
引入氧化区10的流体相进料流中存在的可氧化化合物的量可以范围为约4～约20wt％，或者范围为6～15wt％。
引入主氧化区10的流体相进料流中存在的溶剂可以包括酸组分和水组分。流体相进料流中存在的溶剂的浓度范围可以为约60～约98wt％，范围为约80～约96wt％，或者范围为85～94wt％。该溶剂的酸组分可以是有机低分子量单羧酸，具有1～6个碳原子、或2个碳原子。一种实施方式中，该溶剂的酸组分可以包括乙酸。该酸组分可以构成该溶剂的至少约75wt％，该溶剂的至少约80wt％，或者范围为该溶剂的85～98wt％，余量为水。
如上所示，引入氧化区10的流体相进料流还可以包括催化剂体系。该催化剂体系可以是均匀的、液相催化剂体系，能够至少加速可氧化化合物的部分氧化。另外，该催化剂体系可以包括至少一种多价过渡金属。一种实施方式中，该催化剂体系可以包括钴、溴、和/或锰。
该催化剂体系中存在钴时，该流体相进料流可以包括含量使得反应介质的液体相中钴浓度保持在范围约300～约6000份/每百万重量份(ppmw)、范围约700～约4200ppmw、或范围1200～3000ppmw的钴。该催化剂体系中存在溴时，该流体相进料流可以包括含量使得反应介质的液体相中溴浓度保持在范围约300～约5000ppmw、范围约600～约4000ppmw、或范围900～3000ppmw的溴。该催化剂体系中存在锰时，该流体相进料流可以包括含量使得反应介质的液体相中锰浓度保持在范围约20～约1000ppmw、范围约40～约500ppmw、或范围50～200ppmw的锰。
本发明的一种实施方式中，该催化剂体系中可以同时存在钴和溴。该催化剂体系中钴与溴的重量比(Co：Br)可以为范围约0.25：1～约4：1，范围约0.5：1～约3：1，或者范围0.75：1～2：1。另一实施方式中，该催化剂体系中可以同时存在钴和锰。该催化剂体系中钴与锰的重量比(Co：Mn)可以为范围约0.3：1～约40：1，范围约5：1～约30：1，或者范围10：1～25：1。
氧化期间，可以将可氧化的化合物(例如，对二甲苯)连续地引入氧化区10，速率为至少约5000kg/h，速率范围为约10000～约80000kg/h，或者范围为20000～约50000kg/h。氧化期间，进入氧化区10的溶剂质量流速与可氧化化合物的质量流速的比例可以保持在范围约2：1～约50：1，范围约5：1～约40：1，或者范围7.5：1～25：1。
引入氧化区10的主要为气相的氧化剂流可以包括范围为约5～约40mol％的分子氧，范围为约15～约30mol％的分子氧，或者范围为18～24％的分子氧。该氧化剂流的余量可以主要由气体或多种气体如氮气(对于氧化而言是惰性的)组成。一种实施方式中，该氧化剂流基本上由分子氧和氮气组成。另一实施方式中，该氧化剂流可以是干燥空气，其包括约21mol％的分子氧和约78～约81mol％的氮气。本发明的替换实施方式中，该氧化剂流可以实质上包括纯氧。
氧化区10中液相氧化期间，可以将氧化剂流以提供稍微超过化学计量的需氧量的分子氧的数量引入氧化区10。由此，进入氧化区10的氧化剂流(例如，空气)的质量流速与可氧化化合物(例如，对二甲苯)的质量流速的比例可以保持在范围约0.5：1～约20：1，范围约1：1～约10：1，或者范围2：1～6：1。
氧化区10中进行的液相氧化反应可以是产生固体的沉淀反应。一种实施方式中，氧化区10中进行的液相氧化反应可以导致至少约10wt％的引入氧化区10的可氧化化合物(例如对二甲苯)在反应介质中形成固体(例如，粗对苯二甲酸(CTA)颗粒)。另一实施方式中，氧化区10中进行的液相氧化反应可以导致至少约50wt％的引入氧化区10的可氧化化合物(例如对二甲苯)在反应介质中形成固体(例如，CTA颗粒)。仍另一实施方式中，氧化区10中进行的液相氧化反应可以导致至少约90wt％的引入氧化区10的可氧化化合物(例如对二甲苯)在反应介质中形成固体(例如，CTA颗粒)。一种实施方式中，反应介质的固含量可以保持在范围约5～约40wt％，范围约10～约35wt％，或者范围15～30wt％。本文中使用的术语“固含量”应表示多相混合物中固体重量百分比。
氧化区10中的氧化期间，该多相反应介质可以保持在范围为约125～约200℃、范围为约150～约180℃、或者范围为155～165℃的高温下。氧化区10中塔顶压力可以保持在范围约1～约20巴表压(barg)、范围为约2～约12barg、或者范围4～8barg。
图1的实施方式中，可以通过管12将粗浆从氧化区10的出口中排出。管12中粗浆的固相可以主要由CTA的固体颗粒形成。管12中粗浆的液相可以是包含至少一部分溶剂、一种或多种催化剂组分、和少量溶解的对苯二甲酸(TPA)的液体母液。管12中粗浆的固含量可以与氧化区19中反应介质的固含量相同，如前所述。
本发明的一种实施方式中，管12中粗浆可以包括杂质。本文中使用的术语“杂质”定义为除TPA、溶剂、催化剂、和水之外的任意物质。该杂质可以包括上述可氧化化合物(例如，对二甲苯)的至少部分氧化期间形成的氧化副产物，包括、但并非限定于，苯甲酸(BA)、溴-苯甲酸、溴-乙酸、间苯二甲酸、苯偏三酸、2,5,4’-三羧基联苯、2,5,4’-三羧基二苯甲酮、对-甲苯甲酸(p-TAc)、4-羧基苯甲醛(4-CBA)、单羧基芴酮、单羧基芴、和/或二羧基芴酮。
本发明的一种实施方式中，管12中粗浆中的杂质可以依据它们在聚酯聚合工艺中的功能而分类，例如，在聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)的制备中。用于制备聚酯(例如PET)的工艺中，一些杂质可以是单官能的，同时其它可以是非-单官能的。本文中使用的“单官能的”杂质定义为在用于制备聚酯(例如PET)的工艺中仅具有一个反应性部分。典型地，该反应性部分可以包括羧基和/或羟基。单官能杂质包括、但并非限定于，苯甲酸、溴-苯甲酸、溴-乙酸、4-CBA、p-TAc、单羧基芴酮、和/或单羧基芴。非-单官能的杂质可以包括在用于制备聚酯(例如PET)的工艺中具有小于或大于一个反应性部分的任意杂质。非-单官能的杂质包括、但并非限定于，间苯二甲酸、苯偏三酸、2,5,4’-三羧基联苯、2,5,4’-三羧基二苯甲酮、和二羧基芴酮。
从氧化区10中去除之后，可以任选地将粗浆通过管12引入纯化区14。一种实施方式中，可以将粗浆在纯化区14中处理，使得降低粗浆中至少一种上述杂质的浓度，由此制得纯化浆。TPA中杂质浓度的该降低，可以通过氧化蒸煮、加氢处理、和/或溶解/重结晶来实现。
本发明的一种实施方式中，进料到纯化区14的粗浆可以具有至少约100份/每百万份的4-CBA含量，基于粗浆中固体的重量(ppmwcs)，范围为约200～约10000ppmwcs，或者范围为800～5000ppmwcs。进料到纯化区14的粗浆可以具有至少约250份/每百万份的p-TAc含量，基于粗浆中固体的重量(ppmwcs)，范围为约300～约5000ppmwcs，或者范围为400～1500ppmwcs。离开纯化区14的纯化浆可以具有小于约150份/每百万份的4-CBA含量，基于纯化浆中固体的重量(ppmwcs)，小于约100ppmwcs，或者小于50ppmwcs。离开纯化区14的纯化浆可以具有小于约300ppmwcs的p-TAc含量，小于约200ppmwcs，或者小于150ppmwcs。一种实施方式中，纯化区14中粗浆的处理可以导致离开纯化区14的纯化浆具有的4-CBA和/或p-TAc含量比进料到纯化区14的粗浆的4-CBA和/或p-TAc含量小至少约50％，小至少约85％，或者小至少95％。举例说明，如果进料到纯化区14的粗浆的4-CBA含量为200ppmwcs且离开纯化区14的纯化浆的4-CBA含量为100ppmwcs，那么纯化浆的4-CBA含量比粗浆的4-CBA含量小50％。
本发明的一种实施方式中，可以通过在纯化区14中氧化蒸煮使粗浆进行纯化。本文中使用的术语“氧化蒸煮”表示其中使包含固体颗粒的进料在足以容许固体颗粒中初始夹带的至少一部分杂质氧化的条件下进行氧化的工艺步骤或多个步骤。纯化区14可以包括一个或多个反应器或区。一种实施方式中，纯化区14可以包括一个或多个机械搅拌反应器。可以将组成可以与进料到氧化区10的气相氧化剂流相同的次氧化剂流引入纯化区14，由此提供氧化蒸煮所需的分子氧。如果需要可以加入另外的氧化催化剂。本发明的替换实施方式中，可以将包含氢的流引入纯化区14用于粗浆的至少部分氢化。
在纯化区14中采用氧化蒸煮时，进行氧化蒸煮的温度可以比氧化区10中氧化温度高至少约10℃，高约20～约80℃，或者高30～50℃。纯化区14操作所需的额外热量可以通过将汽化溶剂供给纯化区14并使该汽化溶剂在其中冷凝来提供。纯化区14中氧化蒸煮温度可以保持在范围约180～约240℃，范围约190～约220℃，或者范围200～210℃。纯化区14中氧化蒸煮压力可以保持在范围约100～约350磅/平方英寸表压(psig)，范围约175～约275psig，或者范围185～225psig。
本发明的一种实施方式中，纯化区14可以包括两个蒸煮反应器/区－初始蒸煮器和最终蒸煮器。当纯化区14包括初始蒸煮器和最终蒸煮器时，该最终蒸煮器可以在相对于初始蒸煮器更低的温度和压力下操作。一种实施方式中，最终蒸煮器的操作温度可以比初始蒸煮器的操作温度低至少约2℃，或者比初始蒸煮器的操作温度低约5～约15℃。一种实施方式中，最终蒸煮器的操作压力可以比初始蒸煮器的操作压力低约5psig，或者比初始蒸煮器的操作压力低约10～约50psig。初始蒸煮器的操作温度可以为范围约195℃～约225℃，范围205～215℃，或者约210℃。初始蒸煮器的操作压力可以为范围约215～约235psig，或者约225psig。最终蒸煮器的操作温度可以为范围约190℃～约220℃，范围200～210℃，或者约205℃。最终蒸煮器的操作压力可以为范围约190～约210psig，或者约200psig。
本发明的一种实施方式中，纯化区14可以包括任选的第一和第二溶剂交换区。任选的第一和第二溶剂交换区可以操作以将浆料中存在的至少一部分溶剂替换为替换溶剂。适用于该替换的设备包括、但并非限定于，沉降式离心机随后用替换溶剂再浆化、园盘堆离心机、前沿结晶器、或具有任选的对流洗涤的多个沉降式离心机。替换氧化溶剂可以具有与引入氧化区10的溶剂实质上相同的组成，如上所述。
