ES2552634T3

ES2552634T3 - Oxidación en fase líquida optimizada

Info

Publication number: ES2552634T3
Application number: ES05794867.1T
Authority: ES
Inventors: Alan George Wonders; Lee Reynolds Partin; Wayne Scott Strasser; Marcel De Vreede
Original assignee: Grupo Petrotemex SA de CV
Current assignee: Grupo Petrotemex SA de CV
Priority date: 2004-09-02
Filing date: 2005-08-29
Publication date: 2015-12-01
Anticipated expiration: 2025-08-29
Also published as: CN101684072B; WO2006028754A2; WO2006028754A3; US7572932B2; PL1786750T3; KR101281444B1; KR20070048262A; BRPI0514744A; EP1786750A2; CA2577019A1; PT1786750E; BRPI0514744B1; EP1786750B1; US20060047151A1; CN101684072A; MX2007002563A; CN101056837B; CN101056837A; JP2008511640A

Abstract

Un proceso que comprende: oxidar un compuesto oxidable en una fase líquida de un medio de reacción multifásico contenido en uno o más reactores de oxidación inicial, en el que dicho medio de reacción incluye un primer volumen continuo del 20 por ciento distinto que tiene una primera tasa de oxígeno-espacio-tiempo (oxígeno-STR) y un segundo volumen continuo del 20 por ciento distinto que tiene una segunda STR de oxígeno, en el que la relación de dicha primera STR de oxígeno con respecto a dicha segunda STR de oxígeno es al menos 1,5:1.

Description

DESCRIPCION

Oxidacion en fase Ifquida optimizada 5 CAMPO DE LA INVENClON

La presente invencion se refiere generalmente a un proceso para la oxidacion catalttica en fase Ifquida de un compuesto aromatico. Un aspecto de la invencion se refiere a la oxidacion parcial de un compuesto aromatico de dialquilo (por ejemplo, para-xileno) para producir un acido dicarboxflico aromatico en bruto (por ejemplo, acido en 10 tereftalico en bruto), que luego puede someterse a purificacion y separacion.

ANTECEDENTES DE LA INVENClON

Las reacciones de oxidacion en fase lfquida se emplean en una variedad de procesos comerciales existentes. Por 15 ejemplo, la oxidacion en fase lfquida se usa actualmente para la oxidacion de aldetndos a acidos (por ejemplo, propionaldetndo a acido propionico), la oxidacion de ciclohexano a acido adfpico y la oxidacion de compuestos aromaticos de alquilo a alcoholes, acidos o diacidos. Un proceso de oxidacion comercial particularmente significativo en la ultima categona (oxidacion de compuestos aromaticos de alquilo) es la oxidacion parcial catalftica en fase lfquida de para-xileno a acido tereftalico. El acido tereftalico es un compuesto importante con una variedad de 20 aplicaciones. El uso primario del acido tereftalico es como materia prima en la produccion de poli(tereftalato de etileno) (PET). El PET es un plastico muy conocido usado en grandes cantidades en el mundo para preparar productos tales como botellas, fibras y envases.

En un proceso de oxidacion en fase lfquida tfpico, que incluye oxidacion parcial de para-xileno a acido tereftalico, 25 una corriente de alimentacion en fase lfquida y una corriente de oxidante en fase gaseosa se introducen en un reactor y forman un medio de reaccion multifasico en el reactor. La corriente de alimentacion en fase lfquida introducida en el reactor contiene al menos un compuesto oxidable organico (por ejemplo, para-xileno), mientras que la corriente de oxidante en fase gaseosa contiene oxfgeno molecular. Al menos una parte del oxfgeno molecular introducida en el reactor como gas se disuelve en la fase lfquida del medio de reaccion proporcionando la 30 disponibilidad del oxfgeno para la reaccion en fase lfquida. Si la fase lfquida del medio de reaccion multifasico contiene una concentracion insuficiente de oxfgeno molecular (es decir, si ciertas porciones del medio de reaccion estan “privadas de oxfgeno”), reacciones secundarias no deseables pueden generar impurezas y/o las reacciones previstas pueden ser de tasa retardada. Si la fase lfquida del medio de reaccion contiene demasiado poco compuesto oxidable, la tasa de reaccion puede ser indeseablemente lenta. Ademas, si la fase lfquida del medio de 35 reaccion contiene un exceso de concentracion del compuesto oxidable, reacciones secundarias no deseables adicionales pueden generar impurezas.

Los reactores de oxidacion en fase lfquida convencionales estan equipados con medios de agitacion para mezclar el medio de reaccion multifasico contenido en su interior. La agitacion del medio de reaccion se suministra en un 40 esfuerzo por promover la disolucion de oxfgeno molecular en la fase lfquida del medio de reaccion, mantener concentraciones relativamente uniformes de oxfgeno disuelto en la fase lfquida del medio de reaccion y mantener concentraciones relativamente uniformes del compuesto oxidable organico en la fase lfquida del medio de reaccion.

La agitacion del medio de reaccion que se somete a oxidacion en fase lfquida se proporciona frecuentemente por 45 medios de agitacion mecanicos en recipientes tales como, por ejemplo, reactores de tanque agitado continuo (CSTR). Aunque los CSTR pueden proporcionar la mezcla continua del medio de reaccion, los CSTR tienen varios inconvenientes. Por ejemplo, los CSTR tienen un coste de capital relativamente alto debido a su requisito de motores caros, rodamientos hermeticos a fluidos y ejes de accionamiento, y/o mecanismo de agitacion complejo. Ademas, los componentes mecanicos de rotacion y/u oscilacion de CSTR convencionales requieren mantenimiento 50 regular. El tiempo de trabajo y de parada asociado a un mantenimiento tal se anade al coste de operacion de los CSTR. Sin embargo, incluso con mantenimiento regular, los sistemas de agitacion mecanicos empelados en CSTR tienen tendencia a fallo mecanico y puede requerir la sustitucion durante periodos de tiempo relativamente cortos.

Los reactores de columna de burbujeo proporcionan una atractiva alternativa a los CSTR y otros reactores de 55 oxidacion mecanicamente agitados. Los reactores de columna de burbujeo proporcionan agitacion del medio de reaccion sin requerir equipo mecanico caro y no fidedigno. Los reactores de columna de burbujeo normalmente incluyen una zona de reaccion vertical alargada dentro de la cual esta contenido el medio de reaccion. La agitacion del medio de reaccion en la zona de reaccion se proporciona principalmente por la flotabilidad natural de las burbujas de aire que suben por la fase lfquida del medio de reaccion. Esta agitacion por flotabilidad natural

proporcionada en reactores de columna de burbujeo reduce los costes de capital y mantenimiento con respecto a reactores mecanicamente agitados. Ademas, la ausencia sustancial de partes mecanicas en movimiento asociadas a los reactores de columna de burbujeo proporciona un sistema de oxidacion que es menos propenso a fallo mecanico que el de los reactores mecanicamente agitados.

5

El documento EP-A-0847800 se refiere a un proceso de oxidacion en fase lfquida con inyecciones de oxfgeno directas en un reactor de columna de burbujeo con el fin de evitar la region privada de oxfgeno y la formacion de subproductos.

10 Si la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno se lleva a cabo en un reactor de oxidacion convencional (CSTR o columna de burbujeo), la extraccion del producto del reactor es normalmente una suspension que comprende acido tereftalico en bruto (CTA) y una disolucion madre. El CTA contiene niveles relativamente altos de impurezas (por ejemplo, 4-carboxibenzaldehudo, acido para-toluico, fluorenonas y otros cuerpos de color) que lo hacen inadecuados como materia prima para la produccion de PET. Asf, el CTA producido en reactores de oxidacion 15 convencionales se somete normalmente a un proceso de purificacion que convierte el CTA en acido tereftalico (PTA) purificado adecuado para preparar PET.

Un proceso de purificacion tfpico para convertir CTA en PTA incluye las siguientes etapas: (1) sustituir la disolucion madre de la suspension que contiene CTA con agua, (2) calentar la suspension de cTA/agua para disolver el CTA 20 en agua, (3) hidrogenar catalfticamente la disolucion de CTA/agua para convertir impurezas en compuestos mas deseables y/o facilmente separables, (4) precipitar el PTA resultante de la disolucion hidrogenada mediante multiples etapas de cristalizacion, y (5) separar el PTA cristalizado de los lfquidos restantes. Aunque eficaz, este tipo de proceso de purificacion convencional puede ser muy caro. Factores individuales que contribuyen al alto coste de los metodos de purificacion de CTA convencionales incluyen, por ejemplo, la energfa termica requerida para promover 25 la disolucion del CTA en agua, el catalizador requerido para la hidrogenacion, la corriente de hidrogeno requerida para la hidrogenacion, la perdida de rendimiento producida mediante hidrogenacion de algo de acido tereftalico, y los multiples recipientes requeridos para la cristalizacion de multiples etapas. Asf, sena deseable proporcionar un producto de CTA que pudiera purificarse sin requerir disolucion promovida por calor en agua, hidrogenacion y/o cristalizacion de multiples etapas.

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OBJETOS DE LA INVENCION

Por tanto, es un objeto de la presente invencion proporcionar un proceso de oxidacion en fase lfquida mas eficaz y economico.

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Otro objeto de la invencion es proporcionar un proceso mas eficaz y economico para la oxidacion parcial catalttica en fase lfquida de para-xileno a acido tereftalico.

Objetos y ventajas adicionales de la presente invencion seran rapidamente evidentes para un experto en la materia 40 tras revisar la siguiente descripcion detallada y dibujos asociados.

RESUMEN DE LA INVENCION

Una realizacion de la presente invencion se refiere a un proceso que comprende oxidar un compuesto oxidable en 45 una fase lfquida de un medio de reaccion multifasico contenido en uno o mas reactores mecanicamente agitados, en el que el medio de reaccion incluye un primer volumen continuo del 20 por ciento distinto que tiene una primera tasa de oxfgeno-espacio-tiempo (STR de oxfgeno) y un segundo volumen continuo del 20 por ciento distinto que tiene una segunda STR de oxfgeno, en el que la relacion de la primera STR de oxfgeno con respecto a la segunda STR de oxfgeno es al menos 1,5:1.

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Otra realizacion de la presente invencion se refiere a un proceso que comprende las siguientes etapas: (a) introducir una corriente de alimentacion que comprende un compuesto oxidable en una primera zona de reaccion de un primer reactor, en el que la primera zona de reaccion tiene un diametro maximo (D), en el que al menos una porcion de la primera zona de reaccion se define por una o mas paredes laterales verticales del primer reactor, en el que al menos 55 aproximadamente el 25 por ciento en peso del compuesto oxidable entra en la primera zona de reaccion en una localizacion separada interiormente al menos 0,05D de las paredes laterales verticales; y (b) oxidar al menos una porcion del compuesto oxidable en una fase lfquida de un medio de reaccion multifasico contenido en uno o mas reactores, en el que al menos una porcion del medio de reaccion esta contenido en el primer reactor, en el que el medio de reaccion incluye un primer volumen continuo del 20 por ciento distinto que tiene una primera tasa de

oxfgeno-espacio-tiempo (STR de oxfgeno) y un segundo volumen continuo del 20 por ciento distinto que tiene una segunda sTr de ox^geno, en el que la relacion de la primera STR de oxfgeno con respecto a la segunda STR de oxfgeno es al menos 1,5:1.

5 Todavfa otra realizacion de la presente invencion se refiere a un proceso que comprende oxidar un compuesto oxidable en una fase lfquida de un medio de reaccion multifasico contenido en reactores de oxidacion aguas arriba y aguas abajo separados, en el que una primera porcion del medio de reaccion esta contenido en el reactor aguas arriba y una segunda porcion del medio de reaccion esta contenida en el reactor aguas abajo, en el que la primera porcion del medio de reaccion tiene una STR de oxfgeno promedio en el primer recipiente y la segunda porcion del 10 medio de reaccion tiene una STR de oxfgeno promedio en el segundo recipiente, en el que la relacion de STR de oxfgeno promedio en el primer recipiente con respecto a STR de oxfgeno promedio en el segundo recipiente esta en el intervalo de 2:1 a 25:1.

Otra realizacion mas de la presente invencion se refiere a un proceso que comprende las siguientes etapas: (a) 15 introducir una corriente de alimentacion que comprende un compuesto oxidable en una zona de reaccion de un reactor de columna de burbujeo; (b) introducir una corriente de oxidante que comprende oxfgeno molecular en la zona de reaccion; y (c) oxidar al menos una porcion del compuesto oxidable en una fase lfquida de un medio de reaccion multifasico contenido en la zona de reaccion, en el que el medio de reaccion tiene una anchura maxima (W), una altura maxima (H) y una relacion H:W de al menos 3:1, en el que la mayona del oxfgeno molecular entra en 20 la zona de reaccion dentro de 0,25W del fondo de la zona de reaccion, en el que la oxidacion se lleva a cabo de tal manera que cuando la zona de reaccion se reparte teoricamente en 30 rebanadas horizontales de volumen igual, una rebanada horizontal de O2-max tiene la maxima concentracion de oxfgeno de todas las 30 rebanadas horizontales y una rebanada horizontal de O2-mm tiene la minima concentracion de oxfgeno de todas las rebanadas horizontales localizadas por encima de la rebanada horizontal de O2-max, en el que la concentracion de oxfgeno se 25 mide en una fase gaseosa del medio de reaccion en una base humeda molar promediada en el tiempo y promediada en el volumen, en el que la relacion de la concentracion de oxfgeno de la rebanada horizontal de O2-max con respecto a la concentracion de oxfgeno de la rebanada horizontal de O2-mm es al menos 2:1.

Otra realizacion de la presente invencion se refiere a un proceso que comprende las siguientes etapas: (a) introducir 30 una corriente de alimentacion que comprende para-xileno en una zona de reaccion de un primer reactor de columna de burbujeo, en el que la zona de reaccion tiene un diametro maximo (D), en el que al menos una porcion de la zona de reaccion se define por una o mas paredes laterales verticales del reactor de columna de burbujeo, en el que al menos el 25 por ciento en peso del compuesto oxidable entra en la primera zona de reaccion en una localizacion separada interiormente al menos 0,05D de las paredes laterales; (b) oxidar al menos una porcion de para-xileno en 35 una fase lfquida de un medio de reaccion trifasico contenido en el reactor de columna de burbujeo para asf formar acido tereftalico en bruto, en el que el medio de reaccion incluye un primer volumen continuo del 20 por ciento distinto que tiene una primera tasa de oxfgeno-espacio-tiempo (STr de oxfgeno) y un segundo volumen continuo del 20 por ciento distinto que tiene una segunda STR de oxfgeno, en el que la relacion de la primera STR de oxfgeno con respecto a la segunda STR de oxfgeno es al menos 1,5:1; y (c) oxidar al menos una porcion del acido tereftalico 40 en bruto en un reactor de oxidacion secundaria para asf formar acido tereftalico mas puro.

BREVE DESCRIPCION DE LOS DIBUJOS

Realizaciones preferidas de la invencion se describen a continuacion en detalle con referencia a las figuras del 45 dibujo adjuntas, en las que;

la FIG. 1 es una vista lateral de un reactor de oxidacion construido segun una realizacion de la presente invencion, que ilustra particularmente la introduccion de corrientes de alimentacion, oxidante y reflujo en el reactor, la presencia de un medio de reaccion multifasico en el reactor, y la extraccion de un gas y una 50 suspension de la parte superior y el fondo del reactor, respectivamente;

la FIG. 2 es una vista lateral en seccion ampliada del fondo del reactor de columna de burbujeo tomada a lo largo de la lmea 2-2 en la FIG. 3, ilustrando particularmente la localizacion y configuracion de un burbujeador de oxidante usado para introducir la corriente de oxidante en el reactor;

la FIG. 3 es una vista desde arriba del burbujeador de oxidante de la FIG. 2, ilustrando particularmente las 55 aberturas de oxidante en la parte superior del burbujeador de oxidante;

la FIG. 4 es una vista desde abajo del burbujeador de oxidante de la FIG. 2, ilustrando particularmente las aberturas de oxidante en el fondo del burbujeador de oxidante;

la FIG. 5 es una vista lateral en seccion del burbujeador de oxidante tomada a lo largo de la lmea 5-5 en la FIG. 3, ilustrando particularmente la orientacion de las aberturas de oxidante en la parte superior y fondo del

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burbujeador de oxidante;

la FIG. 6 es una vista lateral ampliada de la porcion de fondo del reactor de columna de burbujeo, ilustrando particularmente un sistema para introducir la corriente de alimentacion en el reactor en multiples localizaciones verticalmente separadas;

la FIG. 7 es una vista desde arriba en seccion tomada a lo largo de la lmea 7-7 en la FIG. 6, ilustrando particularmente como el sistema de introduccion de alimentacion mostrado en la FIG. 6 distribuye la corriente de alimentacion en una zona de alimentacion radial preferida (FZ) y mas de un cuadrante acimutal (Qi, Q2, Q3, Q4);

la FIG. 8 es una vista en seccion desde arriba similar a la FIG. 7, pero que ilustra un medio alternativo para descargar la corriente de alimentacion en el reactor usando tubos de bayoneta, cada uno de los cuales tiene una pluralidad de pequenas aberturas de alimentacion;

la FIG. 9 es una vista en isometrica de un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentacion en la zona de reaccion en multiples localizaciones verticalmente separadas sin requerir multiples penetraciones del recipiente, ilustrando particularmente que el sistema de distribucion de la alimentacion puede estar al menos parcialmente soportado sobre el burbujeador de oxidante;

la FIG. 10 es una vista lateral del sistema de distribucion de la alimentacion de una sola penetracion y burbujeador de oxidante ilustrado en la FIG. 9;

la FIG. 11 es una vista desde arriba en seccion tomada a lo largo de la lmea 11-11 en la FIG. 10 y que ilustra adicionalmente el sistema de distribucion de la alimentacion de una sola penetracion soportado sobre el burbujeador de oxidante;

la FIG. 12 es una vista en isometrica de un burbujeador de oxidante alternativo que tiene todas las aberturas de oxidante localizadas en el fondo del miembro de anillo;

la FIG. 13 es una vista desde arriba del burbujeador de oxidante alternativo de la FIG. 12; la FIG. 14 es una vista desde abajo del burbujeador de oxidante alternativo de la FIG. 12, ilustrando particularmente la localizacion de las aberturas del fondo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion;

la FIG. 15 es una vista lateral en seccion del burbujeador de oxidante tomada a lo largo de la lmea 15-15 en la FIG. 13, ilustrando particularmente la orientacion de las aberturas de oxidante inferiores; la FIG. 16 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireacion interno proximo a la salida del fondo del reactor;

la FIG. 17 es una vista lateral en seccion ampliada de la porcion inferior del reactor de columna de burbujeo de la FIG. 16 tomada a lo largo de la lmea 17-17 en la FIG. 18, ilustrando particularmente la configuracion del recipiente de desaireacion interno posicionado en la salida del fondo del reactor de columna de burbujeo; la FIG. 18 es una vista desde arriba en seccion tomada a lo largo de la lmea 18-18 en la FIG. 16, ilustrando particularmente un rompedor de vortices dispuesto en el recipiente de desaireacion;

la FIG. 19 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireacion externo y que ilustra el modo en que una parte de la suspension desaireada que sale del fondo del recipiente de desaireacion puede usarse para enjuagar una lmea de drenaje acoplada al fondo del reactor; la FIG. 20 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireacion interno/externo tnbrido para retirar la fase gaseosa de un medio de reaccion extrafda de una localizacion lateral elevada en el reactor;

la FIG. 21 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireacion tnbrido alternativo proximo al fondo del reactor;

la FIG. 22 es una vista lateral en seccion ampliada de la porcion inferior del reactor de columna de burbujeo de la FIG. 21, ilustrando particularmente el uso de un burbujeador de oxidante alternativo que emplea conductos de entrada que reciben la corriente de oxidante a traves de la cabeza inferior del reactor; la FIG. 23 es una vista lateral en seccion ampliada similar a la FIG. 22, ilustrando particularmente un medio alternativo para introducir la corriente de oxidante en el reactor mediante una pluralidad de aberturas en la cabeza inferior del reactor y, opcionalmente, empleando placas de impacto para distribuir mas uniformemente la corriente de oxidante en el reactor;

la FIG. 24 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que emplea un conducto de flujo interno para ayudar a mejorar la dispersion de un compuesto oxidable recirculando una parte del medio de reaccion de una porcion superior del reactor a una porcion inferior del reactor;

la FIG. 25 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que emplea un conducto de flujo externo para ayudar a mejorar la dispersion del compuesto oxidable recirculando una parte del medio de reaccion de una porcion superior del reactor a una porcion inferior del reactor;

la FIG. 26 es una vista lateral en seccion de un eductor horizontal que puede usarse para mejorar la dispersion del compuesto oxidable en un reactor de oxidacion, ilustrando particularmente un eductor que usa alimentacion de lfquido entrante para extraer medio de reaccion en el eductor y descarga la mezcla de alimentacion y medio

de reaccion en una zona de reaccion a alta velocidad;

la FIG. 27 es una vista lateral en seccion de un eductor vertical que puede usarse para mejorar la dispersion del compuesto oxidable en un reactor de oxidacion, ilustrando particularmente un eductor que combina la alimentacion de Kquido y gas de entrada y usa el fluido bifasico combinado para extraer medio de reaccion en 5 el eductor y descargar la mezcla de alimentacion de lfquido, gas de entrada y medio de reaccion en una zona de reaccion a alta velocidad;

la FIG. 28 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que contiene un medio de reaccion multifasico, ilustrando particularmente el medio de reaccion que esta teoricamente repartido en 30 rebanadas horizontales de igual volumen con el fin de cuantificar ciertos gradientes en el medio de reaccion;

10 la FIG. 29 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que contiene un medio de reaccion multifasico, ilustrando particularmente el primer y segundo volumenes discretos del 20 por ciento del medio de reaccion que tienen sustancialmente diferentes concentraciones de oxfgeno y/o tasas de consumo de oxfgeno; la FIG. 30 es una vista lateral de dos recipientes de reaccion apilados, con o sin agitacion mecanica opcional, que contienen un medio de reaccion multifasico, ilustrando particularmente que los recipientes contienen 15 volumenes continuos discretos del 20 por ciento del medio de reaccion que tienen concentraciones de oxfgeno y/o tasas de consumo de oxfgeno sustancialmente diferentes;

la FIG. 31 es una vista lateral de tres recipientes de reaccion alineados, con o sin agitacion mecanica opcional, que contienen un medio de reaccion multifasico, ilustrando particularmente que los recipientes contienen volumenes continuos discretos del 20 por ciento del medio de reaccion que tienen concentraciones de oxfgeno 20 y/o tasas de consumo de oxfgeno sustancialmente diferentes;

las FIGS. 32A y 32B son vistas ampliadas de partfculas de acido tereftalico en bruto (CTA) producidas segun una realizacion de la presente invencion, ilustrando particularmente que cada partfcula de CTA es una partfcula de alta area superficial de baja densidad compuesta por una pluralidad de subpartfculas de CTA libremente unidas;

25 la FIG. 33A y 33B son vistas ampliadas de un CTA convencionalmente producido, ilustrando particularmente que la partfcula de CTA convencional tiene un tamano de partfcula mayor, menor densidad y menor area superficial que la partfcula de CTA inventiva de las FIGS. 32A y 32B;

la FIG. 34 es un diagrama de flujo del proceso simplificado de un proceso de la tecnica anterior para preparar acido tereftalico purificado (PTA);

30 la FIG. 35 es un diagrama de flujo del proceso simplificado de un proceso para preparar PTA segun una realizacion de la presente invencion.

DESCRIPCION DETALLADA

35 Una realizacion de la presente invencion se refiere a la oxidacion parcial en fase lfquida de un compuesto oxidable. Tal oxidacion se lleva a cabo preferentemente en la fase lfquida de un medio de reaccion multifasico contenido en uno o mas reactores agitados. Reactores agitados adecuados incluyen, por ejemplo, reactores agitados con burbujas (por ejemplo, reactores de columna de burbujeo), reactores mecanicamente agitados (por ejemplo, reactores de tanque agitado continuos) y reactores agitados de flujo (por ejemplo, reactores de chorro). En una 40 realizacion de la invencion, la oxidacion en fase lfquida se lleva a cabo en un unico reactor de columna de burbujeo.

Como se usa en el presente documento, el termino “reactor de columna de burbujeo” debe indicar un reactor para facilitar reacciones qmmicas en un medio de reaccion multifasico, en el que la agitacion del medio de reaccion se proporciona principalmente por el movimiento ascendente de burbujas de aire a traves del medio de reaccion. Como 45 se usa en el presente documento, el termino “agitacion” debe indicar el trabajo disipado en el medio de reaccion causando flujo de fluido y/o mezcla. Como se usa en el presente documento, los terminos “mayona”, “principalmente” y “predominantemente” deben significar mas del 50 por ciento. Como se usa en el presente documento, el termino “agitacion mecanica” debe indicar agitacion del medio de reaccion producida por movimiento ffsico de un elemento(s) ngido(s) o flexible(s) contra o dentro del medio de reaccion. Por ejemplo, la agitacion 50 mecanica puede proporcionarse por rotacion, oscilacion y/o vibracion de agitadores internos, paletas, vibradores o diafragmas acusticos localizados en el medio de reaccion. Como se usa en el presente documento, el termino “agitacion de flujo” debe indicar agitacion del medio de reaccion producida por inyeccion y/o recirculacion a alta velocidad de uno o mas fluidos en el medio de reaccion. Por ejemplo, la agitacion de flujo puede proporcionarse por boquillas, eyectores y/o eductores.

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En una realizacion preferida de la presente invencion, menos de aproximadamente el 40 por ciento de la agitacion del medio de reaccion en el reactor de columna de burbujeo durante la oxidacion se proporciona por agitacion mecanica y/o de flujo, mas preferentemente menos de aproximadamente el 20 por ciento de la agitacion se proporciona por agitacion mecanica y/o de flujo, y lo mas preferentemente menos del 5 por ciento de la agitacion se

proporciona por agitacion mecanica y/o de flujo. Preferentemente, la cantidad de agitacion mecanica y/o de flujo conferida al medio de reaccion multifasico durante la oxidacion es inferior a aproximadamente 3 kilovatios por metro cubico del medio de reaccion, mas preferentemente inferior a aproximadamente 2 kilovatios por metro cubico, y lo mas preferentemente inferior a 1 kilovatio por metro cubico.

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Con referencia ahora a la FIG. 1, se ilustra que un reactor de columna de burbujeo 20 preferido comprende una carcasa del recipiente 22 que tiene una seccion de reaccion 24 y una seccion de retirada 26. La seccion de reaccion 24 define una zona de reaccion interna 28, mientras que la seccion de retirada 26 define una zona de retirada interna 30. Una corriente de alimentacion predominantemente en fase lfquida se introduce en la zona de reaccion 28 10 mediante entradas de alimentacion 32a,b,c,d. Una corriente de oxidante predominantemente en fase gaseosa se introduce en la zona de reaccion 28 mediante un burbujeador de oxidante 34 localizado en la porcion inferior de la zona de reaccion 28. La corriente de alimentacion en fase lfquida y la corriente de oxidante en fase gaseosa forman cooperativamente un medio de reaccion multifasico 36 dentro de la zona de reaccion 28. El medio de reaccion multifasico 36 comprende una fase lfquida y una fase gaseosa. Mas preferentemente, el medio de reaccion 15 multifasico 36 comprende un medio trifasico que tiene componentes en fase solida, fase lfquida y fase gaseosa. El componente en fase solida del medio de reaccion 36 precipita preferentemente dentro de la zona de reaccion 28 como resultado de la reaccion de oxidacion llevada a cabo en la fase lfquida del medio de reaccion 36. El reactor de columna de burbujeo 20 incluye una salida de suspension 38 localizada proxima al fondo de la zona de reaccion 28 y una salida de gas 40 localizada proxima a la parte superior de la zona de retirada 30. Un efluente de suspension 20 que comprende componentes en fase lfquida y en fase solida del medio de reaccion 36 se extrae de la zona de reaccion 28 mediante la salida de suspension 38, mientras que un efluente predominantemente gaseoso se extrae de la zona de retirada 30 mediante la salida de gas 40.

La corriente de alimentacion en fase lfquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 mediante las 25 entradas de alimentacion 32a,b,c,d comprende preferentemente un compuesto oxidable, un disolvente y un sistema de catalizador.

El compuesto oxidable presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida preferentemente comprende al menos un grupo hidrocarbilo. Mas preferentemente, el compuesto oxidable es un compuesto aromatico. Todavfa 30 mas preferentemente, el compuesto oxidable es un compuesto aromatico con al menos un grupo hidrocarbilo unido o al menos un grupo hidrocarbilo sustituido unido o al menos un heteroatomo unido o al menos una funcion acido carboxflico (-COOH) unida. Incluso mas preferentemente, el compuesto oxidable es un compuesto aromatico con al menos un grupo hidrocarbilo unido o al menos un grupo hidrocarbilo sustituido unido comprendiendo cada grupo unido de 1 a 5 atomos de carbono. Incluso todavfa mas preferentemente, el compuesto oxidable es un compuesto 35 aromatico que tiene exactamente dos grupos unidos comprendiendo exactamente cada grupo unido un atomo de carbono y consistiendo en grupos metilo y/o grupos metilo sustituidos y/o como maximo un grupo acido carboxflico. Incluso todavfa mas preferentemente, el compuesto oxidable es para-xileno, meta-xileno, para-tolualdetudo, meta- tolualdetudo, acido para-toluico, acido meta-toluico y/o acetaldetudo. Lo mas preferentemente, el compuesto oxidable es para-xileno.

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Un “grupo hidrocarbilo”, como se define en el presente documento, es al menos un atomo de carbono que esta unido solo a atomos de hidrogeno o a otros atomos de carbono. Un “grupo hidrocarbilo sustituido”, sustituido como se define en el presente documento, es al menos un atomo de carbono unido a al menos un heteroatomo y a al menos un atomo de hidrogeno. “Heteroatomos”, como se define en el presente documento, son todos los atomos distintos 45 de atomos de carbono y de hidrogeno. Los compuestos aromaticos, como se definen en el presente documento, comprenden un anillo aromatico, preferentemente que tiene al menos 6 atomos de carbono, incluso mas preferentemente que tiene solo atomos de carbono como parte del anillo. Ejemplos adecuados de tales anillos aromaticos incluyen, pero no se limitan a, benceno, bifenilo, terfenilo, naftaleno, y otros anillos aromaticos condesados basados en carbono.

50

Ejemplos adecuados del compuesto oxidable incluyen hidrocarburos alifaticos (por ejemplo, alcanos, alcanos ramificados, alcanos dclicos, alquenos alifaticos, alquenos ramificados y alquenos dclicos); aldehfdos alifaticos (por ejemplo, acetaldehfdo, propionaldetudo, isobutiraldehfdo y n-butiraldehfdo); alcoholes alifaticos (por ejemplo, etanol, isopropanol, n-propanol, n-butanol e isobutanol); cetonas alifaticas (por ejemplo, dimetilcetona, etilmetilcetona, 55 dietilcetona e isopropilmetilcetona); esteres alifaticos (por ejemplo, formiato de metilo, acetato de metilo, acetato de etilo); peroxidos alifaticos, peracidos e hidroperoxidos (por ejemplo, hidroperoxido de t-butilo, acido peracetico e hidroperoxido de di-t-butilo); compuestos alifaticos con grupos que son combinaciones de las anteriores especies alifaticas mas otros heteroatomos (por ejemplo, compuestos alifaticos que comprenden uno o mas segmentos moleculares de hidrocarburos, aldehfdos, alcoholes, cetonas, esteres, peroxidos, peracidos y/o hidroperoxidos en

combinacion con sodio, bromo, cobalto, manganeso y circonio); diversos anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terfenilos y otros grupos aromaticos con uno o mas grupos hidrocarbilo unidos (por ejemplo, tolueno, etilbenceno, isopropilbenceno, n-propilbenceno, neopentilbenceno, para-xileno, meta-xileno, orto-xileno, todos los isomeros de trimetilbencenos, todos los isomeros de tetrametilbencenos, pentametilbenceno, hexametilbenceno, 5 todos los isomeros de etil-metilbencenos, todos los isomeros de dietilbencenos, todos los isomeros de etil- dimetilbencenos, todos los isomeros de dimetilnaftalenos, todos los isomeros de etil-metilnaftalenos, todos los isomeros de dietilnaftalenos todos los isomeros de dimetilbifenilos, todos los isomeros de etilmetilbifenilos y todos los isomeros de dietilbifenilos, estilbeno y con uno o mas grupos hidrocarbilo unidos, fluoreno y con uno o mas grupos hidrocarbilo unidos, antraceno y con uno o mas grupos hidrocarbilo unidos y difeniletano y con uno o mas grupos 10 hidrocarbilo unidos); diversos anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terfenilos y otros grupos aromaticos con uno o mas grupos hidrocarbilo unidos y/o uno o mas heteroatomos unidos, que pueden conectarse con otros atomos o grupos de atomos (por ejemplo, fenol, todos los isomeros de metilfenoles, todos los isomeros de dimetilfenoles, todos los isomeros de naftoles, bencil metil eter, todos los isomeros de bromofenoles, bromobenceno, todos los isomeros de bromotoluenos que incluyen alfa-bromotolueno, dibromobenceno, naftenato de cobalto y 15 todos los isomeros de bromobifenilos); diversos anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terfenilos y otros grupos aromaticos con uno o mas grupos hidrocarbilo unidos y/o uno o mas heteroatomos unidos y/o uno o mas grupos hidrocarbilo sustituidos unidos (por ejemplo, benzaldehfdo, todos los isomeros de bromobenzaldefndos, todos los isomeros de tolualdefndos bromados que incluyen todos los isomeros de alfa-bromotolualdefndos, todos los isomeros de hidroxibenzaldefndos, todos los isomeros de bromo-hidroxibenzaldefndos, todos los isomeros de 20 bencenodicarboxaldefndos, todos los isomeros de bencenotricarboxaldefndos, para-tolualdehfdo, meta-tolualdefndo, orto-tolualdefndo, todos los isomeros de toluenodicarboxaldefndos, todos los isomeros de toluenotricarboxaldefndos, todos los isomeros de toluenotetracarboxaldehfdos, todos los isomeros de dimetilbencenodicarboxaldefndos, todos los isomeros de dimetilbencenotricarboxaldefndos, todos los isomeros de dimetilbencenotetracarboxaldefndos, todos los isomeros de trimetilbencenotricarboxaldefndos, todos los isomeros de etiltolualdefndos, todos los isomeros de 25 trimetilbencenodicarboxaldefndos, tetrametilbencenodicarboxaldefndo, hidroximetil-benceno, todos los isomeros de hidroximetil-toluenos, todos los isomeros de hidroximetil-bromotoluenos, todos los isomeros de hidroximetil- tolualdehfdos, todos los isomeros de hidroximetil-bromotolualdel'ndos, hidroperoxido de bencilo, hidroperoxido de benzoflo, todos los isomeros de metil-hidroperoxidos de tolilo y todos los isomeros de metil-hidroperoxidos de metilfenol); diversos anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terfenilos y otros grupos aromaticos con uno 30 o mas grupos seleccionados unidos, significando grupos seleccionados grupos hidrocarbilo y/o heteroatomos unidos y/o grupos hidrocarbilo sustituidos y/o grupos acido carboxflico y/o grupos peroxiacido (por ejemplo, acido benzoico, acido para-toluico, acido meta-toluico, acido orto-toluico, todos los isomeros de acidos etilbenzoicos, todos los isomeros de acidos propilbenzoicos, todos los isomeros de acidos butilbenzoicos, todos los isomeros de acidos pentilbenzoicos, todos los isomeros de acidos dimetilbenzoicos, todos los isomeros de acidos etilmetilbenzoicos, 35 todos los isomeros de acidos trimetilbenzoicos, todos los isomeros de acidos tetrametilbenzoicos, acidos pentametilbenzoicos, todos los isomeros de acidos dietilbenzoicos, todos los isomeros de acidos bencenodicarboxflicos, todos los isomeros de acidos bencenotricarboxflicos, todos los isomeros de acidos metilbencenodicarboxflicos, todos los isomeros de acidos dimetilbencenodicarboxflicos, todos los isomeros de acidos metilbencenotricarboxflicos, todos los isomeros de acidos bromobenzoicos, todos los isomeros de acidos 40 dibromobenzoicos, todos los isomeros de acidos bromotoluicos que incluyen acidos alfa-bromotoluicos, acido tolilacetico, todos los isomeros de acidos hidroxibenzoicos, todos los isomeros de acidos hidroximetil-benzoicos, todos los isomeros de acidos hidroxitoluicos, todos los isomeros de acidos hidroximetil-toluicos, todos los isomeros de acidos hidroximetil-bencenodicarboxflicos, todos los isomeros de acidos hidroxibromobenzoicos, todos los isomeros de acidos hidroxibromotoluicos, todos los isomeros de acidos hidroximetil-bromobenzoicos, todos los 45 isomeros de carboxibenzaldehfdos, todos los isomeros de dicarboxibenzaldehfdos, acido perbenzoico, todos los isomeros de acidos hidroperoximetil-benzoicos, todos los isomeros de acidos hidroperoximetil-hidroxibenzoicos, todos los isomeros de acidos hidroperoxicarbonil-benzoicos, todos los isomeros de hidroperoxicarbonil-toluenos, todos los isomeros de acidos metilbifenilcarboxflicos, todos los isomeros de acidos dimetilbifenilcarboxflicos, todos los isomeros de acidos metilbifenildicarboxflicos, todos los isomeros de acidos bifeniltricarboxflicos, todos los 50 isomeros de estilbeno con uno o mas grupos seleccionados unidos, todos los isomeros de fluorenona con uno o mas grupos seleccionados unidos, todos los isomeros de naftaleno con uno o mas grupos seleccionados unidos, bencilo, todos los isomeros de bencilo con uno o mas grupos seleccionados unidos, benzofenona, todos los isomeros de benzofenona con uno o mas grupos seleccionados unidos, antraquinona, todos los isomeros de antraquinona con uno o mas grupos seleccionados unidos, todos los isomeros de difeniletano con uno o mas grupos seleccionados 55 unidos, benzocumarina, y todos los isomeros de benzocumarina con uno o mas grupos seleccionados unidos).

Si el compuesto oxidable presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida es un compuesto normalmente solido (es decir, es un solido a temperatura y presion estandar), se prefiere que el compuesto oxidable este sustancialmente disuelto en el disolvente cuando se introduce en la zona de reaccion 28. Se prefiere que el punto de

ebullicion del compuesto oxidable a presion atmosferica sea al menos aproximadamente 50 °C. Mas preferentemente, el punto de ebullicion del compuesto oxidable este en el intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 400 °C, y lo mas preferentemente en el intervalo de 125 a 155 °C. La cantidad de compuesto oxidable presente en la alimentacion en fase lfquida esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 2 a 5 aproximadamente el 40 por ciento en peso, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 4 a aproximadamente el 20 por ciento en peso, y lo mas preferentemente en el intervalo del 6 al 15 por ciento en peso.

Ahora se observa que el compuesto oxidable presente en la alimentacion en fase lfquida puede comprender una combinacion de dos o mas compuestos qmmicos oxidables diferentes. Estos dos o mas materiales qmmicos 10 diferentes pueden alimentarse mezclados en la corriente de alimentacion en fase lfquida o pueden alimentarse por separado en multiples corrientes de alimentacion. Por ejemplo, un compuesto oxidable que comprende para-xileno, meta-xileno, para-tolualdetudo, acido para-toluico y acetaldetudo puede alimentarse al reactor por una unica entrada o por multiples entradas separadas.

15 El disolvente presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida comprende preferentemente un componente de acido y un componente de agua. El disolvente esta preferentemente presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida a una concentracion en el intervalo de aproximadamente el 60 a aproximadamente el 98 por ciento en peso, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 80 a aproximadamente el 96 por ciento en peso, y lo mas preferentemente en el intervalo del 85 al 94 por ciento en peso. El componente de acido del disolvente es 20 preferentemente principalmente un acido monocarboxflico de bajo peso molecular organico que tiene 1-6 atomos de carbono, mas preferentemente 2 atomos de carbono. Lo mas preferentemente, el componente de acido del disolvente es principalmente acido acetico. Preferentemente, el componente de acido representa al menos aproximadamente el 75 por ciento en peso del disolvente, mas preferentemente al menos aproximadamente el 80 por ciento en peso del disolvente, y lo mas preferentemente del 85 al 98 por ciento en peso del disolvente, siendo el 25 resto principalmente agua. El disolvente introducido en el reactor de columna de burbujeo 20 puede incluir pequenas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, para-tolualdetudo, tereftaldetudo, 4-carboxibenzaldetudo (4-CBA), acido benzoico, acido para-toluico, aldetudo para-toluico, acido alfa-bromo-para-toluico, acido isoftalico, acido ftalico, acido trimelttico, compuestos poliaromaticos y/o partfcula en suspension. Se prefiere que la cantidad total de impurezas en el disolvente introducido en el reactor de columna de burbujeo 20 sea inferior a aproximadamente el 3 30 por ciento en peso.

El sistema de catalizador presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida es preferentemente un sistema de catalizador en fase lfquida homogeneo que puede promover la oxidacion (incluyendo oxidacion parcial) del compuesto oxidable. Mas preferentemente, el sistema de catalizador comprende al menos un metal de transicion 35 multivalente. Todavfa mas preferentemente, el metal de transicion multivalente comprende cobalto. Incluso mas preferentemente, el sistema de catalizador comprende cobalto y bromo. Lo mas preferentemente, el sistema de catalizador comprende cobalto, bromo y manganeso.

Si el cobalto esta presente en el sistema de catalizador, se prefiere que la cantidad de cobalto presente en la 40 corriente de alimentacion en fase lfquida sea tal que la concentracion de cobalto en la fase lfquida del medio de reaccion 36 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 300 a aproximadamente 6.000 partes por millon en peso (ppmp), mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 700 a aproximadamente 4.200 ppmp, y lo mas preferentemente en el intervalo de 1.200 a 3.000 ppmp. Si el bromo esta presente en el sistema de catalizador, se prefiere que la cantidad de bromo presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida sea tal que la 45 concentracion de bromo en la fase lfquida del medio de reaccion 36 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 300 a aproximadamente 5.000 ppmp, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 600 a aproximadamente 4.000 ppmp, y lo mas preferentemente en el intervalo de 900 a 3.000 ppmp. Si el manganeso esta presente en el sistema de catalizador, se prefiere que la cantidad de manganeso presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida sea tal que la concentracion de manganeso en la fase lfquida del medio de 50 reaccion 36 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 1.000 ppmp, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 500 ppmp, lo mas preferentemente en el intervalo de 50 a 200 ppmp.

Las concentraciones de cobalto, bromo y/o manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion 36, proporcionadas 55 anteriormente, se expresan en una base promediada en el tiempo y promediada en el volumen. Como se usa en el presente documento, el termino “promediado en el tiempo” debe indicar un promedio de al menos 10 mediciones tomadas igualmente durante un periodo continuo de al menos 100 segundos. Como se usa en el presente documento, el termino “promediado en el volumen” debe indicar un promedio de al menos 10 mediciones tomadas a separacion tridimensional uniforme en todo un cierto volumen.

La relacion de peso de cobalto con respecto a bromo (Co:Br) en el sistema de catalizador introducido en la zona de reaccion 28 esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,25:1 a aproximadamente 4:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a aproximadamente 3:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,75:1 a 2:1. La relacion de peso de cobalto con respecto a manganeso (Co:Mn) en el sistema de 5 catalizador introducido en la zona de reaccion 28 esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,3:1 a aproximadamente 40:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 30:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 10:1 a 25:1.

La corriente de alimentacion en fase lfquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 puede incluir 10 pequenas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, tolueno, etilbenceno, para-tolualdefndo, tereftaldefndo, 4-carboxibenzaldefndo (4-CBA), acido benzoico, acido para-toluico, aldefndo para-toluico, acido alfa-bromo-para- toluico, acido isoftalico, acido ftalico, acido trimelftico, compuestos poliaromaticos y/o partfcula en suspension. Si el reactor de columna de burbujeo 20 se emplea para la produccion de acido tereftalico, el meta-xileno y el orto-xileno tambien se consideran impurezas. Se prefiere que la cantidad total de impurezas en la corriente de alimentacion en 15 fase lfquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 sea inferior a aproximadamente el 3 por ciento en peso.

Aunque la FIG. 1 ilustra una realizacion en la que el compuesto oxidable, el disolvente y el sistema de catalizador se mezclan juntos y se introducen en el reactor de columna de burbujeo 20 como una unica corriente de alimentacion, 20 en una realizacion alternativa de la presente invencion el compuesto oxidable, el disolvente y el catalizador pueden introducirse por separado en el reactor de columna de burbujeo 20. Por ejemplo, es posible alimentar un corriente de para-xileno pura en el reactor de columna de burbujeo 20 mediante una entrada separada de la(s) entrada(s) de disolvente y catalizador.

25 La corriente de oxidante predominantemente en fase gaseosa introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 mediante el burbujeador de oxidante 34 comprende oxfgeno molecular (O2). Preferentemente, la corriente de oxidante comprende en el intervalo de aproximadamente el 5 a aproximadamente el 40 por ciento en moles de oxfgeno molecular, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 15 a aproximadamente el 30 por ciento en moles de oxfgeno molecular, y lo mas preferentemente en el intervalo del 18 al 24 por ciento en moles de 30 oxfgeno molecular. Se prefiere que el equilibrio de la corriente de oxidante este comprendido principalmente por un gas o gases, tales como nitrogeno, que sean inertes a la oxidacion. Mas preferentemente, la corriente de oxidante consiste esencialmente en oxfgeno molecular y nitrogeno. Lo mas preferentemente, la corriente de oxidante es aire seco que comprende aproximadamente 21 por ciento en moles de oxfgeno molecular y aproximadamente 78 a aproximadamente 81 por ciento en moles de nitrogeno. En una realizacion alternativa de la presente invencion, la 35 corriente de oxidante puede comprender oxfgeno sustancialmente puro.

