ES2607580T3 - Sistema de producción de ácido policarboxílico que emplea soluciones madre enfriadas de digestión oxidativa como alimentación de un sistema de purga de impurezas - Google Patents

Abstract

Un proceso para elaborar una composición de ácido dicarboxílico aromático partiendo de compuestos dialquilaromáticos, comprendiendo dicho proceso: (a) someter un medio de reacción multifásico a oxidación en una zona de oxidación primaria para producir así una suspensión inicial; (b) someter al menos una porción de dicha suspensión inicial a digestión oxidativa en una zona de digestión para producir así una suspensión de producto de digestión; (c) enfriar al menos una porción de dicha suspensión de producto de digestión en una zona de enfriamiento para producir así una suspensión enfriada que comprende las fases líquida y sólida enfriadas; y (d) usar un sistema de purificación de disolvente para retirar al menos una impureza aromática presente en una alimentación de purificación de disolvente introducida en dicho sistema de purificación de disolvente, donde dicha fase líquida enfriada de dicha suspensión enfriada forma al menos un 20 % en peso de dicha alimentación de purificación de disolvente; caracterizado porque se retira menos de un 70 % en peso de la fase líquida de dicha suspensión inicial de dicha suspensión inicial antes de introducir al menos una porción de dicha suspensión inicial en dicha zona de digestión.

Description

DESCRIPCION

Sistema de produccion de acido policarbox^lico que emplea soluciones madre enfriadas de digestion oxidativa como alimentacion de un sistema de purga de impurezas 5

CAMPO DE LA INVENCION

Esta invencion se refiere en general a procesos en que se oxida un compuesto dialquilaromatico (p.ej., para-xileno) produciendo un acido dicarboxflico aromatico bruto (p.ej., acido tereftalico bruto) y el acido dicarboxflico aromatico 10 bruto resultante se somete despues de ello a purificacion y separacion para producir un acido dicarboxflico aromatico purificado (p.ej., acido tereftalico purificado).

ANTECEDENTES DE LA INVENCION

15 Se han divulgado en la tecnica anterior una amplia variedad de procesos para producir acido tereftalico purificado (PTA). Son ejemplos de dicha tecnica anterior el documento US 5.359.133 referente a isomeros de acido bencenodicarboxflico altamente purificados con una etapa de cristalizacion y el documento US 2005/240055 referente a la oxidacion en fase ftquida de para-xileno usando un sistema catalizador espedfico que comprende bromo. Sin embargo, solo un punado de estos procesos anteriores son ampliamente practicados 20 comercialmente. Uno de dichos procesos comerciales emplea dos etapas de oxidacion, con intercambio de solucion entre las etapas de oxidacion. En la primera etapa de oxidacion, a la que se hace referencia en la presente memoria como “oxidacion primaria”, se oxida para-xileno hasta acido tereftalico (TPA). El producto de la oxidacion primaria es una suspension bruta que contiene una solucion madre ftquida y parftculas de acido tereftalico bruto (CTA). Esta suspension bruta producida en la oxidacion primaria se somete a un proceso de intercambio de solucion que 25 reemplaza una porcion sustancial de la solucion madre original por un disolvente limpiador. La suspension con intercambio de solucion resultante se purifica entonces en la segunda etapa de oxidacion, a la que se hace referencia en la presente memoria como “digestion oxidativa”. La digestion oxidativa produce partfculas de TPA mas puro mediante un proceso que implica la disolucion y reprecipitacion continuas de partfculas de TPA en condiciones de oxidacion. Las partfculas de TPA producidas por digestion oxidativa son mas puras que las partfculas de CTA 30 introducidas en la digestion oxidativa por dos razones principales: (1) los intermedios de reaccion (p.ej., 4- carboxibenzaldelddo (4-CBA) y acido para-toluico (PTAC)), originalmente atrapados en las partfculas de CpA, se oxidan adicionalmente hasta TPA durante la oxidacion digestiva y (2) la disolucion y reprecipitacion asociadas a la digestion oxidativa reparten una porcion de las impurezas aromaticas relativamente no reactivas (p.ej., acido isoftalico (IPA)) fuera de la fase solida y en la fase ftquida. Ademas, de aumentar la pureza de las partfculas de TPA, 35 la digestion oxidativa tiene tambien la ventaja de producir partfculas de TPA que son mayores que las partfculas de CTA sometidas a digestion oxidativa. Estas partfculas de TPA mayores producidas por digestion oxidativa facilitan un procesamiento mas eficiente y efectivo posterior.

La etapa de intercambio de solucion entre la oxidacion primaria y la oxidacion digestiva sirve para dos funciones 40 principales: (1) retirada de impurezas aromaticas relativamente no reactivas solubles (p.ej., IPA) del CTA solido y (2) retirada de compuestos catalfticos presentes en la fase ftquida de la suspension bruta. La retirada de las impurezas aromaticas relativamente no reactivas proporcionada por el intercambio de solucion permite purificar el CTA adecuadamente sin hidrogenacion, que es muy cara. La retirada de catalizador proporcionada por el intercambio de solucion reduce la actividad qrnmica durante la digestion oxidativa, conduciendo a perdidas de carbono por 45 combustion reducidas mientras que retiene todavfa la reactividad necesaria para la conversion adicional de compuestos intermedios de reaccion aromaticos en TPA. La reduccion de las concentraciones de catalizadores proporcionada por el intercambio de solucion hace tambien la retirada de compuestos catalfticos mas eficiente y mas completa durante el subsiguiente aislamiento del producto de PTA solido.

50 Aunque el intercambio de solucion entre las etapas de oxidacion primaria y digestion oxidativa tiene sus ventajas, puede ser caro y diffcil retirar continuamente la solucion madre corrosiva, inflamable y caliente de la suspension bruta y reemplazar continuamente la solucion madre retirada por disolvente limpiador corrosivo, inflamable y caliente. Un gasto particularmente significativo asociado a este tipo de etapa de intercambio de solucion es que el intercambio de solucion tiene lugar tfpicamente en una o mas centnfugas o filtros a presion grandes compuestos por 55 metales (p.ej. titanio) o aleaciones metalicas costosos.

En el pasado, varias fuentes han propuesto que el PTA podna elaborarse sin emplear una etapa de intercambio de solucion entre la oxidacion primaria y la digestion oxidativa. Sin embargo, en dichos sistemas propuestos, las concentraciones de catalizador aumentadas en la alimentacion a la digestion oxidativa aumentan drasticamente las

perdidas de carbono por combustion asociadas a la digestion oxidativa. Ademas, los sistemas de produccion de PTA propuestos que eliminan el intercambio de solucion entre la oxidacion primaria y la digestion oxidativa emplean tipicamente una etapa de intercambio de solucion posterior a la digestion oxidativa. En este tipo de sistema, la solucion madre retirada posteriormente a la digestion oxidativa tiene una mayor concentracion de impurezas 5 aromaticas relativamente no reactivas (p.ej., IPA) que la solucion madre anterior a la segunda etapa de oxidacion. Esto es debido a que la digestion oxidativa aumenta el reparto de impurezas aromaticas relativamente no reactivas en la fase lfquida. En un proceso de produccion continua de PTA que emplea disolvente reciclado (es decir, disolvente recuperado y purificado originario de la solucion madre producida por oxidacion primaria) como alimentacion a la oxidacion primaria, las impurezas aromaticas relativamente no reactivas que no salen con el 10 producto de PTA solido se acumulan en el disolvente reciclado hasta que se retiran o destruyen de otro modo. A menos que se aumente el alcance de las etapas de proceso auxiliares para la purificacion de disolvente reciclado, las concentraciones de impurezas aromaticas relativamente no reactivas (p.ej., IPA) en el disolvente reciclado siguen elevandose con el tiempo, activando una cascada de consecuencias qmmicas y de proceso tales como, por ejemplo, un aumento indeseable de la tasa de formacion de impurezas aromaticas coloreadas en la oxidacion primaria y un 15 eventual aumento del color del producto de TPA solido. Los detalles de las etapas de proceso auxiliares para la purificacion del disolvente reciclado tienen una serie de interacciones complejas con las etapas de oxidacion primaria y digestion oxidativa, y pueden influir significativamente en los costes operativos y la calidad del producto. Por ejemplo, el reciclado aumentado de IPA no coloreado aumentara realmente la tasa de formacion de 2,7- dicarboxofluorenona (2,7-DCF) altamente coloreada con considerables efectos adversos eventuales sobre el color 20 del producto de TPA solido a medida que se eleven lentamente los niveles de IPA y 2,7-DCF hasta nuevas concentraciones de estado estacionario a lo largo del proceso.

En vista de lo anterior, no se ha probado que los procesos de la tecnica anterior que emplean oxidacion de dos etapas sin intercambio de solucion intermedia sean comercialmente viables porque, por ejemplo, (1) exhiben 25 perdidas de carbono por combustion aumentadas durante la digestion oxidativa, (2) no pueden usar disolvente reciclado y/o (3) si se usa disolvente reciclado, requieren sistemas de purificacion adicional caros para controlar los niveles contaminantes aumentados en el disolvente reciclado.

OBJETIVOS DE LA INVENCION

30

Es un objetivo de la presente invencion proporcionar un sistema de oxidacion primaria mejorado que produzca una suspension de producto bruto que tenga una pureza mejorada frente a los sistemas de oxidacion primaria convencionales.

35 Es todavfa otro objetivo de la presente invencion proporcionar un sistema para producir acido tereftalico purificado (PTA) que elimine la necesidad de intercambio de solucion posterior a la digestion oxidativa.

Es aun otro objetivo de la presente invencion proporcionar un proceso de produccion de PTA que minimice la combustion de carbono durante la digestion oxidativa, sin requerir intercambio de solucion posterior a la digestion 40 oxidativa.

Es todavfa aun otro objetivo de la presente invencion proporcionar un sistema de produccion de PTA que promueva la precipitacion de impurezas aromaticas relativamente no reactivas (p.ej., IPA) posteriormente a la digestion oxidativa, de modo que las impurezas aromaticas no reactivas salgan del proceso con las partfculas de TPA y no 45 tengan que purgarse del disolvente reciclado.

Debena observarse que el alcance de la presente invencion, como se define en las reivindicaciones adjuntas, no esta limitado a procesos o aparatos capaces de realizar todos los objetivos enumerados anteriormente. En lugar de ello, el alcance de la invencion reivindicada puede englobar una variedad de sistemas que no logren todos o 50 cualquiera de los objetivos anteriormente enumerados. Los objetivos y ventajas adicionales de la presente invencion resultaran facilmente evidentes para un especialista en la materia tras la revision de la siguiente descripcion detallada y dibujos asociados.

RESUMEN DE LA INVENCION

Una realizacion de la presente invencion atane a un proceso para elaborar una composicion de acido dicarboxflico aromatico partiendo de compuestos dialquilaromaticos, de acuerdo con la reivindicacion 1.

BREVE DESCRIPCION DE LOS DIBUJOS

Se describen con detalle realizaciones preferidas de la invencion a continuacion con referencia a las figuras dibujadas adjuntas, donde:

La FIG. 1 es una vista lateral de un reactor de oxidacion, que ilustra particularmente la introduccion de corrientes de 5 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 suspension de la parte superior e inferior del reactor, respectivamente.

La FIG. 2 es una vista lateral en seccion ampliada de la parte inferior del reactor de columna de burbujas tomada a lo largo de la lmea 2-2 de la FIG. 3, que ilustra particularmente la localizacion y configuracion de un rociador de oxidante usado para introducir la corriente de oxidante en el reactor.

10 La FIG. 3 es una vista superior del rociador de oxidante de la FIG. 2, que ilustra particularmente que no hay aberturas de descarga de oxidante en la parte superior del rociador de oxidante.

La FIG. 4 es una vista inferior del rociador de oxidante de la FIG. 2, que ilustra particularmente las aberturas de descarga de oxidante en la parte inferior del rociador de oxidante.

La FIG. 5 es una vista lateral en seccion del rociador de oxidante tomada a lo largo de la lmea 5-5 de la FIG. 3, que 15 ilustra particularmente la orientacion de las aberturas de descarga de oxidante en la parte inferior del rociador de oxidante.

La FIG. 6 es una vista lateral ampliada de la porcion inferior del reactor de columna de burbujas, que ilustra particularmente un sistema para introducir la corriente de alimentacion en el reactor en multiples localizaciones espaciadas verticalmente.

20 La FIG. 7 es una vista superior en seccion tomada a lo largo de la lmea 7-7 de la FIG. 6, que ilustra 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 en mas de un cuadrante azimutal (Q1, Q2, Q3, Q4).

La FIG. 8 es una vista superior en seccion similar a la FIG. 7, pero que ilustra un medio alternativo para descargar la corriente de alimentacion en el reactor usando tubos de bayoneta que tienen cada uno una pluralidad de aberturas 25 de alimentacion pequenas.

La FIG. 9 es una vista isometrica de un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentacion en la zona de reaccion en multiples localizaciones espaciadas verticalmente sin requerir multiples penetraciones del recipiente, que ilustra particularmente que el sistema de distribucion de la alimentacion puede estar al menos parcialmente apoyado sobre el rociador de oxidante.

30 La FIG. 10 es una vista lateral del sistema de distribucion de alimentacion de penetracion unica y del rociador de oxidante ilustrados en la FIG. 9.