一种实施方式中，可以将进料到纯化区14的粗浆在通过上述氧化蒸煮纯化该粗浆之前在任选的第一溶剂交换区中处理。另一实施方式中，可以将粗浆氧化蒸煮中获得的纯化浆在任选的第二溶剂交换区中处理。
任选地，可以将至少一部分从任选的第一和/或第二溶剂交换区中置换的氧化溶剂通过管38从纯化区14中排出。可以将至少一部分管38中置换的氧化溶剂通过管40送到固体去除区32、通过管38a送到净化处理区100、和/或通过管38b送到氧化区10。
本发明的另一实施方式中，纯化区14可以包括任选的结晶区和/或任选的冷却区。可以将上述粗浆氧化蒸煮中获得的纯化浆在任选的结晶区中处理以至少部分增加纯化浆的粒径分布。任选的结晶区可以包括本领域中已知可以操作以增加纯化浆的粒径分布的任意设备。使用任选的冷却区时，可以将纯化浆在其中冷却到约20～约195℃的温度范围。同时采用结晶区和冷却区时，可以将纯化浆首先在结晶区中并随后在冷却区中处理。
再参照图1，可以将纯化浆通过管16从纯化区14的出口中排出。纯化浆的固相可以主要由纯化对苯二甲酸(PTA)颗粒组成，同时液相可以由母液组成。管16中纯化浆的固含量可以为范围约1～约50wt％，范围约5～约40wt％，或者范围20～35wt％。可以将管16中纯化浆引入产物分离/催化剂去除区18，用于至少部分回收固体PTA颗粒。
任选地，可以将管12中的至少一部分粗浆通过管12a引入产物分离/催化剂去除区18。如上所述，粗浆的固相可以主要由CTA颗粒组成，同时液相可以由母液组成。管12a中粗浆的固含量可以为范围约1～约50wt％，范围约5～约40wt％，或者范围20～35wt％。可以将管12a中粗浆引入产物分离/催化剂去除区18，用于回收固体CTA颗粒。
产物分离/催化剂去除区18可以将粗浆和/或纯化浆分离为主要为流体相的母液和湿滤饼。产物分离/催化剂去除区18可以包括本领域中已知的、能够产生湿滤饼和母液流的任意固/液分离方法。另外，产物分离/催化剂去除区18可以期望地具有洗涤湿滤饼的能力。用于产物分离/催化剂去除区18的适宜设备包括、但并非限定于，压力鼓式过滤器、真空鼓式过滤器、真空带式过滤器、具有任选的对流洗涤的多个固体转筒离心机、或穿孔离心机。
本发明的一种实施方式中，可以将洗涤流引入产物分离/催化剂去除区18以洗涤至少一部分产物分离/催化剂去除区18中产生的湿滤饼，由此制得洗涤的湿滤饼。一种实施方式中，该洗涤流可以包括乙酸和/或水。任选地，将湿滤饼洗涤之后，可以将使用的洗涤液从产物分离/催化剂去除区18中排出，并且可以将至少一部分洗涤液直接或是间接地送到氧化区10。
产物分离/催化剂去除区18中产生的上述湿滤饼可以通过管20排出。本发明的一种实施方式中，产物分离/催化剂去除区18中产生的湿滤饼可以主要包括TPA的固体颗粒。该固体TPA颗粒可以包括CTA和/或PTA颗粒。该湿滤饼可以包括范围为约5～约30wt％的液体，范围为约10～约25wt％的液体，或者范围为12～23wt％的液体。另外，管20中TPA产物湿滤饼可以包括氧化副产物，如上所述。一种实施方式中，管20中TPA产物可以包括累积浓度小于约1000ppmw、小于约750ppmw、或小于500ppmw的单官能氧化副产物。
本发明的一种实施方式中，可以将管20中湿滤饼通过管20引入干燥区22，由此制得包含固体TPA颗粒的干燥TPA颗粒产物。干燥区22可以包括本领域中已知的的任意干燥设备，其可以制得包含小于约5wt％液体、小于约3wt％液体、或小于1wt％液态的干燥TPA颗粒产物。干燥TPA颗粒产物可以通过管24从干燥区22中排出。
另一实施方式中，可以将管20中湿滤饼引入溶剂交换区26以制得包含固体TPA颗粒的湿TPA颗粒产物。溶剂交换区26可以操作以将湿滤饼中至少一部分液体替换为替换溶剂。适用于该替换的设备包括、但并非限定于，沉降式离心机随后用替换溶剂再浆化、园盘堆离心机、前沿结晶器、或具有任选的对流洗涤的多个沉降式离心机。湿TPA颗粒产物可以通过管28从溶剂交换区26中排出。该湿TPA颗粒产物可以包括范围为约5～约30wt％的液体，范围为约10～约25wt％的液体，或者范围为12～23wt％的液体。
仍参照图1，上述母液可以通过管30从产物分离/催化剂去除区18中排出。本发明的一种实施方式中，可以任选地将至少一部分母液引入固体去除区32。固体去除区32可以包括本领域中已知的任意设备，该设备可以操作以从该母液中除去足够量的固体，由此制得除去固体的母液，其包含小于约5wt％的固体，小于约2wt％的固体，或者小于1wt％的固体。固体去除区32中可以采用的适宜设备包括压力过滤器，如，例如，压滤机、烛式过滤器、叶片式压滤机、和/或离心过滤机。一种实施方式中，固体去除区32在固体去除期间可以在约20～约195℃的温度范围和约750～约3750托的压力范围下操作。除去固体的母液可以通过管34从固体去除区32中排出。本发明的一种实施方式中，可以将至少一部分从固体去除区32中母液中除去的固体通过管36排出且可以通过管36a送到产物分离/催化剂去除区18和/或通过管36b送到管20。
如上所述，也可以任选地将至少一部分从纯化区14中替换的氧化溶剂在固体去除区32中处理。可以将该替换的氧化溶剂通过管38从纯化区14中排出并通过管40引入固体去除区32。将纯化区14中替换的氧化溶剂在固体去除区32中处理时，可以将获得的除去固体的替换的氧化溶剂与除去固体的母液结合并可以通过管34排出。
本发明的一种实施方式中，可以将至少一部分管34中任选地除去固体的母液通过管42从管34中排出以形成净化进料流。通过管42排出以形成净化进料流的母液数量可以为范围母液总重的约1～约55％，范围约5～约45wt％，或者范围10～35wt％。任选地，可以将至少一部分管38中从纯化区14中排出的替换的氧化溶剂与净化进料流通过管38a结合。替换的实施方式中，可以将至少一部分管34中剩余的母液直接或者间接地通过管44送到氧化区10。任选地，可以将至少一部分从产物分离/催化剂去除区18中排出的洗涤液与至少一部分管44中母液在引入氧化区10之间结合。
本发明的一种实施方式中，管34中母液，和由此管42中净化进料流，可以包括溶剂、一种或多种催化剂组分、氧化副产物、和TPA。管34中母液和管42中净化进料流中溶剂可以包括单羧酸。一种实施方式中，该溶剂可以包括水和/或乙酸。管34中母液和管42中净化进料流可以包括含量至少约85wt％、至少约95wt％、或至少99wt％的溶剂。
管34中母液和管42中净化进料流中的催化剂组分可以包括如上所述的催化剂组分，参照引入氧化区10的催化剂体系。一种实施方式中，该催化剂组分可以包括钴、锰、和/或溴。管34中母液和管42中净化进料流可以具有的全部催化剂组分的累积浓度范围为约500～约20000ppmw，范围为约1000～约15000ppmw，或者范围为1500～10000ppmw。
管34中母液和管42中净化进料流中的氧化副产物可以包括一种或多种如上所述的氧化副产物。一种实施方式中，管34中母液和管42中净化进料流中的氧化副产物可以包括苯甲酸和非苯甲酸的副产物二者。本文中使用的术语“非苯甲酸的副产物”定义为并非苯甲酸的所有氧化副产物。非苯甲酸的副产物包括、但并非限定于，间苯二甲酸(IPA)、邻苯二甲酸(PA)、苯偏三酸、、2,5,4’-三羧基联苯、2,5,4’-三羧基二苯甲酮、p-TAc、4-CBA、萘二甲酸、单羧酸芴酮、单羧酸芴、和/或二羧基芴酮。一种实施方式中，管34中母液和管42中净化进料流可以包括含量基于净化进料流总量范围为约500～约150000ppmw的苯甲酸，范围为约1000～约100000ppmw，或者范围为2000～50000ppmw。另外，管34中母液和管42中净化进料流可以具有的非苯甲酸的副产物的累积浓度范围为约500～约50000ppmw，范围为约1000～约20000ppmw，或者范围为2000～10000ppmw。
本发明的一种实施方式中，管34中母液和管42中净化进料流可以包括含量小于约5wt％、小于约2wt％、或小于1wt％的固体。另外，该净化进料流可以具有小于约240℃、范围为约20～约200℃、或者范围为50～100℃的温度。
仍参照图1，该净化进料流可以通过管42引入净化处理区100。下面将更详细地讨论，该净化处理区100可以将净化进料流分离为富催化剂流、富苯甲酸流(即，富单官能杂质流)、和富非苯甲酸产物的流(即，除去单官能杂质的流)。该富苯甲酸流可以通过管48从净化处理区100中排出，该富催化剂流可以通过管50从净化处理区100中排出，且该富非苯甲酸副产物的流可以通过管52从净化处理区100中排出。
管48中富苯甲酸流可以具有相对于管42中净化进料流的苯甲酸浓度相对更高的苯甲酸浓度(基于重量)。本发明的一种实施方式中，管48中富苯甲酸流可以具有为管42中净化进料流的苯甲酸浓度至少约1.5倍的苯甲酸浓度(基于重量)，为管42中净化进料流的苯甲酸浓度至少约5倍(基于重量)，或者为管42中净化进料流的苯甲酸浓度至少10倍(基于重量)。一种实施方式中，苯甲酸可以是该富苯甲酸流中主要的氧化副产物。取决于在离开净化处理区100时该富苯甲酸流的温度和压力，管48中富苯甲酸流可以主要包括固体或流体。由此，一种实施方式中，管48中富苯甲酸流可以包括至少约50wt％的流体，至少约70wt％的流体，或者至少90wt％的流体。替换的实施方式中，管48中富苯甲酸流可以包括至少约50wt％的固体，至少约70wt％的固体，或者至少90wt％的固体。
管50中富催化剂流可以具有相对于管42中净化进料流中全部催化剂组分的累积浓度相对更高的全部催化剂组分的累积浓度(基于重量)。本发明的一种实施方式中，管50中富催化剂流可以具有为净化进料流中全部催化剂组分的累积浓度至少约1.5倍的全部催化剂组分的累积浓度(基于重量)，为净化进料流中全部催化剂组分的累积浓度至少约5倍(基于重量)，或者为净化进料流中全部催化剂组分的累积浓度至少10倍(基于重量)。取决于在离开净化处理区100时该富催化剂流的温度和压力，管50中富催化剂流可以主要包括固体或流体。由此，一种实施方式中，管50中富催化剂流可以包括至少约50wt％的流体，至少约70wt％的流体，或者至少90wt％的流体。替换的实施方式中，管50中富催化剂流可以包括至少约50wt％的固体，至少约70wt％的固体，或者至少90wt％的固体。