Con referencia de nuevo a la FIG. 1, el reactor de columna de burbujeo 20 esta preferentemente equipado con un distribuidor de reflujo 42 posicionado encima de una superficie superior 44 del medio de reaccion 36. El distribuidor de reflujo 42 es operable para introducir gotitas de una corriente de reflujo predominantemente en fase lfquida en la 40 zona de retirada 30 mediante cualquier medio de formacion de gotitas conocido en la tecnica. Mas preferentemente, el distribuidor de reflujo 42 produce una pulverizacion de gotitas dirigidas hacia abajo hacia la superficie superior 44 del medio de reaccion 36. Preferentemente, esta pulverizacion hacia abajo de gotitas afecta (es decir, interacciona con e influye en) al menos aproximadamente el 50 por ciento del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de retirada 30. Mas preferentemente, la pulverizacion de gotitas afecta al menos aproximadamente el 75 por 45 ciento del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de retirada 30. Lo mas preferentemente, la pulverizacion de gotitas afecta al menos el 90 por ciento del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de retirada 30. Esta pulverizacion de reflujo lfquido hacia abajo puede ayudar a prevenir la espumacion en o sobre la superficie superior 44 del medio de reaccion 36 y tambien puede ayudar en la retirada de cualquier lfquido o gotitas en suspension arrastradas en gas en movimiento hacia arriba que circula hacia la salida de gas 40. Ademas, 50 el reflujo de lfquido puede servir para reducir la cantidad de partfculas y posiblemente precipitar compuestos (por ejemplo, acido benzoico disuelto, acido para-toluico, 4-CBA, acido tereftalico y sales metalicas de catalizador) que salen del efluente gaseoso extrafdo de la zona de retirada 30 mediante la salida de gas 40. Ademas, la introduccion de gotitas de reflujo en la zona de retirada 30 puede usarse, por una accion de destilacion, para ajustar la composicion del efluente gaseoso extrafdo mediante la salida de gas 40.

55

La corriente de reflujo de lfquido introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 mediante el distribuidor de reflujo 42 tiene preferentemente aproximadamente la misma composicion que el componente de disolvente de la corriente de alimentacion en fase lfquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 mediante las entradas de alimentacion 32a,b,c,d. Asf, se prefiere que la corriente de reflujo de lfquido comprenda un componente de acido

y agua. El componente de acido de la corriente de reflujo es preferentemente un acido monocarbox^lico organico de bajo peso molecular que tiene 1-6 atomos de carbono, mas preferentemente 2 atomos de carbono. Lo mas preferentemente, el componente de acido de la corriente de reflujo es acido acetico. Preferentemente, el componente de acido representa al menos aproximadamente el 75 por ciento en peso de la corriente de reflujo, mas 5 preferentemente al menos aproximadamente el 80 por ciento en peso de la corriente de reflujo, y lo mas preferentemente del 85 al 98 por ciento en peso de la corriente de reflujo, siendo el resto agua. Debido a que la corriente de reflujo normalmente tiene sustancialmente la misma composicion que el disolvente en la corriente de alimentacion en fase lfquida, cuando esta descripcion se refiere al “disolvente total” introducido en el reactor, tal “disolvente total” debe incluir tanto la corriente de reflujo como la porcion de disolvente de la corriente de 10 alimentacion.

Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que las corrientes de alimentacion, oxidante y reflujo sean sustancialmente continuamente introducidas en la zona de reaccion 28, mientras que las corrientes de gas y efluente de suspension sean sustancialmente continuamente extrafdas de la 15 zona de reaccion 28. Como se usa en el presente documento, el termino “sustancialmente continuamente” debe significar durante un periodo de al menos 10 horas interrumpido por menos de 10 minutos. Durante la oxidacion se prefiere que el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) sea sustancialmente continuamente introducido en la zona de reaccion 28 a una tasa de al menos aproximadamente 8.000 kilogramos por hora, mas preferentemente a una tasa en el intervalo de aproximadamente 13.000 a aproximadamente 80.000 kilogramos por hora, todavfa mas 20 preferentemente en el intervalo de aproximadamente 18.000 a aproximadamente 50.000 kilogramos por hora, y lo mas preferentemente en el intervalo de 22.000 a 30.000 kilogramos por hora. Aunque se prefiere generalmente que las velocidades de flujo de las corrientes de alimentacion, oxidante y reflujo entrantes sean sustancialmente estacionarias, ahora se ha observado que una realizacion de la presente invencion contempla pulsar la corriente de alimentacion, oxidante y/o de reflujo entrante con el fin de mejorar la mezcla y la transferencia de masa. Si la 25 corriente de alimentacion, oxidante y/o de reflujo entrante se introducen en un modo pulsado, se prefiere que sus velocidades de flujo vanen dentro de aproximadamente el 0 a aproximadamente el 500 por ciento de las velocidades de flujo en estado estacionario citadas en el presente documento, mas preferentemente dentro de aproximadamente el 30 a aproximadamente el 200 por ciento de las velocidades de flujo en estado estacionario citadas en el presente documento, y lo mas preferentemente dentro del 80 al 120 por ciento de las velocidades de flujo en estado 30 estacionario citadas en el presente documento.

La relacion espacio-tiempo promedio de la reaccion (STR) en el reactor de oxidacion de columna de burbujeo 20 se define como la masa del compuesto oxidable alimentada por unidad de volumen del medio de reaccion 36 por unidad de tiempo (por ejemplo, kilogramos de para-xileno alimentados por metro cubico por hora). En el uso 35 convencional, la cantidad de compuesto oxidable no convertido en producto se restana normalmente de la cantidad de compuesto oxidable en la corriente de alimentacion antes de calcular la STR. Sin embargo, las conversiones y los rendimientos son normalmente altos para muchos de los compuestos oxidables preferidos en este documento (por ejemplo, para-xileno), y es conveniente definir el termino en este documento como se ha establecido anteriormente. Por motivos de coste de capital y existencias de operacion, entre otros, generalmente se prefiere que la reaccion se 40 realice con una alta STR. Sin embargo, el realizar la reaccion a STR cada vez mayor puede afectar la calidad o rendimiento de la oxidacion parcial. El reactor de columna de burbujeo 20 es particularmente util cuando la STR del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) esta en el intervalo de aproximadamente 25 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 400 kilogramos por metro cubico por hora, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 250 kilogramos por metro cubico 45 por hora, todavfa mas preferentemente de aproximadamente 35 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por metro cubico por hora, y lo mas preferentemente en el intervalo de 40 kilogramos por metro cubico por hora a 100 kilogramos por metro cubico por hora.

La STR de oxfgeno en el reactor de oxidacion de columna de burbujeo 20 se define como el peso de oxfgeno 50 molecular consumido por unidad de volumen del medio de reaccion 36 por unidad de tiempo (por ejemplo, kilogramos de oxfgeno molecular consumidos por metro cubico por hora). Por motivos de coste de capital y consumo oxidativo de disolvente, entre otros, generalmente se prefiere que la reaccion se realice con una alta STR de oxfgeno. Sin embargo, la realizacion de la reaccion a STR de oxfgeno cada vez mayor reduce eventualmente la calidad o rendimiento de la oxidacion parcial. Sin desear quedar ligado a teona, parece que esto se refiere 55 posiblemente a la tasa de transferencia de oxfgeno molecular de la fase gaseosa en el lfquido en el area superficial interfacial y de ah al lfquido a granel. Una STR de oxfgeno demasiado alta conduce posiblemente a un contenido de oxfgeno disuelto demasiado bajo en la fase lfquida a granel del medio de reaccion.

La STR de oxfgeno promedio global se define en el presente documento como el peso de todo el oxfgeno

consumido en el volumen entero del medio de reaccion 36 por unidad de tiempo (por ejemplo, kilogramos de oxfgeno molecular consumidos por metro cubico por hora). El reactor de columna de burbujeo 20 es particularmente util cuando la STR de oxfgeno promedio global esta en el intervalo de 25 kilogramos por metro cubico por hora a 400 kilogramos por metro cubico por hora, mas preferentemente en el intervalo de 30 kilogramos por metro cubico por 5 hora a 250 kilogramos por metro cubico por hora, todavfa mas preferentemente de 35 kilogramos por metro cubico por hora a 150 kilogramos por metro cubico por hora, y lo mas preferentemente en el intervalo de 40 kilogramos por metro cubico por hora a 100 kilogramos por metro cubico por hora.

Durante la oxidacion en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que la relacion del flujo masico del 10 disolvente total (de tanto las corrientes de alimentacion como de reflujo) con respecto al flujo masico del compuesto oxidable que entra en la zona de reaccion 28 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 50:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 40:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 7,5:1 a 25:1. Preferentemente, la relacion del flujo masico de disolvente introducido como parte de la corriente de alimentacion con respecto al flujo masico de disolvente introducido como 15 parte de la corriente de reflujo se mantiene en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a en absoluto ningun flujo de corriente de reflujo, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a aproximadamente 4:1, todavfa mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 2:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 1,25:1 a 1,5:1.

20 Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que la corriente de oxidante se introduzca en el reactor de columna de burbujeo 20 en una cantidad que proporcione oxfgeno molecular que supera algo la demanda de oxfgeno estequiometrica. La cantidad de oxfgeno molecular en exceso requerida para mejores resultados con un compuesto oxidable particular afecta la econoirna global de la oxidacion en fase ifquida. Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que la relacion del 25 flujo masico de la corriente de oxidante con respecto al flujo masico del compuesto oxidable organico (por ejemplo, para-xileno) que entra en la reactor 20 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a aproximadamente 20:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 10:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 2:1 a 6:1.

30 Con referencia de nuevo a la FIG. 1, las corrientes de alimentacion, oxidante y reflujo introducidas en el reactor de columna de burbujeo 20 forman cooperativamente al menos una parte del medio de reaccion multifasico 36. El medio de reaccion 36 es preferentemente un medio trifasico que comprende una fase solida, una fase lfquida y una fase gaseosa. Como se ha mencionado anteriormente, la oxidacion del compuesto oxidable (por ejemplo, para- xileno) tiene lugar predominantemente en la fase lfquida del medio de reaccion 36. Asf, la fase lfquida del medio de 35 reaccion 36 comprende oxfgeno disuelto y el compuesto oxidable. La naturaleza exotermica de la reaccion de oxidacion que tiene lugar en el reactor de columna de burbujeo 20 hace que una parte del disolvente (por ejemplo, acido acetico y agua) introducida mediante las entradas de alimentacion 32a,b,c,d hierva/se vaporice. Asf, la fase gaseosa del medio de reaccion 36 en el reactor 20 esta principalmente formada de disolvente vaporizado y una porcion sin reaccionar sin disolver de la corriente de oxidante. Ciertos reactores de oxidacion de la tecnica anterior 40 emplean tubos/aletas de intercambio de calor para calentar o enfriar el medio de reaccion. Sin embargo, tales estructuras de intercambio de calor pueden ser no deseables en el reactor y proceso inventivo descrito en el presente documento. Asf, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 no incluya sustancialmente superficies que se pongan en contacto con el medio de reaccion 36 y presenten un flujo de calor promediado en el tiempo superior a 30.000 vatios por metro cuadrado.

45

La concentracion de oxfgeno disuelto en la fase lfquida del medio de reaccion 36 es un equilibrio dinamico entre la tasa de la transferencia de masa de la fase gaseosa y la tasa de consumo de reactivo dentro de la fase lfquida (es decir, no esta fijado simplemente por la presion parcial del oxfgeno molecular en el suministro de la fase gaseosa, aunque esta es un factor en la tasa de suministro de oxfgeno disuelto y afecta la concentracion superior limitante del 50 oxfgeno disuelto). La cantidad de oxfgeno disuelto vana localmente, siendo mayor proxima en las interfases de la burbuja. Globalmente, la cantidad de oxfgeno disuelto depende del equilibrio de factores de suministro y demanda en diferentes regiones del medio de reaccion 36. Temporalmente, la cantidad de oxfgeno disuelto depende de la uniformidad de la mezcla de gas y lfquido con respecto a las tasas de consumo qmmico. En el diseno para hacer corresponder apropiadamente el suministro de y la demanda de oxfgeno disuelto en la fase lfquida del medio de 55 reaccion 36, se prefiere que la concentracion de oxfgeno promediada en el tiempo y promediada en el volumen en la fase lfquida del medio de reaccion 36 se mantenga por encima de aproximadamente 1 ppm molar, mas preferentemente en el intervalo de 4 a 1.000 ppm molares, todavfa mas preferentemente en el intervalo de 8 a 500 ppm molares, y lo mas preferentemente en el intervalo de 12 a 120 ppm molares.

La reaccion de oxidacion en fase Uquida Nevada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 20 es preferentemente una reaccion de precipitacion que genera solidos. Mas preferentemente, la oxidacion en fase Ifquida Nevada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 20 hace que al menos el 10 por ciento en peso del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) introducido en la zona de reaccion 28 forme un compuesto solido (por ejemplo, partmulas de 5 acido tereftalico en bruto) en el medio de reaccion 36. Todavfa mas preferentemente, la oxidacion en fase Nquida hace que al menos el 50 por ciento en peso del compuesto oxidable forme un compuesto solido en el medio de reaccion 36. Lo mas preferentemente, la oxidacion en fase Nquida hace que al menos el 90 por ciento en peso del compuesto oxidable forme un compuesto solido en el medio de reaccion 36. Se prefiere que la cantidad total de solidos en el medio de reaccion 36 sea superior al 3 por ciento en peso en una base promediada en el tiempo y 10 promediada en el volumen. Mas preferentemente, la cantidad total de solidos en el medio de reaccion 36 se mantiene en el intervalo del 5 al 40 por ciento en peso, todavfa mas preferentemente en el intervalo del 10 al 35 por ciento en peso, y lo mas preferentemente en el intervalo del 15 al 30 por ciento en peso. Se prefiere que una porcion sustancial del producto de oxidacion (por ejemplo, acido tereftalico) producido en el reactor de columna de burbujeo 20 este presente en el medio de reaccion 36 como un solido, a diferencia de quedar disuelta en la fase Nquida del 15 medio de reaccion 36. La cantidad del producto de oxidacion en fase solida presente en el medio de reaccion 36 es preferentemente al menos aproximadamente el 25 por ciento en peso del producto de oxidacion total (fase solida y Nquida) en el medio de reaccion 36, mas preferentemente al menos aproximadamente el 75 por ciento en peso del producto de oxidacion total en el medio de reaccion 36, y lo mas preferentemente al menos el 95 por ciento en peso del producto de oxidacion total en el medio de reaccion 36. Los intervalos numericos proporcionados anteriormente 20 para la cantidad de solidos en el medio de reaccion 36 se aplican a operacion sustancialmente en estado estacionario de la columna 20 de burbujeo durante un periodo de tiempo sustancialmente continuo, no para el arranque, parada u operacion inferior a la optima del reactor de columna de burbujeo 20. La cantidad de solidos en el medio de reaccion 36 se determina por un metodo gravimetrico. En este metodo gravimetrico, una porcion representativa de suspension se extrae del medio de reaccion y se pesa. A condiciones que mantienen eficazmente 25 el reparto solido-Nquido global presente dentro del medio de reaccion, el Nquido libre se elimina de la porcion de solidos mediante sedimentacion o filtracion, eficazmente sin perdida de solidos precipitados y con menos de aproximadamente el 10 por ciento de la masa lfquida inicial que queda con la porcion de solidos. El Nquido restante sobre los solidos se evapora a sequedad, eficazmente sin sublimacion de solidos. La porcion restante de solidos se pesa. La relacion de peso de la porcion de solidos con respecto al peso de la porcion original de suspension es la 30 fraccion de solidos, normalmente expresada como un porcentaje.

La reaccion de precipitacion llevada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 20 puede producir incrustacion (es decir, formacion de solidos) sobre la superficie de ciertas estructuras ngidas que se ponen en contacto con el medio de reaccion 36. Asf, en una realizacion de la presente invencion, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 35 20 no incluya sustancialmente intercambio de calor interno, agitacion o estructuras deflectoras en la zona de reaccion 28 debido a que tales estructuras senan propensas a la incrustacion. Si estan presentes estructuras internas en la zona de reaccion 28, se desea evitar estructuras internas que tengan superficies externas que incluyen una cantidad significativa de area superficial plana orientada hacia arriba debido a que tales superficiales planas orientadas hacia arriba senan altamente propensas a la incrustacion. Asf, si esta presente alguna estructura 40 interna en la zona de reaccion 28, se prefiere que menos de aproximadamente el 20 por ciento del area superficial externa expuesta orientada hacia arriba total de tales estructuras internas este formado por superficies sustancialmente planas inclinadas menos de aproximadamente 15 grados con respecto a la horizontal.

Con referencia de nuevo a la FIG. 1, la configuracion ffsica del reactor de columna de burbujeo 20 ayuda a 45 proporcionar oxidacion optimizada del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) con minima generacion de impurezas. Se prefiere que la seccion de reaccion alargada 24 de la carcasa del recipiente 22 incluya un cuerpo principal 46 sustancialmente cilmdrico y una cabeza inferior 48. El extremo superior de la zona de reaccion 28 esta definido por un plano 50 horizontal que se extiende a traves de la parte superior del cuerpo principal cilmdrico 46. Un extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28 esta definido por la superficie interna mas baja de la cabeza inferior 50 48. Normalmente, el extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28 esta localizado proximo a la abertura para la salida de suspension 38. Asf, la zona de reaccion alargada 28 definida dentro del reactor de columna de burbujeo 20 tiene una longitud maxima “L” medida del extremo superior 50 al extremo de fondo 52 de la zona de reaccion 28 a lo largo del eje de alargamiento del cuerpo principal cilmdrico 46. La longitud “L” de la zona de reaccion 28 esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 100 metros, mas preferentemente en el 55 intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 75 metros, y lo mas preferentemente en el intervalo de 25 a 50 metros. La zona de reaccion 28 tiene un diametro maximo (anchura) “D” que es normalmente igual al diametro interno maximo del cuerpo principal cilmdrico 46. El diametro maximo “D” de la zona de reaccion 28 esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 12 metros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 10 metros, todavfa mas preferentemente en el intervalo de

aproximadamente 3,1 a aproximadamente 9 metros, y lo mas preferentemente en el intervalo de 4 a 8 metros. En una realizacion preferida de la presente invencion, la zona de reaccion 28 tiene una relacion de longitud con respecto a diametro “L:D” en el intervalo de aproximadamente 6:1 a aproximadamente 30:1. Todavfa mas preferentemente, la zona de reaccion 28 tiene una relacion de L:D en el intervalo de aproximadamente 8:1 a 5 aproximadamente 20:1. Lo mas preferentemente, la zona de reaccion 28 tiene una relacion de L:D en el intervalo de 9:1 a 15:1.

Como se trata anteriormente, la zona de reaccion 28 del reactor de columna de burbujeo 20 recibe medio de reaccion multifasico 36. El medio de reaccion 36 tiene un extremo de fondo coincidente con el extremo inferior 52 de 10 la zona de reaccion 28 y un extremo superior localizado en la superficie superior 44. La superficie superior 44 del medio de reaccion 36 se define a lo largo de un plano horizontal que corta a traves de la zona de reaccion 28 en una localizacion vertical en la que el contenido de la zona de reaccion 28 pasa de un estado estacionario en fase gaseosa a un estado estacionario en fase lfquida. La superficie superior 44 esta preferentemente posicionada en la localizacion vertical en la que la retencion de gas promediada en el tiempo local de una rebanada horizontal delgada 15 del contenido de la zona de reaccion 28 es 0,9.

El medio de reaccion 36 tiene una altura maxima “H” medida entre sus extremos superior e inferior. La anchura maxima “W” del medio de reaccion 36 es normalmente igual al diametro maximo “D” del cuerpo principal cilmdrico 46. Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que H se mantenga al 20 60 al 120 por ciento de L, mas preferentemente el 80 al 110 por ciento de L, y lo mas preferentemente al 85 al 100 por ciento de L. En una realizacion preferida de la presente invencion, el medio de reaccion 36 tiene una relacion de altura con respecto a anchura “H:W” superior a 3:1. Mas preferentemente, el medio de reaccion 36 tiene una relacion de H:W en el intervalo de 7:1 a 25:1. Todavfa mas preferentemente, el medio de reaccion 36 tiene una relacion de H:W en el intervalo de 8:1 a 20:1. Lo mas preferentemente, el medio de reaccion 36 tiene una relacion de H:W en el 25 intervalo de 9:1 a 15:1. En una realizacion de la invencion, L=H y D=W de manera que diversas dimensiones o relaciones proporcionadas en el presente documento para L y D tambien se aplican a H y W, y viceversa.

Las relaciones de L:D y H:W relativamente altas proporcionadas con una realizacion de la invencion pueden contribuir a varias ventajas importantes del sistema inventivo. Como se ha tratado en mas detalle mas adelante, se 30 ha descubierto que mayores relaciones de L:D y H:W, ademas de ciertas otras caractensticas tratadas mas adelante, pueden promover gradientes verticales beneficiosos en las concentraciones de oxfgeno molecular y/o el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) en el medio de reaccion 36. Contrario a la sabiduna convencional, que favorecena un medio de reaccion bien mezclado con concentraciones relativamente uniformes a su traves, se ha descubierto que la distribucion vertical de las concentraciones de oxfgeno y/o el compuesto oxidable facilita una 35 reaccion de oxidacion mas eficaz y economica. Minimizando las concentraciones de oxfgeno y compuesto oxidable proximas a la parte superior del medio de reaccion 36 puede ayudarse a evitar la perdida de oxfgeno sin reaccionar y compuesto oxidable sin reaccionar a traves de la salida de gas 40 superior. Sin embargo, si las concentraciones de compuesto oxidable y oxfgeno sin reaccionar son bajas en todo el medio de reaccion 36, entonces la tasa y/o selectividad de oxidacion se reducen. Asf, se prefiere que las concentraciones de oxfgeno molecular y/o el 40 compuesto oxidable sean significativamente mayores proximas al fondo del medio de reaccion 36 que proximas a la parte superior del medio de reaccion 36.

Ademas, relaciones de L:D y H:W altas hacen que la presion en el fondo del medio de reaccion 36 sea sustancialmente superior a la presion en la parte superior del medio de reaccion 36. Este gradiente de presion 45 vertical es un resultado de la altura y densidad del medio de reaccion 36. Una ventaja de este gradiente de presion vertical es que la elevada presion en el fondo del recipiente impulsa mas solubilidad del oxfgeno y la transferencia de masa que de otro modo sena alcanzable a temperaturas comparables y presiones de cabeza en reactores poco profundos. Asf, la reaccion de oxidacion puede llevarse a cabo a temperaturas menores a las requeridas en un recipiente poco profundo. Si el reactor de columna de burbujeo 20 se usa para la oxidacion parcial de para-xileno a 50 acido tereftalico en bruto (CTA), la capacidad para operar a menores temperaturas de reaccion con las mismas o mejores tasas de transferencia de masa tiene varias ventajas. Por ejemplo, la oxidacion a baja temperatura de para- xileno reduce la cantidad de disolvente consumido durante la reaccion. Como se trata en mas detalle mas adelante, la oxidacion a baja temperatura tambien favorece la formacion de partfculas de CTA pequenas, de alta area superficial, libremente unidas, facilmente disueltas, que pueden someterse a tecnicas de purificacion mas 55 economicas que las grandes partfculas de CTA de baja area superficial, densas, producidas por procesos de oxidacion a alta temperatura convencionales.

Durante la oxidacion en el reactor 20 se prefiere que la temperatura promediada en el tiempo y promediada en el volumen del medio de reaccion 36 se mantenga en el intervalo de 125 a 200 °C, mas preferentemente en el intervalo

de 140 a 180 °C, y lo mas preferentemente en el intervalo de 150 a 170 °C. La presion de cabeza sobre el medio de reaccion 36 se mantiene preferentemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20 bares manometricos (barg), mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 12 barg, y lo mas preferentemente en el intervalo de 4 a 8 barg. Preferentemente, la diferencia presion entre la parte superior del 5 medio de reaccion 36 y el fondo del medio de reaccion 36 esta en el intervalo de aproximadamente 0,4 a aproximadamente 5 bar, mas preferentemente la diferencia de presion esta en el intervalo de aproximadamente 0,7 a aproximadamente 3 bar, y lo mas preferentemente la diferencia de presion es 1 a 2 bar. Aunque se prefiere generalmente que la presion de cabeza sobre el medio de reaccion 36 se mantenga a un valor relativamente constante, una realizacion de la presente invencion contempla pulsar la presion de cabeza para facilitar la mezcla 10 mejorada y/o la transferencia de masa en el medio de reaccion 36. Si la presion de cabeza se pulsa, se prefiere que las presiones pulsadas oscilen entre aproximadamente el 60 y aproximadamente el 140 por ciento de la presion de cabeza en estado estacionario citada en el presente documento, mas preferentemente entre aproximadamente el 85 y aproximadamente el 115 por ciento de la presion de cabeza en estado estacionario citada en el presente documento, y lo mas preferentemente entre el 95 y el 105 por ciento de la presion de cabeza en estado estacionario 15 citada en el presente documento.

Otra ventaja de la alta relacion de L:D de la zona de reaccion 28 es que puede contribuir a un aumento en la velocidad superficial promedio del medio de reaccion 36. El termino “velocidad superficial” y “velocidad de gas superficial”, como se usa en el presente documento con referencia al medio de reaccion 36, debe indicar el caudal 20 volumetrico de la fase gaseosa del medio de reaccion 36 a una elevacion en el reactor dividida entre el area en seccion transversal horizontal del reactor a esa elevacion. La elevada velocidad superficial proporcionada por la alta relacion de L:D de la zona de reaccion 28 puede promover la mezcla local y aumentar la retencion de gas del medio de reaccion 36. Las velocidades superficiales promediadas en el tiempo del medio de reaccion 36 a la altura de un cuarto, a la mitad de la altura y/o tres cuartos de la altura del medio de reaccion 36 son preferentemente superiores 25 a aproximadamente 0,3 metros por segundo, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,8 a aproximadamente 5 metros por segundo, todavfa mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,9 a aproximadamente 4 metros por segundo, y lo mas preferentemente en el intervalo de 1 a 3 metros por segundo.

Con referencia de nuevo a la FIG. 1, la seccion de retirada 26 del reactor de columna de burbujeo 20 es 30 simplemente una porcion ensanchada de la carcasa del recipiente 22 localizada inmediatamente por encima de la seccion de reaccion 24. La seccion de retirada 26 reduce la velocidad de la fase gaseosa que circula hacia arriba en el reactor de columna de burbujeo 20, ya que la fase gaseosa sube por encima de la superficie superior 44 del medio de reaccion 36 y alcanza la salida de gas 40. Esta reduccion en la velocidad hacia arriba de la fase gaseosa ayuda a facilitar la eliminacion de lfquidos y/o solidos arrastrados en la fase gaseosa que circula hacia arriba y asf 35 reduce la perdida no deseable de ciertos componentes presente en la fase lfquida del medio de reaccion 36.

La seccion de retirada 26 incluye preferentemente una pared de transicion 54 generalmente troncoconica, un faldon ancho 56 generalmente cilmdrico y una cabeza superior 58. El extremo inferior estrecho de la pared de transicion 54 se acopla a la parte superior del cuerpo principal cilmdrico 46 de la seccion de reaccion 24. El extremo superior 40 ancho de la pared de transicion 54 se acopla al fondo del faldon ancho 56. Se prefiere que la pared de transicion 54 se extienda hacia arriba y hacia afuera de su extremo inferior estrecho a un angulo en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 70 grados con respecto a la vertical, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 50 grados con respecto a la vertical, y lo mas preferentemente en el intervalo de 15 a 45 grados con respecto a la vertical. El faldon ancho 56 tiene un diametro maximo “X” que es 45 generalmente superior al diametro maximo “D” de la seccion de reaccion 24, aunque si la porcion superior de la seccion de reaccion 24 tiene un diametro mas pequeno que el diametro maximo global de la seccion de reaccion 24, entonces X puede ser realmente mas pequeno que D. En una realizacion preferida de la presente invencion, la relacion del diametro de faldon ancho 56 con respecto al diametro maximo de la seccion de reaccion 24 “X:D” esta en el intervalo de aproximadamente 0,8:1 a aproximadamente 4:1, lo mas preferentemente en el intervalo de 1,1:1 a 50 2:1. La cabeza superior 58 se acopla a la parte superior del faldon ancho 56. La cabeza superior 58 es preferentemente un miembro de cabeza generalmente elfptico que define una abertura central que permite que el gas escape de la zona de retirada 30 mediante la salida de gas 40. Alternativamente, la cabeza superior 58 puede ser de cualquier forma, que incluye conica. La zona de retirada 30 tiene una altura maxima “Y” medida de la parte superior 50 de la zona de reaccion 28 con respecto a la porcion superior de la zona de retirada 30. La relacion de la 55 longitud de la zona de reaccion 28 con respecto a la altura de la zona de retirada 30 “L:Y” esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 24:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 4:1 a 16:1.

Con referencia ahora a las FIGS. 1-5, la localizacion y configuracion del burbujeador de oxidante 34 se tratara ahora

en mayor detalle. Las FIGS. 2 y 3 muestran que el burbujeador de oxidante 34 puede incluir un miembro de anillo 60, una traviesa 62 y un par de conductos de entrada de oxidante 64a,b. Convenientemente, estos conductos de entrada de oxidante 64a,b pueden entrar en el recipiente a una elevacion por encima del miembro de anillo 60 y luego giran hacia abajo como se muestra en las FIGS. 2 y 3. Alternativamente, un conducto de entrada de oxidante 5 64a,b puede entrar en el recipiente por debajo del miembro de anillo 60 o sobre aproximadamente el mismo plano horizontal que el miembro de anillo 60. Cada conducto de entrada de oxidante 64a,b incluye un primer extremo acoplado a una entrada de oxidante 66a,b respectiva formada en la carcasa del recipiente 22 y un segundo extremo acoplado fluidamente con el miembro de anillo 60. El miembro de anillo 60 esta preferentemente formado de conductos, mas preferentemente de una pluralidad de secciones de conducto rectas, y lo mas preferentemente una 10 pluralidad de secciones de tubena rectas, acopladas ngidamente entre sf para formar un anillo poligonal tubular. Preferentemente, el miembro de anillo 60 esta formado de al menos 3 secciones de tubena rectas, mas preferentemente 6 a 10 secciones de tubena, y lo mas preferentemente 8 secciones de tubena. Por consiguiente, si el miembro de anillo 60 esta formado de 8 secciones de tubena, tiene una configuracion generalmente octagonal. La traviesa 62 esta preferentemente formada de una seccion de tubena sustancialmente recta que esta fluidamente 15 acoplada con y se extiende diagonalmente entre secciones de tubena opuestas del miembro de anillo 60. La seccion de tubena usada para la traviesa 62 tiene preferentemente sustancialmente el mismo diametro que las secciones de tubena usadas para formar el miembro de anillo 60. Se prefiere que las secciones de tubena que constituyen los conductos de entrada de oxidante 64a,b, miembro de anillo 60 y la traviesa 62 tengan un diametro nominal superior a aproximadamente 0,1 metros, mas preferible en el intervalo de aproximadamente 0,2 a aproximadamente 2 20 metros, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,25 a 1 metros. Como quizas se ilustra mejor en la FIG. 3, el miembro de anillo 60 y la traviesa 62 presentan cada uno una pluralidad de aberturas de oxidante superiores 68 para descargar la corriente de oxidante hacia arriba en la zona de reaccion 28. Como quizas se ilustra mejor en la FlG. 4, el miembro de anillo 60 y/o la traviesa 62 pueden presentar una o mas aberturas de oxidante inferiores 70 para descargar la corriente de oxidante hacia abajo en la zona de reaccion 28. Las aberturas de oxidante inferiores 70 25 tambien pueden usarse para descargar lfquidos y/o solidos que podnan meterse dentro del miembro de anillo 60 y/o la traviesa 62. Con el fin de prevenir que se formen solidos arriba dentro del burbujeador de oxidante 34, una corriente de lfquido puede pasarse continuamente o periodicamente a traves del burbujeador 34 para enjuagar cualquier solido acumulado.

30 Con referencia de nuevo a las FIGS. 1-4, durante la oxidacion en el reactor de columna de burbujeo 20, las corrientes de oxidante son obligadas a pasar a traves de entradas de oxidante 66a,b y en conductos de entrada de oxidante 64a,b, respectivamente. La corrientes de oxidante se transportan entonces mediante conductos de entrada de oxidante 64a,b al miembro de anillo 60. Una vez la corriente de oxidante ha entrado en el miembro de anillo 60, la corriente de oxidante se distribuye por todos los volumenes internos del miembro de anillo 60 y la traviesa 62. La 35 corriente de oxidante es entonces obligada a salir del burbujeador de oxidante 34 y en la zona de reaccion 28 mediante aberturas de oxidante superiores e inferiores 68, 70 del miembro de anillo 60 y la traviesa 62.

Las salidas de aberturas de oxidante superiores 68 estan separadas lateralmente entre sf y estan posicionadas a sustancialmente la misma elevacion en la zona de reaccion 28. Asf, las salidas de las aberturas de oxidante 40 superiores 68 estan generalmente localizadas a lo largo de un plano sustancialmente horizontal definido por la parte superior del burbujeador de oxidante 34. Las salidas de aberturas de oxidante inferiores 70 estan lateralmente separadas entre sf y estan posicionadas a sustancialmente la misma elevacion en la zona de reaccion 28. Asf, las salidas de aberturas de oxidante inferiores 70 estan generalmente localizadas a lo largo de un plano sustancialmente horizontal definido por el fondo del burbujeador de oxidante 34.

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En una realizacion de la presente invencion, el burbujeador de oxidante 34 tiene al menos aproximadamente 20 aberturas de oxidante superiores 68 formadas en su interior. Mas preferentemente, el burbujeador de oxidante 34 tiene en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 800 aberturas de oxidante superiores formadas en su interior. Lo mas preferentemente, el burbujeador de oxidante 34 tiene en el intervalo de 60 a 400 aberturas de 50 oxidante superiores 68 formadas en su interior. El burbujeador de oxidante 34 tiene preferentemente al menos aproximadamente 1 abertura 70 de oxidante inferior formada en su interior. Mas preferentemente, el burbujeador de oxidante 34 tiene en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 40 aberturas de oxidante inferiores 70 formadas en su interior. Lo mas preferentemente, el burbujeador de oxidante 34 tiene en el intervalo de 8 a 20 aberturas de oxidante inferiores 70 formadas en su interior. La relacion del numero de aberturas de oxidante 55 superiores 68 con respecto a aberturas de oxidante inferiores 70 en el burbujeador de oxidante 34 esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 100:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 25:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 8:1 a 15:1. Los diametros de sustancialmente todas las aberturas de oxidante superiores e inferiores 68, 70 son preferentemente sustancialmente los mismos, de manera que la relacion del caudal volumetrico de la corriente de

oxidante fuera de las aberturas 68,70 superiores e inferiores es sustancialmente la misma que las relaciones, facilitadas anteriormente, para el numero relativo de aberturas de oxidante superiores e inferiores 68, 70.

La FIG. 5 ilustra la direccion de descarga del oxidante de las aberturas de oxidante superiores e inferiores 68, 70.

5 Con referencia a las aberturas de oxidante superiores 68, se prefiere que al menos una parte de las aberturas de oxidante superiores 68 descarguen la corriente de oxidante con un angulo “A” que esta inclinado con respecto a la vertical. Se prefiere que el porcentaje de aberturas de oxidante superiores 68 que estan inclinadas con respecto a la vertical un angulo “A” este en el intervalo de aproximadamente el 30 a aproximadamente el 90 por ciento, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 50 a aproximadamente el 80 por ciento, todavfa mas 10 preferentemente en el intervalo del 60 al 75 por ciento, y lo mas preferentemente aproximadamente el 67 por ciento. El angulo “A” esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 60 grados, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 45 grados, y lo mas preferentemente en el intervalo de 15 a 30 grados. Al igual que para las aberturas de oxidante inferiores 70, se prefiere que sustancialmente todas las aberturas de oxidante inferiores 70 se localicen proximas a la porcion mas inferior del 15 miembro de anillo 60 y/o la traviesa 62. Asf, cualquier lfquido y/o solido que pueda haber entrada inintencionadamente en el burbujeador de oxidante 34 puede descargarse facilmente del burbujeador de oxidante 34 mediante las aberturas de oxidante inferiores 70. Preferentemente, las aberturas de oxidante inferiores 70 descargan la corriente de oxidante hacia abajo a un angulo sustancialmente vertical. Para los fines de esta descripcion, una abertura de oxidante superior puede ser cualquier abertura que descargue una corriente de oxidante en una 20 direccion generalmente hacia arriba (es decir, a un angulo superior al horizontal), y una abertura de oxidante inferior puede ser cualquier abertura que descargue una corriente de oxidante en una direccion generalmente hacia abajo (es decir, a un angulo inferior al horizontal).

En muchos reactores de columna de burbujeo convencionales que contienen un medio de reaccion multifasico, 25 sustancialmente todo el medio de reaccion localizado por debajo del burbujeador de oxidante (u otro mecanismo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion) tiene un valor de retencion de gas muy bajo. Como se conoce en la tecnica, “retencion de gas” es simplemente la fraccion de volumen de un medio multifasico que esta en el estado gaseoso. Zonas de baja retencion de gas en un medio tambien pueden denominarse zonas “sin airear”. En muchos reactores de columna de burbujeo en suspension convencionales, una porcion significativa del volumen 30 total del medio de reaccion se localiza por debajo del burbujeador de oxidante (u otro mecanismo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion). Asf, una porcion significativa del medio de reaccion presente en el fondo de reactores de columna de burbujeo convencionales esta sin airear.

Se ha descubierto que minimizando la cantidad de zonas sin airear en un medio de reaccion sometido a oxidacion 35 en un reactor de columna de burbujeo puede minimizarse la generacion de ciertos tipos de impurezas no deseables. Zonas sin airear de un medio de reaccion contienen relativamente pocas burbujas de oxidante. Este bajo volumen de burbujas de oxidante reduce la cantidad de oxfgeno molecular disponible para la disolucion en la fase lfquida del medio de reaccion. Asf, la fase lfquida en una zona sin airear del medio de reaccion tiene una concentracion de oxfgeno molecular relativamente baja. Estas zonas sin airear privadas de oxfgeno del medio de reaccion tienen una 40 tendencia a promover reacciones secundarias no deseables, en vez de la reaccion de oxidacion deseada. Por ejemplo, si se oxida parcialmente para-xileno para formar acido tereftalico, la insuficiente disponibilidad de oxfgeno en la fase lfquida del medio de reaccion puede producir la formacion de cantidades indeseablemente altas de acido benzoico y anillos aromaticos acoplados, en particular que incluyen moleculas altamente coloreadas no deseables conocidas como fluorenonas y antraquinonas.

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Segun una realizacion de la presente invencion, la oxidacion en fase lfquida se lleva a cabo en un reactor de columna de burbujeo configurado y operado de un modo tal que se minimice la fraccion de volumen del medio de reaccion con bajos valores de retencion. Esta minimizacion de zonas sin airear puede cuantificarse repartiendo teoricamente el volumen entero del medio de reaccion en 2.000 rebanadas horizontales discretas de volumen 50 uniforme. Con la excepcion de las rebanadas horizontales mas altas y mas bajas, cada rebanada horizontal es un volumen discreto delimitado en sus lados por el faldon del reactor y delimitado en su parte superior y fondo por planos horizontales imaginarios. La rebanada horizontal mas alta esta delimitada sobre su fondo por un plano horizontal imaginario y sobre su parte superior por la superficie superior del medio de reaccion. La rebanada horizontal mas baja esta delimitada sobre su parte superior por el plano horizontal imaginario y sobre su fondo por el 55 extremo inferior del recipiente. Una vez el medio de reaccion se ha repartido teoricamente en 2.000 rebanadas horizontales discretas de igual volumen, la retencion de gas promediada en el tiempo y promediada en el volumen de cada rebanada horizontal puede determinarse. Si se emplea este metodo de cuantificar la cantidad de zonas sin airear, se prefiere que el numero de rebanadas horizontales que tienen una retencion de gas promediada en el tiempo y promediada en el volumen inferior a 0,1 sea inferior a 30, mas preferentemente inferior a 15, todavfa mas

preferentemente inferior a 6, incluso mas preferentemente inferior a 4, y lo mas preferentemente inferior a 2. Se prefiere que el numero de rebanadas horizontales que tienen una retencion de gas inferior a 0,2 sea inferior a 80, mas preferentemente inferior a 40, todavfa mas preferentemente inferior a 20, incluso mas preferentemente inferior a 12, y lo mas preferentemente inferior a 5. Se prefiere que el numero de rebanadas horizontales que tienen una 5 retencion de gas inferior a 0,3 sea inferior a 120, mas preferentemente inferior a 80, todavfa mas preferentemente inferior a 40, incluso mas preferentemente inferior a 20, y lo mas preferentemente inferior a 15.

Con referencia de nuevo a las FIGS. 1 y 2, se ha descubierto que el posicionamiento del burbujeador de oxidante 34 inferior en la zona de reaccion 28 proporciona varias ventajas, que incluyen reduccion de la cantidad de zonas sin 10 airear en el medio de reaccion 36. Dada una altura “H” del medio de reaccion 36, una longitud “L” de la zona de reaccion 28 y un diametro maximo “D” de la zona de reaccion 28, se prefiere que la mayona (es decir, >50 por ciento en peso) de la corriente de oxidante se introduzca en la zona de reaccion 28 dentro de aproximadamente 0,025H, 0,022L y/o 0,25D del extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28. Mas preferentemente, la mayona de la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion 28 dentro de aproximadamente 0,02H, 0,018L y/o 0,2D del extremo 15 inferior 52 de la zona de reaccion 28. Lo mas preferentemente, la mayona de la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion 28 dentro de 0,015H, 0,013L y/o 0,15D del extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28.

En la realizacion ilustrada en la FIG. 2, la distancia vertical “Y1” entre el extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28 y la salida de las aberturas de oxidante superiores 68 del burbujeador de oxidante 34 es inferior a aproximadamente 20 0,25H, 0,022L y/o 0,25D, de manera que sustancialmente toda la corriente de oxidante entre en la zona de reaccion 28 dentro de aproximadamente 0,25H, 0,022L y/o 0,25D del extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28. Mas preferentemente, Y1 es inferior a aproximadamente 0,02H, 0,018L y/o 0,2D. Lo mas preferentemente, Y1 es inferior a 0,015H, 0,013L y/o 0,15D, pero superior a 0,005H, 0,004L y/o 0,06D. La FIG. 2 ilustra una lmea tangente 72 en la localizacion en la que el borde del fondo del cuerpo principal cilmdrico 46 de la carcasa del recipiente 22 se une con 25 el borde superior de la cabeza inferior 48 elfptica de la carcasa del recipiente 22. Alternativamente, la cabeza inferior 48 puede ser de cualquier forma, que incluye conica, y la lmea tangente se define todavfa como el borde del fondo de cuerpo principal cilmdrico 46. La distancia vertical “Y2” entre la lmea tangente 72 y la parte superior del burbujeador de oxidante 34 es preferentemente al menos aproximadamente 0,0012H, 0,001L y/o 0,01D; mas preferentemente al menos aproximadamente 0,005H, 0,004L y/o 0,05D; y lo mas preferentemente al menos 30 aproximadamente 0,01H, 0,008L y/o 0,1D. La distancia vertical “Y3” entre el extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28 y la salida de las aberturas de oxidante inferiores 70 del burbujeador de oxidante 34 es preferentemente inferior a aproximadamente 0,015H, 0,013L y/o 0,15D; mas preferentemente inferior a aproximadamente 0,012H, 0,01L y/o 0,1D; y lo mas preferentemente inferior a 0,01H, 0,008L y/o 0,075D, pero superior a 0,003H, 0,002L y/o 0,025D.

35

En una realizacion preferida de la presente invencion, las aberturas que descargan la corriente de oxidante y la corriente de alimentacion en la zona de reaccion estan configuradas de manera que la cantidad (en peso) de la corriente de oxidante o de alimentacion descargada de una abertura sea directamente proporcional al area abierta de la abertura. Asf, por ejemplo, si el 50 por ciento del area abierta definida por todas las aberturas de oxidante se 40 localiza dentro de 0,15D del fondo de la zona de reaccion, entonces el 50 por ciento en peso de la corriente de oxidante entra en la zona de reaccion dentro de 0,15D del fondo de la zona de reaccion y viceversa.

Ademas de las ventajas proporcionadas minimizando zonas sin airear (es decir, zonas con baja retencion de gas) en el medio de reaccion 36, se ha descubierto que la oxidacion puede potenciarse maximizando la retencion de gas del 45 medio de reaccion 36 entero. El medio de reaccion 36 tiene preferentemente retencion de gas promediado en el tiempo y promediado en el volumen de al menos aproximadamente 0,4, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,6 a aproximadamente 0,9, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,65 a 0,85. Varios atributos ffsicos y operacionales del reactor de columna de burbujeo 20 contribuyen a la alta retencion de gas tratada anteriormente. Por ejemplo, para un tamano de reactor dado y flujo de corriente de oxidante, la alta relacion de L:D 50 de la zona de reaccion 28 da un menor diametro que aumenta la velocidad superficial en el medio de reaccion 36, que a su vez aumenta la retencion de gas. Adicionalmente, se sabe que el diametro real de una columna de burbujeo y la relacion de L:D influyen en la retencion de gas promedio incluso para una velocidad superficial constante dada. Ademas, la minimizacion de zonas sin airear, particularmente en el fondo de la zona de reaccion 28, contribuye a un aumento del valor de retencion de gas. Ademas, la presion de cabeza y la configuracion mecanica 55 del reactor de columna de burbujeo pueden afectan la estabilidad de operacion a las altas velocidades superficiales y los valores de retencion de gas desvelados en el presente documento.

Ademas, los inventores han descubierto la importancia de operar con una presion de cabeza optimizada para obtener elevada retencion de gas y elevada transferencia de masa. Parecena que operar con una menor presion de

cabeza, que reduce la solubilidad de oxfgeno molecular segun un efecto de la ley de Henry, reducina la tasa de transferencia de masa de oxfgeno molecular del gas al lfquido. En un recipiente mecanicamente agitado, tal es normalmente el caso debido a que los niveles de aireacion y las tasas de transferencia de masa estan dominados por el diseno del agitador y la presion de cabeza. Sin embargo, en un reactor de columna de burbujeo segun una 5 realizacion preferida de la presente invencion, se ha descubierto como usar una menor presion de cabeza para hacer que una masa dada de corriente de oxidante en fase gaseosa ocupe mas volumen, aumentando la velocidad superficial en el medio de reaccion 36 y a su vez aumentando la retencion de gas y la tasa de transferencia de oxfgeno molecular.