La FIG. 11 es una vista superior en seccion tomada a lo largo de la lmea 11-11 de la FIG. 10 que ilustra ademas el sistema de distribucion de alimentacion de penetracion unica apoyado sobre el rociador de oxidante.

La FIG. 12 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con recipientes de reaccion interno y 35 externo.

La FIG. 13 es una vista en seccion ampliada del reactor de columna de burbujas de la FIG. 12 tomada a lo largo de la lmea 13-13, que ilustra particularmente la orientacion relativa de los recipientes de reaccion interno y externo.

La FIG. 14 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas alternativo equipado con recipientes de reaccion interno y externo, que ilustra particularmente que el recipiente de reaccion externo tiene un diametro 40 escalonado.

La FIG. 15 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con un reactor de oxidacion secundaria externo que recibe una suspension de una extraccion lateral del reactor de oxidacion primaria.

La FIG. 16 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con un reactor de oxidacion secundaria externo de extremos abiertos que recibe una suspension de una abertura ampliada en el lado del reactor 45 de oxidacion primaria.

La FIG. 17 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas que contiene un medio de reaccion multifasico, que ilustra particularmente que el medio de reaccion esta teoricamente repartido en 30 cortes horizontales de igual volumen para cuantificar ciertos gradientes en el medio de reaccion.

La FIG. 18 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas que contiene un medio de reaccion multifasico, 50 que ilustra particularmente el primer y segundo volumenes continuos del 20 % discretos del medio de reaccion que tienen concentraciones de oxfgeno y/o tasa de consumo de oxfgeno sustancialmente diferentes.

Las FIG. 19A y 19B son vistas ampliadas de partmulas de acido tereftalico bruto (CTA) producidas de acuerdo con el presente proceso, que ilustran particularmente que cada partmula de CTA es una partmula de baja densidad y alta area superficial compuesta por una pluralidad de subpartmulas de CTA unidas libremente.

55 La FIG. 20A y la 20B son vistas ampliadas de un CTA producido convencionalmente, que ilustran particularmente que la partmula de CTA convencional tiene un mayor tamano de partmula, mayor densidad y menor area superficial que la partmula de CTA de la invencion de las FIG. 19A y 19B.

La FIG. 21 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso de la tecnica anterior para elaborar acido tereftalico purificado (PTA), donde el proceso de la tecnica anterior emplea hidrogenacion para purificar el TPA.

La FIG. 22 es un diagrama de flujo de proceso simplificado para elaborar PTA, que ilustra particularmente un sistema de purificacion convencional que se usa para procesar la suspension inicial producida por un reactor de oxidacion primaria configurado y funcionando de acuerdo con una realizacion de la presente invencion.

La FIG. 23 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso de elaboracion de PTA de acuerdo con 5 una realizacion, que ilustra particularmente una configuracion con intercambio de solucion reducida y/o eliminada entre la oxidacion primaria y la digestion oxidativa.

La FIG. 24 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para elaborar PTA de acuerdo con una realizacion de la presente invencion, que ilustra particularmente una configuracion que emplea digestion oxidativa multietapa, calentamiento del medio de reaccion de digestion mediante reaccion qmmica in situ y retirada 10 evaporativa del disolvente durante el enfriamiento despues de la digestion.

La FlG. 25 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para elaborar PTA de acuerdo con una realizacion de la presente invencion, que ilustra particularmente una configuracion que emplea una etapa temprana de digestion oxidativa que es interna al reactor de oxidacion primaria, un calentamiento de la suspension antes de la etapa tardfa de digestion oxidativa y una etapa tardfa de digestion oxidativa que tiene una distribucion de tiempos de 15 residencia optimizada.

La FIG. 26 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para elaborar PTA de acuerdo con una realizacion de la presente invencion, que ilustra particularmente una configuracion que emplea una etapa de digestion oxidativa temprana de extraccion lateral, un calentamiento de la suspension alimentada a la digestion oxidativa tardfa por inyeccion de vapor y un sistema para tratar gases de cabeza de la oxidacion primaria y la 20 digestion oxidativa.

La FIG. 27 es una vista ampliada de parffculas de TPA descargadas de un digestor oxidativo convencional, que ilustra particularmente que la estructura ffsica de una parffcula que tiene un tiempo de residencia indeseablemente bajo en el digestor (p.ej., la parffcula en la esquina inferior derecha) es bastante diferente de la estructura ffsica de las parffculas apropiadamente digeridas.

25 La FIG. 28 es una curva de distribucion de tiempos de residencia que representa la fraccion de masa acumulada (CMF) frente al tiempo reducido para un reactor de flujo de piston y para multiples reactores continuos de tanque agitado (CSTR) conectados en serie.

La FIG. 29 es una vista ampliada de la curva de distribucion de tiempos de residencia de la FIG. 28, que ilustra mejor las porciones de las curvas de distribucion de tiempos de residencia a un valor temporal reducido menor de 1,0. Y 30 La FIG. 30 es una curva de distribucion de tiempos de residencia ampliada, que ilustra particularmente los intervalos preferidos de CMF a tiempos reducidos de 0,2 y 0,5 para una configuracion de reactor de digestion oxidativa de la invencion.

DESCRIPCION DETALLADA

35

De acuerdo con una realizacion, se proporciona un sistema de oxidacion primaria mejorado. Este sistema de oxidacion primaria mejorado produce una suspension inicial mas pura que los sistemas de oxidacion primaria convencionales. La suspension inicial mas pura producida por el sistema de oxidacion primaria mejorado puede procesarse subsiguientemente usando tecnicas novedosas que son la materia en cuestion de ciertas realizaciones 40 de la presente invencion.

Como se usa en la presente memoria, el termino “oxidacion primaria” designa oxidacion de un compuesto aromatico en al menos un reactor/zona de oxidacion primaria para producir un acido policarboxflico, donde al menos un 80 % de la masa del compuesto aromatico introducido en el reactor/zona de oxidacion primaria se oxida hasta acido 45 policarboxflico en el reactor/zona de oxidacion primaria. Aunque el reactor/zona de oxidacion primaria puede estar formado por una pluralidad de recipientes, conductos y/o etapas en un recipiente, en una realizacion preferida de la presente invencion, se lleva a cabo la oxidacion primaria en un solo recipiente de reaccion.

La oxidacion primaria se lleva a cabo preferiblemente en la fase ffquida de un medio de reaccion multifasico 50 contenido en uno o mas reactores agitados. Los reactores agitados adecuados incluyen, por ejemplo, reactores agitados con burbujas (p.ej., reactores de columna de burbujas), reactores agitados mecanicamente (p.ej., reactores continuos de tanque agitado) y reactores agitados de flujo (p.ej., reactores de chorro). En una realizacion de la invencion, la oxidacion primaria se lleva a cabo usando al menos un reactor de columna de burbujas.

55 Como se usa en la presente memoria, el termino “reactor de columna de burbujas” denotara un reactor para facilitar reacciones qmmicas en un medio de reaccion multifasico, donde la agitacion del medio de reaccion se proporciona principalmente por el movimiento ascendente de burbujas de gas a traves del medio de reaccion. Como se usa en la presente memoria, el termino “agitacion” denotara el trabajo disipado en el medio de reaccion que causa flujo y/o mezclado del fluido. Como se usan en la presente memoria, los terminos “mayoffa”, “principalmente” y

“predominantemente” significaran mas de un 50 %. Como se usa en la presente memoria, el termino “agitacion mecanica” denotara agitacion del medio de reaccion causada por el movimiento ffsico de un elemento o elementos ngidos o flexibles contra o dentro del medio de reaccion. Por ejemplo, la agitacion mecanica puede proporcionarse por rotacion, oscilacion y/o vibracion de agitadores internos, paletas, vibradores o diafragmas acusticos localizados 5 en el medio de reaccion. Como se usa en la presente memoria, el termino “agitacion de flujo” denotara agitacion del medio de reaccion causada por inyeccion a alta velocidad y/o recirculacion de uno o mas fluidos en el medio de reaccion. Por ejemplo, la agitacion de flujo puede proporcionarse portoberas, eyectores y/o eductores.

En una realizacion preferida, se proporciona menos de aproximadamente un 40 % de la agitacion del medio de 10 reaccion en el reactor de oxidacion primaria durante la oxidacion por agitacion mecanica y/o de flujo, mas preferiblemente se proporciona menos de aproximadamente un 20 % de la agitacion por agitacion mecanica y/o de flujo, y lo mas preferiblemente se proporciona menos de un 5 % de la agitacion por agitacion mecanica y/o de flujo. Preferiblemente, la cantidad de agitacion mecanica y/o de flujo conferida al medio de reaccion multifasico durante la oxidacion es menor de aproximadamente 3 kilovatios por metro cubico de medio de reaccion, mas preferiblemente 15 menor de aproximadamente 2 kilovatios por metro cubico y lo mas preferiblemente menor de 1 kilovatio por metro cubico.

Haciendo referencia ahora a la FIG. 1, se ilustra un reactor de oxidacion primaria de columna de burbujas (20) preferido que comprende una carcasa de recipiente (22) que tiene una seccion de reaccion (24) y una seccion de 20 desprendimiento (26). La seccion de reaccion (24) define una zona de reaccion (28), mientras que la seccion de

desprendimiento (26) define una zona de desprendimiento (30). Se introduce en la zona de reaccion (28) una

corriente de alimentacion predominantemente en fase lfquida a traves de las entradas de alimentacion (32a,b,c,d). Se introduce en la zona de reaccion (28) la corriente de oxidante en fase predominantemente gaseosa a traves de un rociador de oxidante (34) localizado en la porcion inferior de la zona de reaccion (28). La corriente de

25 alimentacion en fase lfquida y la corriente de oxidante en fase gaseosa forman cooperativamente un medio de

reaccion multifasico (36) en la zona de reaccion (28). El medio de reaccion multifasico (36) comprende una fase lfquida y una fase gaseosa. Mas preferiblemente, el medio de reaccion multifasico (36) comprende un medio trifasico que tiene componentes de fase solida, fase lfquida y fase gaseosa. Los componentes de fase solida del medio de reaccion (36) precipitan preferiblemente en la zona de reaccion (28) como resultado de la reaccion de oxidacion 30 llevada a cabo en la fase lfquida del medio de reaccion (36). El reactor de oxidacion primaria (20) incluye una salida de suspension (38) localizada cerca de la parte inferior de la zona de reaccion (28) y una salida de gas (40) localizada cerca de la parte superior de la zona de desprendimiento (30). Se extrae un efluente de suspension que comprende componentes de fase lfquida y de fase solida del medio de reaccion (36) de la zona de reaccion (28) a traves de la salida de suspension (38), mientras que se extrae un efluente predominantemente gaseoso de la zona 35 de desprendimiento (30) a traves de la salida de gases (40). Se hace referencia al efluente de suspension de la oxidacion primaria en la presente memoria como “suspension inicial".

La corriente de alimentacion en fase lfquida introducida en el reactor de oxidacion primaria (20) a traves de las entradas de alimentacion (32a,b,c,d) comprende preferiblemente un compuesto aromatico, un disolvente y un 40 sistema catalttico.

El compuesto aromatico presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida tiene preferiblemente al menos un grupo hidrocarbilo enlazado o al menos un grupo hidrocarbilo sustituido enlazado o al menos un heteroatomo enlazado o al menos una funcion acido carboxflico (-COOH) enlazada. Mas preferiblemente, el compuesto aromatico 45 tiene al menos un grupo hidrocarbilo enlazado o al menos un grupo hidrocarbilo sustituido enlazado, comprendiendo cada grupo enlazado de 1a 5 atomos de carbono. Todavfa mas preferiblemente, el compuesto aromatico tiene exactamente dos grupos enlazados, comprendiendo cada grupo enlazado exactamente un atomo de carbono y consistiendo en grupos metilo y/o grupos metilo sustituidos y/o como maximo un grupo acido carboxflico. Aun mas preferiblemente, el compuesto aromatico es para-xileno, meta-xileno, orto-xileno, para-tolualdetudo, meta- 50 tolualdetudo, tereftaldetndo, isoftaldetndo, acido para-toluico, acido meta-toluico y/o acetaldetudo. Lo mas preferiblemente, el compuesto aromatico es para-xileno.

Un “grupo hidrocarbilo”, como se define en la presente memoria, es al menos un atomo de carbono que esta unido a atomos de hidrogeno u otros atomos de carbono. Un “grupo hidrocarbilo sustituido”, como se define en la presente 55 memoria, 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 la presente memoria, son todos los atomos distintos de atomos de carbono e hidrogeno. Los compuestos aromaticos, como se definen en la presente memoria, comprenden un anillo aromatico, preferiblemente que tiene al menos 6 atomos de carbono, aun mas preferiblemente que tiene solo atomos de carbono como parte del anillo. Los ejemplos adecuados de dichos anillos aromaticos incluyen, pero sin limitacion

benceno, bifenilo, terfenilo, naftaleno y otros anillos aromaticos fusionados basados en carbono.

Si el compuesto aromatico presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida es un compuesto normalmente solido (es decir, un solido a temperatura y presion estandares), se prefiere disolver sustancialmente el compuesto 5 aromatico en el disolvente cuando se introduce en la zona de reaccion (28). Se prefiere que el punto de ebullicion del compuesto aromatico a presion atmosferica sea de al menos 50 °C. Mas preferiblemente, el punto de ebullicion del compuesto aromatico esta en el intervalo de 80 a 400 °C y lo mas preferiblemente, en el intervalo de 125 a 155 °C. La cantidad de compuesto aromatico presente en la alimentacion en fase lfquida esta preferiblemente en el intervalo de 2 a 40 % en peso, mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 20 % en peso y lo mas preferiblemente en el 10 intervalo de 6 a l5% en peso.