管52中富非苯甲酸副产物的流可以具有相对于管42中净化进料流中非苯甲酸的副产物的累积浓度相对更高的非苯甲酸的副产物的累积浓度。本发明的一种实施方式中，管52中富非苯甲酸副产物的流可以具有为净化进料流中非苯甲酸的副产物的累积浓度至少约1.5倍的非苯甲酸的副产物的累积浓度(基于重量)，为净化进料流中非苯甲酸的副产物的累积浓度至少约5倍(基于重量)，或者为净化进料流中非苯甲酸的副产物的累积浓度至少10倍(基于重量)。一种实施方式中，非苯甲酸的副产物可以累积地是富非苯甲酸副产物的流中主要的氧化副产物。管52中富非苯甲酸副产物的流可以是湿滤饼的形式，包含范围为约5～约30wt％的液体、范围为10～约25wt％的液体、或者范围为12～23wt％的液体。
本发明的一种实施方式中，可以将至少一部分富苯甲酸流、富催化剂流、和富非苯甲酸副产物的流送到不同位置。该位置包括、但并非限定于，TPA生产工艺，IPA生产工艺，邻苯二甲酸(PA)生产工艺、苯甲酸生产工艺，萘二甲酸(NDA)生产工艺，对苯二甲酸二甲酯(DMT)生产工艺，萘二甲酸二甲酯(DMN)生产工艺，环己烷二甲醇(CHDM)生产工艺，环己烷二羧酸二甲酯(DMCD)生产工艺，环己烷二羧酸(CHDA)生产工艺，聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)生产工艺，共聚聚酯生产工艺，采用TPA、IPA、PA、BA、NDA、DMT、DMN、CHDM、DMCD、或CHDA中的一种或多种作为一种组分和/或作为单体的聚合物生产工艺，和/或所述TPA、IPA、PA、BA、NDA、DMT、DMN、CHDM、DMCD、CHDA、或聚合物生产工艺之外的各个点。
一种实施方式中，与TPA产物一起离开TPA生产工艺的和/或在TPA生产工艺下游与TPA产物结合的苯甲酸的量可以足以获得包含含量小于约1000ppmw、小于约500ppmw、或者小于250ppmw的苯甲酸的TPA产物。另一实施方式中，苯甲酸与TPA产物一起离开TPA生产工艺的速率和/或将其在TPA生产工艺下游与TPA产物结合的速率可以是TPA生产工艺中BA生产速率(make-rate)的小于约50％、小于约10％、小于约1％、或小于0.1％。如本文中参照苯甲酸所使用的那样，在TPA生产工艺中不采用纯化步骤(例如，纯化区14)时，术语“生产速率”定义为进入氧化步骤(例如，氧化区10)的苯甲酸的质量/单位时间与离开该氧化步骤的苯甲酸的质量/单位时间之差。在TPA生产工艺中采用纯化步骤时，提到苯甲酸时的术语“生产速率”定义为进入氧化步骤(例如，氧化区10)的苯甲酸的质量/单位时间与离开纯化步骤(例如，纯化区14)的苯甲酸的质量/单位时间之差。作为示例，对于采用纯化步骤的TPA生产工艺，如果苯甲酸以50千克/小时(kg/h)的速率进入该TPA生产工艺的氧化步骤，且苯甲酸以150kg/h的速率离开纯化步骤，那么该TPA生产工艺中苯甲酸的生产速率为100kg/h。
另一实施方式中，至少一部分富苯甲酸流可以离开图1中所示的工艺并送到纯化和回收工艺、随后化学工艺、和/或废物处理或处置工艺。该废物处理或处置工艺包括、但并非限定于，销售、掩埋、焚化、中和、厌氧和/或需氧蒸煮、在废物氧化器中处理、和/或在废物反应器中处理。本发明的一种实施方式中，可以将至少一部分富苯甲酸流送到废物处理工艺，其中将该富苯甲酸流中存在的至少约50wt％、至少约60wt％、或者至少70wt％苯甲酸处理。
如上所述，可以将管50中富催化剂流送到TPA生产工艺中各个点。本发明的一种实施方式中，可以将至少一部分管50中富催化剂流，直接地或者间接地送到氧化区10，其中将富催化剂流的至少约50wt％、至少约60wt％、或者至少70wt％的催化剂组分引入氧化区10。一种实施方式中，选定路线之前，可以任选地将液体加到管50中富催化剂流中以产生再浆化的富催化剂流。该再浆化的富催化剂流可以包括至少约35wt％液体、至少约50wt％液体、或者至少65wt％液体。加入该富催化剂流的液体可以是，例如，乙酸和/或水。
仍参照图1，如上所示，可以将管52中富非苯甲酸副产物的流送到所述TPA生产工艺中各个点。该选定路线包括、但并非限定于，将至少一部分该富非苯甲酸副产物的流直接地或者间接地返回到氧化区10和/或纯化区14。一种实施方式中，可以将至少一部分该富非苯甲酸副产物的流选定路线，使得所述富非苯甲酸副产物的流中至少一部分非苯甲酸的副产物与从管24中排出的干燥TPA产物一起和/或与从管28中排出的湿TPA产物一起离开该TPA生产工艺。例如，可以将至少一部分富非苯甲酸副产物的流引入管16中纯化浆和/或引入管20中产物浆/饼，并使得与TPA产物一起离开该TPA生产工艺。另一实施方式中，可以浆该富非苯甲酸副产物的流中至少一部分非苯甲酸的副产物在该TPA生产工艺的下游与TPA产物结合。一种实施方式中，可以使该富非苯甲酸副产物的流中至少约5wt％、至少约25wt％、至少约50wt％、或者至少75wt％的非苯甲酸的副产物与TPA产物一起离开该TPA生产工艺，和/或可以使其在该TPA生产工艺的下游与TPA产物结合。
一种实施方式中，该非苯甲酸的副产物与TPA产物一起离开该TPA生产工艺的和/或在该TPA生产工艺的下游与TPA产物结合的累积速率，可以为该TPA生产工艺中非苯甲酸的副产物生产速率(make-rate)的至少约5％、至少约10％、至少约20％、或者至少50％。如本文中参照非苯甲酸的副产物所使用的那样，该TPA生产工艺中不采用纯化步骤(例如，纯化区14)时，术语“生产速率”定义为进入氧化步骤(例如，氧化区10)的非苯甲酸的副产物的质量/单位时间与离开该氧化步骤的非苯甲酸的副产物的质量/单位时间之差。在TPA生产工艺中采用纯化步骤时，提到非苯甲酸的副产物时的术语“生产速率”定义为进入氧化步骤(例如，氧化区10)的非苯甲酸的副产物的质量/单位时间与离开纯化步骤(例如，纯化区14)的非苯甲酸的副产物的质量/单位时间之差。作为示例，对于采用纯化步骤的TPA生产工艺，如果非苯甲酸的副产物以50千克/小时(kg/h)的速率进入该TPA生产工艺的氧化步骤，且非苯甲酸的副产物以150kg/h的速率离开纯化步骤，那么该TPA生产工艺中非苯甲酸的副产物的生产速率为100kg/h。
另一实施方式中，富非苯甲酸副产物的流可以离开图1中所示的工艺并可以送到纯化和回收工艺、利用非苯甲酸的副产物制备非苯甲酸的副产物衍生物的工艺、和/或废物处理或处置工艺。该废物处理或处置工艺包括、但并非限定于，销售、掩埋、焚化、中和、厌氧和/或需氧蒸煮、在废物氧化器中处理、和/或在废物反应器中处理。
如上所示，管52中富非苯甲酸副产物的流可以是湿滤饼的形式。本发明的一种实施方式中，在输送该富非苯甲酸副产物的流之前，可以任选地将至少一部分该富非苯甲酸副产物的流在干燥区54中干燥。干燥区54可以包括本领域中已知的任意干燥设备，其可以产生包含少于约5wt％液体、小于约3wt％液体、或者小于1wt％液体的干燥的富非苯甲酸副产物的流。可以将该任选地干燥的富非苯甲酸副产物的流通过管56从干燥区54中排出。
另一实施方式中，在输送该富非苯甲酸副产物的流之前，可以在再浆化区58中将液体加到至少一部分该富非苯甲酸副产物的流中以产生再浆化的富非苯甲酸副产物的流。该再浆化的富非苯甲酸副产物的流可以通过管60从再浆化区58中排出。该再浆化的富非苯甲酸副产物的流可以包括至少约35wt％液体、至少约50wt％液体、或者至少65wt％液体。在再浆化区58中加入该富非苯甲酸副产物的流的液体可以包括乙酸和/或水。
图2阐述了净化处理区100的一种实施方式的概述，如上参照图1简要讨论的那样。图2的实施方式中，净化处理区100包括非苯甲酸的副产物去除区102和苯甲酸去除区104。首先可以将管42中净化进料流引入非苯甲酸的副产物去除区102。如下更详细地讨论的那样，非苯甲酸的副产物去除区102可以将该净化进料流分离成上述富非苯甲酸副产物的流和富催化剂与苯甲酸的母液(即，富催化剂与单官能杂质的母液)。该富非苯甲酸副产物的流可以通过管52从非苯甲酸的副产物去除区102中排出，且该富催化剂与苯甲酸的母液可以通过管106排出。
本发明的一种实施方式中，管106中富催化剂与苯甲酸的母液可以包括一种或多种催化剂组分、苯甲酸、和溶剂。该富催化剂与苯甲酸的母液可以包括含量小于约5wt％、小于约3wt％、或者小于1wt％的固体。该富催化剂与苯甲酸的母液中的溶剂可以包括乙酸和/或水。该富催化剂与苯甲酸的母液中的催化剂组分可以包括钴、锰、和/或溴，如上关于引入图1的氧化区的催化剂体系所讨论的那样。
管106中富催化剂与苯甲酸的母液可以具有相对于管42中净化进料流中苯甲酸与催化剂组分的浓度相对更高的苯甲酸与催化剂组分的浓度(基于重量)。一种实施方式中，管106中富催化剂与苯甲酸的母液可以具有为净化进料流中全部催化剂组分的累积浓度至少约1.5倍的全部催化剂组分的累积浓度(基于重量)，为净化进料流中全部催化剂组分的累积浓度至少约5倍(基于重量)，或者为净化进料流中全部催化剂组分的累积浓度至少10倍(基于重量)。另外，管106中富催化剂与苯甲酸的母液可以具有为净化进料流中苯甲酸浓度至少约1.5倍的苯甲酸浓度(基于重量)，为净化进料流中苯甲酸浓度至少约5倍(基于重量)，或者为净化进料流中苯甲酸浓度至少10倍(基于重量)。
图2的实施方式中，该富催化剂与苯甲酸的母液可以通过管106引入苯甲酸去除区104。如下更详细地讨论的那样，苯甲酸去除区104可以将该富催化剂与苯甲酸的母液分离成上述富苯甲酸流和上述富催化剂流。该富苯甲酸流可以通过管48从苯甲酸去除区104中排出且富催化剂流可以通过管50排出。
图3详细地阐述了非苯甲酸的副产物去除区102和苯甲酸去除区104的布局。图3的实施方式中，非苯甲酸的副产物去除区102包括浓缩段202和固/液分离段208。这种实施方式中，首先可以将净化进料流通过管42引入浓缩段202。浓缩段202可以操作以将该净化进料流中含有的至少一部分挥发性化合物除去。一种实施方式中，该挥发性化合物包括该净化进料流中的至少一部分溶剂。该溶剂可以包括乙酸和/或水。浓缩段202可以将该净化进料流中至少约30、至少约45、或者至少60wt％的挥发性化合物除去。挥发性化合物可以通过管204从浓缩段202中排出。本发明的一种实施方式中，可以将至少一部分管204中挥发物直接地或者间接地送到图1中所示的氧化区10中。