10 El equilibrio entre la coalescencia de burbujas y la rotura es un fenomeno extremadamente complicado, conduciendo, por una parte, a una tendencia a espumar, que reduce las tasas de circulacion internas de la fase lfquida y que puede requerir zonas de retirada muy muy grandes y, por otra parte, a una tendencia a menor burbujas muy grandes que dan una menor retencion de gas y reducen la tasa de transferencia de masa de la corriente de oxidante a la fase lfquida. Con referencia a la fase lfquida, su composicion, densidad, viscosidad y tension 15 superficial, entre otros factores, se sabe que interaccionan en un modo muy complicado para producir resultados muy complicados incluso en ausencia de una fase solida. Por ejemplo, investigadores de laboratorio han encontrado util calificar si el “agua” es agua de grifo, agua destilada o agua desionizada cuando se informa y se evaluan observaciones para incluso simples columnas de burbujeo de agua-aire. Para mezclas complejas en la fase lfquida y para la adicion de una fase solida, el grado de complejidad aumenta adicionalmente. Las irregularidades de la 20 superficie de partfculas de solidos individuales, el tamano promedio de solidos, la distribucion del tamano de partfcula, la cantidad de solidos con respecto a la fase lfquida y la capacidad del lfquido para humedecer la superficie del solido, entre otras cosas, son todos importantes en su interaccion con la fase lfquida y la corriente de oxidante en establecer que comportamiento de burbujeo y patrones de flujo de conveccion natural resultaran.

25 Asf, la capacidad del reactor de columna de burbujeo para operar utilmente con las altas velocidades superficiales y la alta retencion de gas desveladas en el presente documento depende, por ejemplo, de la seleccion apropiada de: (1) la composicion de la fase lfquida del medio de reaccion; (2) la cantidad y tipo de solidos precipitados, ambos de los cuales pueden ajustarse por condiciones de reaccion; (3) la cantidad de corriente de oxidante alimentada al reactor; (4) la presion de cabeza, que afecta el flujo volumetrico de la corriente de oxidante, la estabilidad de las 30 burbujas y, mediante el equilibrio de energfa, la temperatura de reaccion; (5) la propia temperatura de reaccion, que afecta las propiedades del fluido, las propiedades de solidos precipitados y el volumen espedfico de la corriente de oxidante; y (6) la geometna y detalles mecanicos del recipiente de reaccion, que incluye la relacion de L:D.

Con referencia de nuevo a la FIG. 1, se ha descubierto que la distribucion mejorada del compuesto oxidable (por 35 ejemplo, para-xileno) en el medio de reaccion 36 puede proporcionarse introduciendo la corriente de alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion 28 en multiples localizaciones verticalmente separadas. Preferentemente, la corriente de alimentacion en fase lfquida se introduce en la zona de reaccion 28 mediante al menos 3 aberturas de alimentacion, mas preferentemente al menos 4 aberturas de alimentacion. Como se usa en el presente documento, el termino “aberturas de alimentacion” debe indicar aberturas en las que la corriente de alimentacion en fase lfquida 40 se descarga en la zona de reaccion 28 para la mezcla con el medio de reaccion 36. Se prefiere que al menos 2 de las aberturas de alimentacion esten verticalmente separadas entre sf al menos aproximadamente 0,5D, mas preferentemente al menos aproximadamente 1,5D, y lo mas preferentemente al menos 3D. Sin embargo, se prefiere que la abertura de alimentacion mas alta este verticalmente separada de la abertura de oxidante mas baja no mas de aproximadamente 0,75H, 0,65L y/o 8D; mas preferentemente no mas de aproximadamente 0,5H, 0,4L y/o 5D; y 45 lo mas preferentemente no mas de 0,4H, 0,35L y/o 4D.

Aunque se desea introducir la corriente de alimentacion en fase lfquida en multiples localizaciones verticales, tambien se ha descubierto que la distribucion mejorada del compuesto oxidable en el medio de reaccion 36 se proporciona si la mayona de la corriente de alimentacion en fase lfquida se introduce en la mitad del fondo del medio 50 de reaccion 36 y/o la zona de reaccion 28. Preferentemente, al menos aproximadamente el 75 por ciento en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida se introduce en la mitad del fondo del medio de reaccion 36 y/o la zona de reaccion 28. Lo mas preferentemente, al menos 90 por ciento en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida se introduce en la mitad del fondo del medio de reaccion 36 y/o la zona de reaccion 28. Ademas, se prefiere que al menos aproximadamente el 30 por ciento en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida se 55 introduzca en la zona de reaccion 28 dentro de aproximadamente 1,5D de la localizacion vertical mas baja en la que la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion 28. Esta localizacion vertical mas baja en la que la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion 28 es normalmente en el fondo del burbujeador de oxidante; sin embargo, una variedad de configuraciones alternativas para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion 28 se contemplan por una realizacion preferida de la presente invencion. Preferentemente, al

menos aproximadamente el 50 por ciento en peso de la alimentacion en fase Ifquida se introduce dentro de aproximadamente 2,5D de la localizacion vertical mas baja en la que la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion 28. Preferentemente, al menos aproximadamente el 75 por ciento en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida se introduce dentro de aproximadamente 5D de la localizacion vertical mas baja en la 5 que la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion 28.

Cada abertura de alimentacion define un area abierta a traves de la que la alimentacion se descarga. Se prefiere que al menos aproximadamente el 30 por ciento del area abierta acumulada de todas las entradas de alimentacion se localice dentro de aproximadamente 1,5D de la localizacion vertical mas baja en la que la corriente de oxidante se 10 introduce en la zona de reaccion 28. Preferentemente, al menos aproximadamente el 50 por ciento del area abierta acumulada de todas las entradas de alimentacion se localiza dentro de aproximadamente 2,5D de la localizacion vertical mas baja en la que la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion 28. Preferentemente, al menos aproximadamente el 75 por ciento del area abierta acumulada de todas las entradas de alimentacion se localiza dentro de aproximadamente 5D de la localizacion vertical mas baja en la que la corriente de oxidante se 15 introduce en la zona de reaccion 28.

Con referencia de nuevo a la FIG. 1 de la presente invencion, en una realizacion, las entradas de alimentacion 32a,b,c,d son simplemente una serie de aberturas verticalmente alineadas a lo largo de un lado de la carcasa del recipiente 22. Estas aberturas de alimentacion tienen preferentemente sustancialmente diametros similares inferiores 20 a aproximadamente 7 centimetres, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,25 a aproximadamente 5 centimetres, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,4 a 2 centimetres. El reactor de columna de burbujeo 20 esta preferentemente equipado con un sistema para controlar el caudal de la corriente de alimentacion en fase lfquida fuera de cada abertura de alimentacion. Tal sistema de control del flujo incluye preferentemente una valvula 74a,b,c,d de control de flujo individual para cada entrada 32a,b,c,d de alimentacion 25 respectiva. Ademas, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 este equipado con un sistema de control del flujo que permita que al menos una parte de la corriente de alimentacion en fase lfquida se introduzca en la zona de reaccion 28 a una velocidad superficial de entrada elevada de al menos aproximadamente 2 metros por segundo, mas preferentemente al menos aproximadamente 5 metros por segundo, todavfa mas preferentemente al menos- aproximadamente 6 metros por segundo, y lo mas preferentemente en el intervalo de 8 a 20 metros por segundo. 30 Como se usa en el presente documento, el termino “velocidad superficial de entrada” indica el caudal volumetrico promediado en el tiempo de la corriente de alimentacion fuera de la abertura de alimentacion dividida entre el area de la abertura de alimentacion. Preferentemente, al menos aproximadamente el 50 por ciento en peso de la corriente de alimentacion se introduce en la zona de reaccion 28 a una velocidad superficial de entrada elevada. Lo mas preferentemente, sustancialmente toda la corriente de alimentacion se introduce en la zona de reaccion 28 a una 35 velocidad superficial de entrada elevada.

Con referencia ahora a las FIGS. 6-7 se ilustra un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion 28. En esta realizacion, la corriente de alimentacion se introduce en la zona de reaccion 28 en cuatro elevaciones diferentes. Cada elevacion esta equipada con un sistema de distribucion de la 40 alimentacion 76a,b,c,d respectivo. Cada sistema de distribucion de la alimentacion 76 incluye un conducto de alimentacion principal 78 y un colector 80. Cada colector 80 esta provisto de al menos dos salidas 82,84 acopladas a los conductos de insercion 86,88 respectivos, que se extienden en la zona de reaccion 28 de la carcasa del recipiente 22. Cada conducto 86,88 de insercion presenta una abertura de alimentacion 87,89 respectiva para descargar la corriente de alimentacion en la zona de reaccion 28. Las aberturas de alimentacion 87,89 tienen 45 preferentemente sustancialmente diametros similares inferiores a aproximadamente 7 centimetres, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,25 a aproximadamente 5 centimetres, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,4 a 2 centimetres. Se prefiere que las aberturas de alimentacion 87,89 de cada sistema de distribucion de la alimentacion 76a,b,c,d esten diametralmente opuestas de forma que la corriente de alimentacion se introduzca en la zona de reaccion 28 en direcciones opuestas. Ademas, se prefiere que las 50 aberturas de alimentacion 86,88 diametralmente opuestas de sistemas de distribucion de la alimentacion 76 adyacentes esten orientadas 90 grados de rotacion las unas con respecto a las otras. En operacion, la corriente de alimentacion en fase tiquida se carga al conducto de alimentacion principal 78 y posteriormente entra en el colector 80. El colector 80 distribuye la corriente de alimentacion uniformemente para la introduccion simultanea en lados opuestos del reactor 20 mediante las aberturas de alimentacion 87,89.

55

La FIG. 8 ilustra una configuracion alternativa en la que cada sistema de distribucion de la alimentacion 76 esta equipado con tubos de bayoneta 90,92 en vez de conductos de insercion 86,88 (mostrados en la FIG. 7). Los tubos de bayoneta 90,92 sobresalen en la zona de reaccion 28 e incluyen una pluralidad de pequenas aberturas de alimentacion 94,96 para descargar la alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion 28. Se prefiere que las

pequenas aberturas de alimentacion 94,96 de tubos de bayoneta 90,92 tengan sustancialmente los mismos diametros inferiores a aproximadamente 50 milfmetros, mas preferentemente aproximadamente 2 a aproximadamente 25 miKmetros, y lo mas preferentemente 4 a 15 milfmetros.

5 Las FIGS. 9-11 ilustran un sistema de distribucion de la alimentacion 100 alternativo. El sistema de distribucion de la alimentacion 100 introduce la corriente de alimentacion en fase lfquida a una pluralidad de localizaciones verticalmente separadas y lateralmente separadas sin requerir multiples penetraciones del faldon 20 de reactor de la columna de burbujeo. El sistema de introduccion de alimentacion 100 generalmente incluye un unico conducto de entrada 102, un cabezal 104, una pluralidad de tubos de distribucion verticales 106, un mecanismo de soporte lateral 10 108 y un mecanismo de soporte vertical 110. El conducto de entrada 102 penetra en el faldon del cuerpo principal 46 de la carcasa del recipiente 22. El conducto de entrada 102 esta fluidamente acoplado al cabezal 104. El cabezal 104 distribuye la corriente de alimentacion recibida del conducto de entrada 102 uniformemente entre los tubos de distribucion verticales 106. Cada tubo de distribucion 106 tiene una pluralidad de aberturas de alimentacion 112a,b,c,d verticalmente separadas para descargar la corriente de alimentacion en la zona de reaccion 28. El 15 mecanismo de soporte lateral 108 se acopla a cada tubo de distribucion 106 e inhibe el movimiento lateral relativo de los tubos de distribucion 106. El mecanismo de soporte vertical 110 esta preferentemente acoplado al mecanismo de soporte lateral 108 y a la parte superior del burbujeador de oxidante 34. El mecanismo de soporte vertical 110 inhibe sustancialmente el movimiento vertical de los tubos de distribucion 106 en la zona de reaccion 28. Se prefiere que las aberturas de alimentacion 112 tengan sustancialmente los mismos diametros inferiores a aproximadamente 50 20 milfmetros, mas preferentemente aproximadamente 2 a aproximadamente 25 milfmetros, y lo mas preferentemente 4 a 15 milfmetros. La separacion vertical de las aberturas de alimentacion 112 del sistema de distribucion de la alimentacion 100 ilustrado en las FIGS. 9-11 puede ser sustancialmente la misma que se ha descrito anteriormente con referencia al sistema de distribucion de la alimentacion de la FIG. 1.

25 Se ha descubierto que los patrones de flujo del medio de reaccion en muchos reactores de columna de burbujeo pueden permitir la distribucion acimutal no uniforme del compuesto oxidable en el medio de reaccion, especialmente si el compuesto oxidable se introduce principalmente a lo largo de un lado del medio de reaccion. Como se usa en el presente documento, el termino “acimutal” debe indicar un angulo o separacion alrededor del eje vertical del alargamiento de la zona de reaccion. Como se usa en el presente documento, “vertical” debe significar dentro de 45° 30 de la vertical. En una realizacion de la presente invencion, la corriente de alimentacion que contiene el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) se introduce en la zona de reaccion mediante una pluralidad de aberturas de alimentacion acimutalmente separadas. Estas aberturas de alimentacion acimutalmente separadas pueden ayudar a prevenir regiones de concentraciones de compuesto oxidable excesivamente altas y excesivamente bajas en el medio de reaccion. Los diversos sistemas de introduccion de alimentacion ilustrados en las FIGS. 6-11 son ejemplos 35 de sistemas que proporcionan separacion acimutal apropiada de las aberturas de alimentacion.

Con referencia de nuevo a la FIG. 7, con el fin de cuantificar la introduccion acimutalmente separada de la corriente de alimentacion en fase lfquida en el medio de reaccion, el medio de reaccion puede repartirse teoricamente en cuatro cuadrantes acimutales verticales “Q1,Q2,Q3,Q4” de aproximadamente igual volumen. Estos cuadrantes 40 acimutales “Q1,Q2,Q3,Q4” se definen por un par de planos verticales perpendiculares intersecantes imaginarios “P1,P2” que se extienden mas alla de la dimension vertical maxima y dimension radial maxima del medio de reaccion. Si el medio de reaccion esta contenido en un recipiente cilmdrico, la lmea de interseccion de los planos verticales intersecantes imaginarios P-i,P2 sera aproximadamente coincidente con la lmea central vertical del cilindro, y cada cuadrante acimutal Q-i,Q2,Q3,Q4 tendra un volumen vertical generalmente con forma de cuna que tiene una altura 45 igual a la altura del medio de reaccion. Se prefiere que una porcion sustancial del compuesto oxidable sea descargada en el medio de reaccion mediante aberturas de alimentacion localizadas en al menos dos cuadrantes acimutales diferentes.

En una realizacion preferida de la presente invencion, no mas de aproximadamente el 80 por ciento en peso del 50 compuesto oxidable es descargado en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden localizarse en un unico cuadrante acimutal. Mas preferentemente, no mas de aproximadamente el 60 por ciento en peso del compuesto oxidable es descargado en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden localizarse en un unico cuadrante acimutal. Lo mas preferentemente, no mas del 40 por ciento en peso del compuesto oxidable es descargado en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden 55 localizarse en un unico cuadrante acimutal. Estos parametros para la distribucion acimutal del compuesto oxidable se miden cuando los cuadrantes acimutales estan acimutalmente orientados de forma que la maxima cantidad posible de compuesto oxidable este siendo descargada en uno de los cuadrantes acimutales. Por ejemplo, si la corriente de alimentacion entera es descargada en el medio de reaccion mediante dos aberturas de alimentacion que estan acimutalmente separadas entre sf 89 grados, para los fines de determinar la distribucion acimutal en

cuatro cuadrantes acimutales, el 100 por cien en peso de la corriente de alimentacion es descargada en el medio de reaccion en un unico cuadrante acimutal debido a que los cuadrantes acimutales pueden orientarse acimutalmente en tal manera que ambas de las aberturas de alimentacion se localicen en un unico cuadrante acimutal.

5 Ademas de las ventajas asociadas a la apropiada separacion acimutal de las aberturas de alimentacion, tambien se ha descubierto que la apropiada separacion radial de las aberturas de alimentacion en un reactor de columna de burbujeo tambien puede ser importante. Se prefiere que una porcion sustancial del compuesto oxidable introducida en el medio de reaccion sea descargada mediante aberturas de alimentacion que estan radialmente separadas interiormente del faldon del recipiente. Asf, en una realizacion de la presente invencion, una porcion sustancial del 10 compuesto oxidable entra en la zona de reaccion mediante aberturas de alimentacion localizadas en una “zona de alimentacion radial preferida” que esta separada interiormente de las paredes verticales que definen la zona de reaccion.

Con referencia de nuevo a la FIG. 7, la zona de alimentacion radial preferida “FZ” pueden tomar la forma de un 15 cilindro vertical teorico centrado en la zona de reaccion 28 y que tiene un diametro externo “Do” de 0,9D, en la que “D” es el diametro de la zona de reaccion 28. Asf, una corona externa “OA” que tiene un espesor de 0,05D se define entre la zona de alimentacion radial preferida FZ y el interior del faldon que define la zona de reaccion 28. Se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable se introduzca en la zona de reaccion 28 mediante las aberturas de alimentacion localizadas en esta corona externa OA.

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En otra realizacion, se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable se introduzca en el centro de la zona de reaccion 28. Asf, como se ilustra en la FIG. 8, la zona de alimentacion radial preferida FZ puede tomar la forma de una corona vertical teorica centrada en la zona de reaccion 28, que tiene un diametro externo Do de 0,9D, y que tiene un diametro interno Di de 0,2D. Asf, en esta realizacion, un cilindro interno IC que tiene un diametro de 0,2d es 25 “cortado” del centro de la zona de alimentacion radial preferida FZ. Se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable se introduzca en la zona de reaccion 28 mediante las aberturas de alimentacion localizadas en este cilindro interno IC.

En una realizacion preferida de la presente invencion, una porcion sustancial del compuesto oxidable se introduce 30 en el medio de reaccion 36 mediante aberturas de alimentacion localizadas en la zona de alimentacion radial preferida, independientemente de si la zona de alimentacion radial preferida tiene la forma cilmdrica o anular descrita anteriormente. Mas preferentemente, al menos aproximadamente el 25 por ciento en peso del compuesto oxidable es descargado en el medio de reaccion 36 mediante aberturas de alimentacion localizadas en la zona de alimentacion radial preferida. Todavfa mas preferentemente, al menos aproximadamente el 50 por ciento en peso 35 del compuesto oxidable es descargado en el medio de reaccion 36 mediante aberturas de alimentacion localizadas en la zona de alimentacion radial preferida. Lo mas preferentemente, al menos el 75 por ciento en peso del compuesto oxidable es descargado en el medio de reaccion 36 mediante aberturas de alimentacion localizadas en la zona de alimentacion radial preferida.

40 Aunque los cuadrantes acimutales teoricos y la zona de alimentacion radial preferida teorica ilustrada en las FIGS. 7 y 8 se describen con referencia a la distribucion de la corriente de alimentacion en fase lfquida, se ha descubierto que la apropiada distribucion acimutal y radial de la corriente de oxidante en fase gaseosa tambien puede proporcionar ciertas ventajas. Asf, en una realizacion de la presente invencion, la descripcion de la distribucion acimutal y radial de la corriente de alimentacion en fase lfquida, proporcionada anteriormente, tambien se aplica al 45 modo en el que la corriente de oxidante en fase gaseosa se introduce en el medio de reaccion 36.

Con referencia ahora a las FIGS. 12-15, se ilustra que un burbujeador de oxidante alternativo 200 generalmente comprende un miembro de anillo 202 y un par de conductos de entrada de oxidante 204,206. El burbujeador de oxidante 200 de las FIGS. 12-15 es similar al burbujeador de oxidante 34 de las FIGS. 1-11 con las siguientes tres 50 diferencias primarias: (1) el burbujeador de oxidante 200 no incluye una traviesa diagonal; (2) la porcion superior del miembro de anillo 202 no tiene aberturas para descargar el oxidante en una direccion hacia arriba; y (3) el burbujeador de oxidante 200 tiene muchas mas aberturas en la porcion inferior del miembro de anillo 202.

Como quizas se ilustra mejor en las FIGS. 14 y 15, la porcion de fondo del anillo burbujeador de oxidante 202 55 presenta una pluralidad de aberturas de oxidante 208. Las aberturas de oxidante 208 estan preferentemente configuradas de forma que al menos aproximadamente el 1 por ciento del area abierta total definida por las aberturas de oxidante 208 se localice por debajo de la lmea central 210 (FIG. 15) del miembro de anillo 202, en el que la lmea central 210 esta localizada en la elevacion del centroide volumetrico del miembro de anillo 202. Mas preferentemente, al menos aproximadamente el 5 por ciento del area abierta total definida por todas las aberturas de

oxidante 208 esta localizada por debajo de la lmea central 210, definiendose al menos aproximadamente el 2 por ciento del area abierta total por las aberturas 208 que descargan la corriente de oxidante en una direccion generalmente hacia abajo dentro de aproximadamente 30 grados de la vertical. Todavfa mas preferentemente, al menos aproximadamente el 20 por ciento del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante 208 esta 5 localizada por debajo de la lmea central 210, definiendose al menos aproximadamente el 10 por ciento del area abierta total por aberturas 208 que descargan la corriente de oxidante en una direccion generalmente hacia abajo dentro de 30 grados de la vertical. Lo mas preferentemente, al menos aproximadamente el 75 por ciento del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante 208 esta localizada por debajo de la lmea central 210, definiendose al menos aproximadamente el 40 por ciento del area abierta total por las aberturas 208 que descargan 10 la corriente de oxidante en una direccion generalmente hacia abajo dentro de 30 grados de la vertical. La fraccion del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante 208 que se localizan por encima de la lmea central 210 es preferentemente inferior a aproximadamente el 75 por ciento, mas preferentemente inferior a aproximadamente el 50 por ciento, todavfa mas preferentemente inferior a aproximadamente el 25 por ciento, y lo mas preferentemente inferior al 5 por ciento.

15

Como se ilustra en las FIGS. 14 y 15, las aberturas de oxidante 208 incluyen aberturas hacia abajo 208a y aberturas inclinadas 208b. Las aberturas hacia abajo 208a estan configuradas para descargar la corriente de oxidante generalmente hacia abajo con un angulo dentro de aproximadamente 30 grados de la vertical, mas preferentemente dentro de aproximadamente 15 grados de la vertical, y lo mas preferentemente dentro de 5 grados de la vertical. Las 20 aberturas inclinadas 208b estan configuradas para descargar la corriente de oxidante generalmente hacia afuera y hacia abajo con un angulo “A” que esta en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 75 grados con respecto a la vertical, mas preferentemente el angulo A esta en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 60 grados con respecto a la vertical, y lo mas preferentemente el angulo A esta en el intervalo de 40 a 50 grados con respecto a la vertical.

25

Se prefiere que sustancialmente todas las aberturas de oxidante 208 tengan aproximadamente el mismo diametro. El diametro de las aberturas de oxidante 208 esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 300 milfmetros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 120 milfmetros, y lo mas preferentemente en el intervalo de 8 a 60 milfmetros. El numero total de aberturas de 30 oxidante 208 en el miembro de anillo 202 esta seleccionado para cumplir los criterios de baja cafda de presion detallados mas adelante. Preferentemente, el numero total de aberturas de oxidante 208 formadas en el miembro de anillo 202 es al menos aproximadamente 10, mas preferentemente el numero total de aberturas de oxidante 208 esta en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 200, y lo mas preferentemente el numero total de aberturas de oxidante 208 esta en el intervalo de 40 a 100.

35

Aunque las FIGS. 12-15 ilustran una configuracion muy espedfica para el burbujeador de oxidante 200, ahora se observa que puede emplearse una variedad de configuraciones de burbujeadores de oxidante para lograr las ventajas descritas en el presente documento. Por ejemplo, el burbujeador de oxidante no necesita necesariamente tener la configuracion de miembro de anillo octagonal ilustrada en las FIGS. 12-13. Mas bien, es posible que el 40 burbujeador de oxidante este formado de cualquier configuracion de conducto(s) de flujo que emplea(n) una pluralidad de aberturas separadas para descargar la corriente de oxidante. El tamano, numero y direccion de descarga de las aberturas de oxidante en el conducto de flujo estan preferentemente dentro de los intervalos establecidos anteriormente. Ademas, el burbujeador de oxidante esta preferentemente configurado para proporcionar la distribucion acimutal y radial de oxfgeno molecular descrita anteriormente.

45

Independientemente de la configuracion espedfica del burbujeador de oxidante, se prefiere que el burbujeador de oxidante este ffsicamente configurado y operado de un modo que se minimice la cafda de presion asociada a descargar la corriente de oxidante fuera del (de los) conducto(s) de flujo, a traves de las aberturas de oxidante y en la zona de reaccion. Tal cafda de presion se calcula como la presion estatica promediada en el tiempo de la 50 corriente de oxidante dentro del conducto de flujo en las entradas de oxidante 66a,b del burbujeador de oxidante menos la presion estatica promediada en el tiempo en la zona de reaccion en la elevacion en la que la mitad de la corriente de oxidante se introduce por encima de esa localizacion vertical y la mitad de la corriente de oxidante se introduce por debajo de esa localizacion vertical. En una realizacion preferida de la presente invencion, la cafda de presion promediada en el tiempo asociada a descargar la corriente de oxidante del burbujeador de oxidante es 55 inferior a aproximadamente 0,3 megapascales (MPa), mas preferentemente inferior a aproximadamente 0,2 MPa, todavfa mas preferentemente inferior a aproximadamente 0,1 MPa, y lo mas preferentemente inferior a 0,05 MPa. Bajo las condiciones de operacion preferidas del reactor de columna de burbujeo descritas en el presente documento, la presion de la corriente de oxidante dentro del (de los) conducto(s) del burbujeador de oxidante esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,35 a aproximadamente 1 MPa, mas preferentemente en el

intervalo de aproximadamente 0,45 a aproximadamente 0,85 MPa, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,5 a 0,7 MPa.

Como se ha aludio anteriormente con referencia a la configuracion de burbujeador de oxidante ilustrada en las FIGS.

5 2-5, puede desearse lavar continuamente o periodicamente el burbujeador de oxidante con un lfquido (por ejemplo, acido acetico, agua y/o para-xileno) para evitar la incrustacion del burbujeador de oxidante con solidos. Cuando se emplea un lavado lfquido, se prefiere que una cantidad eficaz del lfquido (es decir, no precisamente la menor cantidad de gotitas lfquidas que podnan estar naturalmente presentes en la corriente de oxidante) pase a traves del burbujeador de oxidante y salga de las aberturas de oxidante durante al menos un periodo de mas de un minuto 10 cada dfa. Si un lfquido se descarga continuamente o periodicamente del burbujeador de oxidante, se prefiere que la relacion promediada en el tiempo del flujo masico del lfquido a traves del burbujeador de oxidante con respecto al flujo masico del oxfgeno molecular a traves del burbujeador de oxidante este en el intervalo de 0,05:1 a 30:1, o en el intervalo de 0,1:1 a 2:1, o incluso en el intervalo de 0,2:1 a 1:1.

15 En una realizacion de la presente invencion, una porcion significativa del compuesto oxidable (para-xileno) puede introducirse en la zona de reaccion a traves del burbujeador de oxidante. En una configuracion tal se prefiere que el compuesto oxidable y el oxfgeno molecular sean descargados del burbujeador de oxidante a traves de las mismas aberturas en el burbujeador de oxidante. Como se observa anteriormente, el compuesto oxidable es normalmente un lfquido a STP. Por tanto, en esta realizacion, una corriente bifasica puede descargarse del burbujeador de oxidante, 20 comprendiendo la fase lfquida el compuesto oxidable y comprendiendo la fase gaseosa el oxfgeno molecular. Debe reconocerse, sin embargo, que al menos una parte del compuesto oxidable puede estar en un estado gaseoso cuando se descarga del burbujeador de oxidante. En una realizacion, la fase lfquida descargada del burbujeador de oxidante esta predominantemente formada del compuesto oxidable. En otra realizacion, la fase lfquida descargada del burbujeador de oxidante tiene sustancialmente la misma composicion que la corriente de alimentacion, descrita 25 anteriormente. Si la fase lfquida descargada del burbujeador de oxidante tiene sustancialmente la misma composicion que la corriente de alimentacion, tal fase lfquida puede comprender un disolvente y/o un sistema de catalizador en las cantidades y relaciones descritas anteriormente con referencia a la composicion de la corriente de alimentacion.

30 En una realizacion de la presente invencion se prefiere que al menos aproximadamente el 10 por ciento en peso de todo el compuesto oxidable introducido en la zona de reaccion se introduzca mediante el burbujeador de oxidante, mas preferentemente al menos aproximadamente el 40 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduzca en la zona de reaccion mediante el burbujeador de oxidante, y lo mas preferentemente al menos el 80 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduzca en la zona de reaccion mediante el burbujeador de oxidante. Cuanto 35 todo o parte del compuesto oxidable se introduce en la zona de reaccion mediante el burbujeador de oxidante, se prefiere que al menos aproximadamente el 10 por ciento en peso de todo el oxfgeno molecular introducido en la zona de reaccion se introduzca mediante el mismo burbujeador de oxidante, mas preferentemente al menos aproximadamente el 40 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduzca en la zona de reaccion mediante el mismo burbujeador de oxidante, y lo mas preferentemente al menos el 80 por ciento en peso del compuesto 40 oxidable se introduzca en la zona de reaccion mediante el mismo burbujeador de oxidante. Si una porcion significativa del compuesto oxidable se introduce en la zona de reaccion mediante el burbujeador de oxidante, se prefiere que uno o mas dispositivos de deteccion de la temperatura (por ejemplo, termopares) esten dispuestos en el burbujeador de oxidante. Estos sensores de temperatura pueden emplearse para ayudar a asegurar que la temperatura en el burbujeador de oxidante no se vuelve peligrosamente alta.

45

Con referencia ahora a las FIGS. 16-18, se ilustra que el reactor de columna de burbujeo 20 incluye un recipiente de desaireacion 300 interno dispuesto en el fondo de la zona de reaccion 28 proximo a la salida de suspension 38. Se ha descubierto que se producen reacciones secundarias formadoras de impurezas a una tasa relativamente alta durante la desaireacion del medio de reaccion 36. Como se usa en el presente documento, la “desaireacion” debe 50 indicar la retirada de una fase gaseosa del medio de reaccion multifasico. Si el medio de reaccion 36 esta altamente aireado (>0,3 de retencion de gas), la formacion de impurezas es minima. Si el medio de reaccion 36 esta altamente sin airear (<0,01 de retencion de gas), la formacion de impurezas tambien es minima. Sin embargo, si el medio de reaccion esta parcialmente aireado (0,01-0,3 de retencion de gas), se promueven reacciones secundarias no deseables y se generan elevadas impurezas. El recipiente de desaireacion 300 trata este y otros problemas 55 minimizando el volumen del medio de reaccion 36 en un estado parcialmente aireado, y minimizando el tiempo que dura desairear el medio de reaccion 36. Una suspension sustancialmente desaireada se produce del fondo de recipiente de desaireacion 300 y sale del reactor 20 mediante la salida de suspension 38. La suspension sustancialmente desaireada contiene preferentemente menos de aproximadamente el 5 por ciento en volumen de fase gaseosa, mas preferentemente menos de aproximadamente el 2 por ciento en volumen de fase gaseosa, y lo

mas preferentemente menos del 1 por ciento en volumen de fase gaseosa.

En la FIG. 16, el reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un controlador de nivel 302 y una valvula de control de flujo 304. El controlador de nivel 302 y la valvula de control de flujo 304 cooperan para 5 mantener el medio de reaccion 36 a una elevacion sustancialmente constante en la zona de reaccion 28. El controlador de nivel 302 es operable para detectar (por ejemplo, por deteccion del nivel de presion diferencial o por deteccion del nivel nuclear) la elevacion de la superficie superior 44 del medio de reaccion 36 y generar una senal de control 306 sensible a la elevacion del medio de reaccion 36. La valvula de control de flujo 304 recibe la senal de control 306 y ajusta el caudal de una suspension a traves de un conducto de salida de suspension 308. Asf, el 10 caudal de la suspension fuera de la salida de suspension 38 puede variar entre un caudal volumetrico de suspension maximo (Fmax) cuando la elevacion del medio de reaccion 36 es demasiado alta y un caudal volumetrico de suspension mrnimo (Fmin) cuando la elevacion del medio de reaccion 36 es demasiado baja.

Con el fin de eliminar el producto de oxidacion en fase solida de la zona de reaccion 28, una parte debe primero 15 pasarse a traves del recipiente de desaireacion 300. El recipiente de desaireacion 300 proporciona un volumen interno de baja turbulencia que permite que la fase gaseosa del medio de reaccion 36 salga naturalmente fuera de las fases tiquida y solida del medio de reaccion 36 a medida que lfquido y solidos circulan hacia abajo hacia la salida de suspension 38. La elevacion de la fase gaseosa fuera de las fases lfquida y solida se produce por la flotabilidad ascendente natural de la fase gaseosa en las fases tiquida y solida. Cuando se emplea el recipiente de desaireacion 20 300, la transicion del medio de reaccion 36 de un medio trifasico completamente aireado a una suspension bifasica completamente desaireada es rapida y eficiente.

Con referencia ahora a las FIGS. 17 y 18, el recipiente de desaireacion 300 incluye un faldon 308 generalmente vertical que define una zona de desaireacion 312 entremedias. Preferentemente, el faldon 308 se extiende hacia 25 arriba dentro de aproximadamente 30 grados de vertical, mas preferentemente dentro de aproximadamente 10 grados de vertical. Lo mas preferentemente, el faldon 308 es sustancialmente vertical. La zona de desaireacion 312 esta separada de la zona de reaccion 28 y tiene una altura “h” y un diametro “d.” Un extremo 310 superior del faldon 308 esta abierto de manera que reciba el medio de reaccion de la zona de reaccion 28 en el volumen interno 312. El extremo inferior del faldon 308 esta fluidamente acoplado a la salida de suspension 38 mediante una seccion de 30 transicion 314. En ciertos casos, tales como cuando la abertura de salida de suspension 38 es grande o cuando el diametro “d” del faldon 308 es pequeno, la seccion de transicion 314 puede eliminarse. Como quizas se ilustra mejor en la FIG. 18, el recipiente de desaireacion 300 tambien puede incluir un rompedor de vortices 316 dispuesto en la zona de desaireacion 312. El rompedor de vortices 316 puede ser cualquier estructura operable para inhibir la formacion de vortices a medida que las fases solida y tiquida circulan hacia abajo hacia la salida de suspension 38.

35

Con el fin de permitir la apropiada retirada de la fase gaseosa de las fases solida y tiquida en el recipiente de desaireacion 300, la altura “h” y el area en seccion transversal horizontal de la zona de desaireacion interna 312 se seleccionan cuidadosamente. La altura “h” y el area en seccion transversal horizontal de la zona de desaireacion interna 312 deben proporcionar distancia y tiempo suficiente de manera que incluso cuando la maxima cantidad de 40 suspension este siendo retirada (es decir, cuando la suspension este siendo retirada a Fmax), sustancialmente todo el volumen de burbujas de gas pueda salir de las fases solida y tiquida antes de que las burbujas de aire alcancen la salida del fondo del recipiente de desaireacion 300. Asf, se prefiere que el area en seccion transversal de la zona de desaireacion 312 sea de forma que la maxima velocidad descendente (Vdmax) de las fases tiquida y solida a traves de la zona de desaireacion 312 sea sustancialmente inferior a la velocidad ascendente natural (Vu) de las burbujas 45 en fase gaseosa a traves de las fases tiquida y solida. La maxima velocidad descendente (Vdmax) de las fases tiquida y solida a traves de la zona de desaireacion 312 se produce al maximo caudal volumetrico de suspension (Fmax), tratado anteriormente. La velocidad ascendente natural (Vu) de las burbujas de aire a traves de las fases tiquida y solida vana dependiendo del tamano de las burbujas; sin embargo, la velocidad ascendente natural (Vu0,5) de burbujas de 0,5 centimetres de diametro de aire a traves de las fases tiquida y solida puede usarse como valor de 50 corte debido a que sustancialmente todo el volumen de burbujas inicialmente en el medio de reaccion 36 sera superior a 0,5 centimetres. Preferentemente, el area en seccion transversal de la zona de desaireacion 312 es de forma que Vdmax sea inferior a aproximadamente el 75 por ciento de Vu0,5, mas preferentemente Vdmax sea inferior a aproximadamente el 40 por ciento de Vu0,5, lo mas preferentemente Vdmax sea inferior al 20 por ciento de Vu0,5.

55 La velocidad descendente de las fases tiquida y solida en la zona de desaireacion 312 del recipiente de desaireacion 300 se calcula como el caudal volumetrico de la suspension desaireada a traves de la salida de suspension 38 dividida entre el area en seccion transversal minima de la zona de desaireacion 312. La velocidad descendente de las fases tiquida y solida en la zona de desaireacion 312 del recipiente de desaireacion 300 es preferentemente inferior a aproximadamente 50 centimetres por segundo, mas preferentemente inferior a aproximadamente 30

centimetres por segundo, y lo mas preferentemente inferior a 10 centimetres por segundo.

Ahora se observa que aunque el faldon 308 vertical del recipiente de desaireacion 300 se ilustra como que tiene una configuracion cilrndrica, el faldon 308 podna comprender una pluralidad de faldones que formaran una variedad de 5 configuraciones (por ejemplo, triangular, cuadrada u ovalada), mientras que las paredes definen un volumen interno que tiene un volumen apropiado, area en seccion transversal, anchura “d” y altura “h”. En una realizacion preferida de la presente invencion, “d” esta en el intervalo de aproximadamente 0,2 a aproximadamente 2 metros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 1,5 metros, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,4 a 1,2 metros. En una realizacion preferida de la presente invencion, “h” esta en el intervalo de 10 aproximadamente 0,3 metros a aproximadamente 5 metros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 3 metros, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,75 a 2 metros.

En una realizacion preferida de la presente invencion, el faldon 308 es sustancialmente vertical de manera que el area en seccion transversal horizontal de la zona de desaireacion 312 es sustancialmente constante a lo largo de la 15 altura entera “h” de la zona de desaireacion 312. Preferentemente, el area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de desaireacion 312 es inferior a aproximadamente el 25 por ciento del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de reaccion 28. Mas preferentemente, el area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de desaireacion 312 esta en el intervalo de aproximadamente el 0,1 a aproximadamente el 10 por ciento del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de reaccion 28. Lo mas preferentemente, el 20 area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de desaireacion 312 esta en el intervalo del 0,25 al 4 por ciento del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de reaccion 28. Preferentemente, el area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de desaireacion 312 esta en el intervalo de aproximadamente 0,02 a aproximadamente 3 metros cuadrados, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,05 a aproximadamente 2 metros cuadrados, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,1 a 1,2 metros cuadrados. El 25 volumen de la zona de desaireacion 312 es preferentemente inferior a aproximadamente el 5 por ciento del volumen total del medio de reaccion 36 o zona de reaccion 28. Mas preferentemente, el volumen de la zona de desaireacion 312 esta en el intervalo de aproximadamente el 0,01 a aproximadamente el 2 por ciento del volumen total del medio de reaccion 36 o zona de reaccion 28. Lo mas preferentemente, el volumen de la zona de desaireacion 312 esta en el intervalo del 0,05 a aproximadamente el 1 por ciento del volumen total del medio de reaccion 36 o zona de 30 reaccion 28. El volumen de la zona de desaireacion 312 es preferentemente inferior a aproximadamente 2 metros cubicos, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,01 a aproximadamente 1 metro cubico, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,05 a 0,5 metros cubicos.

Volviendo de nuevo a la FIG. 19, se ilustra que el reactor de columna de burbujeo 20 incluye un recipiente de 35 desaireacion externo 400. En esta configuracion, el medio de reaccion aireado 36 se extrae de la zona de reaccion 28 mediante una abertura elevada en el lado de la carcasa del recipiente 22. El medio aireado extrafdo es transportado al recipiente de desaireacion externo 400 mediante un conducto de salida 402 para la retirada de la fase gaseosa de las fases solida y lfquida. La fase gaseosa retirada sale del recipiente de desaireacion 400 mediante el conducto 404, mientras que la suspension sustancialmente desaireada sale del recipiente de 40 desaireacion 400 mediante el conducto 406.

En la FIG. 19 se muestra que el conducto de salida 402 es aproximadamente recto, horizontal y ortogonal a la carcasa del recipiente 22. Esto es simplemente una configuracion conveniente; y el conducto de salida 402 puede ser de otro modo en cualquier respecto, siempre que conecte utilmente el reactor de columna de burbujeo 20 con el 45 recipiente de desaireacion externo 400. Volviendo al conducto 404, es util para este conducto que se conecte en o proximo al recipiente de desaireacion 400 superior con el fin de controlar las cuestiones de seguridad referentes a una bolsa de gas estancada que contendna compuesto oxidable y oxidante. Ademas, los conductos 402 y 404 pueden comprender utilmente medios de aislamiento del flujo, tales como valvulas.

50 Si el medio de reaccion 36 se extrae del reactor 20 mediante una salida elevada, como se muestra en la FIG. 19, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 este equipado con una salida inferior 408 proxima al fondo 52 de la zona de reaccion 28. La salida inferior 408 y un conducto inferior 410, acoplado a la misma, pueden usarse para desinventariar (es decir, vaciar) el reactor 20 durante las paradas. Preferentemente, una o mas salidas inferiores 408 se proporcionan en el fondo a una tercio de la altura del medio de reaccion 36, mas preferentemente en el fondo a 55 un cuarto del medio de reaccion 36, y lo mas preferentemente en el punto mas bajo de la zona de reaccion 28.

Con la extraccion de suspension elevada y el sistema de desaireacion mostrados en la FIG. 19, el conducto inferior 410 y la salida 408 no se usan para extraer la suspension de la zona de reaccion 28 durante la oxidacion. Se sabe en la tecnica que los solidos tienden a depositarse por fuerzas gravitatorias en porciones sin airear y de otro modo

no agitadas de la suspension, que incluye en conductos de flujos estancados. Ademas, los solidos depositados (acido tereftalico) pueden tender a solidificar en grandes aglomerados por precipitacion continua y/o reorganizacion cristalina. As^ con el fin de evitar la obstruccion del conducto de flujo inferior 410, una fraccion de la suspension desaireada del fondo del recipiente de desaireacion 400 puede usarse para lavar continuamente o intermitentemente 5 el conducto inferior 410 durante la operacion normal del reactor 20. Un medio preferido de proporcionar un lavado de la suspension al conducto 410 es abrir periodicamente una valvula 412 en el conducto 410 y permitir que una fraccion de la suspension desaireada circule a traves del conducto 410 y en la zona de reaccion 28 mediante la abertura inferior 408. Incluso cuando la valvula 412 este completamente o parcialmente abierta, solo una fraccion de la suspension desaireada circulara a traves del conducto inferior 410 y de nuevo a la zona de reaccion 28. La 10 fraccion restante de la suspension desaireada no usada para lavar el conducto inferior 410 es transportada por el conducto 414 fuera del reactor 20 para el posterior procesamiento aguas abajo (por ejemplo, purificacion).

Durante la operacion normal del reactor de columna de burbujeo 20 durante una duracion de tiempo sustancial (por ejemplo, >100 horas), se prefiere que la cantidad de suspension desaireada usada para lavar el conducto inferior 15 410 sea inferior al 50 por ciento en peso de la suspension desaireada total producida del fondo del recipiente de desaireacion 400, mas preferentemente inferior a aproximadamente el 20 por ciento en peso, y lo mas preferentemente inferior al 5 por ciento en peso. Ademas, se prefiere que durante una duracion de tiempo sustancial el flujo masico promedio de la suspension desaireada usada para lavar el conducto inferior 410 sea inferior a aproximadamente 4 veces el flujo masico promedio del compuesto oxidable en la zona de reaccion 28, mas 20 preferentemente inferior a aproximadamente 2 veces el flujo masico promedio del compuesto oxidable en la zona de reaccion 28, todavfa mas preferentemente inferior al flujo masico promedio del compuesto oxidable en la zona de reaccion 28, y lo mas preferentemente inferior a 0,5 veces el flujo masico promedio del compuesto oxidable en la zona de reaccion 28.

25 Con referencia de nuevo a la FIG. 19, el recipiente de desaireacion 400 incluye un faldon 416 sustancialmente vertical, preferentemente cilmdrico, que define una zona de desaireacion 418. La zona de desaireacion 418 tiene un diametro “d” y altura “h”. La altura “h” se mide como la distancia vertical entre la localizacion en la que el medio de reaccion aireado entra en el recipiente de desaireacion 400 y el fondo del faldon 416. La altura “h”, diametro “d”, area y volumen de la zona de desaireacion 418 es preferentemente sustancialmente la misma que se ha descrito 30 anteriormente con referencia a la zona de desaireacion 312 del recipiente de desaireacion 300 ilustrado en las FIGS. 16-18. Ademas, el recipiente de desaireacion 400 incluye una seccion superior 420 formada extendiendo el faldon 416 por encima de la zona de desaireacion 418. La seccion superior 420 del recipiente de desaireacion 400 puede ser de cualquier altura, aunque se extiende preferentemente hacia arriba o por encima del nivel del medio de reaccion 36 en la zona de reaccion 28. La seccion superior 420 garantiza que la fase gaseosa tenga espacio para 35 ser retirada apropiadamente de las fases lfquida y solida antes de salir del recipiente de desaireacion 400 mediante el conducto 404. Ahora se observa que aunque el conducto 404 se ilustra como que recircula la fase gaseosa retirada a la zona de retirada del reactor 20, el conducto 404 podna acoplarse alternativamente a la carcasa del recipiente 22 a cualquier elevacion por encima del conducto de salida 402. Opcionalmente, el conducto 404 podna acoplarse al conducto de salida de gas 40 de manera que la fase gaseosa retirada del recipiente de desaireacion 40 400 se combinara con la corriente de vapor de cabeza retirada en el conducto 40 y se enviara aguas abajo para su posterior procesamiento.