Se senala ahora que el compuesto aromatico 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 diferentes pueden alimentarse entremezclados en la corriente de alimentacion en fase lfquida o pueden alimentarse 15 separadamente en multiples corrientes de alimentacion. Por ejemplo, puede alimentarse al reactor un compuesto aromatico que comprende para-xileno, meta-xileno, para-tolualdetndo y acido para-toluico a traves de una sola entrada o multiples entradas separadas.

El disolvente presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida comprende preferiblemente un componente 20 acido y un componente acuoso. El disolvente esta preferiblemente presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida a una concentracion en el intervalo de 60 a 98 % en peso, mas preferiblemente en el intervalo de 80 a 96 % en peso y lo mas preferiblemente en el intervalo de 85 a 94 % en peso. El componente acido del disolvente es preferiblemente principalmente un acido monocarboxflico organico de bajo peso molecular que tiene 1-6 atomos de carbono, mas preferiblemente 2 atomos de carbono. Lo mas preferiblemente, el componente acido del disolvente es 25 principalmente acido acetico. Preferiblemente, el componente acido constituye al menos aproximadamente un 75 % en peso del disolvente, mas preferiblemente al menos un 80 % en peso del disolvente y lo mas preferiblemente de 85 a 98 % en peso del disolvente, siendo el resto principalmente agua. El disolvente introducido en el reactor de oxidacion primaria 20 puede incluir pequenas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, para-tolualdetndo, tereftaldehndo, 4-carboxibenzaldehndo (4-CBA), acido benzoico, acido para-toluico, aldehndo para-toluico, acido alfa- 30 bromo-para-toluico, acido isoftalico, acido ftalico, acido trimelttico, poliaromaticos y/o partfculas suspendidas. Se prefiere que la cantidad total de impurezas en el disolvente introducido en el reactor de oxidacion primaria 20 sea menor de un 3 % en peso.

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

40

Cuando esta presente cobalto en el sistema catalizador, se prefiere que la cantidad de cobalto presente en la 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 300 a 6.000 partes por millon en peso (ppmp), mas preferiblemente en el intervalo de 700 a 4.200 ppmp y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1.200 a 3.000 ppmp. Cuando esta 45 presente bromo en el sistema catalizador, se prefiere que la cantidad de bromo presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida sea tal que la concentracion de bromo en la fase lfquida del medio de reaccion (36) se mantenga en el intervalo de 300 a 5.000 ppmp, mas preferiblemente en el intervalo de 600 a 4.000 ppmp y lo mas preferiblemente en el intervalo de 900 a 3.000 ppmp. Cuando esta presente manganeso en el sistema catalizador, se prefiere que la cantidad de manganeso presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida sea tal que la 50 concentracion de manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion (36) se mantenga en el intervalo de 20 a 1.000 ppmp, mas preferiblemente en el intervalo de 40 a 500 ppmp y lo mas preferiblemente 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) proporcionado 55 anteriormente se expresan con una base promediada en tiempo y promediada en volumen. Como se usa en la presente memoria, el termino “promediado en tiempo” denotara una media de al menos 10 medidas tomadas igualmente durante un periodo continuo de al menos 100 segundos. Como se usa en la presente memoria, el termino “promediado en volumen” denotara una media de al menos 10 medidas tomadas a espaciados tridimensionales uniformes a lo largo de un cierto volumen.

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

La corriente de alimentacion en fase lfquida introducida en el reactor de oxidacion primaria (20) puede incluir pequenas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, tolueno, etilbenceno, para-tolualdefndo, tereftaldefndo, 10 4-carboxibenzaldefndo (4-CBA), acido benzoico, acido para-toluico, aldefndo para-toluico, acido alfa-bromo-para- toluico, acido isoftalico, acido ftalico, acido trimelttico, poliaromaticos y/o partfculas suspendidas. Cuando se emplea el reactor de oxidacion primaria (20) para la produccion de acido tereftalico, meta-xileno y orto-xileno se consideran tambien impurezas. Se prefiere que la cantidad total de impurezas en la corriente de alimentacion en fase lfquida introducida al reactor de oxidacion primaria (20) sea menor de un 3 % en peso.

15

Aunque la FIG. 1 ilustra una realizacion donde el compuesto aromatico, el disolvente y el sistema catalizador se mezclan conjuntamente y se introducen en el reactor de oxidacion primaria (20) como una sola corriente de alimentacion, en una realizacion alternativa de la presente invencion, el compuesto aromatico, el disolvente y el catalizador pueden introducirse separadamente en el reactor de oxidacion primaria (20). Por ejemplo, es posible 20 alimentar una corriente de para-xileno puro al reactor de oxidacion primaria (20) a traves de una entrada separada de la entrada o entradas de disolvente y catalizador.

La corriente de oxidante en fase predominantemente gaseosa introducida en el reactor de oxidacion primaria (20) a traves del rociador de oxidante (34) comprende oxfgeno molecular (O2). Preferiblemente, la corriente de oxidante 25 comprende en el intervalo de 5 to 40 % en moles de oxfgeno molecular, mas preferiblemente en el intervalo de 15 a 30 % en moles de oxfgeno molecular y lo mas preferiblemente en el intervalo de 18 a 24 % en moles de oxfgeno molecular. Se prefiere que el resto de la corriente oxidante este comprendida principalmente por un gas o gases, tales como nitrogeno, que sean inertes a la oxidacion. Mas preferiblemente, la corriente de oxidante consiste esencialmente en oxfgeno molecular y nitrogeno. Lo mas preferiblemente, la corriente de oxidante es aire seco que 30 comprende un 21 % en moles de oxfgeno molecular y un 78 a 81 % en moles de nitrogeno. En una realizacion alternativa de la presente invencion, la corriente oxidante comprende oxfgeno sustancialmente puro.

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 1, el reactor de oxidacion primaria (20) esta preferiblemente equipado con un distribuidor de reflujo (42) colocado sobre una superficie superior (44) del medio de reaccion (36). El distribuidor de 35 reflujo (42) es operativo para introducir gotitas de una corriente de reflujo en fase predominantemente lfquida en la zona de desprendimiento (30) mediante cualquier medio de formacion de gotitas conocido en la materia. Mas preferiblemente, el distribuidor de reflujo (42) produce una pulverizacion de gotitas dirigidas descendentemente hacia la superficie superior (44) del medio de reaccion (36). Preferiblemente, esta pulverizacion descendente de gotitas afecta (es decir, compromete e influye en) al menos aproximadamente un 50 % del area de seccion transversal 40 horizontal maxima de la zona de desprendimiento (30). Mas preferiblemente, la pulverizacion de gotitas afecta al menos a aproximadamente un 75 % del area de seccion transversal horizontal maxima de la zona de desprendimiento (30). Lo mas preferiblemente, la pulverizacion de gotitas afecta al menos a un 90 % del area de seccion transversal horizontal maxima de la zona de desprendimiento (30). Esta pulverizacion de reflujo lfquido descendente puede ayudar a prevenir la formacion de espuma en o por encima de la superficie superior (44) del 45 medio de reaccion (36) y puede ayudar tambien al desprendimiento de cualquier gotita de lfquido o suspension atrapada en el gas de movimiento ascendente que fluye hacia la salida de gases (40). Ademas, el reflujo lfquido puede servir para reducir la cantidad de partfculas y compuestos potencialmente precipitantes (p.ej., acido benzoico, acido para-toluico, 4-CBA, acido tereftalico y sales metalicas catalfticas disueltos) que salen con el efluente gaseoso extrafdo de la zona de desprendimiento (30) a traves de la salida de gases (40). Ademas, la introduccion de gotitas 50 de reflujo en la zona de desprendimiento (30) puede usarse, mediante una accion de destilacion, para ajustar la composicion del efluente gaseoso extrafdo a traves de la salida de gases (40).

La corriente de reflujo lfquida introducida en el reactor de oxidacion primaria (20) a traves del distribuidor de reflujo (42) tiene preferiblemente aproximadamente la misma composicion que el componente disolvente de la corriente de 55 alimentacion en fase lfquida introducida en el reactor de oxidacion primaria (20) a traves de las entradas de alimentacion (32a,b,c,d). Por tanto, se prefiere que la corriente de reflujo lfquida comprenda un componente acido y agua. El componente acido de la corriente de reflujo es preferiblemente un acido monocarboxflico organico de bajo peso molecular que tiene 1-6 atomos de carbono, mas preferiblemente 2 atomos de carbono. Lo mas preferiblemente, el componente acido de la corriente de reflujo es acido acetico. Preferiblemente, el componente

acido constituye al menos aproximadamente un 75 % en peso de la corriente de reflujo, mas preferiblemente al menos aproximadamente un 80 % en peso de la corriente de reflujo y lo mas preferiblemente de 85 a 98 % en peso de la corriente de reflujo, siendo el resto agua. Debido a que la corriente de reflujo tipicamente tiene sustancialmente la misma composicion que el disolvente en la corriente de alimentacion en fase lfquida, cuando esta descripcion 5 hace referencia al “disolvente total” introducido en el reactor, dicho “disolvente total” incluira tanto la corriente de reflujo como la porcion de disolvente de la corriente de alimentacion.

Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de oxidacion primaria (20), se prefiere introducir de forma sustancialmente continua las corrientes de alimentacion, oxidante y reflujo en la zona de reaccion (28), mientras que 10 las corrientes efluentes de gas y suspension se extraen de forma sustancialmente continua de la zona de reaccion (28). Como se usa en la presente memoria, el termino “de forma sustancialmente continua” significara durante un periodo de al menos 10 horas interrumpido por menos de 10 minutos. Durante la oxidacion, se prefiere introducir de forma sustancialmente continua el compuesto aromatico (p.ej., para-xileno) en la zona de reaccion (28) a una tasa de al menos 8.000 kilogramos por hora, mas preferiblemente a una tasa de 15.000 a 200.000 kilogramos por hora, 15 todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 22.000 a 150.000 kilogramos por hora y lo mas preferiblemente en el intervalo de 30.000 a 100.000 kilogramos por hora. Aunque se prefiere generalmente que los caudales de las corrientes de alimentacion, oxidante y reflujo de entrada sean sustancialmente estacionarios, se senala ahora que una realizacion de la presente invencion contempla aplicar por pulsos la corriente de alimentacion, oxidante y/o reflujo de entrada para mejorar el mezclado y la transferencia de masas. Cuando la corriente de alimentacion, 20 oxidante y/o reflujo de entrada se introduce en forma de pulsos, se prefiere que sus caudales vanen entre 0 y 500 % de los caudales de estado estacionario indicados en la presente memoria, mas preferiblemente entre 30 y 200 % de los caudales en estado estacionario indicados en la presente memoria y lo mas preferiblemente entre 80 y 120 % de los caudales en estado estacionario indicados en la presente memoria.

25 La tasa de reaccion espaciotemporal media (STR) en el reactor de oxidacion primaria (20) se define como la masa de compuesto aromatico alimentada por unidad de volumen de medio de reaccion (36) por unidad de tiempo (p.ej., kilogramos de para-xileno alimentados por metro cubico por hora). En el uso convencional, la cantidad de compuesto aromatico no convertido en producto se restana tfpicamente de la cantidad de compuesto aromatico en la corriente de alimentacion antes de calcular la STR. Sin embargo, las conversiones y rendimientos son tfpicamente altos para 30 muchos de los compuestos aromaticos preferidos en la presente memoria (p.ej., para-xileno) y es conveniente definir el termino en la presente memoria como se afirma anteriormente. Por razones de costes de capital e inventario operativo, entre otros, se prefiere generalmente realizar la reaccion con una alta STR. Sin embargo, realizar la reaccion a una STR cada vez mayor puede afectar a la calidad o el rendimiento de la oxidacion parcial. El reactor de oxidacion primaria (20) es particularmente util cuando la STR del compuesto aromatico (p.ej., para-xileno) esta en el 35 intervalo de 25 kilogramos por metro cubico por hora a 400 kilogramos por metro cubico por hora, mas preferiblemente en el intervalo de 30 kilogramos por metro cubico por hora a 250 kilogramos por metro cubico por hora, todavfa mas preferiblemente de 35 kilogramos por metro cubico por hora a 150 kilogramos por metro cubico por hora y lo mas preferiblemente en el intervalo de 40 kilogramos por metro cubico por hora a 100 kilogramos por metro cubico por hora.

40

La STR de oxfgeno en el reactor de oxidacion primaria (20) se define como el peso de oxfgeno molecular consumido por unidad de volumen del medio de reaccion (36) por unidad de tiempo (p.ej., kilogramos de oxfgeno molecular consumidos por metro cubico por hora). Por razones de costes de capital y consumo oxidativo de disolvente, entre otras, se prefiere generalmente realizar la reaccion con una alta STR de oxfgeno. Sin embargo, realizar la reaccion a 45 una STR de oxfgeno cada vez mas alta reduce eventualmente la calidad o rendimiento de la oxidacion parcial. Sin ligarse a teona alguna, parece que esto se relaciona posiblemente con la tasa de transferencia de oxfgeno molecular desde la fase gaseosa al lfquido del area superficial interfasica y por ello al lfquido bruto. Una STR de oxfgeno demasiado alta conduce posiblemente a un contenido de oxfgeno disuelto demasiado bajo en la fase lfquida bruta del medio de reaccion.