浓缩段202中可以采用工业中已知的、能够将至少一部分挥发性化合物从该净化进料流中除去的任意设备。适宜设备的实例包括、但并非限定于，一个或多个蒸发器。一种实施方式中，浓缩段202可以包括至少两个蒸发器。使用两个蒸发器时，每一个单独地可以在真空下低温下操作，或者可以在高温和压力下操作。一种实施方式中，浓缩期间每个蒸发器可以在范围为约40～约180℃的温度下和范围为约50～约4500托的压力下操作。用于浓缩区202的适宜设备可以包括、但并非限定于，简单搅拌和加热的槽、闪蒸器、前沿结晶器、薄膜蒸发器、刮薄膜蒸发器、和/或降膜蒸发器。
图3的实施方式中，浓缩的净化进料流可以通过管206从浓缩段202中排出。管206中浓缩的净化进料流的固含量可以为管42中未浓缩的净化进料流的固含量的至少约1.5倍、至少约5倍、或者至少10倍。该浓缩的净化进料流可以包括含量范围为约5～约70wt％、或者范围为10～40wt％的固体。另外，该浓缩的净化进料流可以包括一种或多种催化剂组分、苯甲酸和非苯甲酸的副产物、TPA颗粒、和溶剂，各自如上所述。
该浓缩的净化进料流可以通过管206引入固/液分离段208。固/液分离段208可以将该浓缩的净化进料流分离成主要为流体相的富催化剂与苯甲酸的母液和湿滤饼。图3的实施方式中，固/液分离段208包括母液去除段208a和清洗段208b。母液去除段208a可以操作以将该浓缩的净化进料流分离成上述富催化剂与苯甲酸的母液和初始湿滤饼。该富催化剂与苯甲酸的母液可以通过管106从母液去除段208a中排出。该初始湿滤饼可以引入清洗段208b。随后可以将至少一部分该初始湿滤饼用通过管210引入清洗段208b的清洗进料清洗以制得清洗的湿滤饼。管210中清洗进料可以包括水和/或乙酸。另外，该清洗进料可以具有范围从大约该清洗进料的冰点到大约该清洗进料的沸点的温度，范围为约20～约110℃、或者范围为40～90℃。该清洗进料可以操作以将至少一部分催化剂组分从该湿滤饼中除去。清洗该湿滤饼之后，获得的洗液可以通过管212从清洗段208b中排出，且该清洗的湿滤饼可以通过管52排出。一种实施方式中，上述富非苯甲酸副产物的流可以包括至少一部分该清洗的湿滤饼。
固/液分离段208可以包括本领域中已知的任意固/液分离设备。用于固/液分离段208的适宜设备包括、但并非限定于，压力鼓式过滤器、真空鼓式过滤器、真空带式过滤器、具有任选的对流洗涤的多个固体转筒离心机、或穿孔离心机。一种实施方式中，分离期间固/液分离段208可以在范围为约20～约170℃的温度和范围为约375～约4500托的压力下操作。
如上所述，洗液可以通过管212从固/液分离段208中排出。一种实施方式中，可以将至少一部分管212中洗液，直接地或者间接地送到如图1中所述的氧化区10。任选地，可以将至少一部分管212中洗液在引入氧化区10之前浓缩。该任选的浓缩器可以是本领域中已知的、能够将该洗液流浓缩的任意设备，例如，膜分离或蒸发。另一实施方式中，可以将至少一部分管212中洗液送到废物处理装置中。
仍参照图3，苯甲酸去除区104可以包括浓缩段214和苯甲酸/催化剂分离段220。一种实施方式中，首先可以将管106中富催化剂与苯甲酸的母液引入浓缩段214。浓缩段214可以操作以将该富催化剂与苯甲酸的母液中含有的至少一部分挥发性化合物除去。一种实施方式中，该挥发性化合物包括该富催化剂与苯甲酸的母液中的至少一部分溶剂。该溶剂可以包括水和/或乙酸。浓缩段214可以除去该富催化剂与苯甲酸的母液中至少约50、至少约70、或者至少90wt％的溶剂。蒸发的化合物可以通过管216从浓缩段214中排出。
浓缩段214中可以采用工业中已知的、能够从该富催化剂与苯甲酸的母液中除去至少一部分挥发性化合物的任意设备。适宜设备的实例包括、但并非限定于，简单搅拌和加热的槽、闪蒸器、前沿结晶器、薄膜蒸发器、刮薄膜蒸发器、或降膜蒸发器。一种实施方式中，浓缩期间浓缩段214可以在范围为约50～约800托的压力下操作。另外，浓缩期间浓缩段214可以在至少约120℃、或者至少130℃的温度下操作。
图3的实施方式中，浓缩的富催化剂与苯甲酸的母液(即，单官能杂质富浆)可以通过管218从浓缩段214中排出。该浓缩的富催化剂与苯甲酸的母液可以包括一种或多种催化剂组分、苯甲酸、和溶剂。该浓缩的富催化剂与苯甲酸的母液的全部催化剂组分与苯甲酸的浓度可以为管106中未浓缩的富催化剂与苯甲酸的母液的全部催化剂与苯甲酸的浓度的至少约1.5倍、至少约5倍、或者至少10倍。
该浓缩的富催化剂与苯甲酸的母液可以通过管218引入苯甲酸/催化剂分离段(即，单官能杂质去除段)220。苯甲酸/催化剂分离段220可以操作以将浓缩的富催化剂与苯甲酸的母液分离成上述富催化剂流和上述富苯甲酸流。一种实施方式中，该浓缩的富催化剂与苯甲酸的母液的分离可以通过使该浓缩的富催化剂与苯甲酸的母液中至少一部分苯甲酸蒸发并除去来实现。可以使用本领域中已知的任意干燥器，其可以使该浓缩的富催化剂与苯甲酸的母液中至少约50wt％、至少约70wt％、或者至少90wt％的苯甲酸蒸发并除去。苯甲酸/催化剂分离段220中可以采用的可商购获得的干燥器的适宜实例包括、但并非限定于，LIST干燥器。一种实施方式中，分离期间苯甲酸/催化剂分离段220可以在范围为约170～约250℃的温度和范围为约50～约760托的压力下操作。富催化剂流可以通过管50从苯甲酸/催化剂分离段220中排出，且富苯甲酸流可以通过管48排出。
图4详细地阐述了非苯甲酸的副产物去除区102和苯甲酸去除区104的第二种布局。非苯甲酸的副产物去除区102包括浓缩段302和固/液分离段308。图4的实施方式中，浓缩段302和固/液分离段308以如上参照图3的浓缩段202和固/液分离段208所讨论的实质上相同的方式操作。另外，管304中挥发物的组成和处理、管306中浓缩的净化进料流、管310中清洗进料、和管312中洗液与如上参照图3的管204中挥发物、管206中浓缩的净化进料流、管210中清洗进料、和管212中洗液所讨论的实质上相同。上述富非苯甲酸副产物的流可以通过管52从固/液分离段308中排出，且上述富催化剂与苯甲酸的母液可以通过管106排出。
图4的实施方式中，苯甲酸去除区104包括催化剂去除段314和苯甲酸/溶剂分离段318。一种实施方式中，管106中富催化剂与苯甲酸的母液可以首先引入催化剂去除段314。催化剂去除段314可以操作以除去该富催化剂与苯甲酸的母液中至少一部分苯甲酸与溶剂，产生上述富催化剂流和富苯甲酸与溶剂流(即，富单官能杂质与溶剂流)。催化剂去除段314中苯甲酸与溶剂的去除可以通过使至少一部分苯甲酸与溶剂蒸发并从该富催化剂与苯甲酸的母液中除去来实现。一种实施方式中，可以在催化剂去除段314中除去该富催化剂与苯甲酸的母液中至少约50wt％、至少约70wt％、或者至少90wt％的苯甲酸与溶剂。可以使用本领域中已知的、可以将该富催化剂与苯甲酸的母液中至少一部分苯甲酸与溶剂蒸发并除去的任意干燥器。催化剂去除段314中可以采用的可商购获得的干燥器的适宜实例包括、但并非限定于，LIST干燥器。一种实施方式中，催化剂去除期间催化剂去除段314可以在范围为约170～约250℃的温度和范围为约50～约760托的压力下操作。
如上所述，催化剂去除区314产生富催化剂流和富苯甲酸与溶剂流。该富催化剂流可以通过管50从催化剂去除段314中排出。该富苯甲酸与溶剂流可以通过管316从催化剂去除段314中排出。一种实施方式中，该富苯甲酸与溶剂流可以是主要为流体相的流且可以包括至少两种具有不同挥发物的部分(即，低挥发性部分和高挥发性部分)。该低挥发性部分可以包括苯甲酸且该高挥发性部分可以包括溶剂。该溶剂可以包括乙酸和/或水。
图4的实施方式中，该富苯甲酸与溶剂流可以通过管316引入苯甲酸/溶剂分离段(即，单官能杂质/溶剂分离段)318。苯甲酸/溶剂分离段318可以将该富苯甲酸与溶剂流分离成上述富苯甲酸流和富溶剂流。该富苯甲酸与溶剂流的分离可以通过流体/流体分离来实现。苯甲酸/溶剂分离段318中可以使用本领域中已知的、能够分离两个流体相的任意流体/流体分离设备。适宜设备包括、但并非限定于，干燥器、蒸发器、部分浓缩器、和/或蒸馏设备。一种实施方式中，分离期间苯甲酸/溶剂分离段318可以在范围为约170～约250℃的温度和范围为约50～约760托的压力下操作。
该富苯甲酸流可以通过管48从苯甲酸/溶剂分离段318中排出。该富溶剂流可以通过管320从苯甲酸/溶剂分离段318中排出。一种实施方式中，该富溶剂流可以包括比管316中富苯甲酸与溶剂流更高浓度的溶剂。该富溶剂流可以具有为富苯甲酸与催化剂流中溶剂浓度的至少约1.5倍的溶剂浓度(基于重量)，为富苯甲酸与催化剂流中溶剂浓度的至少约5倍(基于重量)，或者为富苯甲酸与催化剂流中溶剂浓度的至少10倍(基于重量)。一种实施方式中，可以将至少一部分管320中富溶剂流，直接地或者间接地送到图1中所述的氧化区10中。
图5阐述了净化处理区100的另一实施方式的概述，如上参照图1简要讨论的那样。图5的实施方式中，净化处理区100包括苯甲酸去除区400和非苯甲酸的副产物去除区402。管42中净化进料流可以首先引入苯甲酸去除区400。如下更详细讨论的那样，苯甲酸去除区400可以将该净化进料流分离成上述富苯甲酸流和富催化剂与非苯甲酸副产物的流(即，富催化剂与非-单官能杂质的流)。该富苯甲酸流可以通过管48从苯甲酸去除区400中排出，且该富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以通过管404排出。
本发明的一种实施方式中，该富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以包括一种或多种催化剂组分、非苯甲酸的副产物、和溶剂。取决于离开苯甲酸去除区400时该富催化剂与非苯甲酸副产物的流的温度和压力，管404中富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以主要包括固体或流体。由此，一种实施方式中，管404中富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以包括至少约50wt％流体、至少约70wt％流体、或者至少90wt％流体。替换的实施方式中，管404中富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以包括至少约50wt％固体、至少约70wt％固体、或者至少90wt％固体。该富催化剂与非苯甲酸副产物的流中溶剂可以包括乙酸和/或水。该富催化剂与非苯甲酸副产物的流中催化剂组分可以包括钴、锰、和/或溴，如上关于引入图1氧化区10中的催化剂体系所讨论的那样。