Volviendo de nuevo a la FIG. 20, se ilustra que el reactor de columna de burbujeo 20 incluye un recipiente de desaireacion 500 interno-externo tnbrido. En esta configuracion, una parte del medio de reaccion 36 se extrae de la 45 zona de reaccion 28 a traves de una abertura elevada 502 relativamente grande en el faldon de la carcasa del recipiente 22. El medio de reaccion 36 extrafdo es entonces transportado a traves de un conducto acodado 504 de diametro relativamente grande y entra en la parte superior del recipiente de desaireacion 500. En la FIG. 20 se muestra que el conducto acodado 504 se conecta ortogonalmente con el faldon de la carcasa del recipiente 22 y que comprende un giro suave a traves de un angulo de aproximadamente 90 grados. Esto es meramente una 50 configuracion conveniente; y el conducto acodado 504 puede ser de otro modo en cualquier respecto, siempre que conecte utilmente el reactor de columna de burbujeo 20 con el recipiente de desaireacion 500 externo, como se ha descrito. Ademas, el conducto acodado 504 puede comprender utilmente medios de aislamiento del flujo, tales como valvulas.

55 En el recipiente de desaireacion 500, la fase gaseosa se mueve hacia arriba, mientras que las fases solida y lfquida se mueven hacia abajo. La fase gaseosa que se mueve hacia arriba puede volver a entrar en el conducto acodado 504 y luego escapar a traves de la abertura 502 de nuevo a la zona de reaccion 28. Asf, un flujo en contracorriente del medio de reaccion 36 entrante y el gas retirado saliente puede producirse en la abertura 502. La suspension desaireada sale del recipiente de desaireacion 500 mediante el conducto 506. El recipiente de desaireacion 500

incluye un faldon 508 sustancialmente vertical, preferentemente cilmdrico, que define una zona de desaireacion 510. La zona de desaireacion 510 tiene una altura “h” y un diametro “d”. Se prefiere que la abertura elevada 502 y el conducto acodado 504 tengan un diametro que sea el mismo, o superior, al diametro “d” de la zona de desaireacion 510. La altura “h”, diametro “d”, area y volumen de la zona de desaireacion 510 son preferentemente 5 sustancialmente los mismos que se ha descrito anteriormente con referencia a la zona de desaireacion 312 del recipiente de desaireacion 300 ilustrado en las FIGS. 16-18.

Las FIGS. 19 y 20 ilustran una realizacion del reactor de columna de burbujeo 20 en la que el producto solido (acido tereftalico en bruto) producido en la zona de reaccion 28 se extrae de la zona de reaccion 28 mediante una salida 10 elevada. El medio de reaccion aireado 36 extrafdo de una localizacion elevada por encima del fondo del reactor de columna de burbujeo 20 puede ayudar a evitar la acumulacion y estancamiento de medio de reaccion 36 malamente aireado en el fondo 52 de la zona de reaccion 28. Segun otros aspectos de la presente invencion, las concentraciones de oxfgeno y el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) en el medio de reaccion 36 proximo a la parte superior del medio de reaccion 36 son preferentemente inferiores a proximas al fondo. Asf, el medio de 15 reaccion 36 extrafdo en una localizacion elevada puede aumentar el rendimiento reduciendo la cantidad de reactantes sin reaccionar extrafdos del reactor 20. Por tanto, la temperatura del medio de reaccion 36 vana significativamente en la direccion vertical cuando el reactor de columna de burbujeo 20 es operado con STR alta y los gradientes de composicion qmmica que se han desvelado en el presente documento. Bajo tales condiciones, la temperatura del medio de reaccion 36 tendra normalmente mmimos locales proximos al extremo inferior y al extremo 20 superior de la zona de reaccion 28. Proximo al extremo inferior, el mmimo se refiere a la evaporacion de disolvente proximo en el que todo o parte del oxidante es admitido. Proximo al extremo superior, el mmimo es de nuevo debido a la evaporacion de disolvente, aunque aqrn, debido a la presion decreciente dentro del medio de reaccion. Ademas, los otros mmimos locales pueden producirse entre los extremos superior e inferior en cualquier parte en la que alimentacion u oxidante adicional sea admitido al medio de reaccion. Asf, existen uno o mas maximos de 25 temperatura, accionados por el calor exotermico de las reacciones de oxidacion, entre el extremo inferior y el extremo superior de la zona de reaccion 28. El medio de reaccion 36 extrafdo en una localizacion elevada de mayor temperatura puede ser particularmente ventajoso cuando el procesamiento aguas abajo se produzca a mayores temperaturas, debido a que se reducen los costes de energfa asociados al calentamiento del medio extrafdo para procesamiento aguas abajo.

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Asf, en una realizacion preferida de la presente invencion y especialmente cuando el procesamiento aguas abajo se produce a mayores temperaturas, el medio de reaccion 36 se extrae del reactor de columna de burbujeo 20 mediante una salida(s) elevada(s) posicionada(s) por encima de la(s) localizacion (localizaciones) en la(s) que al menos el 50 por ciento en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida y/o la corriente de oxidante en fase 35 gaseosa entran en la zona de reaccion 28. Mas preferentemente, el medio de reaccion 36 se extrae del reactor de columna de burbujeo 20 mediante una salida(s) elevada(s) posicionada(s) por encima de la(s) localizacion (localizaciones) en la(s) que sustancialmente toda la corriente de alimentacion en fase lfquida y/o la corriente de oxidante en fase gaseosa entran en la zona de reaccion 28. Preferentemente, al menos el 50 por ciento en peso de los componentes en fase solida y en fase lfquida extrafdos del reactor de columna de burbujeo 20 se extraen 40 mediante una salida(s) elevada(s). Mas preferentemente, sustancialmente todos los componentes en fase solida y en fase lfquida extrafdos del reactor de columna de burbujeo 20 se extraen mediante una salida(s) elevada(s). Preferentemente, la(s) salida(s) elevada(s) esta(n) localizada(s) al menos aproximadamente 1D por encima del extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28. Mas preferentemente, la(s) salida(s) elevada(s) esta(n) localizada(s) al menos aproximadamente 2D por encima del extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28. Lo mas preferentemente, 45 la(s) salida(s) elevada(s) esta(n) localizada(s) al menos 3D por encima del extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28. Dada una altura “H” del medio de reaccion 36, se prefiere que la(s) salida(s) elevada(s) este(n) verticalmente localizada(s) entre aproximadamente 0,2H y aproximadamente 0,8H, mas preferentemente entre aproximadamente 0,3H y aproximadamente 0,7H, y lo mas preferentemente entre 0,4H y 0,6 H. Ademas, se prefiere que la temperatura del medio de reaccion 36 en una salida elevada de la zona de reaccion 28 sea al menos 1 °C superior a 50 la temperatura del medio de reaccion 36 en el extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28. Mas preferentemente, la temperatura del medio de reaccion 36 en la salida elevada de la zona de reaccion 28 esta en el intervalo de aproximadamente 1,5 a aproximadamente 16 °C mas caliente que la temperatura del medio de reaccion 36 en el extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28. Lo mas preferentemente, la temperatura del medio de reaccion 36 en la salida elevada de la zona de reaccion 28 esta en el intervalo de 2 a 12 °C mas caliente que la temperatura del 55 medio de reaccion 36 en el extremo inferior 52 de la zona de reaccion 28.

Con referencia ahora a la FIG. 21, se ilustra que el reactor de columna de burbujeo 20 incluye un recipiente de desaireacion 600 hnbrido alternativo posicionado en el fondo del reactor 20. En esta configuracion, el medio de reaccion aireado 36 se extrae de la zona de reaccion 28 a traves de una abertura 602 relativamente grande en el

extremo inferior 52 de la carcasa del recipiente 22. La abertura 602 define el extremo superior abierto del recipiente de desaireacion 600. En el recipiente de desaireacion 600, la fase gaseosa se mueve hacia arriba, mientras que las fases solida y Uquida se mueven hacia abajo. La fase gaseosa que se mueve hacia arriba puede volver a entrar en la zona de reaccion 28 a traves de la abertura 602. Asf, un flujo en contracorriente del medio de reaccion 36 entrante 5 y el gas retirado saliente puede producirse en la abertura 602. La suspension desaireada sale del recipiente de desaireacion 600 mediante el conducto 604. El recipiente de desaireacion 600 incluye un faldon 606 sustancialmente vertical, preferentemente cilmdrico, que define una zona de desaireacion 608. La zona de desaireacion 608 tiene una altura “h” y un diametro “d.” Se prefiere que la abertura 602 tenga un diametro el mismo que, o superior a, el diametro “d” de la zona de desaireacion 608. La altura “h”, diametro “d”, area y volumen de la zona de desaireacion 10 608 son preferentemente sustancialmente los mismos que se han descrito anteriormente con referencia a la zona de desaireacion 312 del recipiente de desaireacion 300 ilustrado en las FIGS. 16-18.

Con referencia ahora a la FIG. 22, se ilustra que el reactor de columna de burbujeo 20 de la FIG. 21 incluye un burbujeador de oxidante alternativo 620. El burbujeador 620 de oxidante incluye un miembro de anillo 622 y un par 15 de conductos de entrada 624,626. El miembro de anillo 622 tiene preferentemente sustancialmente la misma configuracion que el miembro de anillo 202, descrito anteriormente con referencia a las FIGS. 12-15. Los conductos de entrada 624,626 se extienden hacia arriba a traves de aberturas en la cabeza inferior 48 de la carcasa del recipiente 22 y proporcionan la corriente de oxidante al miembro de anillo 622.

20 Con referencia ahora a la FIG. 23, se ilustra que el reactor de columna de burbujeo 20 de la FIG. 21 incluye un medio sin burbujeador para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion 28. En la configuracion de la FIG. 23, la corriente de oxidante se proporciona al reactor 20 mediante conductos de oxidante 630,632. Los conductos de oxidante 630,632 estan acoplados a aberturas de oxidante 634,636 respectivas en la cabeza inferior 48 de la carcasa del recipiente 22. La corriente de oxidante se introduce directamente en la zona de reaccion 28 25 mediante las aberturas de oxidante 634,636. Pueden proporcionarse placas de impacto 638,640 opcionales para desviar el flujo de la corriente de oxidante una vez ha entrado inicialmente en la zona de reaccion 28.

Como se ha mencionado anteriormente, se prefiere que la reactor de oxidacion se configure y opere de un modo que evite zonas de alta concentracion de compuesto oxidable en el medio de reaccion debido a que tales zonas 30 pueden conducir a la formacion de impurezas. Una forma para mejorar la dispersion inicial del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) en el medio de reaccion es diluyendo el compuesto oxidable con un lfquido. El lfquido usado para diluir el compuesto oxidable puede originarse a partir de una parte del medio de reaccion localizado a distancia sustancial de la(s) localizacion (localizaciones) en la(s) que el compuesto oxidable se alimenta a la zona de reaccion. Este lfquido de una porcion distante del medio de reaccion puede circularse a una localizacion proxima a la 35 localizacion de entrada del compuesto oxidable mediante un conducto de flujo que esta dispuesto internamente y/o externamente al recipiente de reaccion principal.

Las FIGS. 24 y 25 ilustran dos metodos preferidos de circulacion de lfquido de una porcion distante del medio de reaccion a una localizacion proxima a la entrada del compuesto oxidable usando un conducto interno (FIG. 24) o 40 externo (FIG. 25). Preferentemente, la longitud del conducto de flujo desde su entrada (es decir, abertura(s) en la(s) que el lfquido entra en el conducto) hasta su salida (es decir, abertura(s) en la(s) que el lfquido se descarga de su conducto) es superior a aproximadamente 1 metros, mas preferentemente superior a aproximadamente 3 metros, todavfa mas preferentemente superior a aproximadamente 6 metros, y lo mas preferentemente superior a 9 metros. Sin embargo, la longitud real del conducto se vuelve menos relevante si el lfquido se obtiene de un recipiente 45 separado, quizas localizado inmediatamente por encima o al lado del recipiente en el que la alimentacion de compuesto oxidable es inicialmente liberada. El lfquido de cualquier recipiente separado que contiene al menos algo del medio de reaccion es una fuente preferida para la dilucion inicial del compuesto oxidable.

Se prefiere que el lfquido que circula a traves del conducto, sea cual sea la fuente, tenga una menor concentracion 50 en reposo de compuesto oxidable que el medio de reaccion inmediatamente adyacente en al menos una salida del conducto. Ademas, se prefiere que el lfquido que circula a traves del conducto tenga una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida inferior a aproximadamente 100.000 ppmp, mas preferentemente inferior a aproximadamente 10.000 ppmp, todavfa mas preferentemente inferior a aproximadamente 1.000 ppmp y lo mas preferentemente inferior a 100 ppmp, en la que las concentraciones se miden antes de la adicion al conducto del 55 incremento de la alimentacion de compuesto oxidable y de cualquier alimentacion de disolvente separada opcional. Si se mide despues de anadir el incremento de alimentacion de compuesto oxidable y alimentacion de disolvente opcional, es preferible que la corriente de lfquido combinada que entra en el medio de reaccion tenga una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida inferior a aproximadamente 300.000 ppmp, mas preferentemente inferior a aproximadamente 50.000 ppmp, y lo mas preferentemente inferior a 10.000 ppmp.

Se desea mantener el flujo a traves del conducto a una tasa suficientemente baja de manera que el Ifquido circulado no suprima el gradiente global deseable del compuesto oxidable dentro del medio de reaccion. A este respecto, es preferible que la relacion de la masa de la fase lfquida en la zona de reaccion a la que el incremento de compuesto oxidable es inicialmente liberada con respecto al flujo masico de lfquido que circula a traves del conducto sea 5 superior a aproximadamente 0,3 minutos, mas preferentemente superior a aproximadamente 1 minuto, todavfa mas preferentemente entre aproximadamente 2 minutos y aproximadamente 120 minutos, y lo mas preferentemente entre 3 minutos y 60 minutos.

Hay muchos medios para forzar al lfquido a circular a traves del conducto. Medios preferidos incluyen gravedad, 10 eductores de todos los tipos empleando tanto gas como lfquido o ambos como el fluido motor, y bombas mecanicas de todos los tipos. Si se usa un eductor, una realizacion de la invencion usa como fluido motor al menos un fluido seleccionado del grupo constituido por: alimentacion de compuesto oxidable (lfquido o gas), alimentacion de oxidante (gas), alimentacion de disolvente (lfquido) y una fuente bombeada del medio de reaccion (suspension). Otra realizacion usa como fluido motor al menos dos fluidos seleccionados del grupo constituido por: alimentacion de 15 compuesto oxidable, alimentacion de oxidante y alimentacion de disolvente. Todavfa otra realizacion usa como fluido motor al menos una combinacion de alimentacion de compuesto oxidable, alimentacion de oxidante y alimentacion de disolvente.

El diametro o diametros apropiados del conducto de circulacion pueden variar segun la cantidad y propiedades de 20 material que se transporta, la energfa disponible para forzar el momento del flujo y la consideracion de coste de capital. Es preferible que el diametro mmimo para tal conducto sea superior a aproximadamente 0,02 metros, mas preferentemente entre aproximadamente 0,06 metros y aproximadamente 2 metros, y lo mas preferentemente entre 0,12 y 0,8 metros

25 Como se observa anteriormente, se desea controlar el flujo a traves del conducto en ciertos intervalos preferidos. Hay muchos medios conocidos en la tecnica para afectar este control fijando una geometna fija apropiada durante la construccion del conducto de flujo. Otra realizacion preferida es usar geometnas que son variables durante la operacion, en particular que incluyen valvulas de todos los tipos y descripciones, que incluyen tanto operacion manual como operacion accionada mediante cualquier medio, que incluye bucles de control de retroalimentacion de 30 un elemento detector o sin. Otros medios preferidos de controlar el flujo del lfquido de dilucion es variar la entrada de energfa entre la entrada y salida del conducto. Medios preferidos incluyen cambiar el caudal de uno o mas fluidos motores a un eductor, cambiar la entrada de energfa a un accionador de la bomba y cambiar la diferencia de densidad o diferencia de elevacion si se usa fuerza gravitatoria. Estos medios preferidos tambien pueden usarse en todas las combinaciones.

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El conducto usado para la circulacion de lfquido del medio de reaccion puede ser de cualquier tipo conocido en la tecnica. Una realizacion emplea un conducto construido por completo o en parte usando materiales de tubena convencionales. Otra realizacion emplea un conducto construido por completo o en parte usando la pared del recipiente de reaccion como una parte del conducto. Un conducto puede construir totalmente encerrado dentro de 40 los lfmites del recipiente de reaccion (FIG. 24), o puede construirse totalmente fuera del recipiente de reaccion (FIG. 25), o puede comprender secciones tanto dentro de como sin el recipiente de reaccion.

Los inventores contemplan que, particularmente en reactores mas grandes, puede desearse tener multiples conductos y de diversos disenos para el movimiento del lfquido a traves del conducto. Ademas, puede desearse 45 proporcionar multiples salidas en multiples posiciones sobre uno o todos los conductos. Los detalles del diseno equilibraran el gradiente global deseable en concentraciones en reposo de compuesto oxidable con la dilucion inicial deseable de alimentacion de compuesto oxidable, segun otros aspectos de la presente invencion.

Las FIGS. 24 y 25 ilustran ambas disenos que emplean un recipiente de desaireacion acoplado con el conducto. 50 Este recipiente de desaireacion garantiza entonces que la porcion del medio de reaccion usada para diluir el compuesto oxidable entrante es suspension sustancialmente desaireada. Ahora se ha observado, sin embargo, que el lfquido o suspension usada para diluir el compuesto oxidable entrante puede estar en una forma aireada, ademas de una forma desaireada.

55 El uso de un lfquido que circula a traves de un conducto proporcionando dilucion de la alimentacion de compuesto oxidable es particularmente util en reactores de columna de burbujeo. Ademas, en reactores de columna de burbujeo, un buen beneficio para la dilucion inicial de la alimentacion de compuesto oxidable puede lograrse incluso sin anadir la alimentacion de compuesto oxidable directamente en el conducto, siempre que la salida del conducto se encuentre suficientemente proxima a la posicion de adicion del compuesto oxidable. En una realizacion tal, es

preferible que la salida del conducto se localice dentro de aproximadamente 27 diametros del conducto salida de la localizacion de adicion mas proxima para el compuesto oxidable, mas preferentemente dentro de aproximadamente 9 diametros del conducto salida, todavfa mas preferentemente dentro de aproximadamente 3 diametros del conducto salida, y lo mas preferentemente dentro de 1 diametro del conducto salida.

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Tambien se ha descubierto que los eductores de flujo pueden ser utiles para dilucion inicial de la alimentacion de compuesto oxidable en columnas de burbujeo de oxidacion segun una realizacion de la presente invencion, incluso sin el uso de los conductos para obtener lfquido de dilucion de una porcion distante del medio de reaccion. En tales casos, el eductor se localiza dentro del medio de reaccion y tiene una ruta abierta del medio de reaccion en la 10 garganta del eductor, en la que baja presion capta medio de reaccion adyacente. Ejemplos de dos posibles configuraciones de eductores se ilustran en las FIGS. 26 y 27. En una realizacion preferida de estos eductores, la localizacion mas proxima de alimentacion de compuesto oxidable esta dentro de aproximadamente 4 metros, mas preferentemente dentro de aproximadamente 1 metro y lo mas preferentemente 0,3 metros de la garganta del eductor. En otra realizacion, el compuesto oxidable se alimenta bajo presion como fluido motor. En todavfa otra 15 realizacion, tanto el disolvente como el oxidante se alimentan bajo presion como fluido motor adicional, junto con el compuesto oxidable. En otra realizacion mas, tanto el disolvente como un oxidante se alimentan bajo presion como fluido motor adicional, junto con el compuesto oxidable.

Los inventores contemplan que, particularmente en reactores mas grandes, puede desearse tener multiples 20 eductores y de diversos disenos situados en diversas posiciones dentro del medio de reaccion. Los detalles del diseno equilibraran el gradiente global deseable en concentraciones en reposo del compuesto oxidable con la dilucion inicial deseable de la alimentacion de compuesto oxidable, segun otros aspectos de la presente invencion. Ademas, los inventores contemplan que el penacho del flujo de salida de un eductor puede orientarse en cualquier direccion. Si se usan multiples eductores, cada eductor puede orientarse por separado, de nuevo en cualquier 25 direccion.

Como se ha mencionado anteriormente, ciertas caractensticas ffsicas y de operacion del reactor de columna de burbujeo 20, descritas anteriormente con referencia a las FIGS. 1-27, proporcionan gradientes verticales en la presion, temperatura y concentraciones de reactante (es decir, oxfgeno y compuesto oxidable) del medio de 30 reaccion 36. Como se trata anteriormente, estos gradientes verticales pueden proporcionar un proceso de oxidacion mas eficaz y economico con respecto a procesos de oxidacion convencionales que favorecen un medio de reaccion bien mezclado de presion, temperatura y concentracion de reactante relativamente uniforme durante todo el procedimiento. Los gradientes verticales para oxfgeno, compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) y temperatura posibilitados empleando un sistema de oxidacion segun una realizacion de la presente invencion se trataran ahora 35 en mayor detalle.

Con referencia ahora a la FIG. 28, con el fin de cuantificar los gradientes de concentracion de reactante existentes en el medio de reaccion 36 durante la oxidacion en el reactor de columna de burbujeo 20, el volumen entero del medio de reaccion 36 puede repartirse teoricamente en 30 rebanadas horizontales discretas de igual volumen. La 40 FIG. 28 ilustra el concepto de dividir el medio de reaccion 36 en 30 rebanadas horizontales discretas de igual volumen. Con la excepcion de las rebanadas horizontales mas altas y mas bajas, cada rebanada horizontal es un volumen discreto delimitada sobre su parte inferior y fondo por planos horizontales imaginarios y delimitada sobre sus lados por la pared del reactor 20. La rebanada horizontal mas alta esta delimitada sobre su fondo por un plano horizontal imaginario y sobre su parte inferior por la superficie superior del medio de reaccion 36. La rebanada 45 horizontal mas baja esta delimitada sobre su parte inferior por un plano horizontal imaginario y sobre su fondo por el fondo de la carcasa de recipiente. Una vez se ha repartido teoricamente el medio de reaccion 36 en 30 rebanadas horizontales discretas de igual volumen, la concentracion promediada en el tiempo y promediada en el volumen de cada rebanada horizontal puede entonces determinarse. La rebanada horizontal individual que tiene la maxima concentracion de las 30 rebanadas horizontales puede identificarse como la “rebanada horizontal de Cmax”. La 50 rebanada horizontal individual localizada por encima de la rebanada horizontal de Cmax y que tiene la minima concentracion de todas las rebanadas horizontales localizadas por encima de la rebanada horizontal de Cmax puede identificarse como la “rebanada horizontal de Cmin”. El gradiente en concentracion vertical puede entonces calcularse como la relacion de la concentracion en la rebanada horizontal de Cmax con respecto a la concentracion en la rebanada horizontal de Cmin.

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Con respecto a cuantificar el gradiente de concentracion de oxfgeno, si el medio de reaccion 36 se reparte teoricamente en 30 rebanadas horizontales discretas de igual volumen, se identifica que una rebanada horizontal de O2 max tiene la maxima concentracion de oxfgeno de las 30 rebanadas horizontales y se identifica que una rebanada horizontal de O2 mm tiene la minima concentracion de oxfgeno de las rebanadas horizontales localizadas

por encima de la rebanada horizontal de O2 max. Las concentraciones de ox^geno de las rebanadas horizontales se miden en la fase gaseosa del medio de reaccion 36 en una base humeda molar promediada en el tiempo y promediada en el volumen. Se prefiere que la relacion del concentracion de ox^geno de la rebanada horizontal de O2 max con respecto a la concentracion de oxfgeno de la rebanada horizontal de O2 mm este en el intervalo de 2:1 a 5 25:1, mas preferentemente en el intervalo de 3:1 a 15:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 4:1 a 10:1.

Normalmente, la rebanada horizontal de O2 max se localizara proxima al fondo del medio de reaccion 36, mientras que la rebanada horizontal de O2 mm se localizara proxima a la parte superior del medio de reaccion 36. Preferentemente, la rebanada horizontal de O2 mm es una de las 5 rebanadas horizontales superiores de las 30 10 rebanadas horizontales discretas. Lo mas preferentemente, la rebanada horizontal de O2 mm es la superior de las 30 rebanadas horizontales discretas, como se ilustra en la FIG. 28. Preferentemente, la rebanada horizontal de O2 max es una de las 10 rebanadas horizontales inferiores de las 30 rebanadas horizontales discretas. Lo mas preferentemente, la rebanada horizontal de O2 max es una de las 5 rebanadas horizontales inferiores de las 30 rebanadas horizontales discretas. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra la rebanada horizontal de O2 max como la tercera 15 rebanada horizontal desde el fondo de reactor 20. Se prefiere que la separacion vertical entre las rebanadas horizontales de O2 mm y O2 max sea al menos aproximadamente 2W, mas preferentemente al menos 4W, y lo mas preferentemente al menos 6W. Se prefiere que la separacion vertical entre las rebanadas horizontales de O2 mm y O2 max sea al menos 0,2H, mas preferentemente al menos 0,4H, y lo mas preferentemente al menos 0,6H

20 La concentracion promediada en el tiempo y promediada en el volumen de oxfgeno, en una base humeda, de la rebanada horizontal de O2 mm esta preferentemente en el intervalo del 0,1 a al 3 por ciento en moles, mas preferentemente en el intervalo de del 0,3 al 2 por ciento en moles, y lo mas preferentemente en el intervalo del 0,5 al 1,5 por ciento en moles. La concentracion promediada en el tiempo y promediada en el volumen de oxfgeno de la rebanada horizontal de O2 max esta preferentemente en el intervalo del 4 al 20 por ciento en moles, mas 25 preferentemente en el intervalo del 5 al 15 por ciento en moles, y lo mas preferentemente en el intervalo del 6 al 12 por ciento en moles. La concentracion de oxfgeno promediada en el tiempo, en base seca, en el efluente gaseoso descargado del reactor 20 mediante la salida de gas 40 esta preferentemente en el intervalo del 0,5 al 9 por ciento en moles, mas preferentemente en el intervalo del 1 al 7 por ciento en moles, y lo mas preferentemente en el intervalo del 1,5 al 5 por ciento en moles.

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Debido a que la concentracion de oxfgeno disminuye tan marcadamente hacia la parte superior del medio de reaccion 36, se desea que la demanda de oxfgeno se reduzca en la parte superior del medio de reaccion 36. Esta demanda reducida de oxfgeno proxima a la parte superior del medio de reaccion 36 puede llevarse a cabo creando un gradiente vertical en la concentracion del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno), en el que la 35 concentracion minima de compuesto oxidable se localiza proxima a la parte superior del medio de reaccion 36.

Con respecto a cuantificar el gradiente de concentracion de compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno), cuando el medio de reaccion 36 se reparte teoricamente en 30 rebanadas horizontales discretas de igual volumen, se identifica que una rebanada horizontal de OCmax tienen la maxima concentracion de compuesto oxidable de las 30 40 rebanadas horizontales y se identifica que una rebanada horizontal de OCmm tiene la minima concentracion de compuesto oxidable de las rebanadas horizontales localizadas por encima de la rebanada horizontal de OCmax. Las concentraciones de compuesto oxidable de las rebanadas horizontales se miden en la fase lfquida en una base de fraccion masica promediada en el tiempo y promediada en el volumen. Se prefiere que la relacion de la concentracion de compuesto oxidable de la rebanada horizontal de OCmax con respecto a la concentracion de 45 compuesto oxidable de la rebanada horizontal de OCmm sea superior a 5:1, mas preferentemente superior a 10:1, todavfa mas preferentemente superior a 20:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 40:1 a 1000:1.

Normalmente, la rebanada horizontal de OCmax se localizara proxima al fondo del medio de reaccion 36, mientras que la rebanada horizontal de OCmm se localizara proxima a la parte superior del medio de reaccion 36. 50 Preferentemente, la rebanada horizontal de OCmm es una de las 5 rebanadas horizontales superiores de las 30 rebanadas horizontales discretas. Lo mas preferentemente, la rebanada horizontal de OCmm es la superior de las 30 rebanadas horizontales discretas, como se ilustra en la FIG. 28. Preferentemente, la rebanada horizontal de OCmax es una de las 10 rebanadas horizontales inferiores de las 30 rebanadas horizontales discretas. Lo mas preferentemente, la rebanada horizontal de OCmax es una de las 5 rebanadas horizontales inferiores de las 30 55 rebanadas horizontales discretas. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra la rebanada horizontal de OCmax como la quinta rebanada horizontal desde el fondo de reactor 20. Se prefiere que la separacion vertical entre las rebanadas horizontales de OC mm y OC max sea al menos aproximadamente 2W, en la que “W” es la anchura maxima del medio de reaccion 36. Mas preferentemente, la separacion vertical entre las rebanadas horizontales de OC mm y OC max es al menos aproximadamente 4W, y lo mas preferentemente al menos 6W. Dada una altura “H” del medio

de reaccion 36, se prefiere que la separacion vertical entre las rebanadas horizontales de OC mm y OC max sea al menos 0,2H, mas preferentemente al menos 0,4H, y lo mas preferentemente al menos 0,6H.

La concentracion de compuesto oxidable promediada en el tiempo y promediada en el volumen (por ejemplo, para- 5 xileno) en la fase lfquida de la rebanada horizontal de OCmm es preferentemente inferior a aproximadamente 5.000 ppmp, mas preferentemente inferior a aproximadamente 2.000 ppmp, todavfa mas preferentemente inferior a aproximadamente 400 ppmp, y lo mas preferentemente en el intervalo de 1 ppmp a 100 ppmp. La concentracion de compuesto oxidable promediada en el tiempo y promediada en el volumen en la fase lfquida de la rebanada horizontal de OCmax esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 100 ppmp a aproximadamente 10 10.000 ppmp, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 200 ppmp a aproximadamente 5.000 ppmp, y lo mas preferentemente en el intervalo de 500 ppmp a 3.000 ppmp.

Aunque se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 proporcione gradientes verticales en la concentracion del compuesto oxidable, tambien se prefiere minimizar el porcentaje en volumen del medio de reaccion 36 que tiene 15 una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida superiores a 1.000 ppmp. Preferentemente, el porcentaje en volumen promediado en el tiempo del medio de reaccion 36 que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida superior a 1.000 ppmp es inferior a aproximadamente el 9 por ciento, mas preferentemente inferior a aproximadamente el 6 por ciento, y lo mas preferentemente inferior al 3 por ciento. Preferentemente, el porcentaje en volumen promediado en el tiempo del medio de reaccion 36 que tiene una 20 concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida superior a 2.500 ppmp es inferior a aproximadamente el 1,5 por ciento, mas preferentemente inferior a aproximadamente el 1 por ciento, y lo mas preferentemente inferior al 0,5 por ciento. Preferentemente, el porcentaje en volumen promediado en el tiempo del medio de reaccion 36 que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida superior a 10.000 ppmp es inferior a aproximadamente el 0,3 por ciento, mas preferentemente inferior a aproximadamente el 0,1 por ciento, y lo mas preferentemente 25 inferior al 0,03 por ciento. Preferentemente, el porcentaje en volumen promediado en el tiempo del medio de reaccion 36 que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase ifquida superior a 25.000 ppmp es inferior a aproximadamente el 0,03 por ciento, mas preferentemente inferior a aproximadamente el 0,015 por ciento, y lo mas preferentemente inferior al 0,007 por ciento. Los inventores observan que el volumen del medio de reaccion 36 que tiene niveles elevados de compuesto oxidable no necesita encontrarse en un unico volumen contiguo. Muchas 30 veces, los patrones de flujo caoticos en un recipiente de reaccion de columna de burbujeo producen simultaneamente dos o mas porciones continuas, pero segregadas, del medio de reaccion 36 que tienen niveles elevados de compuesto oxidable. En cada momento usado en el promediado del tiempo, todos aquellos volumenes continuos, pero segregados, superiores al 0,0001 por ciento en volumen del medio de reaccion total se anaden juntos para determinar el volumen total que tiene niveles elevados de concentracion de compuesto oxidable en la 35 fase lfquida.

Ademas de los gradientes de concentracion de oxfgeno y compuesto oxidable, tratados anteriormente, se prefiere que exista un gradiente de temperatura en el medio de reaccion 36. Con referencia de nuevo a la FIG. 28, este gradiente de temperatura puede cuantificarse de un modo similar a los gradientes de concentracion repartiendo 40 teoricamente el medio de reaccion 36 en 30 rebanadas horizontales discretas de igual volumen y midiendo la temperatura promediada en el tiempo y promediada en el volumen de cada rebanada. La rebanada horizontal con la menor temperatura de las 15 rebanadas horizontales inferiores puede entonces identificarse como la rebanada horizontal de Tmm, y la rebanada horizontal localizada por encima de la rebanada horizontal de Tmm y que tiene la maxima temperatura de todas las rebanadas por encima de la rebanada horizontal de Tmm pueden entonces 45 identificarse como la “rebanada horizontal de Tmax.” Se prefiere que la temperatura de la rebanada horizontal de Tmax sea al menos aproximadamente 1 °C superior a la temperatura de la rebanada horizontal de Tmm. Mas preferentemente, la temperatura de la rebanada horizontal de Tmax esta en el intervalo de aproximadamente 1,25 a aproximadamente 12 °C superior a la temperatura de la rebanada horizontal de Tmm. Lo mas preferentemente, la temperatura de la rebanada horizontal de Tmax esta en el intervalo de 2 a 8 °C superior a la temperatura de la 50 rebanada horizontal de Tmm. La temperatura de la rebanada horizontal de Tmax esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200 °C, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180 °C, y lo mas preferentemente en el intervalo de 150 a 170 °C.

Normalmente, la rebanada horizontal de Tmax se localizara proxima al centro del medio de reaccion 36, mientras 55 que la rebanada horizontal de Tmm se localizara proxima al fondo del medio de reaccion 36. Preferentemente, la rebanada horizontal de Tmm es una de las 10 rebanadas horizontales inferiores de las 15 rebanadas horizontales inferiores. Lo mas preferentemente, la rebanada horizontal de Tmm es una de las 5 rebanadas horizontales inferiores de las 15 rebanadas horizontales inferiores. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra la rebanada horizontal de Tmm como la segunda rebanada horizontal desde el fondo de reactor 20. Preferentemente, la rebanada horizontal de

Tmax es una de las 20 rebanadas horizontales centrales de las 30 rebanadas horizontales discretas. Lo mas preferentemente, la rebanada horizontal de Tmm es una de las 14 rebanadas horizontales centrales de las 30 rebanadas horizontales discretas. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra la rebanada horizontal de Tmax como la vigesima rebanada horizontal desde el fondo del reactor 20 (es decir, una de las 10 rebanadas horizontales centrales). Se 5 prefiere que la separacion vertical entre las rebanadas horizontales de T mm y T max sea al menos aproximadamente 2W, mas preferentemente al menos aproximadamente 4W, y lo mas preferentemente al menos 6W. Se prefiere que la separacion vertical entre las rebanadas horizontales de T mm y T max sea al menos aproximadamente 0,2H, mas preferentemente al menos aproximadamente 0,4H, y lo mas preferentemente al menos 0,6H.

10

Como se trata anteriormente, si existe un gradiente de temperatura vertical en el medio de reaccion 36, puede ser ventajoso extraer medio de reaccion 36 en una localizacion elevada en la que la temperatura del medio de reaccion es la mayor, especialmente si el producto extrafdo se somete a procesamiento aguas abajo adicional a mayores temperaturas. Asf, si el medio de reaccion 36 se extrae de la zona de reaccion 28 mediante una o mas salidas 15 elevadas, como se ilustra en las FIGS. 19 y 20, se prefiere que la(s) salida(s) elevada(s) este(n) localizada(s) proxima(s) a la rebanada horizontal de Tmax. Preferentemente, la salida elevada esta localizada dentro de 10 rebanadas horizontales de la rebanada horizontal de Tmax, mas preferentemente dentro de 5 rebanadas horizontales de la rebanada horizontal de Tmax, y lo mas preferentemente dentro de 2 rebanadas horizontales de la rebanada horizontal de Tmax.

20

Ahora se ha observado que muchas de las caractensticas inventivas descritas en este documento pueden emplearse en sistemas de multiples reactores de oxidacion - no solo sistemas que emplean un unico reactor de oxidacion. Ademas, ciertas caractensticas inventivas descritas en este documento pueden emplearse en reactores de oxidacion mecanicamente agitados y/o agitados con flujo - no solo reactores agitados con burbujas (es decir, 25 reactores de columna de burbujeo). Por ejemplo, los inventores han descubierto ciertas ventajas asociadas a la concentracion de oxfgeno escalonada/variable y/o la velocidad de consumo de oxfgeno a lo largo del medio de reaccion. Las ventajas producidas por el escalonamiento de la concentracion/consumo de oxfgeno en el medio de reaccion pueden realizarse si el volumen total del medio de reaccion esta contenido en un unico recipiente o en multiples recipientes. Ademas, las ventajas producidas por el escalonamiento de la concentracion/consumo de 30 oxfgeno en el medio de reaccion pueden realizarse si el (los) recipiente(s) de reaccion esta(n) mecanicamente agitado(s), agitado(s) con flujo y/o agitado(s) con burbujas.

Una forma de cuantificar el grado de distribucion de la concentracion de oxfgeno y/o tasa de consumo en un medio de reaccion es comparar dos o mas volumenes continuos del 20 por ciento distintos del medio de reaccion. Estos 35 volumenes continuos del 20 por ciento no necesitan definirse por ninguna forma particular. Sin embargo, cada volumen continuo del 20 por ciento debe formarse de un volumen contiguo del medio de reaccion (es decir, cada volumen es “continuo”), y los volumenes continuos del 20 por ciento no deben solaparse (es decir, los volumenes son “distintos”). Las FlGS. 29-31 ilustran que estos volumenes continuos del 20 por ciento distintos pueden localizarse en el mismo reactor (FIG. 29) o en multiples reactores (FIGS. 30 y 31). Se observa que los reactores

40 ilustrados en las FIGS. 29-31 puede ser reactores mecanicamente agitados, agitados por flujo y/o agitados por

burbujas. En una realizacion, se prefiere que los reactores ilustrados en las FIGS. 29-31 sean reactores agitados por burbujas (es decir, reactores de columna de burbujeo).

Con referencia ahora a la FIG. 29, se ilustra que el reactor 20 contiene un medio de reaccion 36. El medio de

45 reaccion 36 incluye un primer volumen 37 continuo del 20 por ciento distinto y un segundo volumen 39 continuo del

20 por ciento distinto.

Con referencia ahora a la FIG. 30, se ilustra un sistema de multiples reactores que incluye un primer reactor 720a y un segundo reactor 720b. Los reactores 720a,b contienen cooperativamente un volumen total de un medio de 50 reaccion 736. El primer reactor 720a contiene una primera porcion de medio de reaccion 736a, mientras que el segundo reactor 720b contiene una segunda porcion de medio de reaccion 736b. Se muestra que un primer volumen continuo 737 del 20 por ciento distinto del medio de reaccion 736 esta definido dentro del primer reactor 720a, mientras que se muestra que un segundo volumen continuo 739 del 20 por ciento distinto del medio de reaccion 736 esta definido dentro del segundo reactor 720b.

55

Con referencia ahora a la FIG. 31, se ilustra un sistema de multiples reactores que incluye un primer reactor 820a, un segundo reactor 820b y un tercer reactor 820c. Los reactores 820a,b,c contienen cooperativamente un volumen total de un medio de reaccion 836. El primer reactor 820a contiene una primera porcion 836a de medio de reaccion; el segundo reactor 820b contiene una segunda porcion de medio de reaccion 836b; y el tercer reactor 820c contiene

una tercera porcion de medio de reaccion 836c. Se muestra que un primer volumen continuo 837 del 20 por ciento distinto del medio de reaccion 836 esta definido dentro del primer reactor 820a; se muestra que un segundo volumen continuo 839 del 20 por ciento distinto del medio de reaccion 836 esta definido dentro de segundo reactor 820b; y se muestra que un tercer volumen continuo 841 del 20 por ciento distinto del medio de reaccion 836 esta definido 5 dentro de tercer reactor 820c.

La distribucion de disponibilidad del oxfgeno en el medio de reaccion puede cuantificarse refiriendose al volumen continuo del 20 por ciento del medio de reaccion que tiene la fraccion molar mas abundante de oxfgeno en la fase gaseosa y refiriendose al volumen continuo del 20 por ciento del medio de reaccion que tiene la fraccion molar mas 10 agotada de oxfgeno en la fase gaseosa. En la fase gaseosa del volumen continuo del 20 por ciento distinto del medio de reaccion que contiene la mayor concentracion de oxfgeno en la fase gaseosa, la concentracion promediada en el tiempo y promediada en el volumen de oxfgeno, en una base humeda, esta preferentemente en el intervalo del 3 al 18 por ciento en moles, mas preferentemente en el intervalo del 3,5 al 14 por ciento en moles, y lo mas preferentemente en el intervalo del 4 al 10 por ciento en moles. En la fase gaseosa del volumen continuo del 20 15 por ciento distinto del medio de reaccion que contiene la menor concentracion de oxfgeno en la fase gaseosa, la concentracion promediada en el tiempo y promediada en el volumen de oxfgeno, en una base humeda, esta preferentemente en el intervalo del 0,3 al 5 por ciento en moles, mas preferentemente en el intervalo del 0,6 al 4 por ciento en moles, y lo mas preferentemente en el intervalo del 0,9 al 3 por ciento en moles. Ademas, la relacion de la concentracion promediada en el tiempo y promediada en el volumen de oxfgeno, en una base humeda, en el 20 volumen continuo del 20 por ciento mas abundante del medio de reaccion en comparacion con el volumen continuo del 20 por ciento mas agotado del medio de reaccion esta preferentemente en el intervalo de 1,5:1 a 20:1, mas preferentemente en el intervalo de 2:1 a 12:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 3:1 a 9:1.

La distribucion de la tasa de consumo de oxfgeno en el medio de reaccion puede cuantificarse en terminos de una 25 STR de oxfgeno, inicialmente descrita anteriormente. La STR de oxfgeno se describio previamente en un sentido global (es decir, desde la perspectiva de la STR de oxfgeno promedio del medio de reaccion entero); sin embargo, la STR de oxfgeno tambien puede considerarse en un sentido local (es decir, una parte del medio de reaccion) con el fin de cuantificar la distribucion de la tasa de consumo de oxfgeno en todo el medio de reaccion.

30 Los inventores han descubierto que es muy util hacer que la STR de oxfgeno vane en todo el medio de reaccion en armoma general con los gradientes deseables desvelados en el presente documento referente a la presion en el medio de reaccion y a la fraccion molar de oxfgeno molecular en la fase gaseosa del medio de reaccion. Asf, es preferible que la relacion de la STR de oxfgeno de un primer volumen continuo del 20 por ciento distinto del medio de reaccion en comparacion con la STR de oxfgeno de un segundo volumen continuo del 20 por ciento distinto del 35 medio de reaccion este en el intervalo de 1,5:1 a 20:1, mas preferentemente en el intervalo de 2:1 a 12:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 3:1 a 9:1. En una realizacion el “primer volumen continuo del 20 por ciento distinto” esta localizado mas proximo al “segundo volumen continuo del 20 por ciento distinto” con respecto a la localizacion en la que oxfgeno molecular se introduce inicialmente en el medio de reaccion. Estos grandes gradientes en la STR de oxfgeno son deseables tanto si el medio de la reaccion de oxidacion parcial esta contenido 40 como si no en un reactor de oxidacion de columna de burbujeo o en cualquier otro tipo de recipiente de reaccion en el que los gradientes son creados en presion y/o fraccion molar de oxfgeno molecular en la fase gaseosa del medio de reaccion (por ejemplo, en un recipiente mecanicamente agitado que tiene multiples zonas de agitacion verticalmente dispuestas alcanzadas usando multiples impulsores que tienen un fuerte flujo radial, posiblemente aumentado por ensamblaje deflectores generalmente horizontales, ascendiendo el flujo de oxidante generalmente 45 hacia arriba de una alimentacion proxima a la porcion inferior del recipiente de reaccion, a pesar de que puede producirse retromezcla considerable del flujo de oxidante dentro de cada zona de agitacion verticalmente dispuesta y que puede producirse algo de retromezcla entre zonas de agitacion verticalmente dispuestas adyacentes). Es decir, si un gradiente existe en la presion y/o fraccion molar de oxfgeno molecular en la fase gaseosa del medio de reaccion, los inventores han descubierto que se desea crear un gradiente similar en la demanda qmmica de oxfgeno 50 disuelto por los medios desvelados en el presente documento.

Un medio preferido de hacer que vane la STR de oxfgeno local es controlando las localizaciones de alimentacion de compuestos oxidables y controlando el mezclado de la fase lfquida del medio de reaccion para controlar gradientes en concentracion de compuesto oxidable segun otras divulgaciones de la presente invencion. Otros medios utiles de 55 hacer que vane la STR de oxfgeno local incluyen causar variacion en la actividad de la reaccion causando variacion de la temperatura local y cambiando la mezcla local de catalizador y componentes de disolvente (por ejemplo, introduciendo un gas adicional que produzca enfriamiento evaporativo en una porcion particular del medio de reaccion y anadiendo una corriente de disolvente que contenga una mayor cantidad de agua para reducir la actividad en una porcion particular del medio de reaccion ).

Como se trata anteriormente con referencia a las FIGS. 30 y 31, la reaccion de oxidacion parcial puede realizarse utilmente en multiples recipientes de reaccion en los que al menos una parte, preferentemente al menos el 25 por ciento, mas preferentemente al menos el 50 porcentaje, y lo mas preferible al menos el 75 por ciento, del oxfgeno molecular que sale de un primer recipiente de reaccion se realiza en uno o mas recipientes de reaccion posteriores 5 para consumo de un incremento adicional, preferentemente superior al 10 por ciento, mas preferentemente superior al 20 por ciento, y lo mas preferentemente superior al 40 porcentaje, del oxfgeno molecular que sale del primer recipiente de reaccion/recipiente de reaccion aguas arriba. Si se usa un flujo en serie tal de oxfgeno molecular de un reactor a otros, se desea que el primer recipiente de reaccion sea operado con una mayor intensidad de reaccion que al menos uno de los posteriores recipientes de reaccion, preferentemente con la relacion de STR de oxigeno 10 promedio en el recipiente dentro del primer recipiente de reaccion con respecto a STR de oxigeno promedio en el recipiente dentro del posterior recipiente de reaccion en el intervalo de 1,5:1 a 20:1, mas preferentemente en el intervalo de 2:1 a 12:1, y lo mas preferentemente en el intervalo de 3:1 a 9:1.