50

La STR de oxfgeno media global se define en la presente memoria con el peso de todo el oxfgeno consumido en todo el volumen de medio de reaccion (36) por unidad de tiempo (p.ej., kilogramos de oxfgeno molecular consumido por metro cubico por hora). El reactor de oxidacion primaria (20) es particularmente util cuando la STR de oxfgeno media global esta en el intervalo de 25 kilogramos por metro cubico por hora a 400 kilogramos por metro cubico por 55 hora, mas preferiblemente en el intervalo de 30 kilogramos por metro cubico por hora a 250 kilogramos por metro cubico por hora, todavfa mas preferiblemente de 35 kilogramos por metro cubico por hora a 150 kilogramos por metro cubico por hora y lo mas preferiblemente 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 oxidacion primaria (20), se prefiere que la relacion de caudal masico de disolvente total (tanto de las corrientes de alimentacion como de reflujo) a caudal masico de compuesto aromatico que entra en la zona de reaccion (28) se mantenga en el intervalo de 2:1 a 50:1, mas preferiblemente en el intervalo de 5:1 a 40:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 7,5:1 a 25:1. Preferiblemente, la relacion de caudal masico 5 de disolvente introducido como parte de la corriente de alimentacion a caudal masico de disolvente introducido como parte de la corriente de reflujo se mantiene en el intervalo de 0,5:1 a nada de flujo de corriente de reflujo en absoluto, mas preferiblemente en el intervalo de 0,5:1 a 4:1, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 1:1 a 2:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1,25:1 a 1,5:1.

10 Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de oxidacion primaria (20), se prefiere introducir la corriente de oxidante en el reactor de oxidacion primaria (20) en una cantidad que proporcione oxfgeno molecular algo por encima de la demanda estequiometrica de oxfgeno. La cantidad de oxfgeno molecular en exceso requerida para los mejores resultados con un compuesto aromatico particular afecta a la econoirna global de la oxidacion en fase lfquida. Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de oxidacion primaria (20), se prefiere que la relacion de 15 caudal masico de corriente de oxidante a caudal masico de compuesto aromatico oxidable (p.ej., para-xileno) que entra en el reactor (20) se mantenga en el intervalo de 0,5:1 a 20:1, mas preferiblemente en el intervalo de 1:1a 10:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 2:1 a 6:1.

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 1, las corrientes de alimentacion, oxidante y reflujo introducidas en el reactor 20 de oxidacion primaria (20) forman cooperativamente al menos una porcion del medio de reaccion multifasico (36). El medio de reaccion (36) es preferiblemente un medio trifasico que comprende una fase solida, una fase lfquida y una fase gaseosa. Como se menciona anteriormente, la oxidacion del compuesto aromatico (p.ej., para-xileno) tiene lugar predominantemente en la fase lfquida del medio de reaccion (36). Por tanto, la fase lfquida del medio de reaccion (36) comprende oxfgeno disuelto y el compuesto aromatico. La naturaleza exotermica de la reaccion de 25 oxidacion que tiene lugar en el reactor de oxidacion primaria (20) causa que se evapore/vaporice una porcion del disolvente (p.ej., acido acetico y agua) introducida a traves de las entradas de alimentacion (32a,b,c,d). Por tanto, la fase gaseosa del medio de reaccion (36) en el reactor (20) esta formada principalmente por disolvente vaporizado y una porcion no reaccionada no disuelta de la corriente de oxidante.

30 Ciertos reactores de oxidacion de la tecnica anterior emplean tubos/aletas de intercambio de calor para calentar o enfriar el medio de reaccion. Sin embargo, dichas estructuras de intercambio de calor pueden ser indeseables en el reactor de la invencion y proceso descritos en la presente memoria. Por tanto, se prefiere que el reactor de oxidacion primaria (20) no incluya sustancialmente superficies en contacto con el medio de reaccion (36) ni que exhiban un flujo termico de tiempo promediado en tiempo mayor de 30.000 vatios por metro cuadrado. Ademas, se prefiere 35 retirar menos de un 50 % del calor de reaccion promediado en tiempo del medio de reaccion (36) por superficies de intercambio de calor, mas preferiblemente retirar menos de un 30 % del calor de reaccion por superficies de intercambio de calor y lo mas preferiblemente retirar menos de un 10 % del calor de reaccion por superficies de intercambio de calor.

40 La concentracion de oxfgeno disuelto en la fase lfquida del medio de reaccion (36) es un equilibrio dinamico entre la tasa de transferencia de masa de la fase gaseosa y la tasa de consumo de reactivo en la fase lfquida (es decir, no se fija simplemente por la presion parcial de oxfgeno molecular en la fase gaseosa de suministro, aunque este es un factor en la tasa de suministro de oxfgeno disuelto y afecta a la concentracion superior limitante de oxfgeno disuelto). La cantidad de oxfgeno disuelto vana localmente, siendo mayor cerca de las interfases de burbujas. Globalmente, la 45 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 del mezclado de gas y lfquido respecto a las tasas de consumo qmmico. En el diseno para hacer coincidir apropiadamente el suministro y la demanda de oxfgeno disuelto en la fase lfquida del medio de reaccion (36), se prefiere mantener la concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en volumen en la fase lfquida del medio de reaccion 50 (36) por encima de 1 ppm molar, mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 1.000 ppm molar, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 8 a 500 ppm molar y lo mas preferiblemente en el intervalo de 12 a 120 ppm molar.

La reaccion de oxidacion en fase lfquida llevada a cabo en el reactor de oxidacion primaria (20) es preferiblemente 55 una reaccion de precipitacion que genera solidos. Mas preferiblemente, la oxidacion en fase lfquida llevada a cabo en el reactor de oxidacion primaria (20) causa que al menos un 10 % en peso del compuesto aromatico (p.ej., para- xileno) introducido en la zona de reaccion (28) forme el compuesto acido policarboxflico solido (p.ej., partfculas de acido tereftalico bruto) en el medio de reaccion (36). Todavfa mas preferiblemente, la oxidacion en fase lfquida causa que al menos un 50 % en peso del compuesto aromatico forme el compuesto acido policarboxflico solido en el medio

de reaccion (36). Lo mas preferiblemente, la oxidacion en fase Ifquida causa que al menos un 90 % en peso del compuesto aromatico forme el acido poIicarbox^Iico solido en el medio de reaccion (36). Se prefiere que la cantidad total de solidos en el medio de reaccion (36) sea mayor de un 3 % en peso con base promediada en tiempo y promediada en volumen. Mas preferiblemente, la cantidad total de solidos en el medio de reaccion (36) se mantiene 5 en el intervalo de 5 a 40 % en peso, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 10 a 35 % en peso y lo mas preferiblemente en el intervalo de 15 a 30 % en peso. Se prefiere que este presente en el medio de reaccion (36) una porcion sustancial del producto acido policarboxflico (p.ej., acido tereftalico) producido en el reactor de oxidacion primaria (20) como solidos, en contraposicion al resto disuelto en la fase lfquida del medio de reaccion (36). La cantidad de producto acido policarboxflico en fase solida presente en el medio de reaccion (36) es preferiblemente al 10 menos un 25 % en peso del producto acido policarboxflico total (fases solida y lfquida) en el medio de reaccion (36), mas preferiblemente al menos un 75 % en peso del producto acido policarboxflico total en el medio de reaccion (36) y lo mas preferiblemente al menos un 95 % en peso del producto acido policarboxflico total en el medio de reaccion (36). Los intervalos numericos proporcionados anteriormente para la cantidad de solidos en el medio de reaccion (36) se aplican a la operacion en estado sustancialmente estacionario de la oxidacion primaria (20) durante un 15 periodo sustancialmente continuo de tiempo, no a la operacion de arranque, cierre o suboptima del reactor de oxidacion primaria (20). La cantidad de solidos en el medio de reaccion (36) se determina mediante un procedimiento gravimetrico. En este procedimiento gravimetrico, se extrae una porcion representativa de suspension del medio de reaccion y se pesa. En condiciones que mantienen efectivamente el reparto solido-lfquido global presente en el medio de reaccion, se retira el lfquido libre de la porcion de solidos por sedimentacion o filtracion, 20 efectivamente sin perdida de solidos precipitados y con menos de un 10 % de la masa lfquida inicial restante en la porcion de solidos. El lfquido restante en los solidos se evapora hasta sequedad, efectivamente sin sublimacion de solidos. Se pesa la porcion restante de los solidos. La relacion en peso de la porcion de solidos a peso de la porcion original de suspension es la fraccion de solidos, expresada tipicamente como un porcentaje.

25 La reaccion de precipitacion llevada a cabo en el reactor de oxidacion primaria (20) puede causar incrustacion (es decir, acumulacion de solidos) sobre la superficie de ciertas estructuras ngidas que estan en contacto con el medio de reaccion (36). Por tanto, en una realizacion, se prefiere que el reactor de oxidacion primaria (20) no incluya sustancialmente ninguna estructura interna de intercambio de calor, agitacion o deflexion en la zona de reaccion (28), porque dichas estructuras tendnan tendencia a la incrustacion. Si estan presentes estructuras internas en la 30 zona de reaccion (28) es deseable evitar estructuras internas que tengan superficies externas que incluyan una cantidad significativa de area superficial plana orientada hacia arriba, porque dichas superficies planas orientadas hacia arriba tendnan una alta tendencia a la incrustacion. Por tanto, si esta presente cualquier estructura interna en la zona de reaccion (28), se prefiere que menos de un 20 % del area superficial externa expuesta orientada hacia arriba de dichas estructuras internas este formada por superficies sustancialmente planas inclinadas menos de 15 ° 35 de la horizontal. Se hace referencia a las estructuras internas con este tipo de configuracion en la presente memoria como que tienen una configuracion “sin incrustacion”.

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 1, la configuracion ffsica del reactor de oxidacion primaria (20) ayuda a proporcionar una oxidacion optimizada del compuesto aromatico (p.ej., para-xileno) con una generacion minima de 40 impurezas. Se prefiere que la seccion de reaccion alargada (24) de la carcasa de recipiente (22) incluya un cuerpo principal sustancialmente cilmdrico (46) y una cabeza inferior (48). El extremo superior de la zona de reaccion (28) se define por un plano horizontal (50) que se extiende a traves de la parte superior del cuerpo principal cilmdrico (46). El extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28) se define por la menor superficie interna de la cabeza inferior (48). Tfpicamente, el extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28) esta localizado proximo a la abertura 45 de la salida de suspension (38). Por tanto, la zona de reaccion alargada (28) definida en el reactor de oxidacion primaria (20) tiene una longitud maxima “L” medida desde el extremo superior (50) al extremo inferior (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 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 100 metros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 75 metros, y lo mas preferiblemente en 50 el intervalo de 25 a 50 metros. La zona de reaccion (28) tiene un diametro maximo (anchura) “D” que es tfpicamente igual al diametro interno maximo del cuerpo principal cilmdrico 46. El diametro maximo “D” de la zona de reaccion 28 esta preferiblemente en el intervalo de 1 a 12 metros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 10 metros, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 3,1 a 9 metros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 8 metros. En una realizacion preferida, la zona de reaccion (28) tiene una relacion de longitud a 55 diametro “L:D” en el intervalo de 6:1 a 30:1. Todavfa mas preferiblemente, la zona de reaccion (28) tiene una relacion de L:D en el intervalo de 8:1 a 20:1. Lo mas preferiblemente, la zona de reaccion (28) tiene una relacion de L:D en el intervalo de 9:1 a 15:1.

Como se discute anteriormente, la zona de reaccion (28) del reactor de oxidacion primaria (20) recibe un medio de

reaccion multifasico (36). El medio de reaccion (36) tiene un extremo inferior coincidente con el extremo inferior (52) de 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 la zona de reaccion (28) en una localizacion vertical donde los contenidos de la zona de reaccion (28) pasan de un estado continuo en fase gaseosa 5 a un estado continuo en fase lfquida. La superficie superior (44) esta preferiblemente colocada en la localizacion vertical donde la retencion de gas promediada en tiempo local de un corte horizontal fino de los contenidos de la zona de reaccion (28) es de 0,9.

El medio de reaccion (36) tiene una altura maxima “H” medida entre sus extremos superior e inferior. La anchura 10 maxima “W” del medio de reaccion (36) es tfpicamente igual al diametro maximo “D” del cuerpo principal cilmdrico (46). Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de oxidacion primaria (20), se prefiere mantener a H de aproximadamente un 60 a aproximadamente un 120 % de L, mas preferiblemente de aproximadamente un 80 a aproximadamente un 110 % de L y lo mas preferiblemente de 85 a 100 % de L. En una realizacion preferida, el medio de reaccion (36) tiene una relacion de alto-ancho “H:W” mayor de aproximadamente 3:1. Mas preferiblemente, 15 el medio de reaccion (36) tiene una relacion de H:W de 7:1 a 25:1. Todavfa mas preferiblemente, el medio de reaccion (36) tiene una relacion de H:W en el intervalo de 8:1 a 20:1. Lo mas preferiblemente, el medio de reaccion (36) tiene una relacion de H:W en el intervalo de 9:1 a 15:1. En una realizacion de la invencion, L=H y D=W, de modo que las diversas dimensiones o relaciones proporcionadas en la presente memoria para L y D se aplican tambien a H y W, y viceversa.