管404中富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以具有相对于管42中净化进料流中催化剂与非苯甲酸的副产物的浓度更高的富催化剂与非苯甲酸副产物的流的浓度(基于重量)。一种实施方式中，管404中富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以具有为净化进料流中全部催化剂组分累积浓度的至少约1.5倍的全部催化剂组分累积浓度(基于重量)，为净化进料流中全部催化剂组分累积浓度的至少约5倍(基于重量)，或者为净化进料流中全部催化剂组分累积浓度的至少10倍(基于重量)。另外，管404中富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以具有为净化进料流中非苯甲酸的副产物累积浓度的至少约1.5倍的非苯甲酸的副产物累积浓度(基于重量)，为净化进料流中非苯甲酸的副产物累积浓度的至少约5倍(基于重量)，或者为净化进料流中非苯甲酸的副产物累积浓度的至少10倍(基于重量)。
图5的实施方式中，该富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以通过管404引入非苯甲酸的副产区去除区402。如下更详细讨论的那样，非苯甲酸的副产物去除区420可以将该富催化剂与非苯甲酸副产物的流分离成上述富非苯甲酸副产物的流和上述富催化剂流。该富非苯甲酸副产物的流可以通过管52从非苯甲酸的副产物去除区402中排出，且富催化剂流可以通过管50排出。
图6详细地阐述了苯甲酸去除区400和非苯甲酸的副产物去除区402的一种布局。图6的实施方式中，苯甲酸去除区400可以包括浓缩段502和苯甲酸分离段508。这种实施方式中，首先可以将管42中净化进料流引入浓缩段502。浓缩段502可以操作以除去净化进料流中含有的至少一部分挥发性化合物。浓缩段502以如上参照图3的浓缩段202所讨论的实质上相同的方式操作。挥发物可以通过管504从浓缩段502中排出。管504中挥发物的组成和处理与如上参照图3的管204中挥发物所讨论的实质上相同。浓缩的净化进料流可以通过管506从浓缩段502中排出。管506中浓缩的净化进料流的组成与如上参照图3的管206中浓缩的净化进料流所讨论的实质上相同。
仍参照图6，管506中浓缩的净化进料流可以引入苯甲酸分离段(即，单官能杂质去除段)508。苯甲酸分离段508可以操作以将该浓缩的净化进料流分离成上述富苯甲酸流和上述富催化剂与非苯甲酸副产物的流。一种实施方式中，苯甲酸分离可以通过使至少一部分苯甲酸蒸发并从浓缩的净化进料流中除去来实现。该蒸发可以通过将浓缩的净化进料流在苯甲酸分离段508中在大气压下加热到约123℃来实现。另一实施方式中，蒸发期间苯甲酸分离段508可以在范围为约50～约760托的压力下操作。另外，蒸发期间苯甲酸分离段508可以在范围为约123～约250℃的温度下操作。苯甲酸分离段508中可以除去浓缩的净化进料流中含有的至少约40wt％、至少约70wt％、或者至少90wt％苯甲酸。适合用于苯甲酸分离段508的设备包括、但并非限定于，LIST干燥器、桶式蒸馏设备、部分浓缩器、或薄膜蒸发器。该富苯甲酸流可以通过管48从苯甲酸分离段508中排出，且该富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以通过管404排出。
图6的实施方式中，非苯甲酸的副产物去除区402包括再浆化段510和固/液分离段516。一种实施方式中，管404中富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以首先引入再浆化段510。再浆化段510可以操作以将液体加到富催化剂与非苯甲酸副产物的流中，由此产生再浆化的富催化剂与非苯甲酸副产物的流。加入再浆化段510中富催化剂与非苯甲酸副产物的流的液体可以通过管512引入再浆化段510。一种实施方式中，管512中液体可以是溶剂，其可以包括乙酸和/或水。适合用于再浆化段510的设备可以包括本领域中已知的、可以实现将液体流和固体流混合以产生淤浆的任意设备。任选地，再浆化段510可以包括结晶步骤以提高粒径分布。
再浆化的富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以通过管514从再浆化段510中排出。一种实施方式中，再浆化的富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以包括一种或多种催化剂组分、非苯甲酸的副产物、和/或溶剂。该溶剂可以包括乙酸和/或水。该催化剂组分可以包括钴、锰、和/或溴，如上关于引入图1氧化区10中的催化剂体系所讨论的那样。再浆化的富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以包括含量范围为约0～约65wt％、或者范围为10～40wt％的固体。
再浆化的富催化剂与非苯甲酸副产物的流可以通过管514引入固/液分离段516。固/液分离段516可以将再浆化的富催化剂与非苯甲酸副产物的流分离成主要为流体相的母液(例如，上述富催化剂流)和湿滤饼。图6的实施方式中，固/液分离段516包括母液去除段516a和清洗段516b。母液去除段516a可以操作以将再浆化的富催化剂与非苯甲酸副产物的流分离成上述富催化剂流和初始湿滤饼。该富催化剂流可以通过管50从母液去除段516a中排出。该初始湿滤饼可以引入清洗段516b。随后可以将至少一部分该初始湿滤饼用通过管518引入清洗段516b的清洗进料清洗，由此产生清洗的湿滤饼。管518中清洗进料可以包括水和/或乙酸。清洗进料可以操作以从湿滤饼中除去至少一部分催化剂组分。清洗该湿滤饼之后，获得的洗液可以通过管520从清洗段516b中排出，且清洗的湿滤饼可以通过管52排出。一种实施方式中，上述富非苯甲酸副产物的流可以包括至少一部分该清洗的湿滤饼。
固/液分离段516可以包括本领域中已知的任意固/液分离设备。固/液分离段516中可以使用的适宜设备包括、但并非限定于，压力鼓式过滤器、真空鼓式过滤器、真空带式过滤器、具有任选的对流洗涤的多个固体转筒离心机、或穿孔离心机。一种实施方式中，分离期间固/液分离段516可以在范围为约20～约170℃的温度和范围为约375～约4500托的压力下操作。
如上所述，洗液可以通过管520从固/液分离段516中排出。一种实施方式中，可以将至少一部分管520中洗液，直接地或者间接地送到如图1中所述的氧化区10。任选地，可以将至少一部分管520中洗液在引入氧化区10之前浓缩。该任选的浓缩器可以是本领域中已知的、能够将该洗液流浓缩的任意设备，例如，膜分离或蒸发。另一实施方式中，可以将至少一部分管520中洗液送到废物处理装置中。
本领域技术人员将理解，每种上述实施方式，以及那些实施方式的任意子部分，可以以连续或非连续方式操作。非连续操作包括、但并非限定于，间歇操作、循环操作、和/或间歇操作。
上述一些实施方式中，对于特定操作提供了温度范围。对于其中提供了温度范围的任一上述实施方式，温度定义为特定区或段中物质的平均温度。作为示例，如上参照图1中所讨论的那样，可以任选地将至少一部分管30中母液在固体去除区32中处理，其中固体去除区32可以在范围为约20～约195℃的温度下操作。这就意味着，固体去除区32中母液的平均温度可以在约20～约195℃范围内。
数字范围
本说明书使用了数字范围来定量与本发明相关的一些参数。应当理解，提供数字范围时，该范围是构成为提供仅叙述该范围的下限的主张限制以及仅叙述该范围的上限的主张限制的文字支持。例如，公开的数字范围10～100提供了对于叙述“大于10”(无上限)的主张和叙述“小于100”(无下限)的主张的文字支持。
定义
本文中使用的术语“包括(comprising)”、“包括(comprises)”、和“包括(comprise)”是末端开口的过渡术语，用于从该术语之前引用的主题过渡到该术语之后的一个或多个单元，其中该过渡术语之后列出的单元或多个单元并非必然地构成该主题的唯一单元。
本文中使用的术语“包括(including)”、“包括(includes)”、和“包括(include)”具有与“包括(comprising)”、“包括(comprises)”、和“包括(comprise)”相同的末端开口的含义。
本文中使用的术语“具有(having)”、“具有(has)”、和“具有(have)”具有与“包括(comprising)”、“包括(comprises)”、和“包括(comprise)”相同的末端开口的含义。
本文中使用的术语“含有(containing)”、“含有(contains)”、和“含有(contain)”具有与“包括(comprising)”、“包括(comprises)”、和“包括(comprise)”相同的末端开口的含义。
本文中使用的术语“一个(a)”、“一个(an)”、“这个(the)”、和“所述(said)”表示一个或多个。
本文中使用的术语“和/或”，在两种或多种项目列中使用时，表示任一所列项目可以单独地使用，或者可以使用两种或多种所列项目的任意组合。例如，如果组合物描述为含有组分A、B和/或C，那么该组合物可以含有仅仅A，仅仅B，仅仅C，A与B组合，A与C组合，B与C组合，或者A、B与C组合。
权利要求并非限定于公开的实施方式
上述发明的形式仅是用作阐述的，且并不应以限定含义用作解释本发明的范围。本领域技术人员可以容易地对如上所示的示例性实施方式进行明显改进，并不背离本发明的精神。
由此，本发明者的目的在于依赖于确定和评价本发明的合理公平范围的等价物原则，如附属于任意设备，其并非本质上背离但超过了如随后权利要求中给出的本发明的文字范围。