Como se trata anteriormente, todos los tipos del primer recipiente de reaccion (por ejemplo, columna de burbujeo, 15 mecanicamente agitada, retromezcla, internamente distribuido, flujo piston, etc.) y todos los tipos de recipientes de reaccion posteriores que pueden o pueden no ser de tipo diferente del primer recipiente de reaccion, son utiles para flujo en serie de oxigeno molecular a los posteriores recipientes de reaccion segun la presente invencion. Los medios para hacer que la STR de oxigeno promedio en el recipiente disminuya dentro de los recipientes de reaccion posteriores incluyen utilmente temperatura reducida, concentraciones de compuesto oxidable reducidos y actividad 20 de la reaccion reducida de la mezcla particular de componentes catalfticos y disolvente (por ejemplo, concentracion de cobalto reducida, elevada concentracion de agua y adicion de un retardante catalftico tal como pequenas cantidades de cobre ionico).

En la circulacion del primer recipiente de reaccion a un recipiente de reaccion posterior, la corriente de oxidante 25 puede tratarse mediante cualquier medio conocido en la tecnica tal como compresion o reduccion de presion, enfriamiento o refrigeracion, y eliminando masa o anadiendo masa de cualquier cantidad o cualquier tipo. Sin embargo, el uso de disminuir la STR de oxigeno promedio en el recipiente en recipientes de reaccion posteriores es particularmente util cuando la presion absoluta en la porcion superior del primer recipiente de reaccion es inferior a aproximadamente 2,0 megapascales, mas preferentemente inferior a aproximadamente 1,6 megapascales, y lo mas 30 preferentemente inferior a 1,2 megapascales. Ademas, el uso de disminuir la STR de oxigeno promedio en el recipiente en recipientes de reaccion posteriores es particularmente util cuando la relacion de la presion absoluta en la porcion superior del primer recipiente de reaccion en comparacion con la presion absoluta en la porcion superior de al menos un recipiente de reaccion posterior esta en el intervalo de 0,5:1 a 6:1, mas preferentemente en un intervalo de 6:1 a 4:1, y lo mas preferentemente en un intervalo de 0,7:1 a 2:1. Reducciones de presion en 35 recipientes posteriores por debajo de estos lfmites inferiores reducen excesivamente la disponibilidad de oxigeno molecular, y aumentos de presion por encima de estos lfmites superiores son cada vez mas costosos en comparacion con el uso de un suministro de oxidante fresco.

Si se usa flujo en serie de oxigeno molecular a recipientes de reaccion posteriores habiendo disminuido la STR de 40 oxigeno promedio en el recipiente, corrientes de alimentacion frescas de compuesto oxidable, disolvente y oxidante pueden circular en recipientes de reaccion posteriores y/o en el primer recipiente de reaccion. Los flujos de la fase ifquida y la fase solida, si estan presentes, del medio de reaccion pueden circular en cualquier direccion entre recipientes de reaccion. Toda o parte de la fase gaseosa que abandona el primer recipiente de reaccion y que entra en un recipiente de reaccion posterior puede circular separada de o combinada con porciones de la fase lfquida o la 45 fase solida, si estan presentes, del medio de reaccion del primer recipiente de reaccion. Un flujo de corriente de producto que comprende fase lfquida y fase solida, si estan presentes, puede extraerse del medio de reaccion en cualquier recipiente de reaccion en el sistema.

Con referencia de nuevo a las FIGS. 1-29, la oxidacion se lleva a cabo preferentemente en el reactor de columna de 50 burbujeo 20 en condiciones que son marcadamente diferentes, segun realizaciones preferidas desveladas en el presente documento, de los reactores de oxidacion convencionales. Si el reactor de columna de burbujeo 20 se usa para llevar a cabo la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a acido tereftalico en bruto (CTA) segun realizaciones preferidas desveladas en el presente documento, los perfiles espaciales de la intensidad de reaccion local, de la intensidad de evaporacion local y de la temperatura local combinados con los patrones de flujo lfquido 55 dentro del medio de reaccion y las temperaturas de oxidacion preferidas relativamente bajas contribuyen a la formacion de partfculas de CTA que tienen propiedades unicas y ventajosas.

Las FIGS. 32A y 32B ilustran partfculas de CTA base producidas segun una realizacion de la presente invencion. La FIG. 32A muestra las partfculas de CTA base a un aumento de 500 veces, mientras que la FIG. 32B amplia una de

las partfculas de CTA base y muestra esa partfcula a un aumento de 2.000 veces. Como quizas se ilustra mejor en la FIG. 32B, cada partfcula de CTA base esta normalmente formada de un gran numero de pequenas subpartfculas de CTA aglomeradas, dando asf a la partfcula de CTA base un area superficial relativamente alta, alta porosidad, baja densidad buena capacidad de disolucion. A menos que se especifique de otro modo, las diversas propiedades 5 del CTA inventivo, descritas mas adelante, se miden usando una muestra representativa de CTA, en la que la muestra representativa pesa al menos 1 gramo y/o esta formada de al menos 10.000 partfculas individuales de CTA. La partfculas de CTA base normalmente tienen un tamano de partfcula medio en el intervalo de 20 a 150 micrometros, mas preferentemente en el intervalo de 30 a 120 micrometros, y lo mas preferentemente en el intervalo de 40 a 90 micrometros. Las subpartfculas de CTA normalmente tienen un tamano de partfcula medio en el intervalo 10 de 0,5 a 30 micrometros, mas preferentemente de 1 a 15 micrometros, y lo mas preferentemente en el intervalo de 2 a 5 micrometros. El area superficial relativamente alta de las partfculas de CTA base ilustradas en las FIGS. 32A y 32B puede cuantificarse usando un metodo de medicion del area superficial de Braunauer-Emmett-Teller (BET). Preferentemente, las partfculas de CTA base tienen una superficie BET promedio de al menos 0,6 metros cuadrados por gramo (m2/g). Mas preferentemente, las partfculas de CTA base tienen un area superficial BET promedio en el 15 intervalo de 0,8 a 4 m2/g. Lo mas preferentemente, las partfculas de CTA base tienen un area superficial BET promedio en el intervalo de 0,9 a 2 m2/g. Las propiedades ffsicas (por ejemplo, tamano de partfcula, area superficial BET, porosidad y capacidad de disolucion) de las partfculas de CTA base formadas por proceso de oxidacion optimizado de una realizacion preferida de la presente invencion permiten la purificacion de las partfculas de CTA por metodos mas eficaces y/o economicos, como se describen en mas detalle mas adelante con respecto a la FIG. 20 35.

Los valores medios del tamano de partfcula proporcionados anteriormente se determinaron usando microscopfa de luz polarizada y analisis de imagenes. El equipo empleado en los analisis del tamano de partfcula incluyen un microscopio optico Nikon E800 con un objetivo 4x Plan Flour N.A. 0,13, una camara digital Spot RT™ y un ordenador 25 personal que ejecuta el software de analisis de imagenes Imagen Pro Plus™ V4.5.0.19. El metodo de analisis del tamano de partfcula incluyo las siguientes etapas principales: (1) dispersar los polvos de CTA en aceite mineral; (2) preparar un portaobjetos/cubreobjetos de microscopio de la dispersion; (3) examinar el portaobjetos usando microscopfa de luz polarizada (condicion de polares cruzadas - las partfculas aparecen como objetos sobre fondo negro); (4) capturar diferentes imagenes para cada preparacion de muestras (tamano de campo = 3 x 2,25 mm; 30 tamano de pixel = 1,84 micrometros/pfxel); (5) realizar analisis de imagenes con el software Imagen Pro Plus™; (6) exportar la medida de la partfcula a una hoja de calculo; y (7) realizar la caracterizacion estadfstica en la hoja de calculo. La etapa (5) de “realizar analisis de imagenes con el software Imagen Pro Plus™” incluyo las subetapas de: (a) fijar el umbral de imagen para detectar partfculas blancas sobre fondo oscuro; (b) crear una imagen binaria; (c) ejecutar un filtro abierto de un solo paso para filtrar el ruido de pfxeles; (d) medir todas lasjiartfculas en la imagen; y 35 (e) informar del diametro medio medido para cada partfcula. El software Imagen Pro Plus™ define el diametro medio de partfculas individuales como la longitud promedio en numero de diametros de una partfcula medida a intervalos de 2 grados y pasando a traves del centroide de la partfcula. La etapa 7 de “realizar la caracterizacion estadfstica en la hoja de calculo” comprende calcular el tamano de partfcula medio ponderado en volumen del siguiente modo. El volumen de cada una de las n partfculas en una muestra se calcula como si fueran esfericas usando pi/6 * diA3; 40 multiplicando el volumen de cada partfcula por su diametro para encontrar pi/6 * diA4; sumando todas las partfculas en la muestra de los valores de pi/6 * diA4; sumando los volumenes de todas las partfculas en la muestra; y calculando el diametro de partfcula ponderado en volumen como la suma de las n partfculas en la muestra de (pi/6 *diA4) dividido entre la suma de las n partfculas en la muestra de (pi/6 * diA3). Como se usa en el presente documento, “tamano de partfcula medio” se refiere a tamano de partfcula medio ponderado en volumen determinado 45 segun el metodo de prueba anteriormente descrito; y tambien se denomina D(4,3).

imagen1

Ademas, la etapa 7 comprende encontrar los tamanos de partfcula para los que diversas fracciones del volumen de 50 muestra total son mas pequenas. Por ejemplo, D(v, 0,1) es el tamano de partfcula para el que el 10 por ciento del volumen de muestra total es mas pequeno y el 90 por ciento es mayor; D(v, 0,5) es el tamano de partfcula para el que la mitad del volumen de muestra es mayor y la mitad es menor; D(v, 0,9) es el tamano de partfcula para el que el 90 por ciento del volumen de muestra total es mas menor; etc. Ademas, la etapa 7 comprende calcular el valor de D(v, 0,9) menos D(v,0,1), que se define en el presente documento como la “difusion del tamano de partfcula”; y la 55 etapa 7 comprende calcular el valor de la difusion del tamano de partfcula dividido entre D(4,3), que en el presente

documento se define como la “difusion relativa del tamano de partfcula”.

Ademas, es preferible que D(v,0,1) de las partfculas de CTA como se mide anteriormente este en el intervalo de 5 a 65 micrometros, mas preferentemente en el intervalo de 15 a 55 micrometros y lo mas preferentemente en el 5 intervalo de 25 a 45 micrometros. Es preferible que D(v,0,5) de las partfculas de CTA como se mide anteriormente este en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 90 micrometros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 80 micrometros, y lo mas preferentemente en el intervalo de 30 a 70 micrometros. Es preferible que D(v,0,9) de las partfculas de CTA como se mide anteriormente este en el intervalo de 30 a 150 micrometros, mas preferentemente en el intervalo de 40 a 130 micrometros, y lo mas 10 preferentemente en el intervalo de 50 a 110 micrometros. Es preferible que la difusion relativa del tamano de partfcula este en el intervalo de 0,5 a 2,0, mas preferentemente en el intervalo de 0,6 a 1,5, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,7 a 1,3.

Los valores del area superficial BET proporcionados anteriormente se midieron en un Micromeritics ASAP2000 15 (disponible de Micromeritics Instrument Corporation de Norcross, GA). En la primera etapa del proceso de medicion, una muestra de 2 a 4 gramos de las partfculas se peso y se seco a vacfo a 50 °C. La muestra se coloco entonces sobre el colector de gas de analisis y se enfrio a 77 °K (-196,1 °C). Se midio una isoterma de adsorcion de nitrogeno a un mmimo de 5 presiones de equilibrio exponiendo la muestra a volumenes conocidos de gas nitrogeno y midiendo la disminucion de la presion. Las presiones de equilibrio estuvieron apropiadamente en el intervalo de P/P0 20 = 0,01-0,20, en la que P es la presion de equilibrio y P0 es la presion del vapor de nitrogeno lfquido a 77 °K (-196,1 °C). La isoterma resultante se representa entonces segun la siguiente ecuacion BET:

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25 en la que Va es el volumen de gas adsorbido por la muestra a P, Vm es el volumen de gas requerido para cubrir la superficie entera de la muestra con una monocapa de gas, y C es una constante. De esta representacion se determinaron Vm y C. Vm se convirtio entonces en un area superficial usando el area de la seccion transversal de nitrogeno a 77 °K (-196,1 °C) por:

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en la que a es el area de la seccion transversal de nitrogeno a 77 °K (-196,1 °C), T es 77 °K (-196,1 °C) y R es la constante de los gases.

35 Como se ha aludido anteriormente, el CTA formado segun una realizacion de la presente invencion presenta propiedades de disolucion superiores frente a CTA convencional preparado por otros procesos. Esta tasa de disolucion potenciada permite purificara el CTA inventivo por procesos de purificacion mas eficientes y/o mas eficaces. La siguiente descripcion trata el modo en el que puede cuantificarse la tasa de disolucion de CTA.

40 La tasa de disolucion de una cantidad conocida de solidos en una cantidad conocida de disolvente en una mezcla agitada puede medirse por diversos protocolos. Como se usa en el presente documento, un metodo de medicion llamado la “prueba de disolucion cronometrada” se define como sigue. Una presion ambiente de aproximadamente 0,1 megapascales se usa en todo la prueba de disolucion cronometrada. La temperatura ambiente usada en toda la prueba de disolucion cronometrada es aproximadamente 22 °C. Ademas, los solidos, disolvente y todo el aparato de 45 disolucion se equilibran completamente termicamente a esta temperatura antes de empezar la prueba, y no hay calentamiento o enfriamiento apreciable del vaso de precipitados o su contenido durante el periodo de tiempo de disolucion. Una porcion de disolvente de tetrahidrofurano de calidad analftica para HPLC fresco (>99,9 por ciento de pureza), denominado mas adelante THF, que pesa 250 gramos se coloca en un vaso de precipitados de vidrio de 400 ml de forma alta KIMAX limpio (numero de pieza Kimble® 14020, Kimble / Kontes, Vineland, NJ), que es de 50 paredes lisas sin aislar, y generalmente de forma cilmdrica. Una barra de agitacion magnetica recubierta de teflon (numero de pieza de VWR 58948-230, aproximadamente 1 pulgada de longitud (2,54 cm) con 3/8 de pulgada (0,95 cm) de diametro, seccion transversal octagonal, VWR International, West Chester, PA 19380) se dispone en el vaso de precipitados, en el que naturalmente se deposita en el fondo. La muestra se agita usando un agitador magnetico Variomag® multipoint 15 (H&P Labortechnik AG, Oberschleissheim, Alemania), agitador magnetico a una parametro 55 de 800 revoluciones por minuto. Esta agitacion empieza no mas de 5 minutos antes de la adicion de solidos y continua continuamente durante al menos 30 minutos despues de anadir los solidos. Una muestra de solido de

partfculas de TPA en bruto o purificadas que asciende a 250 miligramos se pesa en un platillo de pesada de muestras no adherente. En un tiempo inicial designado t=0, los solidos pesados se vierten todos de una vez en el THF agitado, y simultaneamente se pone en marcha un cronometro. Hecho adecuadamente, el THF humedece muy rapidamente los solidos y forma una suspension bien agitada diluida en el plazo de 5 segundos. Posteriormente, las 5 muestras de esta mezcla se obtienen a los siguientes tiempos, medidos en minutos a partir de t=0: 0,08, 0,25, 0,50, 0,75, 1,00, 1,50, 2,00, 2,50, 3,00, 4,00, 5,00, 6,00, 8,00, l0,00, 15,00 y 30,00. Cada muestra pequena se extrae de la mezcla bien agitada diluida usando una nueva jeringuilla desechable (Becton, Dickinson and Co, 5 mililitros, REF 30163, Franklin Lakes, NJ 07417). Inmediatamente tras la extraccion del vaso de precipitados, aproximadamente 2 mililitros de la muestra de lfquido clara se descargan rapidamente a traves de un filtro de jeringuilla sin usar nuevo 10 (diametro de 25 mm, 0,45 micrometros, Gelman GHP Acrodisc GF®, Pall Corporation, East Hills, NY 11548) en un nuevo vial de muestra de vidrio marcado. La duracion de cada llenado de jeringuilla, disposicion del filtro y descarga en un vial de muestra se correctamente inferior a aproximadamente 5 segundos, y este intervalo empieza apropiadamente y termina en el plazo de aproximadamente 3 segundos a cualquier lado de cada tiempo de muestreo diana. Dentro de aproximadamente cinco minutos de cada llenado, los viales de muestra se cierran con 15 tapon y se mantienen a temperatura aproximadamente constante hasta que se realiza el siguiente analisis qmmico. Despues de tomar la muestra final a un tiempo de 30 minutos pasado t=0, las dieciseis muestras se analizan para la cantidad de TPA disuelto usando un metodo de HPLC-DAD generalmente como se describen en cualquier parte dentro de esta divulgacion. Sin embargo, en la presente prueba, los patrones de calibracion y los resultados informados se basan ambos en miligramos de TPA disuelto por gramo de THF disolvente (denominado mas 20 adelante “ppm en THF”). Por ejemplo, si los 250 miligramos de solidos fueran TPA muy puro y si esta cantidad entera se disolviera completamente en 250 gramos de disolvente de THF antes de tomar una muestra particular, la concentracion correctamente medida sena 1.000 ppm en THF.

Si el CTA segun la presente invencion se somete a la prueba de disolucion cronometrada descrita anteriormente, se 25 prefiere que una muestra tomadas en un minuto pasado t=0 se disuelva a una concentracion de al menos 500 ppm en THF, mas preferentemente a al menos 600 ppm en THF. Para una muestra tomadas dos minutos pasado t=0, se prefiere que CTA segun la presente invencion se disuelva a una concentracion de al menos 700 ppm en THF, mas preferentemente a al menos 750 ppm en THF. Para una muestra tomada cuatro minutos pasado t=0, se prefiere que CTA segun la presente invencion se disuelva a una concentracion de al menos 840 ppm en THF, mas 30 preferentemente a al menos 880 ppm en THF.

Los inventores han encontrado que un modelo de crecimiento exponencial negativo relativamente simple es util para describir la dependencia del tiempo del conjunto de datos completo de una prueba de disolucion controlada completa, a pesar de la complejidad de las muestras de partfculas y del proceso de disolucion. La forma de la 35 ecuacion, en lo sucesivo el “modelo de disolucion cronometrada”, es la siguiente:

imagen4

en la que

40 t = tiempo en unidades de minutos;

S = solubilidad, en unidades de ppm en THF, a tiempo t; exp = funcion exponencial en la base del logaritmo natural de 2;

A, B = constantes de regresion en unidades de ppm en THF, en la que A se refiere principalmente a la rapida disolucion de las partfculas mas pequenas a tiempos muy cortos y en la que la suma de A + B se refiere 45 principalmente a la cantidad total de la disolucion proxima al final del periodo de prueba especificado; y C = una constante de regresion del tiempo en unidades de minutos redprocos.

Las constantes de regresion se ajustan para minimizar la suma de los cuadrados de los errores entre los puntos de datos reales y los valores del modelo correspondientes, metodo que comunmente se llama un ajuste “por mmimos 50 cuadrados”. Un paquete de software preferido para ejecutar esta regresion de datos es JMP Release 5.1.2 (SAS Institute Inc., JmP Software, SAS Campus Drive, Cary, NC 27513).

Si el CTA segun la presente invencion se prueba con la prueba de disolucion cronometrada y se ajusta al modelo de disolucion cronometrada descritos anteriormente; se prefiere que el CTA tenga una constante de tiempo “C” superior 55 a 0,5 minutos redprocos, mas preferentemente superior a 0,6 minutos redprocos, y lo mas preferentemente superior a 0,7 minutos redprocos.

Las FIGS. 33A y 33B ilustran una partfcula de CTA convencional preparada por un proceso de oxidacion a alta temperatura convencional en un reactor de tanque agitado continuo (CSTR). La FIG. 33A muestra la partfcula de

CTA convencional a un aumento de 500 veces, mientras que la FIG. 33B amplia y muestra la partfcula de CTA a un aumento de 2.000 veces. Una comparacion visual de las partfculas de CTA inventivas ilustradas en las FIGS. 32A y 32B y la partfcula de CTA convencional ilustrada en las FIGS. 33A y 33B muestra que la partfcula de CTA convencional tiene una mayor densidad, menor area superficial, menor porosidad y mayor tamano de partfcula que 5 las partfculas de CTA inventivas. En realidad, el CTA convencional representado en las FIGS. 33A y 33B tiene un tamano de partfcula medio de 205 micrometros y un area superficial BET de aproximadamente 0,57 irr/g.

La FIG. 34 ilustra un proceso convencional para preparar acido tereftalico purificado (PTA). En el proceso de PTA convencional, para-xileno se oxida parcialmente en un a reactor de oxidacion 700 a alta temperatura mecanicamente 10 agitado. Una suspension que comprende CTA se extrae del reactor 700 y luego se purifica en un sistema de purificacion 702. El producto de PTA del sistema de purificacion 702 se introduce en un sistema de separacion 706 para la separacion y el secado de las partfculas de PTA. El sistema de purificacion 702 representa una grande porcion de los costes asociados a la produccion de partfculas de PTA mediante metodos convencionales. El sistema de purificacion 702 generalmente incluye un sistema de intercambio/adicion de agua 708, un sistema de disolucion 15 710, un sistema de hidrogenacion 712 y tres recipientes de cristalizacion 704a,b,c separados. En el sistema de intercambio/adicion de agua 708, una porcion sustancial de la disolucion madre es desplazada con agua. Despues de la adicion de agua, el agua/suspension de CTA se introduce en el sistema de disolucion 710 en el que la mezcla de agua/CTA se calienta hasta que las partfculas de CTA se disuelven completamente en el agua. Despues de la disolucion del CTA, la disolucion de CTA en agua se somete a hidrogenacion en el sistema de hidrogenacion 712. El 20 efluente hidrogenado del sistema de hidrogenacion 712 se somete entonces a cristalizacion de tres etapas de en los recipientes de cristalizacion 704a,b,c, seguido de separacion de PTA en el sistema de separacion 706.

La FIG. 35 ilustra un proceso mejorado para producir PTA empleando un reactor de oxidacion de columna de burbujeo 800 configurado segun una realizacion de la presente invencion. Una suspension inicial que comprende 25 partfculas de CTA solidas y una disolucion madre lfquida se extrae del reactor 800. Normalmente, la suspension inicial puede contener en el intervalo del 10 al 50 por ciento en peso de partfculas de CTA solidas, siendo el resto disolucion madre lfquida. Las partfculas de CTA solidas presentes en la suspension inicial normalmente contienen al menos aproximadamente 400 ppmp de 4-carboxibenzaldehndo (4-CBA), mas normalmente al menos aproximadamente 800 ppmp de 4-CBA, y lo mas normalmente en el intervalo de 1.000 a 15.000 ppmp de 4-CBA. La 30 suspension inicial extrafda del reactor 800 se introduce en un sistema de purificacion 802 para reducir la concentracion de 4-CBA y otras impurezas presentes en el CTA. Se produce una suspension mas pura/purificada del sistema de purificacion 802 y se somete a separacion y secado en un sistema de separacion 804 para asf producir partfculas de acido tereftalico solidas mas puras que comprenden menos de 400 ppmp de 4-CBa, mas preferentemente menos de 250 ppmp de 4-CBA, y lo mas preferentemente en el intervalo de 10 a 200 ppmp de 435 CBA.

El sistema de purificacion 802 del sistema de produccion de PTA ilustrado en la FIG. 35 proporciona varias ventajas con respecto al sistema de purificacion 802 de la tecnica anterior, sistema ilustrado en la FIG. 34. Preferentemente, el sistema de purificacion 802 generalmente incluye un sistema de intercambio de lfquido 806, un digestor 808 y un 40 unico cristalizador 810. En el sistema de intercambio de lfquido 806, al menos aproximadamente el 50 por ciento en peso de la disolucion madre presente en la suspension inicial se sustituye por un disolvente de sustitucion fresco para asf proporcionar una suspension intercambiada con disolvente que comprende partfculas de CTA y el disolvente de sustitucion. La suspension intercambiada con disolvente que sale del sistema de intercambio de lfquido 806 se introduce en el digestor 808 (o reactor de oxidacion secundaria). En el digestor 808, una reaccion de 45 oxidacion secundaria se realiza a temperaturas ligeramente mayores que se usaron en la reaccion de oxidacion inicial/primaria llevada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 800. Como se trata anteriormente, el alta area superficial, pequeno tamano de partfcula y baja densidad de las partfculas de CTA producido en el reactor 800 hacen que ciertas impurezas atrapadas en las partfculas de CTA esten disponibles para la oxidacion en el digestor 808 sin requerir la completa disolucion de las partfculas de CTA en el digestor 808. Asf, la temperatura en el digestor 50 808 puede ser menor que muchos procesos de la tecnica anterior similares. La oxidacion secundaria llevada a cabo en el digestor 808 reduce preferentemente la concentracion de 4-CBA en el CTA al menos 200 ppmp, mas preferentemente al menos 400 ppmp, y lo mas preferentemente en el intervalo de 600 a 6.000 ppmp. Preferentemente, la temperatura de oxidacion secundaria en el digestor 808 es al menos 10 °C superior a la temperatura de oxidacion primaria en el reactor de columna de burbujeo 800, mas preferentemente 20 a 80 °C 55 superior a la temperatura de oxidacion primaria en el reactor 800, y lo mas preferentemente 30 a 50 °C superior a la temperatura de oxidacion primaria en el reactor 800. La temperatura de secundaria oxidacion esta preferentemente en el intervalo de 160 a 240 °C, mas preferentemente en el intervalo de 180 a 220 °C y lo mas preferentemente en el intervalo de 190 a 210 °C. El producto purificado del digestor 808 requiere solo una unica etapa de cristalizacion en el cristalizador 810 antes de la separacion en el sistema de separacion 804. Tecnicas de oxidacion/digestion

secundaria adecuadas se tratan en mas detalle en la solicitud de patente de EE.UU. n° 2005/0065373.

El acido tereftalico (por ejemplo, PTA) producido por el sistema ilustrado en la FIG. 35 esta formado preferentemente de partfculas de PTA que tienen un tamano de partfcula medio de al menos aproximadamente 40 micrometros, mas 5 preferentemente en el intervalo de aproximadamente 50 a aproximadamente 2.000 micrometros, y lo mas preferentemente en el intervalo de 60 a 200 micrometros. Las partfculas de PTA tienen preferentemente un area superficial BET promedio inferior a aproximadamente 0,25 m2/g, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,005 a aproximadamente 0,2 m2/g, y lo mas preferentemente en el intervalo de 0,01 a 0,18 m2/g. El PTA producido por el sistema ilustrado en la FIG. 35 es adecuado para su uso como una materia prima en la 10 preparacion del PET. Normalmente, el PET se prepara mediante esterificacion de tereftalico con etilenglicol, seguido de policondensacion. Preferentemente, el acido tereftalico producido por una realizacion de la presente invencion se emplea como alimentacion al proceso de PET en reactor tubular descrito en la solicitud de patente de EE.UU. n° de serie 10/013.318.

15 Las partfculas de CTA con la morfologfa preferida en el presente documento se desvelan particularmente utiles en el proceso de digestion oxidativa anteriormente descrito para la reduccion del contenido de 4-CBA. Ademas, estas partfculas de CTA preferidas proporcionan ventajas en un amplio intervalo de otros post-procesos que implican la disolucion y/o reaccion qmmica de las partfculas. Estos post-procesos adicionales incluyen, pero no se limitan a, reaccion con al menos un compuesto que contiene hidroxilo para formar compuestos de ester, especialmente la 20 reaccion de CTA con metanol para formar tereftalato de dimetilo y esteres impureza; reaccion con al menos un diol para formar monomero de ester y/o compuestos polimericos, especialmente la reaccion de CTA con etilenglicol para formar poli(tereftalato de etileno) (PET); y disolucion completa o parcial en disolventes que incluyen, pero no se limitan a, agua, acido acetico y N-metil-2-pirrolidona, que pueden incluir procesamiento adicional, que incluye, pero no se limitan a, reprecipitacion de un acido tereftalico mas puro y/o reduccion qmmica selectiva de grupos carbonilo 25 distintos de grupos acido carboxflico. En particular se incluye la sustancial disolucion de CTA en un disolvente que comprende agua acoplado con hidrogenacion parcial que reduce la cantidad de aldetndos, especialmente 4-CBa, fluorenonas, fenonas y/o antraquinonas.

Los inventores tambien contemplan que partfculas de CTA que tienen las propiedades preferidas desveladas en el 30 presente documento puedan producirse a partir de partfculas de CTA no conformes con las propiedades preferidas desveladas en el presente documento (partfculas de CTA no conformes) por medios que incluyen, pero no se limitan a, trituracion mecanica de partfculas de CTA no conformes y disolucion completa o parcial de partfculas de CTA no conformes, seguido de re-precipitacion completa o parcial.

35 Segun una realizacion de la presente invencion, se proporciona un proceso para oxidar parcialmente un compuesto aromatico oxidable en uno o mas tipos de acido carboxflico aromatico en el que la pureza de la porcion de disolvente de la alimentacion (es decir, la “alimentacion de disolvente”) y la pureza de la porcion de compuesto oxidable de la alimentacion (es decir, la “alimentacion de compuesto oxidable”) estan controladas dentro de ciertos intervalos especificados mas adelante. Junto con otras realizaciones de la presente invencion, esto permite que la pureza de la 40 fase lfquida y, si estan presentes, la fase solida y la fase en suspension combinada (es decir, solido mas lfquido) del medio de reaccion se controlen en ciertos intervalos preferidos, explicados resumidamente mas adelante.

Con respecto a la alimentacion de disolvente, se conoce oxidar un compuesto(s) aromatico(s) oxidable(s) para producir un acido carboxflico aromatico en el que la alimentacion de disolvente introducida en el medio de reaccion 45 es una mezcla de acido acetico y agua de pureza analttica, como se emplea frecuentemente a escala de laboratorio y escala piloto. Asimismo, se conoce realizar la oxidacion de compuesto aromatico oxidable a acido carboxflico aromatico en el que el disolvente que abandona el medio de reaccion se separa del acido carboxflico aromatico producido y luego se recircula al medio de reaccion como disolvente de alimentacion, principalmente por motivos de coste de fabricacion. Esta recirculacion de disolvente hace que ciertas impurezas de la alimentacion y subproductos 50 del proceso se acumulen con el tiempo en el disolvente recirculado. Se conocen diversos medios en la tecnica para ayudar a purificar el disolvente recirculado antes de la reintroduccion en el medio de reaccion. Generalmente, un mayor grado de purificacion del disolvente recirculado conduce a coste de fabricacion significativamente mayor que a menor grado de purificacion por medios similares. Una realizacion de la presente invencion se refiere a entender y definir los intervalos preferidos de un gran numero de impurezas dentro de la alimentacion de disolvente, muchas de 55 las cuales se crefa hasta la fecha que eran ampliamente benignas, con el fin de encontrar un equilibrio optimo entre el coste de fabricacion global y la pureza de producto global.

“Alimentacion de disolvente recirculado” se define en el presente documento como la alimentacion de disolvente que comprende al menos aproximadamente el 5 por ciento en peso en masa que ha pasado previamente a traves de un

medio de reaccion que contiene uno o mas compuestos aromaticos oxidables que se someten a oxidacion parcial. Por motivos de existencia de disolvente y del tiempo en la corriente en una unidad de fabricacion, es preferible que las porciones de disolvente recirculado pasen a traves del medio de reaccion al menos una vez por dfa de operacion, mas preferentemente al menos una vez por dfa durante al menos siete dfas consecutivos de operacion, y 5 lo mas preferentemente al menos una vez por dfa durante al menos 30 dfas consecutivos de operacion. Por motivos economicos es preferible que al menos aproximadamente el 20 por ciento en peso de la alimentacion de disolvente al medio de reaccion de la presente invencion sea disolvente recirculado, mas preferentemente al menos aproximadamente el 40 por ciento en peso, todavfa mas preferentemente al menos aproximadamente el 80 por ciento en peso, y lo mas preferentemente al menos el 90 por ciento en peso.

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Los inventores han descubierto que, por motivos de actividad de la reaccion y para la consideracion de impurezas metalicas que quedan en el producto de oxidacion, las concentraciones de metales multivalentes seleccionadas dentro de la alimentacion de disolvente recirculado esten preferentemente en los intervalos especificados inmediatamente a continuacion. La concentracion de hierro en disolvente recirculado es preferentemente inferior a 15 aproximadamente 150 ppmp, mas preferentemente inferior a aproximadamente 40 ppmp, y lo mas preferentemente entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de mquel en disolvente recirculado es preferentemente inferior a

aproximadamente 150 ppmp, mas preferentemente inferior a aproximadamente 40 ppmp, y lo mas preferentemente entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de cromo en disolvente recirculado es preferentemente inferior a

aproximadamente 150 ppmp, mas preferentemente inferior a aproximadamente 40 ppmp, y lo mas preferentemente 20 entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de molibdeno en disolvente recirculado es preferentemente inferior a aproximadamente 75 ppmp, mas preferentemente inferior a aproximadamente 20 ppmp, y lo mas preferentemente entre 0 y 4 ppmp. La concentracion de titanio en disolvente recirculado es preferentemente inferior a

aproximadamente 75 ppmp, mas preferentemente inferior a aproximadamente 20 ppmp, y lo mas preferentemente entre 0 y 4 ppmp. La concentracion de cobre en disolvente recirculado es preferentemente inferior a

25 aproximadamente 20 ppmp, mas preferentemente inferior a aproximadamente 4 ppmp, y lo mas preferentemente entre 0 y 1 ppmp. Otras impurezas metalicas tambien estan normalmente presentes en disolvente recirculado, variando generalmente a menores niveles en proporcion con uno o mas de los metales anteriormente enumerados. El control de los metales anteriormente enumerados en los intervalos preferidos mantendra otras impurezas a niveles adecuados.

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Estos metales pueden surgir como impurezas en cualquiera de las alimentaciones de proceso entrantes (por ejemplo, en compuesto oxidable entrante, disolvente, oxidante y compuestos de catalizador). Alternativamente, los metales pueden surgir como productos de corrosion de cualquiera de las unidades de proceso poniendose en contacto el medio de reaccion y/o poniendose en contacto disolvente recirculado. Los medios para controlar los 35 metales en los intervalos de concentracion desvelados incluyen la especificacion apropiada y monitorizacion de la pureza de diversas alimentaciones y el uso apropiado de materiales de construccion que incluyen, pero no se limitan a, muchas calidades comerciales de titanio y de aceros inoxidables que incluyen aquellas calidades conocidas como aceros inoxidables dobles y aceros inoxidables de alto molibdeno.

40 Los inventores tambien han encontrado intervalos preferidos para compuestos aromaticos seleccionados en el disolvente recirculado. Estos incluyen tanto compuestos aromaticos precipitados como disueltos dentro del disolvente recirculado.

Sorprendentemente, incluso producto precipitado (TPA) de una oxidacion parcial de para-xileno es un contaminante 45 que tiene que tratarse en disolvente recirculado. Debido a que hay intervalos sorprendentemente preferidos para los niveles de solidos dentro del medio de reaccion, cualquier producto precipitado en la alimentacion de disolvente se resta directamente de la cantidad de compuesto oxidable que puede alimentarse conjuntamente. Ademas, se ha descubierto que la alimentacion de solidos de TPA precipitados en el disolvente recirculado a niveles elevados afecta adversamente el caracter de las partfculas formadas dentro de un medio de oxidacion precipitante, 50 conduciendo a caracter no deseable en las operaciones aguas abajo (por ejemplo, filtracion de producto, lavado del disolvente, digestion oxidativa del producto en bruto, disolucion del producto en bruto para procesamiento adicional, etc.). Otra caractenstica no deseable de solidos precipitados en la alimentacion de disolvente de recirculacion es que estos frecuentemente contienen niveles muy altos de impurezas precipitadas con respecto a concentraciones de impureza en la masa de los solidos dentro de las suspensiones de TPA de las que se obtiene gran parte del 55 disolvente recirculado. Posiblemente, los elevados niveles de impurezas observados en solidos suspendidos en filtrado recirculado pueden referirse a tiempos de nucleacion para la precipitacion de ciertas impurezas del disolvente recirculado y/o para el enfriamiento del disolvente recirculado, tanto si es intencionado como debido a perdidas ambientales. Por ejemplo, se han observado concentraciones de 2,6-dicarboxifluorenona altamente coloreada y no deseable a niveles mucho mayores en solidos presentes en disolvente recirculado a 80 °C que los que se observan

en solidos de TPA separados del disolvente recirculado a 160 °C. Similarmente, se han observado concentraciones de acido isoftalico a niveles mucho mayores en solidos presentes en disolvente recirculado en comparacion con niveles observados en solidos de TPA del medio de reaccion. Parece variar como se comportan exactamente las impurezas precipitadas espedficas arrastradas dentro del disolvente recirculado cuando se reintroducen al medio de 5 reaccion. Esto depende quizas de la solubilidad relativa de la impureza dentro de la fase lfquida del medio de reaccion, quizas de como la impureza precipitada se estratifica dentro de los solidos precipitados y quizas de la tasa local de precipitacion de TPA a la que el solido vuelve a entrar primero en el medio de reaccion. Asf, los inventores han encontrado util controlar el nivel de ciertas impurezas en el disolvente recirculado, como se desvela mas adelante, independientemente de si estas impurezas estan presentes en el disolvente recirculado en forma disuelta 10 o son partfculas arrastradas en su interior.

La cantidad de solidos precipitados presentes en el filtrado recirculado se determina por un metodo gravimetrico del siguiente modo. Una muestra representativa se extrae del suministro de disolvente al medio de reaccion mientras que el disolvente esta circulando en un conducto hacia el medio de reaccion. Un tamano de muestra util es 15 aproximadamente 100 gramos capturados en un recipiente de vidrio que tienen aproximadamente 250 mililitros de volumen interno. Antes de liberarse a presion atmosferica, pero mientras que circula continuamente hacia el recipiente de muestra, el filtrado recirculado se enfna a menos de 100 °C; este enfriamiento es con el fin de limitar la evaporacion de disolvente durante el corto intervalo antes de encerrarse hermeticamente en el recipiente de vidrio. Despues de que la muestra sea capturada a presion atmosferica, el recipiente de vidrio se cierra inmediatamente 20 hermeticamente. Entonces la muestra se deja enfriar a aproximadamente 20 °C mientras que es rodeada por aire a aproximadamente 20 °C y sin conveccion forzada. Despues de alcanzar aproximadamente 20 °C, la muestra se mantiene a esta condicion durante al menos aproximadamente el 2 horas. Entonces, el recipiente cerrado se agita vigorosamente hasta que se obtiene una distribucion visiblemente uniforme de solidos. Inmediatamente despues se anade una barra de agitador al recipiente de muestra y se agita a velocidad suficiente para mantener la distribucion 25 eficazmente uniforme de solidos. Se toma con pipeta una alfcuota de 10 mililitros del lfquido mezclado con solidos en suspension y se pesa. Entonces, la masa de la fase lfquida de este alfcuota se separa por filtracion a vado, todavfa a aproximadamente 20 °C y eficazmente sin perdida de solidos. Los solidos humedos filtrados de esta alfcuota se secan entonces, eficazmente sin sublimacion de los solidos, y estos solidos secados se pesan. La relacion de peso de los solidos secados con respecto al peso de la alfcuota original de la suspension es la fraccion 30 de solidos, normalmente expresada como un porcentaje y denominada en el presente documento como la cantidad de “solidos precipitados a 20 °C” en la alimentacion de disolvente.

Los inventores han descubierto que compuestos aromaticos disueltos en la fase lfquida del medio de reaccion y que comprenden acidos carboxflicos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (por ejemplo, acido 35 isoftalico, acido benzoico, acido ftalico, 2,5,4'-tricarboxibifenilo) son componentes sorprendentemente daninos. Aunque estos compuestos son muy reducidos en actividad qrnmica en el medio de reaccion objeto en comparacion con compuestos oxidables que tienen grupos hidrocarbilo no aromaticos, los inventores han descubierto que estos compuestos experimentan sin embargo numerosas reacciones perjudiciales. Asf, es ventajoso controlar el contenido de estos compuestos en intervalos preferidos en la fase lfquida del medio de reaccion. Esto conduce a intervalos 40 preferidos de compuestos seleccionados en la alimentacion de disolvente recirculado y tambien a intervalos preferidos de precursores seleccionados en la alimentacion de compuesto aromatico oxidable.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a acido tereftalico (TPA), los inventores han descubierto que la impureza altamente coloreada y no deseable 2,7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF) es practicamente 45 indetectable en el medio de reaccion y la retirada de producto cuando los compuestos aromaticos meta-sustituidos estan a niveles muy bajos en el medio de reaccion. Los inventores han descubierto que cuando la impureza acido isoftalico esta presente a niveles crecientes en la alimentacion de disolvente, la formacion de 2,7-DCF aumenta en proporcion casi directa. Los inventores tambien han descubierto que cuando la impureza meta-xileno esta presente en la alimentacion de para-xileno, la formacion de 2,7-DCF aumenta de nuevo casi en proporcion directa. Ademas, 50 aunque la alimentacion de disolvente y la alimentacion de compuesto oxidable carezcan de compuestos aromaticos meta-sustituidos, los inventores han descubierto que se forma algo de acido isoftalico durante una oxidacion parcial tfpica de para-xileno muy puro, particularmente cuando el acido benzoico esta presente en la fase lfquida del medio de reaccion. Este acido isoftalico autogenerado puede, debido a su mayor solubilidad que el TPA en disolvente que comprende acido acetico y agua, formarse con el tiempo en unidades comerciales empleando disolvente recirculado. 55 Asf, la cantidad de acido isoftalico dentro de la alimentacion de disolvente, la cantidad de meta-xileno dentro de la alimentacion de compuesto aromatico oxidable y la tasa de auto-creacion de acido isoftalico dentro del medio de reaccion se consideran todos apropiadamente en el equilibro entre sf y en equilibrio con cualquier reaccion que consuma acido isoftalico. Se ha descubierto que el acido isoftalico experimenta reacciones consuntivas adicionales, ademas de la formacion de 2,7-DCF, como se desvela mas adelante. Ademas, los inventores han descubierto que

hay que considerar otras cuestiones cuando se fijan intervalos apropiados para las especies aromaticas meta- sustituidas en la oxidacion parcial de para-xileno a TPA. Otras impurezas altamente coloreadas y no deseables, tales como 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), parecen relacionarse enormemente con especies aromaticas para- sustituidas disueltas, que estan siempre presentes con la alimentacion de para-xileno a una oxidacion en fase 5 lfquida. Asf, la supresion de 2,7-DCF es lo mejor considerado en vista del nivel de otras impurezas coloreadas que se producen.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la formacion de acido trimelttico aumenta a medida que aumentan los niveles de acido isoftalico y acido ftalico dentro 10 del medio de reaccion. El acido trimelttico es un acido carboxflico tri-funcional que conduce a ramificacion de cadenas de polfmero durante la produccion de PET a partir de TPA. En muchas aplicaciones del PET, los niveles de ramificacion deben controlarse a niveles bajos y de ah que el acido trimelttico deba controlarse a niveles bajos en TPA purificado. Ademas de conducir a acido trimelttico, la presencia de especies meta-sustituidas y orto-sustituidas en el medio de reaccion tambien da lugar a otros acidos tricarboxflicos (por ejemplo, 1,3,5-tricarboxibenceno). 15 Ademas, el aumento de la presencia de acidos tricarboxflicos en el medio de reaccion aumenta la cantidad de formacion de acido tetracarboxflico (por ejemplo, 1,2,4,5-tetracarboxibenceno). El control de la produccion sumada de todos los acidos carboxflicos aromaticos que tienen mas de dos grupos acido carboxflico es un factor en la fijacion de los niveles preferidos de especies meta-sustituidas y orto-sustituidas en la alimentacion de disolvente recirculado, en la alimentacion de compuesto oxidable y en el medio de reaccion segun la presente invencion.

20

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que niveles elevados en la fase lfquida del medio de reaccion de varios acidos carboxflicos aromaticos disueltos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos conducen directamente al aumento de la produccion de monoxido de carbono y dioxido de carbono. Esta elevada produccion de oxidos de carbono representa una perdida de rendimiento de tanto 25 oxidante como de compuesto oxidable, el ultimo ya que muchos de los acidos carboxflicos aromaticos co- producidos, que por una parte puede visualizarse como impurezas, por otra parte tambien tienen valor comercial. Asf, la eliminacion apropiada de acidos carboxflicos relativamente solubles que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos del disolvente de recirculacion tiene un valor economico en prevenir la perdida de rendimiento de compuesto aromatico oxidable y de oxidante, ademas de suprimir la generacion de impurezas altamente no 30 deseables tales como diversas fluorenonas y acido trimelttico.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la formacion de 2,5,4'-tricarboxibifenilo es aparentemente inevitable. El 2,5,4'-tricarboxibifenilo es un acido tricarboxflico aromatico formado por el acoplamiento de dos anillos aromaticos, quizas por el acoplamiento de una especie

35 aromatica para-sustituida disuelta con un radical arilo, quizas un radical arilo formado por descarboxilacion o

descarbonilacion de una especie aromatica para-sustituida. Afortunadamente, el 2,5,4'-tricarboxibifenilo se produce normalmente a menores niveles que el acido trimelttico y normalmente no conduce a dificultades significativamente elevadas con la ramificacion de moleculas polimericas durante la produccion de PET. Sin embargo, los inventores han descubierto que niveles elevados de 2,5,4'-tricarboxibifenilo en un medio de reaccion que comprende oxidacion 40 de compuestos aromaticos de alquilo segun realizaciones preferidas de la presente invencion conduce a elevados

niveles de 2,6-DCF altamente coloreado y no deseable. El aumento de 2,6-DCF se crea posiblemente a partir del

2,5,4'-tricarboxibifenilo por el cierre de anillo con perdida de una molecula de agua, aunque no se conoce con certeza el mecanismo de reaccion exacto. Si se deja que se forme altamente 2,5,4'-tricarboxibifenilo, que es mas soluble en disolvente que comprende acido acetico y agua que el TPA, dentro del disolvente recirculado, las 45 velocidades de conversion para 2,6-DCF pueden ser inaceptablemente grandes.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que los acidos carboxflicos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (por ejemplo, acido isoftalico) generalmente conducen a supresion suave de la actividad qrnmica del medio de reaccion cuando esta presente en 50 la fase lfquida a concentracion suficiente.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la precipitacion es muy frecuentemente no ideal (es decir, no equilibrio) con respecto a las concentraciones relativas de diferentes especies qrnmicas en la fase solida y en la fase lfquida. Quizas, esto es debido a que la tasa de 55 precipitacion es muy rapida a las tasas de reaccion espacio-tiempo preferidas en el presente documento, que conducen a co-precipitacion no ideal de impurezas, o incluso oclusion. Asf, si se desea limitar la concentracion de ciertas impurezas (por ejemplo, acido trimelttico y 2,6-DCF) dentro de TPA en bruto, debido a la configuracion de operaciones de unidades aguas abajo, es preferible controlar su concentracion en la alimentacion de disolvente, ademas de su tasa de generacion dentro del medio de reaccion.