20

Las relaciones L:D y H:W relativamente altas proporcionadas de acuerdo con una realizacion pueden contribuir a varias ventajas importantes del sistema de la invencion. Como se discute con mas detalle a continuacion, se ha descubierto que las relaciones altas de L:D y H:W, asf como ciertos otros rasgos discutidos a continuacion, pueden promover gradientes verticales beneficiosos en las concentraciones de oxfgeno molecular y/o compuesto aromatico 25 (p.ej., para-xileno) en el medio de reaccion (36). Al contrario que los conocimientos convencionales, que favorecenan un medio de reaccion bien mezclado con concentraciones relativamente uniformes a lo largo, se ha descubierto que el escalonamiento vertical de las concentraciones de oxfgeno y/o compuesto aromatico facilita una reaccion de oxidacion mas efectiva y economica. Minimizar las concentraciones de oxfgeno y compuesto aromatico cerca de la parte superior del medio de reaccion (36) puede ayudar a evitar la perdida de oxfgeno no reaccionado y 30 compuesto aromatico no reaccionado a traves de la salida de gases superior (40). Sin embargo, si las concentraciones de compuesto aromatico y oxfgeno no reaccionado son bajas a lo largo del medio de reaccion (36), entonces la tasa y/o selectividad de la oxidacion se reducen. Por tanto, se prefiere que las concentraciones de oxfgeno molecular y/o compuesto aromatico sean significativamente mayores cerca de la parte inferior del medio de reaccion (36) que cerca de la parte superior del medio de reaccion (36).

35

Ademas, las altas relaciones L:D y H:W causan que la presion en la parte inferior del medio de reaccion (36) sea sustancialmente mayor que la presion en la parte superior del medio de reaccion (36). Este gradiente de presion vertical es el resultado de la altura y densidad del medio de reaccion (36). Es una ventaja de este gradiente de presion vertical que la presion elevada en la parte inferior del recipiente impulse mas solubilidad de oxfgeno y 40 transferencia de masa que las conseguibles de otro modo a temperaturas y presiones de cabeza comparables en reactores superficiales. Por tanto, la reaccion de oxidacion puede llevarse a cabo a menores temperaturas que las que se requerinan en un recipiente mas superficial. Cuando se usa el reactor de oxidacion primaria (20) para la oxidacion parcial de para-xileno hasta acido tereftalico bruto (CTA), la capacidad de funcionar a menores temperaturas de reaccion con las mismas o mejores tasas de transferencia de masa de oxfgeno tiene una serie de 45 ventajas. Por ejemplo, la oxidacion a baja temperatura de para-xileno reduce la cantidad de disolvente quemado durante la reaccion. Como se discute con mas detalle a continuacion, la oxidacion a baja temperatura favorece tambien la formacion de partfculas de CTA pequenas, de alta area superficial, unidas debilmente y facilmente disueltas, que pueden someterse a tecnicas de purificacion mas economicas que las partfculas de CTA grandes de baja area superficial y densas producidas por procesos de oxidacion a alta temperatura convencionales.

50

Durante la oxidacion primaria en el reactor (20), se prefiere mantener la temperatura del medio de reaccion (36) promediada en tiempo y promediada en volumen en el intervalo de 125 a 200 °C, mas preferiblemente en el intervalo de 140 a 180 °C y lo mas preferiblemente en el intervalo de 150 a 170 °C. La presion de cabeza por encima del medio de reaccion 36 se mantiene preferiblemente en el intervalo de 1 a 20 bar manometrico (barg), mas 55 preferiblemente en el intervalo de 2 a 12 barg y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 8 barg. Preferiblemente, la diferencia de presion entre la parte superior del medio de reaccion (36) y la parte inferior del medio de reaccion (36) esta en el intervalo de 0,4 a 5 bar, mas preferiblemente la diferencia de presion esta en el intervalo de 0,7 a 3 bar y lo mas preferiblemente la diferencia de presion es de 1 a 2 bar. Aunque se prefiere generalmente mantener la presion de cabeza por encima del medio de reaccion (36) a un valor relativamente constante, una realizacion de la

presente invencion contempla aplicar pulsos de presion de cabeza para facilitar un mezclado y/o transferencia de masas mejorado en el medio de reaccion (36). Cuando se aplican pulsos de presion de cabeza, se prefiere que los pulsos de presion esten en el intervalo entre 60 a 140 % de la presion de cabeza del estado estacionario enumerada en la presente memoria, mas preferiblemente entre 85 y 115 % de la presion de cabeza del estado estacionario 5 enumerada en la presente memoria y lo mas preferiblemente entre 95 y 105 % de la presion de cabeza del estado estacionario enumerada en la presente memoria.

Es una ventaja adicional de la alta relacion de L:D de la zona de reaccion (28) que puede contribuir a un aumento de la velocidad superficial media del medio de reaccion 36. El termino “velocidad superficial” y “velocidad gaseosa 10 superficial”, como se usa en la presente memoria con referencia al medio de reaccion (36), denotara el caudal volumetrico de la fase gaseosa del medio de reaccion (36) a una elevacion en el reactor dividido entre el area de seccion transversal horizontal del reactor a esa elevacion. La velocidad superficial aumentada proporcionada por la alta relacion de L:D de la zona de reaccion (28) puede promover el mezclado local y aumentar la retencion de gas del medio de reaccion (36). Las velocidades superficiales promediadas en tiempo del medio de reaccion (36) a la 15 altura de un cuarto, media altura y/o tres cuartos de altura del medio de reaccion (36) son preferiblemente mayores de aproximadamente 0,3 metros por segundo, mas preferiblemente en el intervalo de 0,4 a 5 metros por segundo, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 0,8 a 4 metros por segundo y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1a 3 metros por segundo.

20 Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 1, la seccion de desprendimiento (26) del reactor de oxidacion primaria (20) es simplemente una porcion ampliada de la carcasa de recipiente (22) localizada inmediatamente por encima de la seccion de reaccion (24). La seccion de desprendimiento (26) reduce la velocidad de la fase gaseosa de flujo ascendente en el reactor de oxidacion primaria (20) a medida que la fase gaseosa sube por encima de la superficie superior (44) del medio de reaccion (36) y se acerca a la salida de gases (40). Esta reduccion de la velocidad 25 ascendente de la fase gaseosa ayuda a facilitar la retirada de lfquidos y/o solidos atrapados en la fase gaseosa de flujo ascendente y reduce asf la perdida indeseable de ciertos componentes presentes en la fase lfquida del medio de reaccion (36).

La seccion de desprendimiento (26) incluye preferiblemente una pared de transicion generalmente frustoconica (54), 30 una pared lateral ancha generalmente cilmdrica (56) y una cabeza superior (58). El extremo inferior estrecho de la pared de transicion (54) se acopla con la parte superior del cuerpo principal cilmdrico (46) de la seccion de reaccion (24). El extremo superior ancho de la pared de transicion (54) se acopla con la parte inferior de la pared lateral ancha (56). Se prefiere que la pared de transicion (54) se extienda hacia arriba y hacia afuera desde su extremo inferior estrecho a un angulo en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 70 grados de la vertical, mas 35 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 50 grados de la vertical y lo mas preferiblemente en el intervalo de 15 a 45 grados de la vertical. La pared lateral ancha (56) tiene un diametro maximo “X” que es generalmente mayor que el diametro maximo “D” de la seccion de reaccion (24), aunque cuando la porcion superior de la seccion de reaccion (24) tiene un diametro menor que el diametro maximo global de la seccion de reaccion (24), entonces X puede ser realmente menor que D. En una realizacion preferida de la presente 40 invencion, la relacion de diametro de la pared lateral ancha (56) a 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 preferiblemente en el intervalo de 1,1:1 a 2:1. La cabeza superior (58) esta acoplada con la parte superior de la pared lateral ancha (56). La cabeza superior (58) es preferiblemente un miembro de cabeza generalmente elfptico que define una abertura central que permite escapar al gas de la zona de desprendimiento (30) a traves de la salida de gases (40). Como alternativa, la 45 cabeza superior 58 puede ser de cualquier forma, incluyendo conica. La zona de desprendimiento 30 tiene una altura maxima “Y” medida desde la parte superior (50) de la zona de reaccion (28) a la porcion mas alta de la zona de desprendimiento (30). La relacion de longitud de la zona de reaccion (28) a altura de la zona de desprendimiento (30). “L:Y” esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 24:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1 y lo mas preferiblemente en el 50 intervalo de 4:1 a 16:1.

Haciendo referencia ahora a las FIG. 1-5, se discutira con mas detalle la localizacion y configuracion del rociador de oxidante (34). Las FIG. 2 y 3 muestran que el rociador de oxidante (34) puede incluir un miembro de anillo (60) y un par de conductos de entrada de oxidante (64a,b). Convenientemente, estos conductos de entrada de oxidante 55 (64a,b) pueden entrar en el recipiente a una elevacion por encima del miembro de anillo (60) y girar entonces descendentemente como se muestra en la FIG. 2. Como alternativa, un conducto de entrada de oxidante puede entrar en el recipiente por debajo del miembro de anillo (60) o aproximadamente en el mismo plano horizontal que el miembro de anillo (60). Cada conducto de entrada de oxidante (64a,b) incluye un primer extremo acoplado con una entrada de oxidante (66a,b) respectiva formada en la carcasa de recipiente (22) y un segundo extremo acoplado

fluidamente con el miembro de anillo (60). El miembro de anillo (60) esta preferiblemente formado por conductos, mas preferiblemente por una pluralidad de secciones de conductos rectos y lo mas preferiblemente una pluralidad de secciones de tubena rectas acopladas ngidamente entre sf formando un anillo poligonal tubular. Preferiblemente, el miembro de anillo (60) esta formado por al menos 3 secciones de tubena rectas, mas preferiblemente de 6 a 10 5 secciones de tubena y lo mas preferiblemente 8 secciones de tubena. Por consiguiente, cuando el miembro de anillo (60) esta formado por 8 secciones de tubena, tiene generalmente configuracion octogonal. Se prefiere que las secciones de tubena que constituyen los conductos de entrada de oxidante (64a,b) y el miembro de anillo (60) tengan un diametro nominal mayor de aproximadamente 0,1 metros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,2 a aproximadamente 2 metros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,25 a 1 metros. 10 Como se ilustra quizas mejor en la FIG. 3, se prefiere no formar sustancialmente aberturas en la porcion superior del anillo rociador (60).

Como se ilustra quizas mejor en las FIG. 4 y 5, la porcion inferior del anillo rociador de oxidante (60) presenta una pluralidad de aberturas de oxidante (68). Las aberturas de oxidante (68) estan preferiblemente configuradas de tal 15 modo que al menos aproximadamente un 1 % del area abierta total definida por las aberturas de oxidante (68) este localizada por debajo de la lmea central (64) (FIG. 5) del miembro de anillo (60), mientras que la lmea central (64) esta localizada a la elevacion del centroide volumetrico del miembro de anillo (60). Mas preferiblemente, al menos aproximadamente un 5 % del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante (68) esta localizada por debajo de la lmea central (64), estando al menos aproximadamente un 2 % del area abierta total definida por las 20 aberturas (68) que descargan la corriente de oxidante en direccion generalmente descendente dentro de aproximadamente 30 ° de la vertical. Todavfa mas preferiblemente, al menos aproximadamente un 20 % del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante (68) esta localizada por debajo de la lmea central (64), estando al menos aproximadamente un 10 % del area abierta total definida por las aberturas (68) que descargan la corriente de oxidante en direccion generalmente descendente dentro de aproximadamente 30 ° de la vertical. Lo mas 25 preferiblemente, al menos aproximadamente un 75 % del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante (68) esta localizada por debajo de la lmea central (64), estando al menos aproximadamente un 40 % del area abierta total definida por las aberturas (68) que descargan la corriente de oxidante en una direccion generalmente descendente dentro de 30 ° de la vertical. La fraccion del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante (68) que estan localizadas por encima de la lmea central (64) es preferiblemente menor de 30 aproximadamente un 75 %, mas preferiblemente menor de aproximadamente un 50 %, todavfa mas preferiblemente menor de aproximadamente un 25 % y lo mas preferiblemente menor de un 5 %.

Como se ilustra en las FIG. 4 y 5, las aberturas de oxidante (68) incluyen aberturas descendentes (68a) y aberturas sesgadas (68b). Las aberturas descendentes (68a) se configuran para descargar la corriente de oxidante 35 generalmente descendentemente a un angulo dentro de aproximadamente 30 ° de la vertical, mas preferiblemente dentro de aproximadamente 15 ° de la vertical y lo mas preferiblemente dentro de 5° de la vertical. Haciendo referencia ahora de nuevo a la FIG. 5, las aberturas sesgadas (68b) se configuran para descargar la corriente de oxidante generalmente hacia fuera y descendentemente a un angulo “A” que esta en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 75 ° de la vertical, mas preferiblemente el angulo A esta en el intervalo de 40 aproximadamente 30 a aproximadamente 60 ° de la vertical y lo mas preferiblemente el angulo A esta en el intervalo de 40 a 50 ° de la vertical.

Se prefiere que sustancialmente todas las aberturas de oxidante (68) tengan aproximadamente el mismo diametro. El diametro de las aberturas de oxidante (68) esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a 45 aproximadamente 300 milfmetros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 120 milfmetros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 8 a 60 milfmetros. El numero total de aberturas de oxidante (68) en el miembro de anillo (60) se selecciona para satisfacer los criterios de baja cafda de presion detallados a continuacion. Preferiblemente, el numero total de aberturas de oxidante (68) formadas en el miembro de anillo (60) es de al menos aproximadamente 10, mas preferiblemente el numero total de aberturas de oxidante (68) 50 esta en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 200 y lo mas preferiblemente el numero total de aberturas de oxidante (68) esta en el intervalo de 40 a 100.