Claims (33)

1.一种用于处理包括氧化副产物和一种或多种催化剂组分的净化进料流的方法，其中至少一部分所述氧化副产物为来自芳族化合物部分氧化的副产物，其中所述氧化副产物包括苯甲酸(BA)和非苯甲酸的副产物，其中所述非苯甲酸的副产物包括间苯二甲酸、邻苯二甲酸、苯偏三酸、2,5,4’-三羧基联苯、2,5,4’-三羧基二苯甲酮、对-甲苯甲酸(p-TAc)、4-羧基苯甲醛(4-CBA)、萘二甲酸、单羧基芴酮、单羧基芴、和/或二羧基芴酮，所述方法包括：
(a)将至少一部分所述净化进料流分离为
(i)富非苯甲酸副产物的流；和
(ii)富催化剂与苯甲酸流；
其中所述富非苯甲酸副产物的流中所述非苯甲酸的副产物的浓度为所述净化进料流中所述非苯甲酸的副产物的浓度的至少1.5倍，基于重量，其中所述富催化剂与苯甲酸流中全部所述催化剂组分的累积浓度为所述净化进料流中全部所述催化剂组分的累积浓度的至少1.5倍，基于重量；且其中所述富催化剂与苯甲酸流中苯甲酸的浓度为所述净化进料流中苯甲酸的浓度的至少1.5倍，基于重量；和
(b)将至少一部分所述富催化剂与苯甲酸流(ii)分离为富催化剂流和富苯甲酸流，其中所述富催化剂流中全部所述催化剂组分的累积浓度为所述净化进料流中全部所述催化剂组分的累积浓度的至少1.5倍，基于重量，并且其中所述富苯甲酸流中苯甲酸的浓度为所述净化进料流中苯甲酸的浓度的至少1.5倍，基于重量；
其进一步包括，将至少一部分所述富苯甲酸流、至少一部分所述富非苯甲酸副产物的流、和至少一部分所述富催化剂流送到至少两个不同位置的选定路线；
其中所述不同位置包括TPA生产工艺，间苯二甲酸(IPA)生产工艺，邻苯二甲酸(PA)生产工艺、苯甲酸生产工艺，萘二甲酸(NDA)生产工艺，对苯二甲酸二甲酯(DMT)生产工艺，萘二甲酸二甲酯(DMN)生产工艺，环己烷二甲醇(CHDM)生产工艺，环己烷二羧酸二甲酯(DMCD)生产工艺，环己烷二羧酸(CHDA)生产工艺，聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)生产工艺，共聚聚酯生产工艺，采用TPA、IPA、PA、BA、NDA、DMT、DMN、CHDM、DMCD、或CHDA中的一种或多种作为一种组分和/或作为单体的聚合物生产工艺，和/或所述TPA、IPA、PA、BA、NDA、DMT、DMN、CHDM、DMCD、CHDA、或聚合物生产工艺之外的各个点；
其中所述富非苯甲酸副产物的流中至少一部分非苯甲酸的副产物与所述TPA生产工艺的下游TPA产物结合。
2.权利要求1的方法，其中所述富非苯甲酸副产物的流中所述非苯甲酸的副产物的浓度，为所述净化进料流中所述非苯甲酸的副产物的浓度的至少5倍，基于重量。
3.权利要求2的方法，其中所述净化进料流中所述非苯甲酸的副产物的累积浓度范围为500～50000ppmw。
4.权利要求1的方法，其中所述催化剂组分包括钴、锰、和/或溴。
5.权利要求1的方法，其中所述富催化剂流中全部所述催化剂组分的累积浓度，为所述净化进料流中全部所述催化剂组分的累积浓度的至少5倍，基于重量。
6.权利要求5的方法，其中所述净化进料流中所述催化剂组分的累积浓度范围为500～20000ppmw。
7.权利要求1的方法，其中所述富苯甲酸流中苯甲酸的浓度，为所述净化进料流中苯甲酸的浓度的至少5倍，基于重量。
8.权利要求7的方法，其中所述净化进料流中苯甲酸的浓度范围为500～150000ppmw。
9.权利要求1的方法，其中所述富催化剂与苯甲酸流中全部所述催化剂组分的累积浓度，为所述净化进料流中全部所述催化剂组分的累积浓度的至少5倍，基于重量；且其中所述富催化剂与苯甲酸流中苯甲酸的浓度，为所述净化进料流中苯甲酸的浓度的至少5倍，基于重量。
10.权利要求1的方法，其中所述富非苯甲酸副产物的流中所述非苯甲酸的副产物的浓度，为所述净化进料流中所述非苯甲酸的副产物的浓度的至少5倍，基于重量；所述富催化剂流中全部所述催化剂组分的累积浓度，为所述净化进料流中全部所述催化剂组分的累积浓度的至少5倍，基于重量；所述富苯甲酸流中苯甲酸的浓度，为所述净化进料流中苯甲酸的浓度的至少5倍，基于重量；所述富催化剂与苯甲酸流中全部所述催化剂组分的累积浓度，为所述净化进料流中全部所述催化剂组分的累积浓度的至少5倍，基于重量；且其中所述富催化剂与苯甲酸流中苯甲酸的浓度，为所述净化进料流中苯甲酸的浓度的至少5倍，基于重量。
11.权利要求1的方法，其中所述净化进料流中所述非苯甲酸的副产物的累积浓度范围为1000～20000ppmw，其中所述净化进料流中所述催化剂组分的累积浓度范围为1000～15000ppmw，其中所述净化进料流中苯甲酸的浓度范围为1000～100000ppmw。
12.权利要求1的方法，其中所述净化进料流进一步包括至少75wt％的溶剂。
13.权利要求12的方法，其中所述溶剂包括乙酸和/或水。
14.权利要求1的方法，其中所述净化进料流包括小于5wt％的固体。
15.权利要求1的方法，其中所述富催化剂与苯甲酸流包括小于5wt％的固体。
16.权利要求1的方法，其中所述富非苯甲酸副产物的流为湿滤饼形式，包含范围为5～40wt％的液体。
17.权利要求1的方法，其进一步包括，将液体加到所述富催化剂流中，由此制得再浆化的富催化剂流。
18.权利要求1的方法，其中所述富苯甲酸流包括至少70wt％的流体。
19.权利要求1的方法，其中步骤(a)的所述分离包括，在浓缩段中从所述净化进料流中除去挥发性化合物由此制得浓缩的流，然后在固/液分离段中使所述浓缩的流进行固/液分离。
20.权利要求19的方法，其中所述浓缩的流包括范围为5～70wt％的固体。
21.权利要求19的方法，其中所述固/液分离包括，将母液从所述浓缩的流中除去以制得初始湿滤饼，然后用洗涤进料洗涤所述初始湿滤饼由此制得洗涤的湿滤饼。
22.权利要求21的方法，其中所述富催化剂与苯甲酸流包括来自所述固/液分离段的至少一部分除去的母液。
23.权利要求21的方法，其中所述富非苯甲酸副产物的流包括来自所述固/液分离段的至少一部分所述洗涤的湿滤饼。
24.权利要求1的方法，其中步骤(b)的所述分离包括，在浓缩段中从所述富催化剂与苯甲酸流中除去挥发性化合物由此制得浓缩的流，然后在苯甲酸/催化剂分离段中处理所述浓缩的流。
25.权利要求24的方法，其中所述处理包括将所述浓缩的流分离为主要为固相的流和主要为流体相的流。
26.权利要求25的方法，其中所述富苯甲酸流包括来自所述苯甲酸/催化剂分离段的至少一部分所述主要为流体相的流。
27.权利要求25的方法，其中所述富催化剂流包括来自所述苯甲酸/催化剂分离段的至少一部分所述主要为固相的流。
28.权利要求24的方法，其中所述苯甲酸/催化剂分离段包括干燥器。
29.权利要求1的方法，其中步骤(b)的所述分离包括，在催化剂去除段中处理所述富催化剂与苯甲酸流由此制得主要为固相的流和主要为流体相的流，然后在苯甲酸/溶剂分离段中使所述主要为流体相的流进行流体/流体分离。
30.权利要求29的方法，其中所述富催化剂流包括来自所述催化剂去除段的至少一部分所述主要为固相的流。
31.权利要求29的方法，其中所述主要为流体相的流包括较低挥发性部分和较高挥发性部分。
32.权利要求31的方法，其中所述流体/流体分离包括，将所述较低挥发性部分与所述较高挥发性部分基本分离，由此产生较低挥发性流和较高挥发性流。
33.权利要求32的方法，其中所述富苯甲酸流包括来自所述苯甲酸/溶剂分离段的至少一部分所述较低挥发性部分。
CN201510642492.9A 2006-03-01 2007-02-27 通用的氧化副产物净化方法 Pending CN105237385A (zh)