Por ejemplo, los inventores han descubierto que los compuestos de benzofenona (por ejemplo, 4,4'- dicarboxibenzofenona y 2,5,4'-tricarboxibenzofenona) preparados durante la oxidacion parcial de para-xileno tienen efectos no deseables en un medio de reaccion de PET aun cuando los compuestos de benzofenona no sean tan altamente coloreados en TPA por sf mismos como lo son las fluorenonas y antraquinonas. Por consiguiente, se 5 desea limitar la presencia de benzofenonas y precursores seleccionados en disolvente recirculado y en alimentacion de compuesto oxidable. Ademas, los inventores han descubierto que la presencia de niveles elevados de acido benzoico, tanto admitido en disolvente recirculado como formado del medio de reaccion, conduce a tasas elevadas de produccion de 4,4'-dicarboxibenzofenona.

10 En revision, los inventores han descubierto y cuantificado suficientemente una matriz sorprendente de reacciones para compuestos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos que estan presentes en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA. Recapitulando solamente el caso individual del acido benzoico, los inventores han descubierto que niveles elevados de acido benzoico en el medio de reaccion de ciertas realizaciones de la presente invencion conducen a produccion enormemente elevada del acido 9-fluorenona-2-carboxflico 15 altamente coloreado y no deseable, a niveles enormemente elevados de 4,4'-dicarboxibifenilo, a niveles elevados de 4,4'-dicarboxibenzofenona, a una suave supresion de la actividad qmmica de la oxidacion prevista de para-xileno y a elevados niveles de oxidos de carbono y perdidas de rendimiento relacionadas. Los inventores han descubierto que niveles elevados de acido benzoico en el medio de reaccion tambien conducen a produccion elevada de acido isoftalico y acido ftalico, niveles de los cuales son deseablemente controlados en bajos intervalos segun aspectos 20 similares de la presente invencion. El numero e importancia de las reacciones que implican acido benzoico son quizas incluso mas sorprendentes, ya que algunos inventores recientes contemplan usar acido benzoico en lugar de acido acetico como componente de disolvente primario (vease, por ejemplo, la patente de EE.UU. n° 6.562.997). Adicionalmente, los presentes inventores han observado que el acido benzoico se auto-genera durante la oxidacion del para-xileno a tasas que son bastante importantes con respecto a su formacion a partir de impurezas, tales como 25 tolueno y etilbenceno, comunmente encontrados en la alimentacion de compuesto oxidable que comprende para- xileno de pureza comercial.

Por otra parte, los inventores han descubierto poco valor de la regulacion adicional de la composicion de disolvente recirculado con respecto a la presencia de compuesto aromatico oxidable y con respecto a productos intermedios de 30 reaccion aromaticos que ambos retienen grupos hidrocarbilo no aromaticos y tambien son relativamente solubles en el disolvente recirculado. En general, estos compuestos son tanto alimentados a como creados dentro del medio de reaccion a tasas sustancialmente superiores a su presencia en el disolvente recirculado; y la tasa de consumo de estos compuestos dentro del medio de reaccion es suficientemente grande, reteniendo uno o mas grupos hidrocarbilo no aromaticos, para limitar apropiadamente su formacion dentro del disolvente recirculado. Por ejemplo, 35 durante la oxidacion parcial del para-xileno en un medio de reaccion multifasico, el para-xileno se evapora a un grado limitado junto con grandes cantidades de disolvente. Si este disolvente evaporado sale del reactor como parte del efluente gaseoso y se condensa para recuperacion como disolvente recirculado, una porcion sustancial del para- xileno evaporado tambien condensa en su interior. Es necesario limitar la concentracion de este para-xileno en el disolvente recirculado. Por ejemplo, si se separa disolvente de solidos con la salida de la suspension de un medio de 40 reaccion de oxidacion de para-xileno, este disolvente recuperado contendra una concentracion similar de acido para- toluico disuelto a la presente en el momento de la eliminacion del medio de reaccion. Aunque puede ser importante limitar la concentracion en reposo de acido para-toluico dentro de la fase lfquida del medio de reaccion, vease mas adelante, es necesario regular por separado el acido para-toluico en esta porcion de disolvente recirculado debido a su solubilidad relativamente buena y a su bajo flujo masico con respecto a la creacion de acido para-toluico dentro 45 del medio de reaccion. Similarmente, los inventores han descubierto pocos motivos para limitar las concentraciones en disolvente recirculado de compuestos aromaticos con sustituyentes de metilo (por ejemplo, acidos toluicos), aldehudos aromaticos (por ejemplo, tereftaldehudo), de compuestos aromaticos con sustituyentes hidroxi-metilo (por ejemplo, acido 4-hidroximetilbenzoico) y de compuestos aromaticos bromados que retienen al menos un grupo hidrocarbilo no aromatico (por ejemplo, acido alfa-bromo-para-toluico) por debajo de aquellos inherentemente 50 encontrados en la fase lfquida que sale del medio de reaccion que se producen en la oxidacion parcial de xileno segun realizaciones preferidas de la presente invencion. Sorprendentemente, los inventores tambien han descubierto que tampoco es necesario regular en el disolvente recirculado la concentracion de fenoles seleccionados intrmsecamente producidos durante la oxidacion parcial del xileno, para estos compuestos se crean y destruyen dentro del medio de reaccion a tasas muy superiores a su presencia en el disolvente recirculado. Por 55 ejemplo, los inventores han descubierto que el acido 4-hidroxibenzoico tiene efectos relativamente pequenos sobre la actividad qmmica en las realizaciones preferidas de la presente invencion cuando se co-alimenta a tasas superiores a 2 gramos de acido 4-hidroxibenzoico por 1 kilogramo de para-xileno, muy superior a la presencia natural en disolvente recirculado, a pesar de haberse informado por otros como un veneno significativo en medio de reaccion similar (vease, por ejemplo, W. Partenheimer, Catalysis Today 23 (1995) pag. 81).

Asf, hay numerosas reacciones y numerosas consideraciones en la fijacion de los intervalos preferidos de diversas impurezas aromaticas en la alimentacion de disolvente como ahora se desvela. Estos descubrimientos estan establecidos en terminos de la composicion promedio en peso agregada de todas las corrientes de disolvente que se alimentan al medio de reaccion durante el transcurso de un periodo de tiempo fijo, preferentemente un dfa, mas 5 preferentemente una hora, y lo mas preferentemente un minuto. Por ejemplo, si una alimentacion de disolvente circula sustancialmente continuamente con una composicion de 40 ppmp de acido isoftalico a un caudal de 7 kilogramos por minuto, una segunda alimentacion de disolvente circula sustancialmente continuamente con una composicion de 2.000 ppmp de acido isoftalico a un caudal de 10 kilogramos por minuto, y no hay otras corrientes de alimentacion de disolvente que entren en el medio de reaccion, entonces la composicion promedio en peso 10 agregada de la alimentacion de disolvente se calcula como (40 * 7 + 2.000 * 10)/(7 + 10) = 1.193 ppmp de acido isoftalico. Es notable que el peso de cualquier alimentacion de compuesto oxidable o de cualquier alimentacion de oxidante que quizas se haya combinado con la alimentacion de disolvente antes de entrar en el medio de reaccion no se considere en el calculo de la composicion promedio en peso agregada de la alimentacion de disolvente.

15 La Tabla 1, a continuacion, enumera valores preferidos para ciertos componentes en la alimentacion de disolvente introducida en el medio de reaccion. Los componentes de la alimentacion de disolvente enumerados en la Tabla 1 son los siguientes: 4-carboxibenzaldehndo (4-CBA), 4,4'-dicarboxiestilbeno (4,4'-DCS), 2,6-dicarboxiantraquinona (2,6-DCA), 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), 2,7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF), 3,5-dicarboxifluorenona (3,5-DCF), acido 9-fluorenona-2-carboxflico (9F-2CA), acido 9-fluorenona-4-carboxflico (9F-4CA), fluorenonas totales incluyendo 20 otras fluorenonas no individualmente enumeradas (fluorenonas totales), 4,4'-dicarboxibifenilo (4,4'-DCB), 2,5,4'- tricarboxibifenilo (2,5,4'-TCB), acido ftalico (PA), acido isoftalico (IPA), acido benzoico (BA), acido trimelttico (TMA), 2,6-dicarboxibenzocumarina (2,6-DCBC), 4,4'-dicarboxibencilo (4,4'-DcBZ), 4,4'-dicarboxibenzofenona (4,4'-DcBP), 2,5,4'-tricarboxibenzofenona (2,5,4'-TCBP), acido tereftalico (TPA), solidos precipitados a 20 °C y acidos carboxflicos aromaticos totales que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos. La Tabla 1 proporciona a continuacion las 25 cantidades preferidas de estas impurezas en CTA producido segun una realizacion de la presente invencion.

TABLA 1 - Componentes de alimentacion de disolvente introducidos en el medio de reaccion

Identificacion del componente: Cantidad preferida (ppmp) Cantidad mas preferida (ppmp) La cantidad mas preferida (ppmp)

4-CBA: < 1.200 30 - 600 60 - 300

4,4'-DCS: < 3 < 2 < 1

2,6-DCA: < 6 0,1 -3 0,2 -1

2,6-DCF: < 20 0,1 -10 0,5 -5

2,7-DCF: < 10 0,1 -5 0,5 -2

3,5-DCF: < 10 < 5 < 2

9F-2CA: < 10 0,1 -5 0,5 -2

9F-4CA: < 5 < 3 < 1

Fluorenonas totales: < 40 < 20 1 -8

4,4'-DCB: < 45 < 15 0,5 -5

2,5,4'-TCB: < 45 0,1 -15 0,5 -5

PA: < 1.000 15-400 40 -150

IPA: 2.500 40 - 1.200 120-400

BA: < 4.500 50 - 1.500 150 - 500

TMA: < 1.000 15-400 40-150

2,6-DCBC: < 40 < 20 < 5

4,4'-DCBZ: < 40 < 20 < 5

4,4'-DCBP: < 40 < 20 < 5

2,5,4'-TCBP: < 40 < 20 0,5 -5

TPA: < 9.000 200 -6.000 400 -2.000

Solidos precipitados a 20 °C: < 9.000 200 -6.000 600 -2.000

Acidos carboxflicos aromaticos totales que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos: < 18.000 300 - 9.000 450 - 3.000

Muchas otras impurezas aromaticas tambien estan normalmente presentes en el disolvente recirculado, 30 generalmente variando a niveles incluso menores y/o en proporcion a uno o mas de los compuestos aromaticos desvelados. Metodos para controlar los compuestos aromaticos desvelados en los intervalos preferidos mantendran normalmente otras impurezas aromaticas a niveles adecuados.

Si se usa bromo dentro del medio de reaccion, se conoce un gran numero de formas ionicas y organicas de bromo que existen en equilibrio dinamico. Estas diversas formas de bromo tienen diferentes caractensticas de estabilidad una vez abandonan el medio de reaccion y pasan a traves de diversas operaciones unitarias referentes al disolvente recirculado. Por ejemplo, el acido alfa-bromo-para-toluico puede persistir como tal a algunas condiciones o puede 5 hidrolizarse rapidamente a otras condiciones para formar acido 4-hidroximetilbenzoico y bromuro de hidrogeno. En la presente invencion es preferible que al menos aproximadamente el 40 por ciento en peso, mas preferible que al menos aproximadamente el 60 por ciento en peso, y lo mas preferible que al menos aproximadamente el 80 por ciento en peso de la masa total de bromo presente en la alimentacion de disolvente agregada con respecto al medio de reaccion este en una o mas de las siguientes formas qmmicas: bromo ionico, acido alfa-bromo-para-toluico y 10 acido bromoacetico.

Aunque la importancia y el valor de controlar la pureza promedio en peso agregada de la alimentacion de disolvente dentro de los intervalos deseados desvelados de la presente invencion no se ha descubierto y/o desvelado hasta la fecha, pueden ensamblarse medios adecuados para controlar la pureza de la alimentacion de disolvente de diversos 15 metodos ya conocidos en la tecnica. Primero, cualquier disolvente evaporado del medio de reaccion es normalmente de pureza adecuada a condicion de que el lfquido o solidos del medio de reaccion no sean arrastrados con el disolvente evaporado. La alimentacion de gotitas de disolvente de reflujo en el espacio de retirada de efluente gaseoso por encima del medio de reaccion, como se ha desvelado en el presente documento, limita apropiadamente tal arrastre; y el disolvente recirculado de pureza adecuada con respecto al compuesto aromatico puede 20 condensarse de tal efluente gaseoso. Segundo, la purificacion mas diffcil y costosa de la alimentacion de disolvente recirculado normalmente se refiere a disolvente tomado del medio de reaccion en forma lfquida y a disolvente que posteriormente se pone en contacto con las fases lfquida y/o solida del medio de reaccion extrafdo del recipiente de reaccion (por ejemplo, disolvente recirculado obtenido de un filtro en el que los solidos se concentran y/o lavan, disolvente recirculado obtenido de una centnfuga en la que los solidos se concentran y/o lavan, disolvente 25 recirculado tomado de una operacion de cristalizacion, etc.). Sin embargo, tambien se conocen medios en la tecnica para efectuar la purificacion necesaria de estas corrientes de disolvente recirculado usando una o mas divulgaciones previas. Con respecto a controlar solidos precipitados en disolvente recirculado para que esten dentro de los intervalos especificados, medios de control adecuados incluyen, pero no se limitan a, sedimentacion gravimetrica, filtracion mecanica usando tela de filtro sobre filtros de cinta rotatoria y filtros de tambor rotatorio, filtracion mecanica 30 usando medio de filtro estacionario dentro de recipientes a presion, hidrociclones y centnfugas. Con respecto a controlar las especies aromaticas disueltas en el disolvente recirculado para que esten dentro de los intervalos especificados, medios de control incluyen, pero no se limitan a, los desvelados en la patente de EE.UU. n° 4.939.297 y la publicacion de solicitud de patente de Ee.UU. n° 2005-0038288. Sin embargo, ninguna de estas reivindicaciones previas descubrio ni desvelo los niveles preferidos de pureza en la alimentacion de disolvente agregada como se 35 desvela en el presente documento. Mas bien, estas invenciones previas unicamente proporcionaron medios para purificar corrientes seleccionadas y parciales de disolvente recirculado sin deducir los presentes valores optimos inventivos de la composicion de la alimentacion de disolvente promedio en peso agregada para el medio de reaccion.

40 Volviendo de nuevo a la pureza de la alimentacion de compuesto oxidable, se sabe que ciertos niveles de acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico estan presentes y son tolerables a bajos niveles en TPA purificado usado para la produccion de polfmeros. Ademas, se sabe que estas especies son relativamente mas solubles en muchos disolventes y pueden eliminarse ventajosamente de TPA purificado por procesos de cristalizacion. Sin embargo, de una realizacion de la invencion desvelada en el presente documento, ahora se sabe que controlar el nivel de varias 45 especies aromaticas relativamente solubles, que incluyen en particular acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico, en la fase lfquida del medio de reaccion es sorprendentemente importante para controlar el nivel de compuestos aromaticos polidclicos y coloreados creados en el medio de reaccion, para controlar compuestos con mas de 2 funciones de acido carboxflico por molecula, para controlar la actividad de la reaccion dentro del medio de reaccion de oxidacion parcial y para controlar perdidas de rendimiento de oxidante y de compuesto aromatico.

50

Se sabe dentro de la materia que el acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico se forman en el medio de reaccion del siguiente modo. La impureza de la alimentacion meta-xileno se oxida con buena conversion y rendimiento a IPA. La impureza de la alimentacion orto-xileno se oxida con buena conversion y rendimiento a acido ftalico. Las impurezas de la alimentacion etilbenceno y tolueno se oxidan con buena conversion y rendimiento a acido benzoico. 55 Sin embargo, los inventores han observado que tambien se forman cantidades significativas de acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico dentro de un medio de reaccion que comprende para-xileno por medios distintos a la oxidacion de meta-xileno, orto-xileno, etilbenceno y tolueno. Estas otras vfas qmmicas intrmsecas posiblemente incluyen descarbonilacion, descarboxilacion, la reorganizacion de estados transicion y la adicion de radicales metilo y carbonilo a anillos aromaticos.

En la determinacion de los intervalos preferidos de impurezas en la alimentacion de compuesto oxidable, muchos factores son relevantes. Cualquier impureza en la alimentacion es probable que sea una perdida de rendimiento directa y un coste de purificacion de producto si los requisitos de pureza del producto oxidado son suficientemente estrictos (por ejemplo, en un medio de reaccion para la oxidacion parcial de para-xileno, el tolueno y el etilbenceno 5 normalmente encontrados en para-xileno de pureza comercial conducen a acido benzoico, y este acido benzoico se elimina ampliamente del TPA mas comercial). Si el producto de oxidacion parcial de una impureza de la alimentacion participa en reacciones adicionales, factores distintos de la simple perdida de rendimiento y eliminacion se vuelven apropiados cuando se considera a cuanto incurre el coste de purificacion de la alimentacion (por ejemplo, en un medio de reaccion para oxidacion parcial de para-xileno, el etilbenceno conduce a acido benzoico, y el acido 10 benzoico conduce posteriormente a acido 9-fluorenona-2-carboxflico altamente coloreado, a acido isoftalico, a acido ftalico y a elevados oxidos de carbono, entre otros). Si el medio de reaccion auto-genera cantidades adicionales de una impureza por mecanismos qmmicos no directamente relacionados con las impurezas de la alimentacion, el analisis se vuelve todavfa mas complejo (por ejemplo, en un medio de reaccion para la oxidacion parcial de para- xileno, el acido benzoico tambien se auto-genera a partir del propio para-xileno). Ademas, el procesamiento aguas 15 abajo del producto de oxidacion en bruto puede afectar las consideraciones para pureza de la alimentacion preferida. Por ejemplo, el coste de eliminar a niveles adecuados una impureza directa (acido benzoico) e impurezas posteriores (acido isoftalico, acido ftalico, acido 9-fluorenona-2-carboxflico, etc.) puede ser el mismo, pueden ser diferentes entre sf, y pueden ser diferentes de los requisitos de eliminar una impureza ampliamente sin relacionar (por ejemplo, producto de oxidacion incompleta 4-CBA en la oxidacion de para-xileno a TPA).

20

Los siguientes intervalos de pureza de la alimentacion desvelados para para-xileno se prefieren cuando el para- xileno se alimenta con disolvente y oxidante a un medio de reaccion para la oxidacion parcial para producir TPA. Estos intervalos son mas preferidos en el proceso de produccion de TPA que tiene etapas de post-oxidacion para eliminar del medio de reaccion impurezas distintas de oxidante y disolvente (por ejemplo, metales de catalizador). 25 Estos intervalos son todavfa mas preferidos en los procesos de produccion de TPA que eliminan 4-CBA adicional de CTA (por ejemplo, por conversion de CTA en tereftalato de dimetilo mas esteres impureza y posterior separacion del ester metilico de 4-CBA mediante destilacion, por metodos de digestion oxidativa para convertir 4-CBA en TPA, mediante metodos de hidrogenacion para convertir 4-CBA en acido para-toluico, que luego se separa por metodos de cristalizacion parcial). Estos intervalos son los mas preferidos en los metodos de produccion de TPA que eliminan 30 4-CBA adicional de CTA por procesos de digestion oxidativa para convertir 4-CBA en TPA.

Usando el nuevo conocimiento de intervalos preferidos de recirculacion de compuestos aromaticos y de las cantidades relativas de los compuestos aromaticos formados directamente a partir de la oxidacion de impurezas de la alimentacion con respecto a otras rutas qmmicas intrmsecas, se han descubierto intervalos mejorados para 35 impurezas para para-xileno impuro que se alimenta a un proceso de oxidacion parcial para la produccion de TPA. La Tabla 2 proporciona a continuacion valores preferidos para la cantidad de meta-xileno, orto-xileno y etilbenceno + tolueno en la alimentacion de para-xileno expresada en partes por millon por peso de para-xileno.

TABLA 2 - Componentes de la alimentacion para-xileno impuro

meta-xileno: 20 - 800 50 - 600 100 -400

orto-xileno: 10-300 20 - 200 30 -100

etilbenceno + tolueno*: 20 - 700 50 - 500 100 - 300

total: 50 - 900 100 - 800 200 - 700

* Especificacion para etilbenceno + tolueno es cada uno por separado y en suma

40

Aquellos expertos en la materia reconoceran ahora que las anteriores impurezas dentro del para-xileno impuro pueden tener su mayor efecto sobre el medio de reaccion despues de que sus productos de oxidacion parcial se hayan acumulado en disolvente recirculado. Por ejemplo, la alimentacion de la cantidad superior del intervalo mas preferido de meta-xileno, 400 ppmp, producira inmediatamente aproximadamente 200 ppmp de acido isoftalico 45 dentro de la fase lfquida del medio de reaccion cuando se opera con aproximadamente el 33 por ciento en peso de solidos en el medio de reaccion. Esto se compara con una entrada de la cantidad superior del intervalo mas preferido para acido isoftalico en disolvente recirculado de 400 ppmp que, despues de permitir una evaporacion de disolvente tfpica para enfriar el medio de reaccion, asciende a aproximadamente 1.200 ppmp de acido isoftalico dentro de la fase lfquida del medio de reaccion. Asf, es la acumulacion de productos de oxidacion parcial con el 50 tiempo dentro de disolvente recirculado la que representa el impacto mas probable de las impurezas de meta-xileno, orto-xileno, etilbenceno y tolueno en la alimentacion de para-xileno impuro. Por consiguiente, se prefiere mantener los intervalos anteriores para impurezas en la alimentacion de para-xileno impuro durante al menos la mitad de cada

dfa de operacion de cualquier medio de reaccion de oxidacion parcial en una unidad de fabricacion particular, mas preferentemente durante al menos tres cuartos de cada d^a durante al menos siete d^as consecutivos de operacion, y lo mas preferentemente cuando los promedios en peso masicos de la composicion de alimentacion de para-xileno impuro esten dentro de los intervalos preferidos durante al menos 30 dfas consecutivos de operacion.

5

Ya se conocen medios para obtener para-xileno impuro de pureza preferida en la materia e incluyen, pero no se limitan a, destilacion, metodos de cristalizacion parcial a temperaturas inferiores a la ambientes y metodos de tamiz molecular usando adsorcion de tamano de poro selectivo. Sin embargo, los intervalos preferidos de pureza especificados en el presente documento son, en su extremo alto, mas exigentes y caros que los caractensticamente 10 puestos en practica por los proveedores comerciales de para-xileno; y todavfa, en el extremo bajo, los intervalos preferidos evitan la purificacion excesivamente costosa del para-xileno para la alimentacion a un medio de reaccion de oxidacion parcial descubriendo y desvelando si los efectos combinados de auto-generacion de impurezas del propio para-xileno y de reacciones consuntivas de impurezas dentro del medio de reaccion se vuelven mas importantes que las tasas de alimentacion de impurezas dentro del para-xileno impuro.

15

Si la corriente de alimentacion que contiene xileno contiene impurezas seleccionadas tales como etil-benceno y/o tolueno, la oxidacion de estas impurezas puede generar acido benzoico. Como se usa en el presente documento, el termino “acido benzoico generado por impurezas” debe indicar acido benzoico derivado de cualquier fuente distinta de xileno durante la oxidacion del xileno.

20

Como se ha desvelado en el presente documento, una parte del acido benzoico producido durante la oxidacion del xileno se deriva del propio xileno. Esta produccion de acido benzoico a partir de xileno es distinta, ademas de cualquier porcion de produccion de acido benzoico que pueda ser acido benzoico generado por impurezas. Sin desear quedar ligado a teona, se cree que el acido benzoico se deriva del xileno dentro del medio de reaccion 25 cuando diversos productos de oxidacion intermedios del xileno se descarbonilan espontaneamente (perdida de monoxido de carbono) o descarboxilan (perdida de dioxido de carbono) para asf producir radicales arilo. Estos radicales arilo pueden entonces quitar un atomo de hidrogeno de una de las muchas fuentes disponibles en el medio de reaccion y producir acido benzoico auto-generado. Sea cual sea el mecanismo qmmico, el termino “acido benzoico auto-generado”, como se usa en el presente documento, debe indicar acido benzoico derivado de xileno 30 durante la oxidacion del xileno.

Como tambien se ha desvelado en el presente documento, cuando se oxida para-xileno para producir acido tereftalico (TPA), la produccion de acido benzoico auto-generado produce perdida de rendimiento de para-xileno y perdida de rendimiento de oxidante. Ademas, la presencia de acido benzoico auto-generado en la fase lfquida del 35 medio de reaccion se correlaciona con aumentos de muchas reacciones secundarias no deseadas, que incluyen en particular generacion de compuestos altamente coloreados llamados mono-carboxi-fluorenonas. El acido benzoico auto-generado tambien contribuye a la acumulacion no deseable de acido benzoico en filtrado recirculado que adicionalmente eleva la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion. Asf, la formacion de acido benzoico auto-generado es deseablemente minimizada, pero esto tambien se considera apropiadamente 40 simultaneamente con acido benzoico generado por impurezas, con factores que afectan el consumo de acido benzoico, con factores referentes a otras cuestiones de selectividad de reaccion, y con la econoirna global.

Los inventores han descubierto que la auto-generacion de acido benzoico puede controlarse a bajos niveles por la seleccion apropiada de, por ejemplo, temperatura, distribucion de xileno y disponibilidad del oxfgeno dentro del 45 medio de reaccion durante la oxidacion. Sin desear cenirse a ninguna teona, temperaturas menores y disponibilidad mejorada del oxfgeno parecen suprimir las tasas de descarbonilacion y/o descarboxilacion, evitando asf el aspecto de perdida de rendimiento del acido benzoico auto-generado. La suficiente disponibilidad de oxfgeno parece dirigir radicales arilo hacia otros productos mas benignos, en particular acidos hidroxibenzoicos. La distribucion de xileno en el medio de reaccion tambien puede afectar el equilibrio entre la conversion de radicales arilo a acido benzoico o 50 a acidos hidroxibenzoicos. Sean cual sean los mecanismos qmmicos, los inventores han descubierto condiciones de reaccion que, aunque son suficientemente suaves para reducir la produccion de acido benzoico, son suficientemente intensas para oxidar una alta fraccion de la produccion de acidos hidroxibenzoicos a monoxido de carbono y/o dioxido de carbono, que se eliminan facilmente del producto de oxidacion.

55 En una realizacion preferida de la presente invencion, el reactor de oxidacion esta configurado y se opera de un modo tal que se minimice la formacion de acido benzoico auto-generado y se maximice la oxidacion de acidos hidroxibenzoicos a monoxido de carbono y/o dioxido de carbono. Si el reactor de oxidacion se emplea para oxidar para-xileno a acido tereftalico, se prefiere que el para-xileno represente al menos aproximadamente el 50 por ciento en peso del xileno total en la corriente de alimentacion introducida en el reactor. Mas preferentemente, el para-xileno

representa al menos aproximadamente el 75 por ciento en peso del xileno total en la corriente de alimentacion. Todavfa mas preferentemente, el para-xileno representa al menos el 95 por ciento en peso del xileno total en la corriente de alimentacion. Lo mas preferentemente, el para-xileno representa sustancialmente todo el xileno total en la corriente de alimentacion.

5

Si el reactor se emplea para oxidar para-xileno a acido tereftalico, se prefiere maximizar la tasa de produccion de acido tereftalico, mientras que se minimiza la tasa de produccion de acido benzoico auto-generado. Preferentemente, la relacion de la tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico con respecto a la tasa de produccion (en peso) de acido benzoico auto-generado es al menos aproximadamente 500:1, mas preferentemente 10 al menos aproximadamente 1.000:1, y lo mas preferentemente al menos 1.500:1. Como se observara mas adelante, la tasa de produccion de acido benzoico auto-generado se mide preferentemente cuando la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion es inferior a 2.000 ppmp, mas preferentemente inferior a 1.000 ppmp, y lo mas preferentemente inferior a 500 ppmp, debido a que estas bajas concentraciones suprimen a tasas adecuadamente bajas reacciones que convierten acido benzoico en otros compuestos.

15

La combinacion del acido benzoico auto-generado y el acido benzoico generado por impurezas, la relacion de la tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico con respecto a la tasa de produccion (en peso) de acido benzoico total (auto-generado y generado a partir de impurezas) es preferentemente al menos aproximadamente 400:1, mas preferentemente al menos aproximadamente 700:1, y lo mas preferentemente al menos 1.100:1. Como se observara 20 mas adelante, la tasa sumada de la produccion de acido benzoico auto-generado mas acido benzoico generado por impurezas se mide preferentemente cuando la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion es inferior a 500 ppmp, debido a que estas bajas concentraciones suprimen a tasas adecuadamente bajas reacciones que convierten acido benzoico en otros compuestos.

25 Como se ha desvelado en el presente documento, elevadas concentraciones de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion conducen a un aumento de la formacion de muchos otros compuestos aromaticos, varios de los cuales son impurezas perjudiciales en TPA; y, como se ha desvelado en el presente documento, elevadas concentraciones de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion conducen a un aumento de la formacion de gases de oxido de carbono, cuya formacion representa perdida de rendimiento de oxidante y de compuestos 30 aromaticos y/o disolvente. Ademas, ahora se ha desvelado que los inventores han descubierto que una porcion considerable de esta elevada formacion de otros compuestos aromaticos y de oxidos de carbono se deriva de reacciones que convierten algunas de las propias moleculas de acido benzoico, en comparacion con el acido benzoico que cataliza otras reacciones sin consumirse a sf mismo. Por consiguiente, la “generacion de acido benzoico neta” se define en el presente documento como el peso promediado en el tiempo de todo el acido benzoico 35 que sale del medio de reaccion menos el peso promediado en el tiempo de todo el acido benzoico que entra en el medio de reaccion durante el mismo periodo de tiempo. Esta generacion de acido benzoico neta es frecuentemente positiva, accionada por las tasas de formacion de acido benzoico generado por impurezas y de acido benzoico auto- generado. Sin embargo, los inventores han descubierto que la velocidad de conversion de acido benzoico en oxidos de carbono, y en varios otros compuestos, parece aumentar aproximadamente linealmente a medida que la 40 concentracion de acido benzoico se eleva en la fase lfquida del medio de reaccion, medida cuando otras condiciones de reaccion que comprenden temperatura, disponibilidad del oxfgeno, STR y actividad de la reaccion se mantienen apropiadamente estacionarias. Asf, si la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion es suficientemente grande, quizas debido a una elevada concentracion de acido benzoico en disolvente recirculado, entonces la conversion de moleculas de acido benzoico en otros compuestos, que incluyen oxidos de carbono, 45 puede ser igual a o superior a la generacion qmmica de nuevas moleculas de acido benzoico. En este caso, la generacion de acido benzoico neta puede equilibrarse proxima a cero o incluso negativa. Los inventores han descubierto que cuando la generacion de acido benzoico neta es positiva, entonces la relacion de la tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico en el medio de reaccion en comparacion con la tasa de generacion de acido benzoico neta en el medio de reaccion es preferentemente superior a aproximadamente 700:1, mas 50 preferentemente superior a aproximadamente 1.100:1, y lo mas preferentemente superior a 4.000:1. Los inventores han descubierto que cuando la generacion de acido benzoico neta es negativa, la relacion de la tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico en el medio de reaccion en comparacion con la tasa de generacion de acido benzoico neta en el medio de reaccion es preferentemente superior a aproximadamente 200:(-1), mas preferentemente superior a aproximadamente 1.000:(-1), y lo mas preferentemente superior a 5.000:(-1).

55

Los inventores tambien han descubierto intervalos preferidos para la composicion de la suspension (lfquido + solido) extrafda del medio de reaccion y para porcion de CTA solida de la suspension. La suspension preferida y las composiciones de CTA preferidas son sorprendentemente superiores y utiles. Por ejemplo, el TPA purificado producido a partir de este CTA preferido por digestion oxidativa tiene un nivel suficientemente bajo de impurezas

totales y de impurezas coloreadas de forma que el TPA purificado es adecuado, sin hidrogenacion de 4-CBA adicional y/o impurezas coloreadas, para una amplia gama de aplicaciones en fibras de PET y aplicaciones de envases de PET. Por ejemplo, la composicion de suspension preferida proporciona una fase lfquida del medio de reaccion que es relativamente baja en concentracion de impurezas importantes y esto reduce de manera importante 5 la creacion de otras impurezas incluso mas no deseables como se ha desvelado en el presente documento. Ademas, la composicion de suspension preferida ayuda de manera importante en el posterior procesamiento de lfquido a partir de la suspension para conseguir disolvente recirculado adecuadamente puro, segun otras realizaciones de la presente invencion.

10 El CTA producido segun una realizacion de la presente invencion contiene menos impurezas de tipos seleccionados que el CTA producido por procesos y aparatos convencionales, en particular aquellos que emplean disolvente recirculado. Impurezas que pueden estar presentes en CTA incluyen las siguientes: 4-carboxibenzaldehudo (4-CBA), 4,4'-dicarboxiestilbeno (4,4'-DCS), 2,6-dicarboxiantraquinona (2,6-DCA), 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), 2,7- dicarboxifluorenona (2,7-DCF), 3,5-dicarboxifluorenona (3,5-DCF), acido 9-fluorenona-2-carboxflico (9F-2CA), acido 15 9-fluorenona-4-carboxflico (9F-4CA), fluorenonas totales que incluyen otras fluorenonas no individualmente enumeradas (fluorenonas totales),4,4'-dicarboxibifenilo (4,4'-DCB), 2,5,4'-tricarboxibifenilo (2,5,4'-TCB), acido ftalico (PA), acido isoftalico (IPA), acido benzoico (BA), acido trimelttico (TMA), acido para-toluico (PTAC), 2,6- dicarboxibenzocumarina (2,6-DCBC), 4,4'-dicarboxibencilo (4,4'-DCBZ), 4,4'-dicarboxibenzofenona (4,4'-DcBP), 2,5,4'-tricarboxibenzofenona (2,5,4'-TCBP). La Tabla 3 proporciona a continuacion las cantidades preferidas de estas 20 impurezas en CTA producido segun una realizacion de la presente invencion.

TABLA 3 - Impurezas de CTA

Identificacion de impureza: Cantidad preferida (ppmp) Cantidad mas preferida (ppmp) La cantidad mas preferida (ppmp)

4-CBA: < 15.000 100 - 8.000 400 -2.000

4,4'-DCS: < 12 < 6 < 3

2,6-DCA: < 9 < 6 < 2

2,6-DCF: < 100 2 -50 5 -25

2,7-DCF: < 30 < 15 < 5

3,5-DCF: < 16 < 8 < 2

9F-2CA: < 16 < 8 < 4

9F-4CA: < 8 < 4 < 2

Fluorenonas totales: < 100 2 -60 4 -35

4,4'-DCB: < 64 1-32 2-8

2,5,4'-TCB: < 24 < 12 < 8

PA: < 200 3 -100 5 -50

IPA: < 800 10-400 20 - 200

BA: < 600 5-300 15 -100

TMA: < 800 10-400 20 - 200

PTAC: < 2.000 10 -1.000 50 - 500

2,6-DCBC: < 64 < 32 < 8

4,4'-DCBZ: < 12 < 8 < 4

4,4'-DCBP: < 40 < 30 < 20

2,5,4'-TCBP: < 32 < 16 < 4

Ademas, se prefiere que el CTA producido segun una realizacion de la presente invencion tenga contenido de color 25 reducido con respecto a CTA producido por procesos y aparatos convencionales, en particular aquellos que emplean disolvente recirculado. Asf, se prefiere que el CTA producido segun una realizacion de la presente invencion tenga un porcentaje de transmitancia a 340 nanometros (nm) de al menos el 25 por ciento, mas preferentemente de al menos el 50 por ciento, y lo mas preferentemente de al menos el 60 porcentaje. Se prefiere adicionalmente que el CTA producido segun una realizacion de la presente invencion tenga un porcentaje de transmitancia a 400 30 nanometros (nm) de al menos el 88 por ciento, mas preferentemente de al menos el 90 por ciento, y lo mas preferentemente de al menos el 92 por ciento.

La prueba para el porcentaje de transmitancia proporciona una medida de las impurezas absorbentes de luz coloreadas presentes dentro de TPA o CTA. Como se usa en el presente documento, la prueba se refiere a medidas 35 hechas sobre una parte de una disolucion preparada disolviendo 2,00 gramos de TPA o CTA solido seco en 20,0 mililitros de sulfoxido de dimetilo (DMSO), calidad analftica o mejor. Una parte de esta disolucion se dispone

entonces en una celda de semi-microflujo Hellma, PN 176,700, que esta hecha de cuarzo y tiene un paso de luz de 1,0 cm y un volumen de 0,39 mililitros (Hellma USA, 80 Skyline Drive, Plainview, NY 11803). Se usa un espectrofotometro de matriz de diodo Agilent 8453 para medir la transmitancia de diferentes longitudes de onda de luz a traves de este celda de flujo llena (Agilent Technologies, 395 Page Mill Road, Palo Alto, CA 94303). Despues 5 de la correccion apropiada para la absorbancia del fondo, que incluye, pero no se limita a, la celda y el disolvente usado, los resultados del porcentaje de transmitancia, que caracterizan la fraccion de luz incidente que se transmite a traves de la disolucion, se informan directamente por la maquina. Los valores del porcentaje de transmitancia a longitudes de onda de la luz de 340 nanometros y 400 nanometros son particularmente utiles para discriminar TPA puros de muchas de las impurezas normalmente encontradas en su interior.

10

Los intervalos preferidos de diversas impurezas aromaticas en la fase en suspension (solido + lfquido) del medio de reaccion se proporcionan a continuacion en la Tabla 4.

TABLA 4 - Impurezas en suspension

4-CBA: < 8.000 < 5.000 < 2.500

4,4'-DCS: < 4 < 2 < 1

2,6-DCA: < 6 < 3 < 1

2,6-DCF: < 70 2 -40 4 -20

2,7-DCF: < 12 < 8 < 4

3,5-DCF: < 12 < 8 < 4

9F-2CA: < 12 < 8 < 4

9F-4CA: < 8 < 4 < 2

Fluorenonas totales: < 90 2 -60 5 -30

4,4'-DCB: < 64 1-16 2 -4

2,5,4'-TCB: < 60 2-40 4 -20

PA: < 3.000 25 - 1.500 75 - 500

IPA: 9.000 75 -4.500 225 - 1.500

BA: < 15.000 100 -6.000 300 -2.000

TMA: < 3.000 25 - 1.500 75 - 500

PTAC: < 8.000 100 -4.000 200 -2.000

4,4'-DCBZ: < 5 < 4 < 3

4,4'-DCBP: < 240 < 160 < 80

2,5,4'-TCBP: < 120 < 80 < 40

15 Estas composiciones preferidas para la suspension encarnan la composicion preferida de la fase lfquida del medio de reaccion mientras que evitan utilmente dificultades experimentales referentes a la precipitacion de componentes en fase lfquida adicionales del medio de reaccion en los componentes en fase solida durante el muestreo del medio de reaccion, separacion de lfquidos y solidos, y desplazamiento a condiciones analtticas.

20 Muchas otras impurezas aromaticas tambien estan normalmente presentes en la fase en suspension del medio de reaccion y en el CTA del medio de reaccion, generalmente variando a niveles incluso menores y/o en proporcion a uno o mas de los compuestos aromaticos desvelados. El control de los compuestos aromaticos desvelados en los intervalos preferidos mantendra otras impurezas aromaticas a niveles adecuados. Estas ventajosas composiciones para la fase en suspension en el medio de reaccion y para el CTA solido tomado directamente de la suspension son 25 posibles operando con realizaciones de la invencion desveladas en el presente documento para la oxidacion parcial de para-xileno a TPA.

La medicion de la concentracion de componentes de bajo nivel en el disolvente, disolvente recirculado, CTA, suspension del medio de reaccion y PTA se realiza usando metodos de cromatograffa de lfquidos. Ahora se 30 describen dos realizaciones intercambiables.

El metodo denominado en el presente documento HPLC-DAD comprende cromatograffa lfquida de alta presion (HPLC) acoplada a un detector de matriz de diodos (DAD) que proporciona la separacion y cuantificacion de diversas especies moleculares dentro de una muestra dada. El instrumento usado en esta medicion es un modelo 35 1100 HPLC equipado con un DAD, proporcionado por Agilent Technologies (Palo Alto, CA), aunque tambien estan comercialmente disponibles otros instrumentos adecuados y de otros proveedores. Como se conoce en la tecnica, tanto el tiempo de elucion como la respuesta del detector se calibran usando compuestos conocidos presentes en

cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiados para aquellos que se producen en muestras desconocidas reales.

El metodo denominado en el presente documento como HPLC-EM comprende cromatograffa Ifquida de alta presion 5 (HPLC) acoplada a espectrometna de masas (EM) que proporciona la separacion, identificacion y cuantificacion de diversas especies moleculares dentro de una muestra dada. Los instrumentos usados en esta medicion son un HPLC y ZQ MS de Alliance proporcionado por Waters Corp. (Milford, MA), aunque tambien estan comercialmente disponibles otros instrumentos adecuados y de otros proveedores. Como se conoce en la tecnica, tanto el tiempo de elucion como la respuesta del espectrometros de masas se calibran usando compuestos conocidos presentes en 10 cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiados para aquellos que se producen en muestras desconocidas reales.

Otra realizacion de la presente invencion se refiere a la oxidacion parcial de compuesto oxidable aromatico con equilibrio apropiado de la supresion de impurezas aromaticas perjudiciales, por una parte, contra la produccion de 15 dioxido de carbono y monoxido de carbono, conjuntamente oxidos de carbono (COx), por la otra. Estos oxidos de carbono normalmente salen del recipiente de reaccion en el efluente gaseoso, y se corresponden con una perdida destructiva de disolvente y de compuesto oxidable, que incluye los derivados oxidados por ultimo lugar preferidos (por ejemplo, acido acetico, para-xileno y TPA). Los inventores han descubierto lfmites inferiores para la produccion de oxidos de carbono por debajo de los cuales parece que la alta creacion de impurezas aromaticas perjudiciales, 20 como se describe mas adelante, y el bajo nivel de conversion global son inevitablemente demasiado escasos para ser de utilidad economica. Los inventores tambien han descubierto lfmites superiores de oxidos de carbono por encima de los cuales la generacion de oxidos de carbono continua aumentando con poco valor adicional proporcionado por la reduccion en la generacion de impurezas aromaticas perjudiciales.

25 Los inventores han descubierto que la reduccion de las concentraciones en fase lfquida de la alimentacion de compuesto oxidable aromatico y de especies intermedias aromaticas dentro de un medio de reaccion conduce a menores tasas de generacion de impurezas perjudiciales durante la oxidacion parcial de compuesto oxidable aromatico. Estas impurezas perjudiciales incluyen anillos aromaticos acoplados y/o moleculas aromaticas que contienen mas del numero deseado de grupos acido carboxflico (por ejemplo, en la oxidacion de para-xileno las 30 impurezas perjudiciales incluyen 2,6-dicarboxiantraquinona, 2,6-dicarboxifluorenona, acido trimelttico, 2,5,4'- tricarboxibifenilo y 2,5,4'-benzofenona). Las especies intermedias aromaticas incluyen compuestos aromaticos procedentes de la alimentacion de compuesto aromatico oxidable y que todavfa retienen grupos hidrocarbilo no aromaticos (por ejemplo, en la oxidacion de para-xileno las especies intermedias aromaticas comprenden: para- tolualdetndo, tereftaldetndo, acido para-toluico; 4-CBA, acido 4-hidroximetilbenzoico y el acido alfa-bromo-para- 35 toluico). La alimentacion de compuesto oxidable aromatico y las especies intermedias aromaticas que retienen grupos hidrocarbilo no aromaticos, cuando estan presentes en la fase lfquida del medio de reaccion, parecen conducir a impurezas perjudiciales de un modo similar al ya desvelado en el presente documento para especies aromaticas disueltas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (por ejemplo, acido isoftalico).

40 En comparacion con esta necesidad de mayor actividad de la reaccion para suprimir la formacion de impurezas perjudiciales aromaticas durante la oxidacion parcial del compuesto aromatico oxidable, los inventores han descubierto que el resultado relacionado no deseable es la elevada produccion de oxidos de carbono. Es importante apreciar que estos oxidos de carbono representan una perdida de rendimiento de compuesto oxidable y oxidante, no solo disolvente. Explfcitamente, una fraccion sustancial y algunas veces principal de los oxidos de carbono procede 45 del compuesto oxidable, y sus derivados, en vez de disolvente; y frecuentemente el compuesto oxidable cuesta mas por unidad de carbono que el disolvente. Ademas, es importante apreciar que el producto deseado acido carboxflico (por ejemplo, TPA) tambien esta sometido a sobre-oxidacion a oxidos de carbono cuando esta presente en la fase lfquida del medio de reaccion.