Aunque las FIG. 1-5 ilustran una configuracion muy espedfica para el rociador de oxidante (34), se senala ahora que pueden emplearse una variedad de configuraciones de rociador de oxidante para conseguir las ventajas descritas en 55 la presente memoria. Por ejemplo, un rociador de oxidante no tiene que tener necesariamente la configuracion de miembro de anillo octogonal ilustrada en las FIG. 1-5. En lugar de ello, es posible formar un rociador de oxidante con cualquier configuracion del conducto o conductos de flujo que emplee una pluralidad de aberturas espaciadas para descargar la corriente de oxidante. El tamano, numero y direccion de descarga de las aberturas de oxidante en el conducto de flujo estan preferiblemente dentro de los intervalos afirmados anteriormente. Ademas, el rociador de

oxidante se configura preferiblemente para proporcionar la distribucion azimutal y radial del ox^geno molecular descrita anteriormente.

Independientemente de la configuracion espedfica del rociador de oxidante (34), se prefiere configurar ffsicamente y 5 hace funcionar el rociador de oxidante de manera que se minimice la cafda de presion asociada a la descarga de la corriente de oxidante del conducto o conductos de flujo a traves de las aberturas de oxidante y a la zona de reaccion. Dicha cafda de presion se calcula como la presion estatica promediada en tiempo de la corriente de oxidante dentro del conducto de flujo en las entradas de oxidante (66a,b) del rociador de oxidante menos la presion estatica promediada en tiempo en la zona de reaccion a la elevacion donde la mitad de la corriente de oxidante se 10 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 tiempo asociada a la descarga de la corriente de oxidante del rociador de oxidante es menor de aproximadamente 0,3 megapascales (MPa), mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,2 MPa, todavfa mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,1 MPa y lo mas preferiblemente menor de 0,05 MPa.

15

Opcionalmente, puede proporcionarse un aclarado continuo o intermitente del rociador de oxidante (34) con un lfquido (p.ej., acido acetico, agua y/o para-xileno) para prevenir la incrustacion del rociador de oxidante con solidos. Cuando se emplea dicho aclarado lfquido, se prefiere pasar una cantidad efectiva del lfquido (es decir, no solo la cantidad minima de gotitas lfquidas que podnan estar naturalmente presentes en la corriente de oxidante) a traves 20 del rociador de oxidante y fuera de las aberturas de oxidante durante al menos un periodo de mas de un minuto cada dfa. Cuando se descarga continua o periodicamente un lfquido del rociador de oxidante (34), se prefiere que la relacion de caudal masico promediado en tiempo del lfquido a traves del rociador de oxidante a caudal masico del oxfgeno molecular a traves del rociador de oxidante este en el intervalo de aproximadamente 0,05:1 a aproximadamente 30:1, o en el intervalo de aproximadamente 0,1:1 a aproximadamente 2:1, o incluso en el intervalo 25 de 0,2:1 a 1:1.

En muchos reactores de columna de burbujas convencionales que contienen un medio de reaccion multifasico, sustancialmente todo el medio de reaccion localizado por debajo del rociador de oxidante (u otro mecanismo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion) tiene un valor muy bajo de retencion de gas. Como es 30 conocido en la materia, “retencion de gas” es simplemente la fraccion de volumen de un medio multifasico que esta en estado gaseoso. Puede hacerse referencia tambien a las zonas de baja retencion de gas en un medio como zonas “no aireadas”. En muchos reactores de columna de burbujas de suspension convencionales, se localiza una porcion significativa del volumen total del medio de reaccion por debajo del rociador de oxidante (u otro mecanismo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion). Por tanto, una porcion significativa del medio de 35 reaccion presente en la parte inferior de los reactores de columna de burbujas convencionales esta no aireada.

Se ha descubierto que minimizar la cantidad de zonas no aireadas en un medio de reaccion sometido a oxidacion en un reactor de columna de burbujas puede minimizar la generacion de ciertos tipos de impurezas indeseables. Las zonas no aireadas de un medio de reaccion contienen relativamente pocas burbujas oxidantes. Este bajo volumen 40 de burbujas oxidantes reduce la cantidad de oxfgeno molecular disponible para disolucion en la fase lfquida del medio de reaccion. Por tanto, la fase lfquida en una zona no aireada del medio de reaccion tiene una concentracion relativamente baja de oxfgeno molecular. Estas zonas no aireadas privadas de oxfgeno del medio de reaccion tienen tendencia a promover reacciones secundarias indeseadas, en lugar de la reaccion de oxidacion deseada. Por ejemplo, cuando se oxida parcialmente para-xileno para formar acido tereftalico, una disponibilidad de oxfgeno 45 insuficiente en la fase lfquida del medio de reaccion puede causar la formacion de cantidades indeseablemente altas de acido benzoico y anillos aromaticos acoplados, en particular incluyendo moleculas coloreadas altamente indeseables tales como fluorenonas y antraquinonas.

De acuerdo con una realizacion, se lleva a cabo la oxidacion en fase lfquida en un reactor de columna de burbujas 50 configurado y funcionando de tal manera que se minimice la fraccion de volumen del medio de reaccion con bajos valores de retencion de gas. Esta minimizacion de las zonas no aireadas puede cuantificarse repartiendo teoricamente todo el volumen del medio de reaccion en 2.000 cortes horizontales discretos de volumen uniforme. Con la excepcion de los cortes horizontales mas alto y mas bajo, cada corte horizontal es un volumen discreto limitado por sus lados por la pared lateral del reactor y limitado por su parte superior e inferior por planos 55 horizontales imaginarios. El corte horizontal mas alto esta limitado por su parte inferior por un plano horizontal imaginario y por su parte superior por la superficie superior del medio de reaccion. El corte horizontal mas bajo esta limitado en su parte superior por un plano horizontal imaginario y en su parte inferior por el extremo inferior del recipiente. Una vez se ha repartido teoricamente el medio de reaccion en 2.000 cortes horizontales discretos de igual volumen, puede determinarse la retencion de gas promediada en tiempo y promediada en volumen de cada corte

horizontal. Cuando se emplea este procedimiento de cuantificacion de la cantidad de zonas no aireadas, se prefiere que el numero de cortes horizontales que tienen una retencion de gas promediada en tiempo y promediada en volumen menor de 0,1 sea menor de 30, mas preferiblemente menor de 15, todavfa mas preferiblemente menor de 6, aun mas preferiblemente menor de 4 y lo mas preferiblemente menor de 2. Se prefiere que el numero de cortes 5 horizontales que tienen una retencion de gas menor de 0,2 sea menor de 80, mas preferiblemente menor de 40, todavfa mas preferiblemente menor de 20, aun mas preferiblemente menor de 12 y lo mas preferiblemente menor de 5. Se prefiere que el numero de cortes horizontales que tienen una retencion de gas menor de 0,3 sea menor de 120, mas preferiblemente menor de 80, todavfa mas preferiblemente menor de 40, aun mas preferiblemente menor de 20 y lo mas preferiblemente menor de 15.

10

Haciendo referencia de nuevo a las FIG. 1 y 2, se ha descubierto que colocar el rociador de oxidante (34) mas abajo en la zona de reaccion (28) proporciona varias ventajas, incluyendo la reduccion de la cantidad de zonas no aireadas 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 introducir la mayona (es decir, >50 % en 15 peso) de la corriente de oxidante 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 preferiblemente, se introduce la mayona de la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28) dentro de aproximadamente 0,02H, 0,018L y/o 0,2D del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Lo mas preferiblemente, se introduce la mayona de la corriente de oxidante 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).

20

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 rociador de oxidante (34) es menor de aproximadamente 0,25H, 0,022L y/o 0,25D, de modo que sustancialmente toda la corriente de oxidante entra 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 25 reaccion (28). Mas preferiblemente, Y1 es menor de aproximadamente 0,02H, 0,018L y/o 0,2D. Lo mas preferiblemente, Y1 es menor de 0,015H, 0,013L y/o 0,15D, pero mayor de 0,005H, 0,004L y/o 0,06D. La FIG. 2 ilustra una lmea tangente (72) en la localizacion donde el borde inferior del cuerpo principal cilmdrico (46) de la carcasa de recipiente (22) se une con el borde superior de la cabeza inferior elfptica (48) de la carcasa de recipiente (22). Como alternativa, la cabeza inferior (48) puede ser de cualquier forma, incluyendo conica, y la lmea tangente se 30 sigue definiendo como el borde inferior del cuerpo principal cilmdrico (46). La distancia vertical "Y2" entre la lmea tangente (72) y la parte superior del rociador de oxidante (34) es preferiblemente de al menos aproximadamente 0,0012H, 0,001L y/o 0,01D; mas preferiblemente de al menos aproximadamente 0,005H, 0,004L y/o 0,05D y lo mas preferiblemente de al menos 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 rociador de oxidante (34) es 35 preferiblemente menor de aproximadamente 0,015H, 0,013L y/o 0,15D; mas preferiblemente, menor de aproximadamente 0,012H, 0,01L y/o 0,1D y lo mas preferiblemente menor de 0,01H, 0,008L y/o 0,075D, pero mayor de 0,003H, 0,002L y/o 0,025D.

Ademas de las ventajas proporcionadas por la minimizacion de las zonas no aireadas (es decir, zonas con baja 40 retencion de gas) en el medio de reaccion (36), se ha descubierto que la oxidacion puede mejorarse maximizando la retencion de gas de todo el medio de reaccion (36). El medio de reaccion (36) tiene preferiblemente una retencion de gas promediada en tiempo y promediada en volumen en el intervalo de aproximadamente 0,4 a aproximadamente 0,9, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 0,8 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,55 a 0,70. Varios atributos ffsicos y operativos del reactor de oxidacion primaria (20) contribuyen 45 a la alta retencion de gas discutida anteriormente. Por ejemplo, para un tamano de reactor y flujo de corriente de oxidante dados, la alta relacion de L:D de la zona de reaccion (28) procura un menor diametro que aumenta la velocidad superficial en el medio de reaccion (36) lo que, a su vez, aumenta la retencion de gas. Adicionalmente, el diametro real de una columna de burbujas y la relacion de L:D son conocidos por influir en la retencion de gas media incluso para una velocidad superficial constante dada. Ademas, la minimizacion de las zonas no aireadas, 50 particularmente en la parte inferior de la zona de reaccion (28), contribuye a un valor de retencion de gas aumentado. Ademas, la presion de cabeza y configuracion mecanica del reactor de columna de burbujas puede afectar a la estabilidad operativa a las altas velocidades superficiales y valores de retencion de gas divulgados en la presente memoria.

55 Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 1, se ha descubierto que puede proporcionarse una distribucion mejorada del compuesto aromatico (p.ej., para-xileno) en el medio de reaccion (36) introduciendo la corriente de alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion (28) en multiples localizaciones espaciadas verticalmente. Preferiblemente, la corriente de alimentacion en fase lfquida se introduce en la zona de reaccion (28) a traves de al menos 3 aberturas de alimentacion, mas preferiblemente al menos 4 aberturas de alimentacion. Como se usa en la presente memoria,

el termino “aberturas de alimentacion” denotara aberturas donde se descarga la corriente de alimentacion en fase Kquida en la zona de reaccion (28) para mezclar con el medio de reaccion (36). Se prefiere que al menos 2 de las aberturas de alimentacion esten espaciadas verticalmente entre s^ en al menos aproximadamente 0,5D, mas preferiblemente al menos aproximadamente 1,5D y lo mas preferiblemente al menos 3D. Sin embargo, se prefiere 5 que la abertura de alimentacion mas alta este verticalmente espaciada de la abertura de oxidacion mas baja en no mas de aproximadamente 0,75H, 0,65L y/u 8D; mas preferiblemente no mas de aproximadamente 0,5H, 0,4L y/o 5D y lo mas preferiblemente no mas de 0,4H, 0,35L y/o 4D.

Aunque es deseable introducir la corriente de alimentacion en fase lfquida en multiples localizaciones verticales, se 10 ha descubierto tambien que se proporciona una distribucion mejorada del compuesto aromatico en el medio de reaccion (36) si la mayona de la corriente de alimentacion en fase lfquida se introduce en la mitad inferior del medio de reaccion (36) y/o la zona de reaccion (28). Preferiblemente, se introduce al menos aproximadamente un 75 % en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida en la mitad inferior del medio de reaccion (36) y/o la zona de reaccion (28). Lo mas preferiblemente, se introduce al menos un 90 % en peso de la corriente de alimentacion en 15 fase lfquida en la mitad inferior del medio de reaccion (36) y/o la zona de reaccion (28). Ademas, se prefiere introducir al menos aproximadamente un 30 % en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion (28) dentro de aproximadamente 1,5D de la localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28). Esta localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28) esta tipicamente en la parte inferior del rociador de oxidante; sin embargo, se 20 contemplan una variedad de configuraciones alternativas para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28) por una realizacion preferida de la presente invencion. Preferiblemente, se introduce al menos aproximadamente un 50 % en peso de la alimentacion en fase lfquida dentro de aproximadamente 2,5D de la localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28). Preferiblemente, se introduce al menos aproximadamente un 75 % en peso de la corriente de alimentacion en fase 25 lfquida dentro de aproximadamente 5D de la localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28).