Applications Claiming Priority (21)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US77792206P 2006-03-01 2006-03-01
US77813906P 2006-03-01 2006-03-01
US77790706P 2006-03-01 2006-03-01
US77812006P 2006-03-01 2006-03-01
US77812306P 2006-03-01 2006-03-01
US77782906P 2006-03-01 2006-03-01
US77790506P 2006-03-01 2006-03-01
US77790306P 2006-03-01 2006-03-01
US77811706P 2006-03-01 2006-03-01
US60/778123 2006-03-01
US60/777907 2006-03-01
US60/778139 2006-03-01
US60/777829 2006-03-01
US60/778120 2006-03-01
US60/777903 2006-03-01
US60/777905 2006-03-01
US60/777922 2006-03-01
US60/778117 2006-03-01
US11/655395 2007-01-19
US11/655,395 US7897808B2 (en) 2006-03-01 2007-01-19 Versatile oxidation byproduct purge process
CNA2007800074624A CN101395121A (zh) 2006-03-01 2007-02-27 通用的氧化副产物净化方法

Related Parent Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CNA2007800074624A Division CN101395121A (zh) 2006-03-01 2007-02-27 通用的氧化副产物净化方法

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN105237385A true CN105237385A (zh) 2016-01-13

Family

ID=38293424

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201510642492.9A Pending CN105237385A (zh) 2006-03-01 2007-02-27 通用的氧化副产物净化方法

Country Status (11)

Country Link
US (2) US7897808B2 (zh)
EP (1) EP1989166B1 (zh)
KR (1) KR101426571B1 (zh)
CN (1) CN105237385A (zh)
ES (1) ES2640407T3 (zh)
LT (1) LT1989166T (zh)
MX (1) MX2008010938A (zh)
MY (1) MY163524A (zh)
PL (1) PL1989166T3 (zh)
PT (1) PT1989166T (zh)
WO (1) WO2007103067A1 (zh)

Families Citing this family (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20070203359A1 (en) * 2006-03-01 2007-08-30 Philip Edward Gibson Versatile oxidation byproduct purge process
US7897808B2 (en) * 2006-03-01 2011-03-01 Eastman Chemical Company Versatile oxidation byproduct purge process
US7863481B2 (en) * 2006-03-01 2011-01-04 Eastman Chemical Company Versatile oxidation byproduct purge process
US7880032B2 (en) * 2006-03-01 2011-02-01 Eastman Chemical Company Versatile oxidation byproduct purge process

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2964559A (en) * 1957-11-12 1960-12-13 Standard Oil Co Process for recovery of oxidation catalysts
CN1120747C (zh) * 1999-08-17 2003-09-10 流动程序技术公司 芳香族羧酸制造中氧化催化剂的回收方法
US20070284317A1 (en) * 2003-06-05 2007-12-13 Eastman Chemical Company Process for removal of impurities from mother liquor in the synthesis of carboxylic acid using pressure filtration