50 Tambien es importante apreciar que la presente invencion se refiere a reacciones en la fase lfquida del medio de reaccion y a concentraciones de reactante en su interior. Esto es a diferencia de algunas invenciones anteriores que se refieren directamente a la creacion en forma de precipitado solido de compuestos aromaticos que retienen grupos hidrocarbilo no aromaticos. Espedficamente, para la oxidacion parcial de para-xileno a TPA, ciertas invenciones anteriores se refieren a la cantidad de 4-CBA precipitado en la fase solida de CTA. Sin embargo, los presentes 55 inventores han descubierto una varianza de mas de dos con respecto a uno para la relacion de 4-CBA en la fase solida con respecto a 4-CBA en la fase lfquida, usando las mismas especificaciones de temperatura, presion, catalisis, composicion de disolvente y tasa de reaccion espacio-tiempo de para-xileno, que dependen de si la oxidacion parcial se realiza en un autoclave bien mezclado o en un medio de reaccion con oxfgeno y la distribucion del para-xileno segun la presente invencion. Ademas, los inventores han observado que la relacion de 4-CBA en la

fase solida con respecto a 4-CBA en la fase Ifquida tambien puede variar mas de dos con respecto a uno en tanto medio de reaccion bien agitado como estancado dependiendo de la tasa de reaccion de espacio-tiempo del para- xileno a especificaciones de otro modo similares de temperatura, presion, catalisis y composicion de disolvente. Adicionalmente, el 4-CBA en el CTA de fase solida no parece contribuir a la formacion de impurezas perjudiciales, y 5 el 4-CBA en la fase solida puede recuperarse y oxidarse a TPA simplemente y con alto rendimiento (por ejemplo, por digestion oxidativa de la suspension de CTA como se describe en el presente documento); mientras que la eliminacion de impurezas perjudiciales es mucho mas diffcil y costosa que la eliminacion de 4-CBA en fase solida, y la produccion de oxidos de carbono representa una perdida de rendimiento permanente. Asf, es importante distinguir que este aspecto de la presente invencion se refiere a composiciones en fase lfquida en el medio de reaccion.

10

Tanto si procede de disolvente como de compuesto oxidable, los inventores han descubierto que a conversiones de utilidad comercial la produccion de oxidos de carbono se refiere fuertemente al nivel de actividad de la reaccion global a pesar de la amplia variacion en la combinacion espedfica de temperatura, metales, halogenos, temperatura, acidez del medio de reaccion como se mide por pH, concentracion de agua empleada para obtener el nivel de 15 actividad de la reaccion global. Los inventores han encontrado util para la oxidacion parcial de xileno evaluar el nivel de actividad de la reaccion global usando la concentracion en fase lfquida de acidos toluicos a la mitad de la altura del medio de reaccion, el fondo del medio de reaccion y la parte superior del medio de reaccion.

Asf, se produce un importante equilibrio simultaneo para minimizar la creacion de impurezas perjudiciales 20 aumentando la actividad de la reaccion y todavfa para minimizar la creacion de oxidos de carbono reduciendo la actividad de la reaccion. Es decir, si la produccion global de oxidos de carbono se suprime demasiado, entonces se forman excesivos niveles de impurezas perjudiciales, y viceversa.

Ademas, los inventores han descubierto que la solubilidad y la reactividad relativa del acido carboxflico (por ejemplo, 25 TPA) deseado y la presencia de otras especies aromaticas disueltas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos introducen un punto de apoyo muy importante en este equilibrio de oxidos de carbono frente a impurezas perjudiciales. El producto deseado acido carboxflico se disuelve normalmente en la fase lfquida del medio de reaccion, incluso cuando tambien esta presente en forma solida. Por ejemplo, a temperaturas en los intervalos preferidos, el TPA es soluble en un medio de reaccion que comprende acido acetico y agua a niveles que oscilan de 30 aproximadamente mil ppmp a mas del 1 por ciento en peso, aumentando la solubilidad a medida que aumenta la temperatura. A pesar de que hay diferencias en las tasas de reaccion hacia la formacion de diversas impurezas perjudiciales de la alimentacion de compuesto aromatico oxidable (por ejemplo, para-xileno), de productos intermedios de reaccion aromaticos (por ejemplo, acido para-toluico), del producto deseado acido carboxflico aromatico (por ejemplo, TPA) y de especies aromaticas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (por 35 ejemplo, acido isoftalico), la presencia y reactividad de los dos ultimos grupos establece una region de rendimientos decrecientes con respecto a la supresion adicional de los dos primeros grupos, alimentacion de compuesto aromatico oxidable y productos intermedios de reaccion aromaticos. Por ejemplo, en una oxidacion parcial de para- xileno a TPA, si se disolvieran cantidades de TPA a 7.000 ppmp en la fase lfquida del medio de reaccion a las condiciones dadas, se disolvieran cantidades de acido benzoico a 8.000 ppmp, se disolvieran cantidades de acido 40 isoftalico a 6.000 ppmp y se disolvieran cantidades de acido ftalico a 2.000 ppmp, entonces el valor hacia la reduccion adicional de los compuestos perjudiciales totales empezana a disminuir a medida que la actividad de la reaccion aumentara para suprimir la concentracion en fase lfquida de acido para-toluico y 4-CBA por debajo de niveles similares. Es decir, la presencia y concentracion en la fase lfquida del medio de reaccion de especies aromaticas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos se altera muy poco aumentando la actividad de la 45 reaccion, y su presencia sirve para expandir hacia arriba la region de rendimientos decrecientes para reducir la concentracion de productos intermedios de reaccion con el fin de suprimir la formacion de impurezas perjudiciales.

Asf, una realizacion de la presente invencion proporciona intervalos preferidos de oxidos de carbono, limitados sobre el extremo inferior por la baja actividad de la reaccion y excesiva formacion de impurezas perjudiciales y sobre el 50 lfmite superior por las excesivas perdidas de carbono, pero a niveles menores que los previamente descubiertos y desvelados como comercialmente utiles. Por consiguiente, la formacion de oxidos de carbono se controla preferentemente del siguiente modo. La relacion de moles de oxidos de carbono totales producidos con respecto a moles de compuesto aromatico oxidable alimentados es preferentemente superior a aproximadamente 0,02:1, mas preferentemente superior a aproximadamente 0,04:1, todavfa mas preferentemente superior a aproximadamente 55 0,05:1, y lo mas preferentemente superior a 0,06:1. Al mismo tiempo, la relacion de moles de oxidos de carbono totales producidos con respecto a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado es preferentemente inferior a aproximadamente el 0,24:1, mas preferentemente inferior a aproximadamente el 0,22:1, todavfa mas preferentemente inferior a aproximadamente el 0,19:1, y lo mas preferentemente inferior a 0,15:1. La relacion de moles de dioxido de carbono producidos con respecto a moles de compuesto aromatico oxidable alimentados es

preferentemente superior a aproximadamente 0,01:1, mas preferentemente superior a aproximadamente 0,03:1, todav^a mas preferentemente superior a aproximadamente 0,04:1, y lo mas preferentemente superior a 0,05:1. Al mismo tiempo, la relacion de moles de dioxido de carbono producidos con respecto a moles de compuesto aromatico oxidable alimentados es preferentemente inferior a aproximadamente el 0,21:1, mas preferentemente inferior a 5 aproximadamente el 0,19:1, todavfa mas preferentemente inferior a aproximadamente el 0,16:1, y lo mas preferentemente inferior a 0,11. La relacion de moles de monoxido de carbono producidos con respecto a moles de compuesto aromatico oxidable alimentados es preferentemente superior a aproximadamente 0,005:1, mas preferentemente superior a aproximadamente 0,010:1, todavfa mas preferentemente superior a aproximadamente 0,015:1, y lo mas preferentemente superior a 0,020:1. Al mismo tiempo, la relacion de moles de monoxido de 10 carbono producidos con respecto a moles de compuesto aromatico oxidable alimentados es preferentemente inferior a aproximadamente 0,09:1, mas preferentemente inferior a aproximadamente 0,07:1, todavfa mas preferentemente inferior a aproximadamente 0,05:1, y lo mas preferentemente inferior a 0,04:1

El contenido de dioxido de carbono en el efluente gaseoso seco del reactor de oxidacion es preferentemente 15 superior a aproximadamente el 0,10 por ciento en moles, mas preferentemente superior a aproximadamente el 0,20 por ciento en moles, todavfa mas preferentemente superior a aproximadamente el 0,25 por ciento en moles, y lo mas preferentemente superior al 0,30 por ciento en moles. Al mismo tiempo, el contenido de dioxido de carbono en el efluente gaseoso seco del reactor de oxidacion es preferentemente inferior a aproximadamente el 1,5 por ciento en moles, mas preferentemente inferior a aproximadamente el 1,2 por ciento en moles, todavfa mas preferentemente 20 inferior a aproximadamente el 0,9 por ciento en moles, y lo mas preferentemente inferior al 0,8 por ciento en moles. El contenido de monoxido de carbono en el efluente gaseoso seco del reactor de oxidacion es preferentemente superior a aproximadamente el 0,05 por ciento en moles, mas preferentemente superior a aproximadamente el 0,10 por ciento en moles, todavfa mas preferentemente superior al 0,15, y lo mas preferentemente superior al 0,18 por ciento en moles. Al mismo tiempo, el contenido de monoxido de carbono en el efluente gaseoso seco del reactor de 25 oxidacion es preferentemente inferior a aproximadamente el 0,60 por ciento en moles, mas preferentemente inferior a aproximadamente el 0,50 por ciento en moles, todavfa mas preferentemente inferior a aproximadamente el 0,35 por ciento en moles, y lo mas preferentemente inferior al 0,28 por ciento en moles

Los inventores han descubierto que un factor importante para reducir la produccion de oxidos de carbono a estos 30 intervalos preferidos es mejorar la pureza del filtrado recirculado y de la alimentacion de compuesto oxidable para reducir la concentracion de compuestos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos segun divulgaciones de la presente invencion - esto reduce simultaneamente la formacion de oxidos de carbono y de impurezas perjudiciales. Otro factor es mejorar la distribucion de para-xileno y oxidante dentro del recipiente de reaccion segun divulgaciones de la presente invencion. Otros factores que permiten los niveles preferidos anteriores 35 de oxidos de carbono son operar con los gradientes en el medio de reaccion como se ha desvelado en el presente documento para presion, para temperatura, para concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida y para oxidante en la fase gaseosa. Otros factores que permiten los niveles preferidos anteriores de oxidos de carbono son operar dentro de las divulgaciones en el presente documento preferidas para la tasa de reaccion especio-tiempo, presion, temperatura, composicion de disolvente, composicion del catalizador y geometna mecanica del recipiente 40 de reaccion.

Un beneficio importante de operar dentro de los intervalos preferidos de formacion de oxidos de carbono es que el uso de oxfgeno molecular puede reducirse, aunque no a valores estequiometricos. A pesar de la buena distribucion de oxidante y compuesto oxidable segun la presente invencion, un exceso de oxfgeno debe ser retenido por encima 45 del valor estequiometrico, como se calcula para la alimentacion de compuesto oxidable solo, para permitir algunas perdidas a oxidos de carbono y para proporcionar exceso de oxfgeno molecular para controlar la formacion de impurezas perjudiciales. Espedficamente para el caso en el que el xileno es la alimentacion de compuesto oxidable, la relacion de alimentacion de peso de oxfgeno molecular con respecto a peso de xileno es preferentemente superior a aproximadamente 0,91:1,00, mas preferentemente superior a aproximadamente 0,95:1,00, y lo mas 50 preferentemente superior a 0,99:1,00. Al mismo tiempo, la relacion de alimentacion de peso de oxfgeno molecular con respecto a peso de xileno es preferentemente inferior a aproximadamente 1,20:1,00, mas preferentemente inferior a aproximadamente 1,12:1,00, y lo mas preferentemente inferior a 1,06:1,00. Espedficamente para la alimentacion de xileno, el contenido promediado en el tiempo de oxfgeno molecular en el efluente gaseoso seco del reactor de oxidacion es preferentemente superior a aproximadamente el 0,1 por ciento en moles, mas 55 preferentemente superior a aproximadamente el 1 por ciento en moles, y lo mas preferentemente superior al 1,5 por ciento en moles. Al mismo tiempo, el contenido promediado en el tiempo de oxfgeno molecular en el efluente gaseoso seco del reactor de oxidacion es preferentemente inferior a aproximadamente el 6 por ciento en moles, mas preferentemente inferior a aproximadamente el 4 por ciento en moles, y lo mas preferentemente inferior al 3 por ciento en moles.

Otro beneficio importante de operar dentro de los intervalos preferidos de la formacion de oxidos de carbono es que menos compuesto aromatico se convierte en oxidos de carbono y otras formas menos valiosas. Este beneficio se evalua usando la suma de los moles de todos los compuestos aromaticos que salen del medio de reaccion dividido entre la suma de los moles de todos los compuestos aromaticos que entran en el medio de reaccion durante un 5 periodo continuo de tiempo, preferentemente una hora, mas preferentemente un dfa, y lo mas preferentemente 30 dfas consecutivos. Esta relacion se denomina en lo sucesivo la “relacion de supervivencia molar” para compuestos aromaticos a traves del medio de reaccion y se expresa como un porcentaje numerico. Si todos los compuestos aromaticos entrantes salen del medio de reaccion como compuestos aromaticos, no obstante la mayona en formas oxidadas de los compuestos aromaticos entrantes, entonces la relacion de supervivencia molar tiene su valor 10 maximo del 100 por cien. Si exactamente 1 de cada 100 moleculas aromaticas entrantes se convierte en oxidos de carbono y/u otras moleculas no aromaticas (por ejemplo, acido acetico) mientras que pasan a traves del medio de reaccion, entonces la relacion de supervivencia molar es del 99 por ciento. Espedficamente para el caso en el que el xileno es la alimentacion principal del compuesto aromatico oxidable, la relacion de supervivencia molar para compuestos aromaticos a traves del medio de reaccion es preferentemente superior a aproximadamente el 98 por 15 ciento, mas preferentemente superior a aproximadamente el 98,5 por ciento, y lo mas preferentemente inferior al 99,0 porcentaje. Al mismo tiempo y con el fin de que este presente suficiente actividad de la reaccion global, la relacion de supervivencia molar para compuestos aromaticos a traves del medio de reaccion es preferentemente inferior a aproximadamente el 99,9 por ciento, mas preferentemente inferior a aproximadamente el 99,8 por ciento, y lo mas preferentemente inferior al 99,7 por ciento cuando el xileno es la alimentacion principal del compuesto 20 aromatico oxidable.

Otro aspecto de la presente invencion implica la produccion de acetato de metilo en un medio de reaccion que comprende acido acetico y uno o mas compuestos aromaticos oxidables. Este acetato de metilo es relativamente volatil en comparacion con el agua y el acido acetico y asf tiende a seguir al efluente gaseoso, a menos que se 25 empleen enfriamiento adicional u otras operaciones unitarias para recuperarlo y/o destruirlo antes de liberar el efluente gaseoso de nuevo al entorno. Asf, la formacion de acetato de metilo representa un coste de operacion y tambien un coste de capital. Quizas el acetato de metilo se forme combinando primero un radical metilo, quizas a partir de la descomposicion de acido acetico, con oxfgeno para producir hidroperoxido de metilo, descomponiendose posteriormente para formar metanol, y reaccionando finalmente el metanol producido con el acido acetico restante 30 para formar acetato de metilo. Sea cual sea la ruta qmmica, los inventores han descubierto que siempre que la produccion de acetato de metilo es a una tasa muy baja, entonces la produccion de oxidos de carbono tambien es demasiado baja y la produccion de impurezas perjudiciales aromaticas es demasiado alta. Si la produccion de acetato de metilo es una tasa demasiado alta, entonces la produccion de oxidos de carbono tambien es innecesariamente alta, conduciendo a perdidas de rendimiento de disolvente, compuesto oxidable y oxidante. Si se 35 emplean las realizaciones preferidas desveladas en el presente documento, la relacion de produccion de moles de acetato de metilo producido con respecto a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado es preferentemente superior a aproximadamente 0,005:1, mas preferentemente superior a aproximadamente 0,010:1, y lo mas preferentemente superior a 0,020:1. Al mismo tiempo, la relacion de produccion de moles de acetato de metilo producido con respecto a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado es preferentemente inferior a 40 aproximadamente 0,09:1, mas preferentemente inferior a aproximadamente 0,07:1, todavfa mas preferentemente inferior a aproximadamente 0,05:1, y lo mas preferentemente inferior a 0,04:1.

Los inventores observan que para todos los intervalos numericos proporcionados en el presente documento, los extremos superiores e inferiores de los intervalos pueden ser independientes entre sf. Por ejemplo, un intervalo 45 numerico de 10 a 100 significa superior a 10 y/o inferior a 100. Asf, un intervalo de 10 a 100 proporciona soporte para una limitacion de reivindicacion de superior a 10 (sin el lfmite superior), una limitacion de reivindicacion de inferior a 100 (sin el lfmite inferior), ademas del intervalo completo de 10 a 100 (con tanto los lfmites superior como inferior).

50 Los siguientes ejemplos son todos ejemplos comparativos que no se encuentran bajo los procesos actualmente reivindicados.

EJEMPLO 1

55 Este es un ejemplo operacional de una oxidacion comercial de para-xileno en un reactor de columna de burbujeo. Este ejemplo demuestra, por ejemplo, que existen grandes gradientes verticales para concentraciones de para- xileno cuando se emplean condiciones geometricas y de proceso apropiadas segun aspectos de la presente invencion.

Este ejemplo empleo un recipiente de oxidante de la columna de burbujeo comercial que tiene un cuerpo casi vertical, esencialmente cilmdrico, con un diametro interno de aproximadamente 2,44 metros. La altura del recipiente de oxidante de la columna de burbujeo era aproximadamente 32 metros de la lmea tangente inferior (TL) a la TL superior. El recipiente se ajusto con cabezas elfpticas aproximadamente 2:1 en la parte superior y fondo del cilindro.

5 El nivel de operacion fue aproximadamente 25 metros de medio de reaccion por encima de la TL inferior. La tasa de alimentacion del para-xileno de pureza comercial fue eficazmente estacionaria a una tasa de aproximadamente 81 kilogramos por minuto, entrando en el recipiente de reaccion a traves de un orificio circular localizado en la pared de la seccion cilmdrica a una elevacion de aproximadamente 4,35 metros por encima de la TL inferior. El diametro interno de dicho orificio de la pared era aproximadamente 0,076 metros. Un disolvente de filtrado se alimento a una 10 tasa eficazmente estacionaria de aproximadamente 777 kilogramos por minuto. Una fraccion sin medir de este disolvente de filtrado, estimada a partir de los tamanos de conductos y cafdas de presion que era aproximadamente 20 kilogramos por minuto, se alimento como lavado lfquido al burbujeador de oxidante. El equilibrio del disolvente de filtrado, aproximadamente 757 kilogramos por minuto, se alimento mtimamente combinado con el para-xileno de pureza comercial. Asf, la corriente de alimentacion en fase lfquida combinada de disolvente de filtrado y para-xileno 15 de pureza comercial asf ascendio a aproximadamente 838 kilogramos por minuto dando una velocidad superficial del flujo de entrada a traves de dicho orificio de la pared de aproximadamente 3 metros por segundo. Este disolvente de filtrado era de un sistema de recirculacion de la planta y comprendio por encima de aproximadamente el 97 por ciento en peso de acido acetico y agua. La concentracion de componentes de catalizador en el disolvente de filtrado fue tal que la composicion dentro de la fase lfquida del medio de reaccion fue aproximadamente 1.777 ppmp de 20 cobalto, aproximadamente 1.518 ppmp de bromo y aproximadamente 107 ppmp de manganeso. Se alimento una corriente separada de disolvente de reflujo como gotitas en la zona de retirada de gas por encima del nivel de operacion del medio de reaccion a una tasa eficazmente estacionaria de aproximadamente 572 kilogramos por minuto. Este disolvente de reflujo comprendio por encima de aproximadamente el 99 por ciento en peso de acido acetico y agua; y el disolvente de reflujo era de un sistema de recirculacion de la planta separado que estaba sin 25 niveles significativos de componentes de catalizador. El contenido de agua combinado de la alimentacion de disolvente de filtrado y de la alimentacion de disolvente de reflujo fue tal que la concentracion de agua dentro de la fase lfquida del medio de reaccion fue aproximadamente el 6,0 por ciento en peso. El oxidante fue aire comprimido alimentado a una tasa eficazmente estacionaria de aproximadamente 384 kilogramos por minuto a traves de un burbujeador de oxidante similar al ilustrado en las FIGS. 2-5. Este burbujeador de oxidante comprendio un conducto 30 de flujo biselado que era aproximadamente un octagono de lados iguales con un miembro de cruce que conectaba de un lado al lado opuesto y que atravesaba a traves del eje vertical de simetna del recipiente de reaccion. El conducto de flujo biselado estaba hecho de componentes de tubena Schedule 10S de 12 pulgadas nominales. La anchura del octagono desde el centroide de un lado del conducto de flujo al centroide del lado opuesto fue aproximadamente 1,83 metros. El octagono esta dispuesto aproximadamente horizontal, y la elevacion media del 35 conducto octogonal fue aproximadamente 0,11 metros por encima de la TL inferior del recipiente de reaccion. El burbujeador de oxidante contuvo 75 orificios circulares que tuvieron aproximadamente 0,025 metros de diametro. Los orificios se situaron aproximadamente uniformemente alrededor de dicho octagono y miembro de cruce, encontrandose proximos a la parte superior de dicha tubena de 12 pulgadas. Hubo un orificio circular con diametro de aproximadamente 0,012 metros proximo al fondo de un lado solo del conducto octagonal. La presion de 40 operacion en el gas de cabeza del recipiente de reaccion fue estacionariamente aproximadamente 0,52 megapascales manometricos. La reaccion se opero de un modo sustancialmente adiabatico de manera que el calor de reaccion elevo la temperatura de las alimentaciones entrantes y evaporo mucho disolvente entrante. Medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion, la temperatura de operacion fue aproximadamente 160 °C. Una suspension saliente que comprende acido tereftalico en bruto (CTA) se elimino proxima al fondo de la cabeza 45 elfptica inferior del recipiente de reaccion a una tasa eficazmente estacionaria. La velocidad de flujo de la suspension saliente fue aproximadamente 408 kilogramos por minuto.

Se obtuvieron muestras de suspension del medio de reaccion de tres elevaciones en el recipiente de reaccion, como se describe a continuacion. En la determinacion de la concentracion de diversas especies a diversas localizaciones 50 dentro del medio de reaccion fue necesario explicar la naturaleza estocastica del sistema tomando muestras suficientes para determinar un valor promediado en el tiempo de resolucion suficiente.

Se obtuvo un conjunto de cinco muestras del conducto de suspension saliente proximo al fondo de la cabeza elfptica inferior del recipiente de reaccion. Se obtuvo otro conjunto de cinco muestras de un orificio de la pared localizado en 55 una elevacion de aproximadamente 12,4 metros por encima de la TL inferior del recipiente de reaccion. El tercer conjunto de cinco muestras se obtuvo de un orificio de la pared localizado en una elevacion de aproximadamente 17,2 metros por encima de la TL inferior del recipiente de reaccion.

Todas las muestras de suspension se analizaron por un metodo de cromatograffa de gases (CG) calibrado para la

composicion de para-xileno y para-tolualdehudo en la fase Kquida. La Tabla 5, a continuacion, muestra el promedio de los cinco resultados que se obtuvieron de las tres elevaciones de columna diferentes. Los resultados se informan como partes en masa de analito por partes por millon en peso (ppmp) de fase lfquida.

5 TABLA 5

Localizacion de la muestra: para-xileno (ppmp) para-tolualdehdo (ppmp)

Pared lateral a aproximadamente 17,2 metros: 21 140

Pared lateral a aproximadamente 12,4 metros: 63 317

Flujo inferior de la cabeza inferior: 455 960

Estos resultados muestran grandes gradientes que se produjeron verticalmente en las concentraciones locales de para-xileno y para-tolualdehudo. Por ejemplo, el gradiente en la concentracion de para-xileno observado en datos de la Tabla 5 fue superior a 20:1 (455:21). Estos resultados demuestran que la mezcla de fluido inherente de la 10 alimentacion de para-xileno entrante dentro de la columna de burbujeo era de manera importante mas lenta que las tasas de reaccion inherentes. A un menor grado, los gradientes verticales tambien se observaron para las concentraciones de otras especies reactivas aromaticas relacionadas en el medio de reaccion (por ejemplo, acido para-toluico y 4-carboxibenzaldehudo).

15 Como se demuestra en ejemplos posteriores, modelos de calculo detallados muestran que el intervalo real de concentracion de para-xileno dentro de la fase lfquida del medio de reaccion de este ejemplo estuvo muy por encima de 100:1. Incluso sin ejecutar un modelo de calculo riguroso, aquellos expertos en la materia reconoceran que la concentracion maxima real de para-xileno se produjo en la region proxima en la que se introdujo la alimentacion de para-xileno al recipiente de reaccion de la columna de burbujeo a traves de la pared del recipiente. Esta elevacion de 20 concentracion de para-xileno maxima es aproximadamente 4,35 metros por encima de la TL inferior, entre las muestras tomadas de aproximadamente 12,4 metros y del flujo inferior. Similarmente, la concentracion minima real de para-xileno probablemente se produjo en o muy cerca de la parte superior del medio de reaccion en aproximadamente 25 metros, muy por encima de la mayor elevacion de donde se tomaron las muestras anteriores.

25 Concentraciones de para-xileno y otros compuestos oxidables pueden medirse para otras localizaciones dentro del medio de reaccion empleando dispositivos mecanicos adecuados para muestrear en cualquier posicion verticalmente u horizontalmente dentro del medio de reaccion. Opcionalmente, pueden calcularse concentraciones para posiciones no ffsicamente muestreadas y qmmicamente analizadas con exactitud razonable usando modelos computacionales de complejidad suficiente para arreglarselas con los patrones de flujo de fluidos altamente 30 complejos, cinetica de reaccion qrnmica, balance de energfa, equilibrios vapor-lfquido-solido y tasas de intercambio entre fases.

EJEMPLOS 2-5

35 Los Ejemplos 2-5 son modelos de calculo de reactores de columna de burbujeo tanto identicas al reactor del Ejemplo 1 como generalmente similares con mejoras especificadas. El modelado de la dinamica de fluidos computacional (CFD) realizado para generar los Ejemplos 2-5 se realizo segun el metodo de modelado desvelado en la solicitud de patente de EE.UU. en tramitacion junto con la presente n° de serie 60/594.774, presentada el 5 de mayo de 2005, titulada “Modeling of Liquid-Phase Oxidation”, cuya divulgacion entera se incorpora expresamente en 40 el presente documento por referencia.

En los Ejemplos 2-5, el modelado de CFD se realiza usando CFX edicion 5.7 (ANSYS, Inc. 275 Technology Drive, Canonsburg, PA 15317). Los Ejemplos 2-5 comprenden hacia arriba aproximadamente 100.000 celdas computaciones espaciales discretas cada uno. Las etapas de tiempo utiles en los Ejemplos 2-5 son inferiores a 0,1 45 segundos. Tamanos de multiples burbujas que oscilan en diametro de aproximadamente 0,005 a aproximadamente 0,20 metros demuestran ser utiles para ajustar el modelo de CFD para aproximarlo estrechamente a la retencion de burbujas promedio evaluada mediante la medicion de la presion diferencial, a la retencion de burbujas verticales evaluada mediante barrido gamma y a los perfiles horizontales de la retencion de burbujas evaluada mediante tomograffa computerizada (TAC). Para seleccionar tamanos de burbuja apropiados y poblaciones en los modelos de 50 CFD del Ejemplo 2-5, se obtuvieron datos de operacion en planta reales para las columnas de burbujeo en suspension con diametros internos cilmdricos de aproximadamente 2,44 metros y aproximadamente 3,05 metros que operaban con el medio de reaccion proximo a las condiciones de composicion y de proceso pertinentes como se desvela mas adelante. Los datos de referencia para la retencion de burbujas global se obtuvieron usando presiones diferenciales medidas desde cerca de la base del recipiente y hasta el efluente gaseoso de cabeza. Los datos de 55 referencia para el perfil de retencion de burbujas vertical se obtuvieron usando una fuente radiactiva emisora de

gamma y el metodo de deteccion incremento el exterior del recipiente de reaccion en etapas que oscilaban de aproximadamente 0,05 metros a aproximadamente 0,3 metros. Los datos de referencia para los perfiles de retencion de burbujas horizontales se obtuvieron por barridos de TAC realizada en una rejilla de nueve por nueve a traves de un plano horizontal de la columna de burbujeo de operacion usando una fuente radiactiva de emision gamma y 5 metodo de deteccion. Es decir, la fuente se posiciono a una elevacion dada en nueve posiciones diferentes separadas aproximadamente igualmente alrededor del penmetro de la columna de burbujeo. Para cada posicion de la fuente de radiacion gamma, la cantidad de radiacion gamma que pasa a traves del recipiente de reaccion y medio de reaccion se detecto en nueve posiciones diferentes separadas aproximadamente igualmente alrededor del penmetro de la columna de burbujeo. Entonces se aplicaron diversos modelos matematicos a estos datos discretos 10 para producir estimaciones de la variacion de retencion de burbujas a lo largo de todo el medio de reaccion para dicha elevacion. Se obtuvieron multiples barridos de TAC horizontales en dos dfas diferentes, para dos elevaciones diferentes, y con dos tasas de alimentacion diferentes de para-xileno, aire comprimido.

El modelo de reaccion qmmica para el consumo de para-xileno en este entorno se ajusta para coincidir con los 15 perfiles de reactantes para para-xileno que se encuentran en el Ejemplo 1 junto con otros datos para temperaturas similares, presiones, intensidades de reaccion, catalisis, concentracion de agua, etc., de tanto pruebas comerciales como a escala piloto. Como aproximacion indicativa, la constante de tiempo de pseudo-primer orden para la descomposicion del trazador reactivo de para-xileno es igual a aproximadamente 0,2 segundos redprocos durante aproximadamente 160 °C y aproximadamente las condiciones medias del medio de reaccion usadas en los Ejemplos 20 2-4.

Y, lo que es mas importante, los modelos de CFD de campos de flujo obtenidos en los Ejemplos 2-4 producen grandes fluctuaciones de escala en enjambres de burbujas y explosiones de lfquido que estan generalmente de acuerdo con la ondulacion de baja frecuencia observada en el recipiente de reaccion de la columna de burbujeo en 25 operacion.

EJEMPLO 2

Este ejemplo desarrolla calculos referentes a la configuracion mecanica del Ejemplo 1 y sienta una basa 30 comparativa para los Ejemplos 3 y 4. En este ejemplo, la configuracion mecanica del reactor de columna de burbujeo es identica al Ejemplo 1, que tiene un orificio de entrada de diametro circular de 0,076 metros a traves de la pared del recipiente de reaccion para la corriente de alimentacion que comprende para-xileno y disolvente de filtrado. La tasa de alimentacion de para-xileno es aproximadamente 1,84 kilogramos por segundo, superior a en el Ejemplo 1. La tasa de alimentacion de disolvente de filtrado alimentado mtimamente combinado con el para-xileno 35 es aproximadamente 18,4 kilogramos por segundo. La velocidad superficial de la corriente combinada de para-xileno mas disolvente de filtrado que entra a traves del orificio de la pared es asf aproximadamente 4 metros por segundo. La tasa de alimentacion de disolvente de reflujo en el espacio de cabeza de retirada de gas es 12,8 kilogramos por segundo. La tasa de alimentacion de aire comprimido a traves del burbujeador de oxidante es aproximadamente 9 kilogramos por segundo. El contenido de solidos de la suspension de reaccion es aproximadamente el 31 por ciento 40 en peso. La suspension de producto se extrae del centro de la cabeza inferior del recipiente de reaccion usando una tasa eficazmente estacionaria para mantener un nivel aproximadamente estacionario de aproximadamente 25 metros de medio de reaccion. La retencion de gas promedio para la elevacion media del medio de reaccion es aproximadamente el 55 por ciento en una base promediada en el tiempo, promediada en el area, en la que la longitud del promedio de tiempo es al menos aproximadamente 100 segundos de tiempo del modelo de CFD. La 45 presion en el espacio de cabeza por encima del medio de reaccion es aproximadamente 0,50 megapascales manometricos. La temperatura es aproximadamente 160 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Los contenidos de agua y de cobalto, bromo y manganeso dentro de la porcion lfquida del medio de reaccion son esencialmente los mismos que en el Ejemplo 1.

50 EJEMPLO 3

Este ejemplo desarrolla calculos referentes a mejorar la dispersion de la alimentacion de para-xileno aumentando la velocidad superficial de la alimentacion en fase lfquida que comprende para-xileno en su punto de entrada al medio de reaccion segun un aspecto de la presente invencion. En este ejemplo, la configuracion mecanica del reactor de 55 columna de burbujeo es identica al Ejemplo 2, excepto que el orificio de la pared a traves del cual se admite la alimentacion en fase lfquida que comprende para-xileno se reduce a un diametro circular de 0,025 metros. La tasa de alimentacion de para-xileno y otras condiciones de proceso son las mismas que para el Ejemplo 2, excepto que la velocidad superficial de la corriente de alimentacion en fase lfquida combinada de para-xileno mas disolvente de filtrado que entra a traves del orificio de la pared es ahora aproximadamente 36 metros por segundo.

Los calculos del modelo de CFD de fracciones promediadas en el tiempo de medio de reaccion con concentracion de trazador reactivo para para-xileno en fase lfquida por encima de diversos umbrales se presentan en la Tabla 6, a continuacion. El volumen de medio de reaccion con trazador reactivo para para-xileno muy altamente concentrado en la fase lfquida disminuye operando con mayores velocidades de entrada de la corriente de alimentacion en fase 5 lfquida que comprende para-xileno segun la presente invencion. Las regiones reducidas de alta concentracion de para-xileno son importantes para limitar reacciones de acoplamiento no deseables tanto debido a que concentraciones de muchas especies aromaticas solubles son allf elevadas como debido a que tales concentraciones conducen a consumo localmente alto de oxfgeno molecular disuelto y asf conducen a concentraciones verticales localmente suprimidas de oxfgeno molecular disuelto.

10

TABLA 6

: Ejemplo 2 Ejemplo 3 Ejemplo 4

Diametro del orificio de la pared (metros): 0,076 0,025 distribuidor

Velocidad superficial de pX entrante + filtrado (m/s): 4 36 vana >15

Porcentaje de medio de reaccion con concentracion de pX

superior a 1.000 ppmp (%): 3,64 3,28 3,73

superior a 2.500 ppmp (%): 0,640 0,378 0,130

superior a 10.000 ppmp (%): 0,049 0,022 0,005

superior a 25.000 ppmp (%): 0,009 0,002 0,001

Volumen del medio de reaccion con concentracion de pX

superior a 1.000 ppmp (litros): 4.250 3.840 4.360

superior a 2.500 ppmp (litros): 749 444 152

superior a 10.000 ppmp (litros): 57 26 6

superior a 25.000 ppmp (litros): 10 2 1

EJEMPLO4

15 Este ejemplo desarrolla calculos para medios mecanicos mejorados para introducir oxidante y para-xileno en el reactor de columna de burbujeo. Este ejemplo se ejecuta dentro del mismo reactor de columna de burbujeo que se usa en los Ejemplos 1-3. Sin embargo, el reactor se modifica con respecto al modo en que tanto el oxidante como el para-xileno son admitidos en el medio de reaccion. En la discusion del Ejemplo 4, la atencion se dirige primero al aparato modificado para admitir el para-xileno al medio de reaccion, reduciendo asf las zonas de altas 20 concentraciones de para-xileno. En segundo lugar, la atencion se refiere al aparato modificado para admitir el oxidante al medio de reaccion, reduciendo asf las zonas que estan mal aireadas. Esto no es suponer que las dos modificaciones sean totalmente independientes en sus resultados, sino que es simplemente una presentacion escalonada.

25 La cantidad de medio de reaccion con concentraciones en fase lfquida muy alta de trazador reactivo para para-xileno se reduce en el Ejemplo 4 por el uso de un sistema de distribucion de la alimentacion en fase lfquida generalmente como se muestra en las FIGS. 9-11. Este sistema de distribucion de la alimentacion en fase lfquida tiene convenientemente cuatro conductos de flujo convenientemente ubicados aproximadamente verticales. Cada uno de estos cuatro conductos de flujo tiene aproximadamente 0,75 metros desde el eje vertical de simetna de la columna 30 de burbujeo. Estos cuatro conductos de flujo estan convenientemente hechos de componentes de tubena Schedule 10S de 1,5 pulgadas nominales. El extremo inferior de cada pata de este ejemplo tiene convenientemente una seccion conicamente convergente con un angulo incluido medido entre lados opuestos del cono que es convenientemente aproximadamente 24 grados; sin embargo, tambien son utiles otras formas para cerrar el extremo aguas abajo del conducto de flujo (por ejemplo, un cierre conico con diferente angulo incluido, un cierre de placa 35 plana, un cierre de tapa de tubena, un cierre en forma de cuna, etc.). Cada uno de estos cuatro conductos de flujo tiene un total de nueve orificios, teniendo cada uno un diametro circular de aproximadamente 0,0063 metros. El mas bajo de los nueve orificios en cada conducto esta en el fondo de la seccion conica inferior. Para cada conducto, este orificio mas bajo se localiza aproximadamente 0,4 metros por encima de la TL inferior del recipiente de reaccion. Midiendo siempre desde este extremo de fondo de la seccion conica de fondo truncado, los tres siguientes orificios 40 en cada conducto estan elevados aproximadamente 0,3 metros, los tres siguientes orificios estan elevados aproximadamente 1,6 metros y los dos orificios de mas arriba estan elevados aproximadamente 2,7 metros. Asf, la distancia vertical desde el orificio mas bajo hasta el orificio mas alto en cada conducto es aproximadamente 2,7 metros, o aproximadamente 1,1D. La distancia lineal (no vertical) de separacion de orificios mas alejada, desde el orificio inferior de un conducto vertical hasta el orificio vertical del conducto vertical diagonalmente opuesto, es 45 aproximadamente 3,44 metros, o aproximadamente 1,4D. Para cada nivel, los orificios estan separados aproximadamente uniformemente alrededor de la circunferencia de cada conducto de flujo. El conducto de

suministro para la alimentacion de compuesto oxidable y disolvente a la parte superior de los cuatro conductos aproximadamente verticales es convenientemente aproximadamente horizontal a una elevacion de aproximadamente 3,60 metros por encima de la TL inferior del recipiente de reaccion. El conducto de suministro esta convenientemente hecho de componentes de tubena Schedule 10S de 3 pulgadas nominales. Hay soporte cruzado 5 mecanico apropiado dentro del ensamblaje y soporte mecanico del ensamblaje con el burbujeador de oxidante y con el recipiente de reaccion con el fin de superar fuerzas tanto estaticas como dinamicas que se producen durante tanto operaciones normales como alteradas.

Aunque no se calcula en este ejemplo, son posibles muchos otros disenos para este sistema de distribucion de la 10 alimentacion en fase lfquida. Por ejemplo, los tamanos del conducto de flujo de lfquido pueden ser mas largos o mas pequenos o de seccion transversal diferente a aproximadamente circular o de cifra diferente de cuatro. Por ejemplo, cada uno de los cuatro conductos esencialmente verticales podna ser alimentado independientemente mediante conductos de flujo que atraviesan por separado la pared que contiene presion del recipiente de reaccion. Por ejemplo, la conexion al suministro de para-xileno entrante y disolvente de alimentacion podna producirse cerca de la 15 elevacion media o cerca de la elevacion del fondo o en cualquier elevacion o en multiples elevaciones de los conductos aproximadamente verticales. Por ejemplo, los conductos de suministro podnan ser aproximadamente verticales con los orificios de distribucion que residen en conductos aproximadamente horizontales, o ambas direcciones de flujo podnan estar inclinadas o ser no lineales o no ortogonales. Por ejemplo, los orificios podnan localizarse de forma diferente radialmente, acimutalmente o verticalmente con respecto al medio de reaccion. Por 20 ejemplo, pueden usarse mas o menos orificios y/o orificios de diferentes formas y/u orificios con tamanos mixtos y/o formas mixtas. Por ejemplo, podnan usarse boquillas de salida en vez de orificios de salida. Por ejemplo, uno o mas aparatos de desviacion del flujo pueden encontrarse fuera del conducto de flujo proximos a los orificios de salida y en la trayectoria de fluidos tras salir al medio de reaccion.

25 Dependiendo del caracter y contenido de los solidos, si los hay, de la alimentacion combinada de para-xileno y disolvente, o del medio de reaccion, y dependiendo de los procedimientos de arranque, parada y otros procedimientos de operacion empleados en la operacion de fabricacion real, puede ser necesario purgar solidos de dentro del sistema de distribucion de la alimentacion en fase lfquida. Aunque no se calcula en este ejemplo, un orificio de purga puede ser utilmente mas grande que los orificios de tamano uniforme mostrados en el presente 30 ejemplo. El orificio en el extremo inferior de cada una de las cuatro patas aproximadamente verticales es particularmente util para purgar solidos, aunque no es el unico medio posible. Pueden usarse dispositivos mecanicos mas complicados tales como montajes de descarga, valvulas de control, valvulas de exceso de flujo, valvulas accionadas por potencia y similares tanto para prevenir el acceso de solidos como para descargar solidos acumulados de dentro del sistema de distribucion de la alimentacion en fase lfquida.

35

Ahora, la atencion se refiere al burbujeador de oxidante, que es generalmente como se muestra en las FIGS. 12-15. Este miembro de anillo del burbujeador de oxidante comprende convenientemente un conducto de flujo biselado que es convenientemente y aproximadamente un octagono de lados iguales sin un miembro de cruce. El conducto de flujo biselado esta convenientemente hecho de componentes de tubena Schedule 10S de 10 pulgadas nominales. 40 Una anchura del octagono del centroide de un lado del conducto de flujo al centroide del lado opuesto es aproximadamente 1,12 metros. La seccion octagonal es convenientemente horizontal, y la elevacion media de la seccion octagonal es aproximadamente 0,24 metros por debajo de la TL inferior del recipiente de reaccion. Esto es a diferencia del miembro de anillo del burbujeador de oxidante de los Ejemplos 1-3, cuyas elevaciones estan centradas por encima de la TL inferior del recipiente de reaccion. La porcion octagonal del conducto esta perforada 45 con 64 orificios aproximadamente circulares cada uno de aproximadamente 0,030 metros de diametro, aproximadamente igualmente separados alrededor del conducto. Aproximadamente la mitad de los orificios se localizan alrededor del conducto con localizaciones que estan a un angulo de aproximadamente 45 grados por debajo de la horizontal, midiendo desde cada orificio hasta el centroide mas cercano de la seccion transversal de conducto de flujo. Aproximadamente la mitad de los orificios estan localizados alrededor del conducto con 50 localizaciones que estan aproximadamente en el fondo del conducto de flujo (es decir, a un angulo de aproximadamente 90 grados por debajo de la horizontal, midiendo desde cada orificio hasta el centroide mas cercano de la seccion transversal de conducto de flujo). Los inventores comentan de nuevo, similar a los comentarios para el distribuidor de entrada en fase lfquida, que son posibles muchos otros disenos particulares para un burbujeador de oxidante que se encuentra dentro del alcance de varios aspectos de la presente invencion. Por 55 ejemplo, mas o menos de dos conductos de suministro pueden atravesar la pared que contiene presion. Por ejemplo, los conductos de suministro del burbujeador de oxidante pueden disenarse sin comprender un miembro de anillo. Por ejemplo, puede estar presente mas de un miembro de anillo, y cualquier miembro de anillo puede tener distinto de 8 lados o puede tener lados no simetricos. Por ejemplo, el diseno puede obtener una cafda de presion preferida o una calidad preferida de aireacion o una naturaleza no incrustante preferida mientras que se usa un

numero diferente o tamano o tamanos o colocacion de orificios o salidas de conductos. Por ejemplo, el diseno puede emplear diferentes diametros de conductos dentro de intervalos preferidos. Por ejemplo, el diseno puede logar una naturaleza no incrustante usando un lavado lfquido.

5 En este ejemplo, el medio de reaccion se extrae con una tasa eficazmente estacionaria del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de aproximadamente 14 metros a traves de un orificio de la pared que tiene un diametro circular interno de aproximadamente 0,076 metros. El medio de reaccion extrafdo se separa en una suspension de producto que comprende acido tereftalico en bruto y un efluente gaseoso usando un recipiente de desaireacion externo, que se describe completamente en el Ejemplo 6. El efluente gaseoso separado del recipiente de 10 desaireacion externo se transporta por un conducto para unir el flujo principal del efluente gaseoso que abandona la parte superior del recipiente de reaccion.

Los metodos de modelado de CFD de este ejemplo son sustancialmente los mismos que para los Ejemplos 2 y 3, con estas excepciones. La malla espacial se modifica segun convenga y es conocido en la tecnica que el aparato 15 revisado distribuya el oxidante entrante, distribuya el compuesto oxidante entrante y saque la suspension de producto de la pared lateral del recipiente de reaccion aproximadamente 14 metros por encima de la TL inferior.

Para evaluar los resultados del modelo de CFD con respecto a la distribucion del trazador reactivo para para-xileno, se usan los mismos metodos que en el Ejemplos 2 y 3. Concretamente, se determinan las fracciones promediadas 20 en el tiempo de medio de reaccion con concentracion de trazador reactivo para para-xileno en fase lfquida por encima de diversos umbrales. Para facilidad en la comparacion, los resultados de este ejemplo se presentan en la Tabla 6, anteriormente. Estos resultados muestran que la distribucion mejorada de trazador reactivo para para-xileno de este ejemplo produce en realidad un pequeno aumento en la cantidad de medio de reaccion por encima de 1.000 ppmp, pero se reducen los niveles umbral mas perjudiciales de 2.500 ppmp, 10.000 ppmp y 25.000 ppmp. Estas 25 mejoras se proporcionan, por ejemplo, por mayores velocidades de entrada de la alimentacion junto con mejorado posicionamiento vertical, radial y acimutal y separacion de la introduccion de para-xileno al medio de reaccion.

Volviendo ahora a la calidad de aireacion a traves de todo el medio de reaccion, se usa el metodo de 2.000 rebanadas horizontales de sub-volumen igual para evaluar la cantidad de volumen malamente aireado dentro del 30 medio de reaccion de los Ejemplos 2-4. Empezando en la porcion mas baja del medio de reaccion, concretamente en el fondo de la cabeza elfptica inferior en este ejemplo, el medio de reaccion se reparte en 2.000 sub-volumenes iguales usando planos horizontales teoricos. Para cada uno de los incrementos de tiempo del modelo de CFD, dentro de cada uno de dichos 2.000 sub-volumenes iguales, la cantidad de suspension y la cantidad de gas se determinan y se usan para calcular la retencion de gas promedio en su interior. Para permitir la naturaleza 35 estocastica del proceso, y del modelo de CFD del mismo, la salida del modelo de CFD se promedia en el tiempo a traves de los tiempos de modelo que duran al menos aproximadamente 100 segundos para obtener valores promediados en el tiempo de retencion de gas en cada uno de los 2.000 sub-volumenes iguales.