Cada abertura de alimentacion define un area abierta a traves de la cual se descarga la alimentacion. Se prefiere que al menos aproximadamente un 30 % del area abierta acumulada de todas las entradas de alimentacion este 30 localizada dentro de aproximadamente 1,5D de la localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28). Preferiblemente, al menos aproximadamente un 50 % del area abierta acumulada de todas las entradas de alimentacion esta localizada dentro de aproximadamente 2,5D de la localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28). Preferiblemente, al menos aproximadamente un 75 % del area abierta acumulada de todas las entradas de alimentacion esta localizada dentro 35 de aproximadamente 5D de la localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28).

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 1, en una realizacion de la presente invencion, las entradas de alimentacion (32a,b,c,d) son simplemente una serie de aberturas alineadas verticalmente a lo largo de un lado de la cubierta de 40 recipiente (22). Estas aberturas de alimentacion tienen preferiblemente diametros sustancialmente similares de menos de aproximadamente 7 centfmetros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,25 a aproximadamente 5 centimetros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,4 a 2 centfmetros. El reactor de oxidacion primaria (20) esta preferiblemente equipado con un sistema para controlar el caudal de la corriente de alimentacion en fase lfquida fuera de cada abertura de alimentacion. Dicho sistema de control de flujo incluye 45 preferiblemente una valvula de control de flujo (74a,b,c,d) para cada entrada de alimentacion respectiva (32a,b,c,d). Ademas, se prefiere que el reactor de oxidacion primaria (20) este equipado con un sistema de control de flujo que deje introducir al menos una porcion de la corriente de alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion (28) a una velocidad superficial de entrada elevada de al menos aproximadamente 2 metros por segundo, mas preferiblemente al menos aproximadamente 5 metros por segundo, todavfa mas preferiblemente al menos aproximadamente 6 50 metros por segundo y lo mas preferiblemente en el intervalo de 8 a 20 metros por segundo. Como se usa en la presente memoria, el termino “velocidad superficial de entrada” denota el caudal volumetrico promediado en tiempo de la corriente de alimentacion fuera de la abertura de alimentacion dividido entre el area de la abertura de alimentacion. Preferiblemente, se introduce al menos aproximadamente un 50 % en peso de la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28) a una velocidad superficial de entrada elevada. Lo mas preferiblemente, se 55 introduce sustancialmente toda la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28) a una velocidad superficial de entrada elevada.

Haciendo referencia ahora a las FIG. 6 y 7, se ilustra un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion (28). En esta realizacion, se introduce la corriente de

alimentacion en la zona de reaccion (28) a cuatro diferentes elevaciones. Cada elevacion esta equipada con un sistema de distribucion de alimentacion respectivo (76a,b,c,d). Cada sistema de distribucion de alimentacion (76) incluye un conducto de alimentacion principal (78) y un colector (80). Cada colector (80) esta dotado de al menos dos salidas (82,84) acopladas con los conductos de insercion respectivos (86,88), que se extienden por la zona de 5 reaccion (28) de la carcasa de recipiente (22). Cada conducto de insercion (86,88) presenta una abertura de alimentacion respectiva (87,89) para descargar la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28). Las aberturas de alimentacion (87,89) tienen preferiblemente diametros sustancialmente similares de menos de aproximadamente 7 centfmetros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,25 a aproximadamente 5 centfmetros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,4 a 2 centfmetros. Se prefiere que las aberturas de 10 alimentacion (87,89) de cada sistema de distribucion de alimentacion (76a,b,c,d) esten diametralmente opuestas para introducir la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28) en direcciones opuestas. Ademas, se prefiere que las aberturas de alimentacion diametralmente opuestas (86,88) de los sistemas de distribucion de alimentacion adyacentes (76) esten orientadas a 90 ° de rotacion entre sr En el funcionamiento, se carga la corriente de alimentacion en fase lfquida con el conducto de alimentacion principal (78) y subsiguientemente entra en el colector 15 (80). El colector (80) distribuye la corriente de alimentacion uniformemente para la introduccion simultanea en lados opuestos del reactor (20) a traves de las aberturas de alimentacion (87,89).

La FIG. 8 ilustra una configuracion alternativa donde cada sistema de distribucion de alimentacion (76) esta equipado con tubos de bayoneta (90,92) en lugar de conductos de insercion (86,88) (mostrado en la FIG. 7). Los 20 tubos de bayoneta (90,92) sobresalen dentro de la zona de reaccion (28) e incluyen una pluralidad de aberturas de alimentacion pequenas (94,96) para descargar la alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion (28). Se prefiere que las aberturas de alimentacion pequenas (94,96) de tubos de bayoneta (90,92) tengan sustancialmente los mismos diametros de menos de aproximadamente 50 milfmetros, mas preferiblemente de aproximadamente 2 a aproximadamente 25 milfmetros y lo mas preferiblemente de 4 a 15 milfmetros.

25

Las FIG. 9-11 ilustran un sistema de distribucion de alimentacion alternativo (100). El sistema de distribucion de alimentacion (100) introduce la corriente de alimentacion en fase lfquida en una pluralidad de localizaciones espaciadas verticalmente y espaciadas lateralmente sin requerir multiples penetraciones de la pared lateral del reactor de oxidacion primaria (20). El sistema de introduccion de alimentacion (100) incluye generalmente un solo 30 conducto de entrada (102), una cabeza (104), una pluralidad de tubos de distribucion verticales (106), un mecanismo de apoyo lateral (108) y un mecanismo de apoyo vertical (110). El conducto de entrada (102) penetra en la pared lateral del cuerpo principal (46) de la carcasa de recipiente (22). El conducto de entrada (102) esta acoplado fluidamente con la cabeza (104). La cabeza (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 35 una pluralidad de aberturas de alimentacion espaciadas verticalmente (112a,b,c,d) para descargar la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28). El mecanismo de apoyo lateral (108) esta acoplado con cada tubo de distribucion (106) e inhibe el movimiento lateral relativo de los tubos de distribucion (106). El mecanismo de apoyo vertical (110) esta preferiblemente acoplado con el mecanismo de apoyo lateral (108) y con la parte superior del rociador de oxidante (34). El mecanismo de apoyo vertical (110) inhibe sustancialmente el movimiento vertical de los 40 tubos de distribucion (106) en la zona de reaccion (28). Se prefiere que las aberturas de alimentacion (112) tengan sustancialmente los mismos diametros de menos de aproximadamente 50 milfmetros, mas preferiblemente de aproximadamente 2 a aproximadamente 25 milfmetros y lo mas preferiblemente de 4 a 15 milfmetros. El espaciado vertical de las aberturas de alimentacion (112) del sistema de distribucion de alimentacion (100) ilustrado en las FIG. 9-11 puede ser sustancialmente el mismo que se describe anteriormente con referencia al sistema de distribucion de 45 alimentacion de la FIG. 1. Opcionalmente, las aberturas de alimentacion pueden ser boquillas alargadas en lugar de simples orificios. Opcionalmente, pueden encontrarse uno o mas aparatos de deflexion fuera del conducto de flujo y en la ruta de los fluidos que salen del mismo al medio de reaccion. Opcionalmente, puede dimensionarse una abertura cerca de la parte inferior de un conducto de flujo para purgar los solidos de dentro de un sistema de distribucion de alimentacion en fase lfquida, continua o intermitentemente. Opcionalmente, pueden usarse 50 dispositivos mecanicos tales como ensamblajes de charnela, valvulas de retencion, valvulas de exceso de flujo, valvulas motorizadas y similares para evitar el acceso de solidos durante problemas operativos o para descargar los solidos acumulados del sistema de distribucion de alimentacion en fase lfquida.

Se ha descubierto que los patrones de flujo del medio de reaccion en muchos reactores de columna de burbujas 55 pueden permitir una distribucion azimutal desigual del compuesto aromatico en el medio de reaccion, especialmente cuando se introduce el compuesto aromatico principalmente a lo largo de un lado del medio de reaccion. Como se usa en la presente memoria, el termino “azimutal” denotara un angulo o espaciado alrededor del eje vertical de alargamiento de la zona de reaccion. Como se usa en la presente memoria, “vertical” significara dentro de 45 ° de la vertical. En una realizacion, la corriente de alimentacion que contiene el compuesto aromatico (p.ej., para-xileno) se

introduce en la zona de reaccion a traves de una pluralidad de aberturas de alimentacion espaciadas azimutalmente. Estas aberturas de alimentacion especiadas azimutalmente pueden ayudar a evitar regiones de concentraciones de compuesto aromatico excesivamente altas y excesivamente bajas en el medio de reaccion. Los diversos sistemas de introduccion de alimentacion ilustrados en las FIG. 6-11 son ejemplos de sistemas que proporcionan un espaciado 5 azimutal apropiado de las aberturas de alimentacion.

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 7, para cuantificar la introduccion espaciada azimutalmente de la corriente de alimentacion en fase lfquida en el medio de reaccion, el medio de reaccion puede repartirse teoricamente en cuatro cuadrantes azimutales verticales "Qi, Q2, Q3, Q4" de aproximadamente igual volumen. Estos cuadrantes 10 azimutales "Qi, Q2, Q3, Q4" se definen por un par de planos verticales perpendiculares intersecantes imaginarios "Pi, P2" que se extienden mas alla de la dimension vertical maxima y la dimension radial maxima del medio de reaccion. Cuando el medio de reaccion esta contenido en un recipiente cilmdrico, la lmea de interseccion de los planos verticales intersecantes imaginarios Pi, P2 sera aproximadamente coincidente con la lmea central vertical del cilindro, y cada cuadrante azimutal Qi, Q2, Q3, Q4 sera generalmente un volumen vertical en forma de cuna que tiene 15 una altura igual a la altura del medio de reaccion. Se prefiere descargar una porcion sustancial del compuesto aromatico en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion localizadas en al menos dos cuadrantes azimutales diferentes.

En una realizacion preferida de la presente invencion, se descarga no mas de aproximadamente un 80 % en peso 20 del compuesto aromatico en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden estar localizadas en un solo cuadrante azimutal. Mas preferiblemente, se descarga no mas de aproximadamente un 60 % en peso del compuesto aromatico en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden estar localizadas en un solo cuadrante azimutal. Lo mas preferiblemente, se descarga no mas de un 40 % en peso del compuesto aromatico en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden estar localizadas 25 en un solo cuadrante azimutal. Estos parametros para la distribucion azimutal del compuesto aromatico se miden cuando los cuadrantes azimutales se orientan azimutalmente, de tal modo que se descargue la cantidad maxima posible de compuesto aromatico en uno de los cuadrantes azimutales. Por ejemplo, si se descarga toda la corriente de alimentacion en el medio de reaccion a traves de dos aberturas de alimentacion que estan espaciadas azimutalmente entre sf en 89 °, con fines de determinar la distribucion azimutal en cuatro cuadrantes azimutales, se 30 descarga el 100 % en peso de la corriente de alimentacion en el medio de reaccion en un solo cuadrante azimutal, porque los cuadrantes azimutales pueden orientarse azimutalmente de tal manera que ambas aberturas de alimentacion esten localizadas en un solo cuadrante azimutal.

Ademas de las ventajas asociadas al espaciado azimutal apropiado de las aberturas de alimentacion, se ha 35 descubierto tambien que el espaciado radial apropiado de las aberturas de alimentacion en un reactor de columna de burbujas puede ser tambien importante. Se prefiere descargar una porcion sustancial del compuesto aromatico introducido en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que esten radialmente espaciadas hacia adentro de la pared lateral del recipiente. Por tanto, en una realizacion de la presente invencion, entra una porcion sustancial del compuesto aromatico en la zona de reaccion a traves de aberturas de alimentacion localizadas en una 40 “zona de alimentacion radial preferida” que esta espaciada hacia dentro de las paredes laterales verticales que definen la zona de reaccion.

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 7, la zona de alimentacion radial preferida “FZ” puede tomar la forma de un cilindro vertical teorico centrado en la zona de reaccion (28) y que tiene un diametro externo "Do" de 0,9D, donde "D" 45 es el diametro de la zona de reaccion (28). Por tanto, se define una corona circular externa “OA” que tiene un grosor de 0,05D entre la zona de alimentacion radial FZ preferida y el interior de la pared lateral que define la zona de reaccion (28). Se prefiere introducir poco o nada del compuesto aromatico en la zona de reaccion (28) a traves de aberturas localizadas en esta corona circular externa OA.

50 En otra realizacion, se prefiere introducir poco o nada del compuesto aromatico en el centro de la zona de reaccion (28). Por tanto, como se ilustra en la FIG. 8, la zona de alimentacion radial preferida FZ puede tomar la forma de una corona circular 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. Por tanto, en esta realizacion, se “recorta” un cilindro interno IC que tiene un diametro de 0,2D del centro de la zona de alimentacion radial preferida FZ. Se prefiere introducir poco o nada de 55 compuesto aromatico en la zona de reaccion (28) a traves de las aberturas de alimentacion localizadas en este cilindro interno IC.