Family Cites Families (77)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB892766A (en) 1957-11-12 1962-03-28 Standard Oil Co Improvements in or relating to the production of aromatic acids
US3673154A (en) 1970-06-26 1972-06-27 Atlantic Richfield Co Process for the recovery of cobalt catalyst
US3873468A (en) 1970-12-09 1975-03-25 Kuraray Yuka Kk Method of removing substance harmful to oxidation reaction in the production of benzenecarboxylic acids by oxidation
BE792519A (fr) 1971-12-10 1973-06-08 Standard Oil Co Recuperation de metaux catalytiques des residus de la production d'acides aromatiques par oxydation catalytique en phase liquide
US3840641A (en) 1972-10-20 1974-10-08 Standard Oil Co Recovery of bromine from tere-and isophthalic acid process residues
JPS557302B2 (zh) 1973-03-30 1980-02-23
JPS5328420B2 (zh) 1973-04-05 1978-08-15
JPS5328421B2 (zh) 1973-05-15 1978-08-15
JPS51145488A (en) 1976-05-31 1976-12-14 Wako Pure Chem Ind Ltd Reclaiming method of catalyst for liquid phase oxidation
US4081464A (en) 1976-07-26 1978-03-28 Standard Oil Company Iso- or terephthalic acid production in and recovery from benzoic acid-water solvent system
US4185073A (en) 1976-07-26 1980-01-22 Standard Oil Company (Indiana) Apparatus for iso- or terephthalic acid production in and recovery from benzoic acid-water solvent system
US4158738A (en) 1977-05-26 1979-06-19 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for the production of fiber-grade terephthalic acid
US4330676A (en) 1977-07-04 1982-05-18 Imperial Chemical Industries Limited Oxidation process
JPS5425292A (en) 1977-07-28 1979-02-26 Mitsubishi Chem Ind Ltd Method of recovering liquid phase oxidation catalyst of terephthalic acid
US4219669A (en) 1979-06-08 1980-08-26 Jgc Corporation Method of treating mother liquor of reaction in terephthalic acid production
IT1129759B (it) 1980-01-23 1986-06-11 Montedison Spa Metodo per ricuperare in forma attiva i componenti del sistema catalitico della sintesi dell'acido tereftalico
US4298580A (en) 1980-12-19 1981-11-03 Standard Oil Company (Indiana) Separation of cobalt and manganese from trimellitic acid process residue by precipitating as carbonates, redissolving as halides and removing cobalt by magnetic means
JPS58174344A (ja) 1982-04-05 1983-10-13 Kuraray Yuka Kk 酢酸の回収方法
JPS5953441A (ja) 1982-09-20 1984-03-28 Mitsubishi Chem Ind Ltd 芳香族カルボン酸の製造法
GB8428028D0 (en) 1984-11-06 1984-12-12 Ici Plc Recovery of metal catalyst residues
US4892972A (en) * 1985-10-07 1990-01-09 Amoco Corporation Purification of crude terephthalic acid
US4769489A (en) 1986-07-28 1988-09-06 Amoco Corporation Catalyst recovery method
US4914230A (en) 1986-07-28 1990-04-03 Amoco Corporation Catalyst recovery method
KR910005989B1 (ko) 1988-11-30 1991-08-09 삼성석유화학 주식회사 테레프탈산 제조공정의 용매 정제법
US4939297A (en) * 1989-06-05 1990-07-03 Eastman Kodak Company Extraction process for removal of impurities from terephthalic acid filtrate
US5200557A (en) 1991-04-12 1993-04-06 Amoco Corporation Process for preparation of crude terephthalic acid suitable for reduction to prepare purified terephthalic acid
US5175355A (en) 1991-04-12 1992-12-29 Amoco Corporation Improved process for recovery of purified terephthalic acid
BR9205881A (pt) 1991-04-12 1994-08-23 Amoco Corp Processo para a preparação de um ácido policarboxílico aromático bruto
GB9211415D0 (en) 1992-05-29 1992-07-15 Ici Plc Process for the production of purified terephthalic acid
JP3232678B2 (ja) 1992-08-18 2001-11-26 住友化学工業株式会社 酢酸の回収方法
JP3211396B2 (ja) 1992-08-26 2001-09-25 住友化学工業株式会社 アクリル酸及び酢酸の回収方法
GB9302333D0 (en) 1993-02-05 1993-03-24 Ici Plc Filtration process
JPH06327915A (ja) 1993-05-24 1994-11-29 Mitsui Petrochem Ind Ltd スラリーから結晶を回収する方法及び装置
JP3332594B2 (ja) 1994-08-12 2002-10-07 ダイセル化学工業株式会社 酢酸の精製方法
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
JP3202150B2 (ja) 1995-08-04 2001-08-27 昭和電工株式会社 酢酸の精製方法
JP3729284B2 (ja) 1995-09-22 2005-12-21 三菱瓦斯化学株式会社 高純度テレフタル酸の製造方法
JPH09157214A (ja) 1995-10-05 1997-06-17 Mitsubishi Chem Corp 芳香族カルボン酸の製造方法
CA2273958A1 (en) 1996-01-25 1997-07-31 E.I. Du Pont De Nemours And Company Production of aromatic carboxylic acids
JP2000504741A (ja) 1996-02-22 2000-04-18 イー・アイ・デュポン・ドウ・ヌムール・アンド・カンパニー 芳香族ポリカルボン酸の製造
US5840965A (en) 1996-06-24 1998-11-24 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for the production of purified telephthalic acid
JP3757995B2 (ja) 1996-07-12 2006-03-22 三菱瓦斯化学株式会社 高純度イソフタル酸の製造方法
US5955394A (en) 1996-08-16 1999-09-21 Mobile Process Technology, Co. Recovery process for oxidation catalyst in the manufacture of aromatic carboxylic acids
US6133476A (en) * 1996-09-17 2000-10-17 Lin; Tsong-Dar Vincent Process for purification of aromatic polycarboxylic acids
JPH10114699A (ja) 1996-10-07 1998-05-06 Teijin Ltd 酢酸の回収方法
ID19133A (id) 1996-12-12 1998-06-18 Praxair Technology Inc Pengisian oksigen langsung kedalam reaktor-reaktor ruang gelembung
KR100264749B1 (ko) 1997-02-17 2000-09-01 나까니시 히로유끼 고순도 테레프탈산의 제조 방법
US6137001A (en) 1998-02-11 2000-10-24 Bp Amoco Corporation Process for preparing aromatic carboxylic acids with efficient treatments of gaseous effluent
JPH11349529A (ja) 1998-06-05 1999-12-21 Mitsui Chem Inc 芳香族カルボン酸の製造方法
EP1131276A4 (en) 1998-11-24 2002-09-18 Tsong-Dar Vincent Lin METHOD FOR PURIFYING AND PRODUCING HIGH-PURITY AROMATIC POLYCARBOXYLIC ACIDS AND DERIVATIVES THEREOF
US6153790A (en) 1998-12-01 2000-11-28 Shell Oil Company Method to produce aromatic dicarboxylic acids using cobalt and zirconium catalysts
KR100319301B1 (ko) * 1999-04-09 2002-01-18 김선동 방향족 화합물로 부터 고순도 벤젠 및 고순도 파라-자일렌을제조하는 방법
EP1257520A1 (en) * 2000-01-21 2002-11-20 BP Corporation North America Inc. Production of high purity aromatic carboxylic acid by oxidation in benzoic acid and water solvent
RU2002122766A (ru) 2000-01-25 2004-01-10 Инка Интернэшнл С.П.А. (It) Способ выделения сырой терефталевой кислоты (стк)
JP2001358398A (ja) * 2000-06-13 2001-12-26 Furukawa Electric Co Ltd:The 半導体レーザー素子ユニットおよび半導体レーザーモジュール
JP4788023B2 (ja) 2000-06-27 2011-10-05 三菱瓦斯化学株式会社 液相酸化反応母液からの触媒成分の回収方法
US7196215B2 (en) 2001-06-04 2007-03-27 Eastman Chemical Company Process for the production of purified terephthalic acid
CN1264797C (zh) * 2001-08-29 2006-07-19 三菱化学株式会社 芳香族二羧酸的制造方法
EP1541217A4 (en) * 2002-08-30 2011-10-26 Mitsubishi Heavy Ind Ltd SEPARATOR, REACTOR AND PROCESS FOR PRODUCING AROMATIC CARBOXYLIC ACID
US7132566B2 (en) 2003-09-22 2006-11-07 Eastman Chemical Company Process for the purification of a crude carboxylic acid slurry
US7074954B2 (en) 2002-12-09 2006-07-11 Eastman Chemical Company Process for the oxidative purification of terephthalic acid
WO2004074231A1 (ja) 2003-02-21 2004-09-02 Mitsubishi Chemical Corporation 芳香族カルボン酸の製造方法
US7351396B2 (en) 2003-06-05 2008-04-01 Eastman Chemical Company Extraction process for removal of impurities from an aqueous mixture
US7381386B2 (en) 2003-06-05 2008-06-03 Eastman Chemical Company Extraction process for removal of impurities from mother liquor in the synthesis of carboxylic acid
US7410632B2 (en) 2003-06-05 2008-08-12 Eastman Chemical Company Extraction process for removal of impurities from mother liquor in the synthesis of carboxylic acid
US7273559B2 (en) 2004-10-28 2007-09-25 Eastman Chemical Company Process for removal of impurities from an oxidizer purge stream
US7291270B2 (en) 2004-10-28 2007-11-06 Eastman Chemical Company Process for removal of impurities from an oxidizer purge stream
WO2006071407A1 (en) 2004-12-13 2006-07-06 Bp Corporation North America Inc. Process for purification of aromatic carboxylic acids
US7863481B2 (en) * 2006-03-01 2011-01-04 Eastman Chemical Company Versatile oxidation byproduct purge process
US7462736B2 (en) * 2006-03-01 2008-12-09 Eastman Chemical Company Methods and apparatus for isolating carboxylic acid
US20070208199A1 (en) * 2006-03-01 2007-09-06 Kenny Randolph Parker Methods and apparatus for isolating carboxylic acid
US8173835B2 (en) * 2006-03-01 2012-05-08 Grupo Petrotemex, S.A. De C.V. Method and apparatus for drying carboxylic acid
US7897808B2 (en) * 2006-03-01 2011-03-01 Eastman Chemical Company Versatile oxidation byproduct purge process
US7847121B2 (en) * 2006-03-01 2010-12-07 Eastman Chemical Company Carboxylic acid production process
US7888529B2 (en) * 2006-03-01 2011-02-15 Eastman Chemical Company Process to produce a post catalyst removal composition
US7863483B2 (en) * 2006-03-01 2011-01-04 Eastman Chemical Company Carboxylic acid production process
US20070203359A1 (en) * 2006-03-01 2007-08-30 Philip Edward Gibson Versatile oxidation byproduct purge process

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2964559A (en) * 1957-11-12 1960-12-13 Standard Oil Co Process for recovery of oxidation catalysts
CN1120747C (zh) * 1999-08-17 2003-09-10 流动程序技术公司 芳香族羧酸制造中氧化催化剂的回收方法
US20070284317A1 (en) * 2003-06-05 2007-12-13 Eastman Chemical Company Process for removal of impurities from mother liquor in the synthesis of carboxylic acid using pressure filtration

Also Published As

Publication number Publication date
MY163524A (en) 2017-09-15
MX2008010938A (es) 2008-09-03
US7902395B2 (en) 2011-03-08
EP1989166B1 (en) 2017-09-06
KR20080103983A (ko) 2008-11-28
KR101426571B1 (ko) 2014-08-05
US20070203360A1 (en) 2007-08-30
US7897808B2 (en) 2011-03-01
PT1989166T (pt) 2017-09-19
LT1989166T (lt) 2017-09-25
WO2007103067A1 (en) 2007-09-13
US20080039649A1 (en) 2008-02-14
PL1989166T3 (pl) 2017-11-30
EP1989166A1 (en) 2008-11-12
ES2640407T3 (es) 2017-11-02

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN101395119B (zh) 羧酸制备方法
US7615663B2 (en) Optimized production of aromatic dicarboxylic acids
US7462736B2 (en) Methods and apparatus for isolating carboxylic acid
US20070208199A1 (en) Methods and apparatus for isolating carboxylic acid
US7956215B2 (en) Versatile oxidation byproduct purge process
US7880032B2 (en) Versatile oxidation byproduct purge process
US7888530B2 (en) Optimized production of aromatic dicarboxylic acids
CN105037132A (zh) 用于制备低水分羧酸湿滤饼的方法和设备
US7959879B2 (en) Optimized production of aromatic dicarboxylic acids
CN105237385A (zh) 通用的氧化副产物净化方法
CN102600770B (zh) 芳族二羧酸的优化制备
US7863481B2 (en) Versatile oxidation byproduct purge process
CN101395121A (zh) 通用的氧化副产物净化方法
US7556784B2 (en) Optimized production of aromatic dicarboxylic acids
EP1786550A2 (en) Optimized production of aromatic dicarboxylic acids
BRPI0708390A2 (pt) processo para tratar uma corrente de alimentação de purga

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
RJ01 Rejection of invention patent application after publication

Application publication date: 20160113

RJ01 Rejection of invention patent application after publication