Una vez se determina la retencion de gas promediada en el tiempo para cada uno de los 2.000 sub-volumenes 40 iguales, estos valores se comparan con los valores umbral desvelados en el presente documento. Para cada umbral, se consideran el numero total de sub-volumenes incumplidores, aquellos que no superan el valor umbral especificado. La Tabla 7, a continuacion, muestra el numero de 2.000 rebanadas de volumen igual horizontales de medio de reaccion con retencion de gas promediada en el tiempo inferior al 10 por ciento en volumen, inferior al 20 por ciento en volumen e inferior al 30 por ciento en volumen para tanto el Ejemplo 2 como el Ejemplo 4. El Ejemplo 4 45 mejora de manera importante en comparacion con el Ejemplo 2.

TABLA 7

: Ejemplo 2 Ejemplo 4

Elevacion del centroide del miembro de anillo del burbujeador de oxidante: +0,11 -0,24

desde la TL inferior del recipiente (metros)

Numero de 2.000 rebanadas de volumen igual horizontales de medio de

reaccion con retencion de gas promediada en el tiempo

inferior al 10 por ciento en volumen: 7 ninguna

inferior al 20 por ciento en volumen: 21 ninguna

inferior al 30 por ciento en volumen: 41 ninguna

En la comparacion de los Ejemplos 2 y 4 de calculo, tambien es notable que la alimentacion de para-xileno del 50 Ejemplo 4 se libera mas abajo en el medio de reaccion y mas proxima a la corriente de oxidante entrante que en el Ejemplo 2.

Los Ejemplos 5 y 6 son ejemplos operacionales que demuestran en un oxidante de columna de burbujeo comercial la importancia de minimizar las regiones de mala aireacion, de mejorar el modo de introducir la alimentacion de para- 5 xileno de pureza comercial para que sea verticalmente, acimutalmente y radialmente mas dispersa, y de bajar la entrada de alimentacion de para-xileno de pureza comercial para que este mas proxima al punto de mayor disponibilidad de oxfgeno molecular, segun las divulgaciones de la presente invencion. Adicionalmente, estos ejemplos demuestran un beneficio de rendimiento de tener una salida de suspension elevada.

10 Hay muchos compuestos de impurezas diferentes normalmente producidos por el acoplamiento de anillos aromaticos durante la oxidacion parcial del para-xileno. Uno de estos es 4,4'-dicarboxiestilbeno. Este compuesto tiene una absorcion mucho mayor de luz que el acido tereftalico, y reduce fuertemente la transmitancia optica del producto previsto. Ademas, el 4,4'-dicarboxiestilbeno es una impureza que es conveniente usar en monitorizar la calidad de una oxidacion continua debido a que divide selectivamente la fase solida del medio de reaccion; por tanto, 15 normalmente esta presente muy poco 4,4'-dicarboxiestilbeno en las corriente de disolvente de recirculacion de los recipientes de reaccion de columna de burbujeo comerciales desvelados en los Ejemplos 5 y 6. En los Ejemplos 5 y 6, las concentraciones de 4,4'-dicarboxiestilbeno se midieron con un metodo analttico empleando HpLC-EM calibrada con una mezcla de referencia adecuada que comprende disolvente y cantidades conocidas de varios analitos que incluyen espedficamente una cantidad conocida de 4,4'-dicarboxiestilbeno. El metodo analttico de 20 HPLC-EM se describe en la seccion de Descripcion detallada anterior.

EJEMPLO 5

El reactor de columna de burbujeo empleado en este ejemplo tiene sustancialmente la misma configuracion 25 mecanica que el reactor de los Ejemplos 1 y 2. El reactor esta a condiciones de proceso comparables al Ejemplo 6 y proporciona una base comparativa. El nivel de operacion fue aproximadamente 25 metros de medio de reaccion. La alimentacion de para-xileno de pureza comercial fue eficazmente estacionaria a una tasa de aproximadamente 81 kilogramos por minuto. Se alimento un disolvente de filtrado a una tasa eficazmente estacionaria de aproximadamente 793 kilogramos por minuto. Una fraccion sin medir de este, estimada a partir de los tamanos de 30 conductos y cafdas de presion que era aproximadamente 20 kilogramos por minuto, se alimento como lavado lfquido al burbujeador de oxidante. El equilibrio del disolvente de filtrado, aproximadamente 773 kilogramos por minuto, se alimento mtimamente combinado con el para-xileno de pureza comercial. La corriente combinada en fase lfquida de disolvente de filtrado y para-xileno de pureza comercial asf ascendio a aproximadamente 854 kilogramos por minuto. Este disolvente de filtrado era de un sistema de recirculacion de la planta y comprendio por encima de 35 aproximadamente el 97 por ciento en peso de acido acetico y agua. La concentracion de componentes de catalizador en el disolvente de filtrado fue tal que la composicion dentro de la fase lfquida del medio de reaccion fue aproximadamente 2.158 ppmp de cobalto, aproximadamente 1.911 ppmp de bromo y aproximadamente 118 ppmp de manganeso. Se alimento una corriente separada del disolvente de reflujo como gotitas en la zona de retirada de gas por encima del nivel de operacion del medio de reaccion a una tasa eficazmente estacionaria de 40 aproximadamente 546 kilogramos por minuto. Este disolvente de reflujo comprendio por encima de

aproximadamente el 99 por ciento en peso de acido acetico y agua; y el disolvente de reflujo era de un sistema de recirculacion de la planta separado que estaba sin niveles significativos de componentes de catalizador. El contenido de agua combinado de la alimentacion de disolvente de filtrado y de la alimentacion de disolvente de reflujo fue tal que la concentracion de agua dentro de la fase lfquida del medio de reaccion fue aproximadamente el 5,8 por ciento 45 en peso. El oxidante fue aire comprimido alimentado a una tasa eficazmente estacionaria de aproximadamente 352 kilogramos por minuto. La presion de operacion en el gas de cabeza del recipiente de reaccion fue

estacionariamente aproximadamente 0,42 megapascales manometricos. El recipiente de reaccion se opero de una manera sustancialmente adiabatica de manera que el calor de reaccion elevara la temperatura de las alimentaciones entrantes y evaporara gran parte del disolvente entrante. Medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion, 50 la temperatura de operacion fue aproximadamente 154,6 °C. Una suspension saliente que comprende acido

tereftalico en bruto (CTA) se elimino proxima al fondo de la cabeza elfptica inferior del recipiente de reaccion a una

tasa eficazmente estacionaria de aproximadamente 428 kilogramos por minuto.

En este ejemplo, la relacion de la tasa de produccion de 4,4'-dicarboxiestilbeno no deseable con respecto a la tasa 55 de produccion de acido tereftalico deseado se midio por HPLC-EM en tres muestras separadas de producto en suspension como aproximadamente 8,6, 9,1 y 9,2 ppmp, promediando asf aproximadamente 9,0 ppmp. La concentracion de para-xileno en la fase lfquida de la suspension saliente se midio por CG calibrada en tres muestras separadas de producto en suspension como aproximadamente 777, 539 y 618 ppmp, promediando asf aproximadamente 645 ppmp. La concentracion de para-tolualdeddo en la fase lfquida de la suspension saliente se

midio por CG calibrada en dichas muestras separadas de producto en suspension como aproximadamente 1.055, 961 y 977 ppmp, promediando asf aproximadamente 998 ppmp.

EJEMPLO 6

5

El reactor de columna de burbujeo de este ejemplo se corresponde con la configuracion mecanica desarrollada en el Ejemplo 4 de calculo. El reactor de este ejemplo comprende mejoras en la elevacion, velocidad, numero y separacion de las entradas de alimentacion de para-xileno, proporcionando asf distribucion mejorada de la alimentacion de para-xileno y distribucion mejorada contra el oxfgeno molecular. Comprende ademas mejoras en la 10 calidad de aireacion dentro del medio de reaccion, usando un burbujeador de oxidante mejorado, y en la elevacion y metodo para eliminar y desairear la suspension que sale del medio de reaccion. En comparacion con el Ejemplo 5, se observan mejoras importantes para el rendimiento de para-xileno, y se observan reducciones importantes para la produccion de impurezas.

15 El reactor de este ejemplo tuvo la configuracion mecanica mejorada como se describe en el modelo de CFD del Ejemplo 4. El nivel de operacion fue aproximadamente 25 metros de medio de reaccion. La alimentacion de para- xileno de pureza comercial fue eficazmente estacionaria a una tasa de aproximadamente 81 kilogramos por minuto. Se alimento un disolvente de filtrado mtimamente combinado con el para-xileno de pureza comercial a una tasa eficazmente estacionaria de aproximadamente 744 kilogramos por minuto. La corriente combinada de alimentacion 20 de disolvente de filtrado y de para-xileno de pureza comercial asf ascendio a aproximadamente 825 kilogramos por minuto. Este disolvente de filtrado fue del mismo sistema de recirculacion de la planta y de sustancialmente la misma composicion que en el Ejemplo 5. La concentracion de componentes de catalizador en el disolvente de filtrado fue tal que la composicion dentro de la fase lfquida del medio de reaccion fue aproximadamente 1.996 ppmp de cobalto, aproximadamente 1.693 ppmp de bromo y aproximadamente 108 ppmp de manganeso. Se alimento una corriente 25 separada de disolvente de reflujo como gotitas en la zona de retirada de gas por encima del nivel de operacion del medio de reaccion a una tasa eficazmente estacionaria de aproximadamente 573 kilogramos por minuto. Este disolvente de reflujo comprendio por encima de aproximadamente el 99 por ciento en peso de acido acetico y agua; y el disolvente de reflujo era de un sistema de recirculacion de la planta separado que estaba sin niveles significativos de componentes de catalizador. El contenido de agua combinado de la alimentacion de disolvente de 30 filtrado y de la alimentacion de disolvente de reflujo fue tal que la concentracion de agua dentro de la fase lfquida del medio de reaccion fue aproximadamente el 5,7 por ciento en peso. El oxidante fue aire comprimido alimentado a una tasa eficazmente estacionaria de aproximadamente 329 kilogramos por minuto. La presion de operacion en el recipiente de reaccion del gas de cabeza fue estacionariamente aproximadamente 0,41 megapascales manometricos. El recipiente de reaccion se opero de una manera sustancialmente adiabatica de manera que el calor 35 de reaccion elevo la temperatura de las alimentaciones entrantes y evaporo mucho del disolvente entrante. Medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion, la temperatura de operacion fue aproximadamente 153,3 °C.

Se extrajo medio de reaccion del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de aproximadamente 14 metros a traves de un orificio de la pared que tema un diametro circular interno de aproximadamente 0,076 metros. La 40 extraccion de medio de reaccion se transporto a traves de un conducto sustancialmente horizontal hecho de componentes de tubena Schedule 10S de 3 pulgadas nominales en el lado de un recipiente de desaireacion externo sustancialmente vertical. El recipiente de desaireacion externo tuvo un diametro circular de aproximadamente 0,315 metros, estando construido principalmente de tubena Schedule 10S de 12 pulgadas nominales. El area de la seccion transversal horizontal dentro del recipiente de desaireacion externo fue asf de aproximadamente 0,0779 metros 45 cuadrados. Esto se compara con el area de la seccion transversal horizontal dentro del recipiente de reaccion de aproximadamente 4,67 metros cuadrados para la elevacion en la que se extrajo el medio de reaccion. Asf, la relacion del area de la seccion transversal mas pequena con respecto a la mas grande fue aproximadamente 0,017.

El recipiente de desaireacion externo se extendio hacia abajo desde la elevacion del medio de reaccion entrante 50 aproximadamente 1,52 metros antes de convertirse en el diametro para coincidir con un conducto de flujo de salida inferior. Una velocidad de flujo eficazmente estacionaria de aproximadamente 433 kilogramos por minuto de suspension sustancialmente desaireada que comprende acido tereftalico en bruto salio del fondo del recipiente de desaireacion externo. Asf, la suspension sustancialmente desaireada en elevaciones mas bajas del recipiente de desaireacion de 12 pulgadas nominal tuvo una velocidad superficial hacia abajo que era aproximadamente 0,093 55 metros por segundo; y no hubo un arrastre perjudicial de oxidante en esta suspension de salida. La suspension saliente se transporto hacia adelante por un conducto de flujo hecho de componentes de tubena Schedule 10S de 3 pulgadas nominales para conectar con equipo de procesamiento aguas abajo. En este ejemplo, los medios para controlar la velocidad de flujo del medio de reaccion extrafdo se localizaron en el flujo que sale del fondo del recipiente de desaireacion, aunque son posibles y utiles otras localizaciones de control.

El recipiente de desaireacion externo se extendio por encima de la elevacion en la que el medio de reaccion entro aproximadamente 14 metros antes de convertirse en un tamano de tubena de 12 pulgadas nominales de diametro para coincidir con un conducto de flujo de salida superior hecho de componentes de tubena Schedule 10S de 2 pulgadas nominales. El efluente gaseoso separado del recipiente de desaireacion externa se transporto a traves de 5 este conducto de 2 pulgadas nominales para unir el flujo principal del efluente gaseoso que abandona la parte superior del recipiente de reaccion.

En este ejemplo, la relacion de la tasa de produccion de 4,4'-dicarboxiestilbeno no deseable con respecto a la tasa de produccion de acido tereftalico deseado se midio por HPLC-EM en tres muestras separadas de producto en 10 suspension como aproximadamente 2,3, 2,7 y 3,2 ppmp - promediando aproximadamente 2,7 ppmp. Esto se reduce de manera importante en comparacion con el Ejemplo 5. La concentracion de para-xileno en la fase lfquida de la suspension que sale de la salida lateral elevada se midio por CG calibrada en tres muestras separadas de producto en suspension como aproximadamente 86, 87 y 91 ppmp - promediando aproximadamente 88 ppmp. La concentracion de para-tolualdehndo en la fase lfquida de la suspension saliente se midio por CG calibrada en dichas 15 muestras separadas de producto en suspension como aproximadamente 467, 442 y 423 ppmp - promediando aproximadamente 444 ppmp. Esto es una mejora de la conversion y el rendimiento en el flujo de suspension extrafda en comparacion con el Ejemplo 5.

EJEMPLOS 7-10

20

Los Ejemplos 7-10 son ejemplos de calculo que se refieren particularmente a la dispersion inicial de para-xileno en el medio de reaccion, pero que tambien demuestran otros aspectos de la presente invencion.

EJEMPLO 7

25

Este ejemplo se refiere a alimentar para-xileno vaporizado. En este ejemplo de calculo, la alimentacion de para- xileno se calienta y se vaporiza antes de la admision al medio de reaccion. Esto ayuda a la dispersion inicial del para-xileno. Proporciona volumenes entrantes aumentados y facilita velocidades elevadas. Ademas, retarda la transferencia del para-xileno entrante en la fase lfquida a granel y hace que la alimentacion de para-xileno se mueva 30 hacia la fase lfquida reactiva en mejor harmoma con la alimentacion gaseosa de oxfgeno molecular.

En este ejemplo, un recipiente de oxidante de la columna de burbujeo tiene un cuerpo cilmdrico vertical con un diametro interno de 2,44 metros. La altura del recipiente de oxidante de la columna de burbujeo es 32 metros de la lmea tangente inferior (TL) a la TL superior. El recipiente se ajusta con cabezas elfpticas 2:1 en la parte superior y 35 fondo del cilindro. El nivel de operacion es aproximadamente 25 metros de medio de reaccion por encima de la TL inferior. La alimentacion de disolvente de filtrado, que se separa de para-xileno, entra a una tasa de 18,4 kilogramos por segundo a traves de un orificio de entrada de diametro circular de 0,076 metros a traves de la pared del recipiente de reaccion a una elevacion de 4,35 metros por encima de la TL inferior. La tasa de alimentacion de disolvente de reflujo es aproximadamente 14,3 kilogramos por segundo en la zona de retirada de gas por encima del 40 nivel de operacion del medio de reaccion. La tasa de alimentacion de aire comprimido es aproximadamente 9 kilogramos por segundo a traves de un burbujeador de oxidante esencialmente igual que en los Ejemplos 4 y 6. Se extrae suspension que contiene aproximadamente 31 por ciento en peso de solidos del medio de reaccion a traves de una pata de extraccion lateral esencialmente igual que en los Ejemplos 4 y 6. La presion en el espacio de cabeza por encima del medio de reaccion es aproximadamente 0,50 megapascales manometricos. El contenido de agua y 45 de cobalto, bromo y manganeso dentro de la porcion lfquida del medio de reaccion es esencialmente igual que en el Ejemplo 4.

La tasa de alimentacion de para-xileno es 1,84 kilogramos por segundo. Antes de liberarse en el medio de reaccion, la corriente de alimentacion de para-xileno en fase lfquida se presuriza y a continuacion se vaporiza a una presion 50 de aproximadamente 0,69 megapascales manometricos calentando desde una temperatura de almacenamiento de aproximadamente 40 °C hasta una temperatura de aproximadamente 233 °C. Esto requiere aproximadamente 1,3 megajulios por segundo de entrada de calor a la corriente de alimentacion de para-xileno. Un intercambiador de calor que utiliza vapor a 4 megapascales se emplea para esta funcion, pero cualquier otra fuente de energfa de temperatura suficiente sera igualmente suficiente, incluyendo calor residual de fluidos de proceso. Esta entrada de 55 calor representa aproximadamente el 5 por ciento del calor de reaccion para la conversion de para-xileno en acido tereftalico. La eliminacion de esta carga de calor adicional hace que la temperatura del medio de reaccion suba algo a presion constante, en comparacion con alimentar para-xileno lfquido (vease el Ejemplo 8.) La temperatura es aproximadamente 162 °C medida proxima a la elevacion media del medio de reaccion. Opcionalmente, la presion podna reducirse para reducir la temperatura de reaccion a 160 °C medida proxima a la elevacion media del medio de

reaccion.

El flujo volumetrico del para-xileno vaporizado es aproximadamente 0,084 metros cubicos por segundo. Este flujo se admite al recipiente de reaccion a una elevacion de 0,1 metros por encima de la TL inferior del recipiente a traves de 5 3 conductos conectados en paralelo. Adyacente al recipiente de reaccion, cada conducto esta hecho de componentes de tubena de 1,5 pulgadas nominales y conecta con un orificio circular de igual diametro en la pared del recipiente. Los 3 orificios de pared estan situados con separacion acimutal horizontal de 120 grados entre st La velocidad superficial de cada corriente entrante de para-xileno es aproximadamente 21 metros por segundo, y siendo el para-xileno entrante dispersado dentro del medio de reaccion al mismo tiempo que se disuelve en la fase 10 lfquida reactiva, en la que las especies de catalizador residen principalmente.

EJEMPLO 8

Este ejemplo se refiere a alimentar para-xileno parcialmente vaporizado. En este ejemplo de calculo, la alimentacion 15 de para-xileno se vaporiza parcialmente mezclando con el suministro de oxidante antes de la admision al medio de reaccion. Esto ayuda en la dispersion inicial del para-xileno. Proporciona volumenes entrantes aumentados y facilita velocidades elevadas; y diluye la concentracion de para-xileno. Ademas, retarda la transferencia de para-xileno entrante en la fase lfquida a granel y hace que la alimentacion de para-xileno se mueva hacia la fase lfquida reactiva en mejor harmoma con la alimentacion gaseosa de oxfgeno molecular.

20

En este ejemplo, un recipiente de oxidante de la columna de burbujeo tiene un cuerpo cilmdrico vertical con un diametro interno de 2,44 metros. La altura del recipiente de oxidante de la columna de burbujeo es 32 metros de la lmea tangente inferior (TL) a la TL superior. El recipiente se ajusta con cabezas elfpticas 2:1 en la parte superior y fondo del cilindro. El nivel de operacion es aproximadamente 25 metros de medio de reaccion por encima de la TL 25 inferior. La alimentacion de disolvente de filtrado, que se separa de para-xileno, entra a una tasa de 18,4 kilogramos por segundo a traves de un orificio de entrada de diametro circular de 0,076 metros a traves de la pared del recipiente de reaccion a una elevacion de 4,35 metros por encima de la TL inferior. La tasa de alimentacion de disolvente de reflujo en la zona de retirada de gas por encima del nivel de operacion del medio de reaccion es aproximadamente 12,8 kilogramos por segundo. La tasa de alimentacion de aire comprimido es aproximadamente 9 30 kilogramos por segundo a traves de un burbujeador de oxidante similar con respecto a aquella en los Ejemplos 4 y 6, pero modificada como se indica mas adelante. Se extrae la suspension que contiene aproximadamente el 31 por ciento en peso de solidos del medio de reaccion a traves de una pata de extraccion lateral esencialmente igual que en los Ejemplos 4 y 6. La presion en el espacio de cabeza por encima del medio de reaccion es aproximadamente 0,50 megapascales manometricos. Los contenidos de agua y de cobalto, bromo y manganeso dentro de la porcion 35 lfquida del medio de reaccion son esencialmente los mismos que en el Ejemplo 4.

La tasa de alimentacion de para-xileno es de nuevo 1,84 kilogramos por segundo. Este fluye como un lfquido a traves de conductos al interior del burbujeador de oxidante en el que el lfquido se libera en el aire comprimido en 4 posiciones usando boquillas de pulverizacion de lfquido, como se conoce en la tecnica. Opcionalmente, pueden 40 emplearse conductos de lfquido de extremos abiertos o boquillas de pulverizacion de gas-lfquido en el punto en el que el lfquido es admitido al burbujeador de oxidante. Como precaucion de seguridad, 4 sensores de temperatura se colocan dentro del burbujeador de oxidante. Estos sensores de temperatura estan conectados a alarmas y bloqueos para apagar el suministro de oxidante y para-xileno si se detectan altas temperaturas. Con el suministro de aire comprimido a aproximadamente 80 °C, debido al calor de compresion sin un postenfriador en la etapa de 45 compresion final, y con la alimentacion de para-xileno a aproximadamente 40 °C, aproximadamente el 17 por ciento en peso del para-xileno se vaporiza a la presion que domina dentro del burbujeador de oxidante. El para-xileno lfquido restante es llevado en el medio de reaccion con el gas en flujo bifasico combinado con el gas a velocidades que se aproximan a aquellas del flujo de gas. Ademas, dicho lfquido restante ayuda a lavar del burbujeador de oxidante cualquier solido que se haya metido, segun aspectos de la invencion.

50

La temperatura es aproximadamente 160 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Como no se ha anadido energfa adicional a ninguna corriente de alimentacion, esto es aproximadamente igual que en los Ejemplos 4 y 6.

55 Opcionalmente, tanto la alimentacion de aire comprimido como la alimentacion de para-xileno pueden precalentarse antes de mezclar en el burbujeador de oxidante con el fin de aumentar la fraccion de para-xileno que entra en el medio de reaccion como vapor. Por ejemplo, una entrada de calor de 300 kilojulios por segundo al para-xileno eleva su temperatura a aproximadamente 124 °C y aumenta la fraccion de para-xileno que hierve vigorosamente a aproximadamente el 33 por ciento. Por ejemplo, una entrada de calor de 600 kilojulios por segundo al aire

comprimido eleva su temperatura a aproximadamente 146 °C y aumenta la fraccion de para-xileno que hierve vigorosamente a aproximadamente el 54 por ciento. En ambos casos, se requiere energfa de menor grado para calentar que en el Ejemplo 7. En realidad, el calor residual del efluente gaseoso del medio de reaccion puede usarse como todo o parte de la fuente de calor. Sin embargo, cuando una cantidad de energfa se anade a las 5 alimentaciones, la temperatura del medio de reaccion subira ligeramente, fijandose, a la presion establecida, flujos y composiciones de fases, entre 160 °C y 162 °C medidas proximas de la elevacion media. Opcionalmente, la presion puede ajustarse para ajustar la temperatura. Ademas, cuando se anade una cantidad de energfa a las alimentaciones, la cantidad de disolvente alimentado al recipiente de reaccion se ajusta cuando se desea contener fraccion de solidos aproximadamente constante. Por ejemplo, el flujo del disolvente de reflujo vana entre 10 aproximadamente 12,8 y aproximadamente 14,3 kilogramos por segundo en los Ejemplos 7 y 8, dependiendo de la cantidad de energfa anadida, con el fin de mantener los solidos aproximadamente constantes proximos al 31 por ciento en peso.

EJEMPLO 9

15

Este ejemplo se refiere a alimentar para-xileno lejos de la pared del recipiente de reaccion usando un eductor lfquido. En este ejemplo de calculo, la dispersion inicial de la alimentacion lfquida de para-xileno mejora usando un eductor que emplea flujo de lfquido como fuerza motriz. El reactor de este ejemplo tiene la misma configuracion mecanica y condiciones lfmite de proceso que el Ejemplo 4, con las excepciones descritas a continuacion. La 20 corriente en fase lfquida combinada de para-xileno mas disolvente de filtrado entra a traves de la pared del recipiente de reaccion a la misma elevacion a traves del mismo conducto de flujo de 3 pulgadas nominales. Sin embargo, en vez del sistema de distribucion de la alimentacion en fase lfquida interno del Ejemplo 4, la alimentacion en fase lfquida combinada se libera en el medio de reaccion como el fluido motriz en el eductor de flujo como se conoce en la tecnica y como se muestra en el diagrama de la FIG. 26. El eductor se disena para una diferencia de 25 presion de 0,1 megapascales en el fluido motriz. El eductor esta localizado y orientado con la pluma de flujo que sale verticalmente hacia arriba a lo largo de la lmea del centro axial del recipiente de reaccion a una elevacion de aproximadamente 4,5 metros por encima de la TL inferior. El volumen del medio de reaccion eyectado y combinado con el lfquido motriz vana con el tiempo dependiendo de los eventos de enjambres de burbujas estocasticos en la columna de burbujeo en la entrada de eyeccion. Sin embargo, el flujo eyectado promediado con el tiempo es mayor 30 que el flujo de fluidos motrices, proporcionando asf una dilucion mas rapida del para-xileno entrante. La mezcla y reaccion qrnmica posterior se produce segun los eventos estocasticos usuales en la columna de burbujeo.

EJEMPLO 10

35 Este ejemplo se refiere a alimentar para-xileno lejos de la pared del recipiente de reaccion usando un eductor de gas y de lfquido. En este ejemplo de calculo, la dispersion inicial de la alimentacion de para-xileno mejora usando un eductor empleando flujo de gas como fuerza motriz. El reactor de este ejemplo tiene la misma configuracion mecanica y condiciones lfmite de proceso que el Ejemplo 4, con las excepciones descritas mas adelante. El burbujeador de oxidante octagonal y el sistema de distribucion de la alimentacion en fase lfquida se eliminan ambos. 40 En su lugar, la corriente de oxidante entrante y la alimentacion en fase lfquida combinada de para-xileno mas disolvente de filtrado se transportan mediante conductos separados al interior del recipiente de reaccion. Allf, ambas corrientes se combinan como fluidos motrices en la entrada de un eductor de flujo como se conoce en la tecnica y como se muestra en el diagrama de la FIG. 27. El eductor esta alineado verticalmente a lo largo de la lmea central axial del recipiente de reaccion. Esta posicionado con la salida orientada hacia abajo y localizada 0,2 metros por 45 debajo de la lmea tangente inferior del recipiente de reaccion. El eductor se disena para una diferencia de presion de 0,1 megapascales en los fluidos motrices. Dos sensores de temperatura estan localizados proximos a donde las alimentaciones de aire comprimido y para-xileno se combinan primero. Estos sensores de temperatura estan conectados a alarmas y bloqueos para apagar el suministro de oxidante y para-xileno si se detectan altas temperaturas.

50

El volumen de medio de reaccion eyectado aumenta en comparacion con el Ejemplo 9 y la dilucion inicial de para- xileno entrante mejora adicionalmente. Ademas, la porcion de fase lfquida del medio de reaccion con las mayores concentraciones locales de para-xileno esta incluso mas directamente distribuida contra la porcion de fase gaseosa con la mayor concentracion de oxfgeno molecular. La posterior mezcla y reaccion qrnmica se producen segun los 55 eventos estocasticos usuales en la columna de burbujeo.

EJEMPLOS 11-13

El Ejemplos 11-13 son ejemplos de calculo que se refieren particularmente a usar flujos de lfquido del medio de

reaccion en conductos para ayudar en la dispersion inicial de para-xileno en el medio de reaccion, pero tambien demostrar otros aspectos de la presente invencion.

EJEMPLO 11

5

Este ejemplo se refiere a usar un conducto de flujo dentro del recipiente de reaccion para transportar Kquido para ayudar en la dispersion inicial del para-xileno entrante. El reactor de este ejemplo tiene la misma configuracion mecanica y condiciones lfmite de proceso que el Ejemplo 4, con las excepciones descritas a continuacion. Se hace referencia al diagrama de la FIG. 24. La corriente en fase lfquida combinada de para-xileno mas disolvente de 10 filtrado entra a traves de la pared del recipiente de reaccion a traves de un conducto de flujo de 3 pulgadas nominal similar al Ejemplo 4. Sin embargo, el sistema de distribucion de la alimentacion en fase lfquida interna del Ejemplo 4 se elimina y dicho flujo de lfquido combinado se libera en su lugar en un conducto de flujo. El conducto de flujo tiene un diametro interno circular de aproximadamente 0,15 metros durante la mayona de su longitud, que incluye su extremo inferior, que esta 1 metro por encima de la TL inferior del recipiente. El conducto de flujo sube verticalmente 15 a una altura total de 21 metros por encima de la TL inferior del recipiente. A una altura de 20 metros por encima de la TL inferior del recipiente, el conducto de flujo se expande para tener un area de la seccion transversal interna de 0,5 metros cuadrados mientras que sube en altura durante otro 1 metro. Esta seccion de diametro mayor superior de dicho conducto de flujo puede concebirse como un recipiente de desaireacion interno, y esta en realidad formado en parte usando la pared del recipiente de reaccion. La totalidad del conducto de flujo esta localizada dentro del 20 recipiente de reaccion. En la entrada superior al conducto de flujo, el medio de reaccion esta enormemente agotado en para-xileno y para-tolualdehudo, aunque existen importantes concentraciones de acido para-toluico y 4- carboxibenzaldehudo. El medio de reaccion que entra en la parte superior de dicho conducto de flujo se desairea sustancialmente, creando un medio mas denso sobre el interior de dicho conducto de flujo que en el resto del recipiente de reaccion. La suspension dentro del conducto de flujo se mueve hacia abajo a una tasa estimada que es 25 aproximadamente 150 kilogramos por segundo, punto en el que la cafda de presion del flujo, integrado sobre la longitud entera de dicho conducto de flujo, alcanza el equilibrio con la diferencia de densidad entre dentro y fuera, integrado sobre la longitud entera de dicho conducto de flujo. De este flujo descendente de suspension, aproximadamente 104 kilogramos por segundo es lfquido, ascendiendo a aproximadamente el 69 por ciento en peso. El flujo de alimentacion de para-xileno mtimamente combinado y disolvente de filtrado, que suman 30 aproximadamente 20,2 kilogramos por segundo, es admitido a dicho conducto de flujo aproximadamente 5 metros por encima de la TL inferior. Esta mezcla se desplaza entonces hacia abajo del conducto de flujo 4 metros adicionales, aproximadamente 27 diametros de conducto, en menos de 1 segundo y se mezcla apreciablemente. La concentracion de para-xileno se reduce asf utilmente a aproximadamente 15.000 ppmp antes liberarse en el cuerpo principal del medio de reaccion en la columna de burbujeo. La mezcla posterior y reaccion qrnmica se producen 35 segun los eventos estocasticos usuales en la columna de burbujeo.

EJEMPLO 12

Este ejemplo se refiere a usar un conducto de flujo externo al recipiente de reaccion para transportar lfquido para 40 ayudar en la dispersion inicial de para-xileno entrante. El reactor de este ejemplo tiene la misma configuracion mecanica y condiciones lfmite de proceso que el Ejemplo 11 con las excepciones descritas a continuacion y con referencia al diagrama de la FIG. 25. El conducto de flujo interno se elimina y sustituye con un conducto de flujo externo. La seccion del conducto que conecta el recipiente de reaccion con la seccion de desaireacion externa tiene un diametro circular interno de 0,30 metros y se localiza 20 metros por encima de la TL inferior. El diametro circular 45 interno de la seccion de desaireacion externa es 1 metro y su altura es 2 metros. El diametro circular interno del conducto de flujo por debajo de la seccion de desaireacion es 0,20 metros, permitiendo mayores flujos usando aproximadamente la misma cabeza de elevacion disponible. Un sensor de flujo y una valvula de control de flujo estan incluidos con el conducto de flujo con el fin de controlar la velocidad de flujo en el intervalo deseado. Por ejemplo, el control de flujo se fija para permitir 150 kilogramos por segundo de transporte de suspension, el mismo 50 que se estima que se produce mediante el conducto de flujo interno del Ejemplo 11. La corriente en fase lfquida combinada de para-xileno y disolvente de filtrado es admitida al conducto de flujo externo aproximadamente 5 metros por encima de la TL inferior del recipiente de reaccion. La salida del conducto de flujo externo conecta con la cabeza inferior del recipiente de reaccion. Asf, la concentracion de para-xileno se reduce de nuevo utilmente a aproximadamente 15.000 ppmp antes de ser liberada en el cuerpo principal del medio de reaccion en la columna de 55 burbujeo. La mezcla posterior y reaccion qrnmica se producen segun los eventos estocasticos usuales en la columna de burbujeo. La extraccion de suspension de producto para el procesamiento posterior es mediante una rama de dicho conducto de flujo por debajo de la seccion de desaireacion y por encima de la adicion de la corriente en fase lfquida de para-xileno y disolvente de filtrado, evitando asf la necesidad de un sistema separado para eliminar y desairear la suspension.

Este ejemplo se refiere a usar un conducto de flujo que comprende secciones tanto externas como internas al 5 recipiente de reaccion para transportar Kquido para ayudar en la dispersion inicial del para-xileno entrante. Este ejemplo de calculo es identico al Ejemplo 12, excepto que una segunda rama en el conducto de flujo externo esta localizada aproximadamente 3 metros por encima de la TL inferior del recipiente de reaccion, que esta por debajo del punto de adicion de corriente en fase lfquida combinada de para-xileno y disolvente de filtrado. El conducto de flujo de segunda rama tambien tiene un diametro circular interno de 0,20 metros. Se coloca una valvula de control de 10 flujo separada en el conducto de flujo de segunda rama, de nuevo para regular el flujo. El conducto de flujo de rama penetra a traves de la pared lateral del recipiente de reaccion 3 metros por encima de la TL inferior, y el conducto de flujo de rama se extiende dentro de la pared del recipiente de reaccion 0,4 metros. Asf, el conducto de rama comprende secciones tanto externas como internas al recipiente de reaccion. El flujo puede ser admitido al recipiente de reaccion a traves de cualquiera o ambos de la salida del conducto de la cabeza de fondo o la salida del 15 conducto interno de la pared lateral y en cualquier relacion.

Claims

1. Un proceso que comprende: oxidar un compuesto oxidable en una fase Ifquida de un medio de

reaccion multifasico contenido en uno o mas reactores de oxidacion inicial, en el que dicho medio de reaccion 5 incluye un primer volumen continuo del 20 por ciento distinto que tiene una primera tasa de oxfgeno-espacio-tiempo (oxfgeno-STR) y un segundo volumen continuo del 20 por ciento distinto que tiene una segunda STR de oxfgeno, en el que la relacion de dicha primera STR de oxfgeno con respecto a dicha segunda STR de oxfgeno es al menos

I, 5:1.

10 2. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicho compuesto oxidable es un compuesto aromatico.

3. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicho compuesto oxidable es para-xileno.

4. El proceso de la reivindicacion 3, en el que la relacion de dicha primera STR de oxfgeno con respecto

15 a dicha segunda STR de oxfgeno esta en el intervalo de 2:1 a 12:1.

5. El proceso de la reivindicacion 3, en el que dicho primer volumen continuo del 20 por ciento distinto tiene una primera concentracion de oxfgeno y dicho segundo volumen continuo del 20 por ciento distinto tiene una segunda concentracion de oxfgeno, en el que dichas primera y segunda concentraciones de oxfgeno se miden en

20 una fase gaseosa de dicho medio de reaccion en una base humeda molar promediada en el tiempo y promediada en el volumen, en el que la relacion de dicha primera concentracion de oxfgeno con respecto a dicha segunda concentracion de oxfgeno es al menos 1,5: 1.

6. El proceso de la reivindicacion 5, en el que la relacion de dicha primera concentracion de oxfgeno con

25 respecto a dicha segunda concentracion de oxfgeno esta en el intervalo de 2:1 a 12:1.

7. El proceso de la reivindicacion 5, en el que dicha primera concentracion de oxfgeno esta en el

intervalo del 3 al 18 por ciento molar y dicha segunda concentracion de oxfgeno esta en el intervalo del 0,3 al 5 por ciento molar.

30

8. El proceso de la reivindicacion 3, en el que dichos primer y segundo volumenes continuos del 20 por ciento distintos se localizan en diferentes recipientes de reaccion.

9. El proceso de la reivindicacion 3, en el que dicho uno o mas reactores de oxidacion inicial incluyen un 35 primer recipiente de reaccion y un segundo recipiente de reaccion, en el que dicho primer y segundo recipientes de

reaccion contienen primera y segunda porciones respectivas de dicho medio de reaccion.

10. El proceso de la reivindicacion 9, en el que dicha primera y segunda porciones del medio de reaccion tienen STR de oxfgeno promedio en el primer y segundo recipiente respectivas, en el que la relacion de dicha STR

40 de oxfgeno promedio en el primer recipiente con respecto a dicha STR de oxfgeno promedio en el segundo recipiente es al menos 2:1.

II. El proceso de la reivindicacion 10, en el que la relacion de dicha STR de oxfgeno promedio en el primer recipiente con respecto a dicha STR de oxfgeno promedio en el segundo recipiente esta en el intervalo de 3:1

45 a 15:1.

12. El proceso de la reivindicacion 9, en el que dicho proceso comprende ademas introducir una corriente de oxidante que comprende oxfgeno molecular en dicho primer recipiente de reaccion, en el que al menos el 25 por ciento molar del oxfgeno molecular que sale de dicho primer recipiente de reaccion se transfiere a dicho segundo

50 recipiente de reaccion.

13. El proceso de la reivindicacion 12, en el que al menos el 10 por ciento molar del oxfgeno molecular transferido de dicho primer recipiente de reaccion a dicho segundo recipiente de reaccion se consume en dicho segundo recipiente de reaccion.

55

14. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicho primer y segundo volumenes continuos del 20 por ciento distintos estan localizados en el mismo recipiente de reaccion.

15. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicho uno o mas reactores de oxidacion inicial incluyen al

menos un reactor de columna de burbujeo.

16. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicho uno o mas reactores de oxidacion inicial incluyen al menos un reactor mecanicamente agitado.

5

17. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicho medio de reaccion es un medio de reaccion trifasico.

18. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicha oxidacion produce al menos el 10 por ciento en peso de dicho compuesto oxidable para formar solidos en dicho medio de reaccion.

10

19. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicha oxidacion se lleva a cabo en presencia de un sistema de catalizador que comprende cobalto.

20. El proceso de la reivindicacion 19, en el que dicho sistema de catalizador comprende ademas bromo y 15 manganeso.

21. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicha oxidacion en dicho uno o mas reactores de oxidacion inicial produce la formacion de acido tereftalico en dicho medio de reaccion, en el que dicho proceso comprende ademas someter al menos una porcion de dicho acido tereftalico a oxidacion en un reactor de oxidacion secundaria.

20

22. El proceso de la reivindicacion 21, en el que dicha oxidacion en dicho reactor de oxidacion secundaria se lleva a cabo a una temperatura promedio de al menos 10 °C superior a dicha oxidacion en dichos reactores de oxidacion inicial.

25 23. El proceso de la reivindicacion 21, en el que dicha oxidacion en dicho reactor de oxidacion secundaria

se lleva a cabo a una temperatura promedio en el intervalo de 20 a 80 °C superior a la temperatura promedio de dichos reactores de oxidacion inicial, en el que dicha oxidacion en dichos reactores de oxidacion inicial se lleva a cabo a una temperatura promedio en el intervalo de 140 a 180 °C, en el que dicha oxidacion en dicho reactor de oxidacion secundaria se lleva a cabo a una temperatura promedio en el intervalo de 180 a 220 °C.

30

24. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicha oxidacion produce la formacion de partfculas de

acido tereftalico en bruto en dicho medio de reaccion, en el que una muestra representativa de dichas partfculas de acido tereftalico en bruto tiene una o mas de las siguientes caractensticas:

35 (i) contiene menos de 12 ppmp de 4,4-dicarboxiestilbeno (4,4-DCS),

(ii) contiene menos de 800 ppmp de acido isoftalico (IPA),

(iii) contiene menos de 100 ppmp de 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF),

(iv) tiene un porcentaje de transmitancia a 340 nanometros (% de T340) superior a 25.

40 25. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicha oxidacion produce la formacion de partfculas de

acido tereftalico en bruto en dicho medio de reaccion, en el que una muestra representativa de dichas partfculas de acido tereftalico en bruto se disuelve en un minuto a una concentracion de al menos 500 ppm en THF cuando se somete a la prueba de disolucion cronometrada definida en el presente documento.

45 26. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicha oxidacion produce la formacion de partfculas de

acido tereftalico en bruto en dicho medio de reaccion, en el que una muestra representativa de dichas partfculas de acido tereftalico en bruto tiene una constante de tiempo “C” superior a 0,5 minutos redprocos como se determina por el modelo de disolucion cronometrada definido en el presente documento.

50 27. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicha oxidacion produce la formacion de partfculas de

acido tereftalico en bruto en dicho medio de reaccion, en el que una muestra representativa de dichas partfculas de acido tereftalico en bruto tiene un area superficial BET promedio superior a 0,6 metros cuadrados por gramo.

28. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicha oxidacion produce la formacion de partfculas de

55 acido tereftalico en bruto en dicho medio de reaccion, en el que dicha muestra representativa de dichas partfculas de

acido tereftalico en bruto tiene un tamano de partfcula medio en el intervalo de 20 a 150 micrometres.

29. El proceso de la reivindicacion 1, en el que dicha oxidacion produce la formacion de partreulas de

acido tereftalico en bruto en dicho medio de reaccion, en el que una muestra representativa de dichas partreulas de

acido tereftalico en bruto tiene un tamano de partmula D(v,0,9) en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 150 micrometros, en el que D(v,0,9) es el tamano de partmula para el que el 90 % del volumen de muestra total es mas pequeno.

5 30. Un proceso que comprende:

(a) introducir una corriente de alimentacion que comprende un compuesto oxidable en una zona de reaccion de un reactor de columna de burbujeo;

(b) introducir una corriente de oxidante que comprende oxfgeno molecular en dicha zona de reaccion; y

10 (c) oxidar al menos una porcion de dicho compuesto oxidable en una fase lfquida de un medio de reaccion

multifasico contenido en dicha zona de reaccion de un reactor de oxidacion inicial, en el que dicha oxidacion se lleva a cabo de tal manera que cuando dicha zona de reaccion se reparte teoricamente en 30 rebanadas horizontales de volumen igual, una rebanada horizontal de O2-max tiene la maxima concentracion de oxfgeno de todas de dichas 30 rebanadas horizontales y una rebanada horizontal de O2-mm tiene la minima 15 concentracion de oxfgeno de todas las rebanadas horizontales localizadas por encima de dicha rebanada horizontal de O2-max, en el que dicha concentracion de oxfgeno se mide en una fase gaseosa de dicho medio de reaccion en una base humeda molar promediada en el tiempo y promediada en el volumen, en el que la relacion de la concentracion de oxfgeno de dicha rebanada horizontal de O2-max con respecto a la concentracion de oxfgeno de dicha rebanada horizontal de O2-mm es al menos 2:1.

20

31. El proceso de la reivindicacion 30, en el que la relacion de la concentracion de oxfgeno de dicha

rebanada horizontal de O2-max con respecto a la concentracion de oxfgeno de dicha rebanada horizontal de O2-mm esta en el intervalo de 3:1 a 15:1.

25 32. El proceso de la reivindicacion 30, en el que dicho compuesto oxidable comprende para-xileno, en el

que dicha oxidacion se lleva a cabo de tal manera que cuando dicha zona de reaccion se reparte teoricamente en 30

rebanadas horizontales de volumen igual, una rebanada horizontal de pX-max tiene la maxima concentracion de para-xileno de todas de dichas 30 rebanadas horizontales y una rebanada horizontal de pX-mm tiene la minima concentracion de para-xileno de todas las rebanadas horizontales localizadas por encima de dicha rebanada 30 horizontal de pX-max, en el que dicha concentracion de para-xileno se mide en una fase lfquida de dicho medio de reaccion en una base en peso promediada en el tiempo y promediada en el volumen, en el que la relacion de la concentracion de para-xileno de dicha rebanada horizontal de pX-max con respecto a la concentracion de para- xileno de dicha rebanada horizontal de pX-mm es al menos 5:1.

35 33. El proceso de la reivindicacion 30, en el que dicho medio de reaccion tiene una anchura maxima (W),

una altura maxima (H) y una relacion H:W de al menos 3:1.

34. El proceso de la reivindicacion 33, en el que dicha relacion H:W es al menos 6:1.

40 35. El proceso de la reivindicacion 33, en el que la mayona de dicho oxfgeno molecular entra en dicha

zona de reaccion dentro de 0,25W del fondo de dicha zona de reaccion.

36. El proceso de la reivindicacion 33, en el que al menos el 50 por ciento en peso de dicho compuesto oxidable entra en dicha zona de reaccion dentro de 2,5W de la localizacion mas baja en la que dicho oxfgeno

45 molecular entra en dicha zona de reaccion.

37. El proceso de la reivindicacion 33, en el que dicha corriente de alimentacion se introduce en dicha zona de reaccion mediante una pluralidad de aberturas de alimentacion, en el que al menos dos de dichas aberturas de alimentacion estan verticalmente separadas la una de la otra al menos 0,5W.

50

38. El proceso de la reivindicacion 33, en el que dicho compuesto oxidable es para-xileno.

39. El proceso de la reivindicacion 33, en el que dicha oxidacion produce al menos el 10 por ciento en peso de dicho compuesto oxidable para formar solidos en dicho medio de reaccion.

55

40. El proceso de la reivindicacion 33, en el que dicha oxidacion se lleva a cabo en presencia de un sistema de catalizador que comprende cobalto, bromo y manganeso.