En una realizacion preferida, se introduce una porcion sustancial del compuesto aromatico en el medio de reaccion (36) a traves de 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 preferiblemente, se descarga al menos aproximadamente un 25 % en peso del compuesto aromatico en el medio de reaccion (36) a traves de aberturas de alimentacion localizadas en la zona de alimentacion radial preferida. Todavfa mas preferiblemente, se descarga al menos aproximadamente un 50 % en peso del 5 compuesto aromatico en el medio de reaccion (36) a traves de aberturas de alimentacion localizadas en la zona de alimentacion radial preferida. Lo mas preferiblemente, se descarga al menos un 75 % en peso del compuesto aromatico en el medio de reaccion (36) a traves de aberturas de alimentacion localizadas en la zona de alimentacion radial preferida

10 Aunque los cuadrantes azimutales teoricos y zona de alimentacion radial preferida teorica ilustrados en las FIG. 7y 8 se describen con referencia a la distribucion de la corriente de alimentacion en fase lfquida, se ha descubierto que la distribucion azimutal y radial apropiada de la corriente de oxidante en fase gaseosa puede proporcionar tambien ciertas ventajas. Por tanto, en una realizacion de la presente invencion, la descripcion de la distribucion azimutal y radial de la corriente de alimentacion en fase lfquida proporcionada anteriormente se aplica tambien a la manera en 15 que se introduce la corriente de oxidante en fase gaseosa en el medio de reaccion (36).

Haciendo referencia ahora a las FIG. 12 y 13, se ilustra un reactor de oxidacion de columna de burbujas alternativo (200) que tiene una configuracion de reactor en reactor. El reactor de oxidacion (200) incluye un reactor externo (202) y un reactor interno (204), estando el reactor interno (204) al menos parcialmente dispuesto en el reactor 20 externo (202). En una realizacion preferida, ambos reactores externo e interno (202) y (204) son reactores de columna de burbujas. Preferiblemente, el reactor externo 202 incluye un recipiente de reaccion externo (206) y un rociador de oxidante externo (208), mientras que el reactor interno (204) incluye un recipiente de reaccion interno (210) y un rociador de oxidante interno (212).

25 Aunque las FIG. 12 y 13 ilustran el recipiente de reaccion interno (210) como dispuesto totalmente en el recipiente de reaccion externo (206), es posible que el recipiente de reaccion interno (210) este solo parcialmente dispuesto en el recipiente de reaccion externo (206). Sin embargo, se prefiere que al menos aproximadamente un 50, 90, 95 o 100 % de la altura del recipiente de reaccion interno (210) este localizado en el recipiente de reaccion externo (206). Ademas, se prefiere que una porcion de cada recipiente de reaccion este elevada por encima de una porcion del otro 30 recipiente de reaccion en al menos aproximadamente 0,01, 0,2, 1 o 2 veces el diametro maximo del recipiente de reaccion externo.

En una realizacion preferida, los recipientes de reaccion externo e interno (206) y (210) incluyen cada uno una pared lateral vertical que tiene una configuracion generalmente cilmdrica. Preferiblemente, las paredes laterales verticales 35 de los recipientes de reaccion externo e interno (206) y (210) son sustancialmente concentricas y definen una corona circular entre ellas. El recipiente de reaccion interno (210) esta apoyado verticalmente en el recipiente de reaccion interno (206), preferiblemente sobre todo por apoyos verticales entre las porciones inferiores de los recipientes respectivos. Ademas, el recipiente de reaccion interno (210) puede estar apoyado por el recipiente de reaccion externo (206) mediante una pluralidad de miembros de apoyo laterales (214) que se extienden entre la pared lateral 40 vertical de los recipientes de reaccion externo e interno (206) y (210). Preferiblemente, dichos miembros de apoyo laterales (214) tienen una configuracion de no incrustacion con una superficie plana orientada hacia arriba minima, como se define anteriormente.

Aunque se prefiere que la pared lateral vertical del recipiente de reaccion interno (210) sea sustancialmente 45 cilmdrica, es posible que ciertas porciones de la pared lateral vertical del recipiente de reaccion interno (210) sean concavas con respecto a una porcion adyacente de la segunda zona de reaccion (218). Preferiblemente, cualquier porcion de la pared lateral vertical del recipiente de reaccion interno (210) que sea concava con respecto a una porcion adyacente de la segunda zona de reaccion (218) da cuenta de menos de aproximadamente un 25, 10, 5 o 0,1 % del area superficial total de la pared lateral vertical del recipiente de reaccion interno (210). Preferiblemente, la 50 relacion de altura maxima de la pared lateral vertical del recipiente de reaccion interno (210) a altura maxima de la pared lateral vertical del recipiente de reaccion externo (206) esta en el intervalo de aproximadamente 0,1:1 a aproximadamente 0,9:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,2:1 a aproximadamente 0,8:1, y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,3:1 a 0,7:1.

55 El recipiente de reaccion externo (206) define en el mismo una primera zona de reaccion (216), mientras que el recipiente de reaccion interno (210) define en el mismo una segunda zona de reaccion (218). Preferiblemente, los recipientes de reaccion externo e interno (206) y (210) se alinean verticalmente de tal modo que el centroide volumetrico de la segunda zona de reaccion (218) este desplazado horizontalmente del centroide volumetrico de la primera zona de reaccion (216) en menos de aproximadamente 0,4, 0,2, 0,1 o 0,01 veces el diametro horizontal

maximo de la primera zona de reaccion (216). Preferiblemente, la relacion de area de seccion transversal horizontal maxima de la primera zona de reaccion (216) a la segunda zona de reaccion (218) esta en el intervalo de aproximadamente 0,01:1 a aproximadamente 0,75:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,03:1 a aproximadamente 0,5:1, y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,05:1 a 0,3:1. Preferiblemente, la 5 relacion de area de seccion transversal horizontal de la segunda zona de reaccion (218) a area de seccion transversal horizontal de la corona circular definida entre los recipientes de reaccion externo e interno (206) y (210) es de al menos aproximadamente 0,02:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,05:1 a aproximadamente 2:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,1:1 a aproximadamente 1:1, donde el area de seccion transversal se mide a % de altura, A altura y/o % de altura de la segunda zona de reaccion 10 (218). Preferiblemente, al menos aproximadamente un 50, 70, 90 o 100 % del volumen de la segunda zona de reaccion (218) esta localizado en el recipiente de reaccion externo (206). Preferiblemente, la relacion de volumen de la primera zona de reaccion (216) a volumen de la segunda zona de reaccion (218) esta en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 100:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4:1 a aproximadamente 50:1, y lo mas preferiblemente en el intervalo de 8:1 a 30:1. Preferiblemente, la primera zona de 15 reaccion (216) tiene una relacion de altura vertical maxima a diametro horizontal maximo en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 30:1, mas preferiblemente de aproximadamente 6:1 a aproximadamente 20:1, y lo mas preferiblemente en el intervalo de 9:1 a 15:1. Preferiblemente, la segunda zona de reaccion (218) tiene una relacion de altura vertical maxima a diametro horizontal maximo en el intervalo de aproximadamente 0,3:1 a aproximadamente 100:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1:1a aproximadamente 50:1, y 20 lo mas preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 30:1. Preferiblemente, el diametro horizontal maximo de la segunda zona de reaccion (218) esta en el intervalo de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 5 metros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 4 metros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1a 3 metros. Preferiblemente, la altura vertical maxima de la segunda zona de reaccion (218) esta en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 100 metros, mas preferiblemente en el intervalo de 25 aproximadamente 3 a aproximadamente 50 metros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 10 a 30 metros. Preferiblemente, la relacion de diametro horizontal maximo de la segunda zona de reaccion (218) a diametro horizontal maximo de la primera zona de reaccion (216) esta en el intervalo de aproximadamente 0,05:1 a aproximadamente 0,8:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,1:1 a aproximadamente 0,6:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,2:1 a 0,5:1. Preferiblemente, la relacion de altura vertical maxima de la 30 segunda zona de reaccion (218) a altura vertical maxima de la primera zona de reaccion (216) esta en el intervalo de aproximadamente 0,03:1 a aproximadamente 1:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,1:1 a aproximadamente 0,9:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,3:1 a 0,8:1. Cualquier parametro (p.ej., altura, anchura, area, volumen, colocacion horizontal relativa y colocacion vertical relativa) especificado en la presente memoria para el recipiente de reaccion externo (206) y accesorios se considera que se aplica tambien a la primera

35 zona de reaccion (216) definida por el recipiente de reaccion externo (206), y viceversa. Ademas, cualquier

parametro especificado en la presente memoria para el recipiente de reaccion interno (210) y accesorios se considera que se aplica tambien a la segunda zona de reaccion (218) definida por el recipiente de reaccion interno (210), y viceversa.

40 Durante el funcionamiento del reactor de oxidacion (200), se somete en primer lugar un medio de reaccion multifasico (220) a oxidacion en una primera zona de reaccion (216) y se somete entonces a oxidacion en una segunda zona de reaccion (218). Por tanto, durante el funcionamiento normal, una primera porcion del medio de reaccion (220a) se localiza en la primera zona de reaccion (216), mientras que una segunda porcion del medio de reaccion (220b) se localiza en la segunda zona de reaccion (218). Despues de procesarse en la segunda zona de

45 reaccion (218), se extrae una fase en suspension (concretamente, fases lfquida y solida) del medio de reaccion

(220b) de la segunda zona de reaccion (218) y se descarga del reactor de oxidacion (200) a traves de la salida de suspension (222) para procesamiento posterior subsiguiente.

El reactor interno (204) comprende preferiblemente al menos una abertura de gas interna que permite descargar 50 oxfgeno molecular adicional en la segunda zona de reaccion (218). Preferiblemente, se define una pluralidad de aberturas de gas internas por el rociador de oxidante interno (212). Las divulgaciones de rociador de oxidante (34) de las FIG. 1-5 se aplican tambien al rociador de oxidante interno (212) para tamanos y configuraciones de conducto, dimensionamiento y configuracion de abertura, cafda de presion operativa y aclarado lfquido. Con gran diferencia, es preferible localizar el rociador de oxidante (212) relativamente mas alto para usar la porcion inferior del 55 recipiente de reaccion interno (210) como zona de desgasificacion. Por ejemplo, las realizaciones divulgadas en la presente memoria para la oxidacion de para-xileno para formar tPa proporcionan una tasa de reaccion espaciotemporal disminuida en gran medida cerca de la parte inferior de la segunda zona de reaccion (218), y esto mitiga los efectos de la desgasificacion sobre la formacion de impurezas. El recipiente de reaccion interno (210) tiene una altura maxima "Hi". Se prefiere que al menos aproximadamente un 50, 75, 95 o 100 % del area abierta total

definida por todas las aberturas de gas internas este espaciada al menos 0,05Hi, 0,1 Hi o 0,25Hi de la parte superior del recipiente de reaccion interno (210). Se prefiere tambien que al menos aproximadamente un 50, 75, 95 o 100 % del area abierta total definida por todas las aberturas de gas internas este espaciada menos de aproximadamente 0,5Hi, 0,25Hi o 0,1Hipor encima de la parte inferior del recipiente de reaccion interno (210). Preferiblemente, al 5 menos aproximadamente un 50, 75, 95 o 100 % del area abierta total definida por todas las aberturas de gas internas esta espaciada al menos aproximadamente 1, 5 o 10 metros de la parte superior del recipiente de reaccion interno (210) y al menos aproximadamente 0,5, 1 o 2 metros de la parte inferior del recipiente de reaccion interno (210). Se prefiere que al menos aproximadamente un 50, 75, 95 o 100 % del area abierta total definida por todas las aberturas de gas internas se comunique directamente con la segunda zona de reaccion (218) y no se comunique 10 directamente con la primera zona de reaccion (216). Como se usa en la presente memoria, “area abierta” denota el area superficial minima (plana o no plana) que bloqueana una abertura.

En general, la manera en que se introducen las corrientes de alimentacion, oxidante y reflujo en el reactor externo (202) y la manera en que funciona el reactor externo (202) son sustancialmente las mismas que las descritas 15 anteriormente con referencia al reactor de oxidacion primaria (20) de las FIG. 1-11. Sin embargo, es una diferencia entre el reactor externo (202) (FIG. 12 y 13) y el reactor de oxidacion primaria (20) (FIG. 1-11) que el reactor externo (202) no incluye una salida que permita descargar directamente la fase de suspension del medio de reaccion (220a) del recipiente de reaccion externo (206) para procesamiento posterior. En lugar de ello, el reactor de oxidacion (200) requiere que la fase en suspension del medio de reaccion (220a) pase primero a traves del reactor interno (204) 20 antes de descargarse del reactor de oxidacion (200). Como se menciona anteriormente, en la segunda zona de reaccion (218) del reactor interno (204), se somete el medio de reaccion (220b) a oxidacion adicional para ayudar a purificar las fases lfquida y/o solida del medio de reaccion (220b).

En un proceso donde se alimenta para-xileno a la zona de reaccion (216), la fase lfquida del medio de reaccion 25 (220a) que sale de la primera zona de reaccion (216) y entra en la segunda zonda de reaccion (218) contiene tipicamente al menos algo de acido para-toluico. Se prefiere que una porcion sustancial del acido para-toluico que entra en la segunda zona de reaccion (218) se oxide en la segunda zona de reaccion (218). Por tanto, se prefiere que la concentracion promediada en tiempo de acido para-toluico en la fase lfquida del medio de reaccion (220b) que sale de la segunda zona de reaccion (218) sea menor que la concentracion promediada en tiempo de acido 30 para-toluico en la fase lfquida del medio de reaccion (220a/b) que entra en la segunda zona de reaccion (218). Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de acido para-toluico en la fase lfquida del medio de reaccion (220b) que sale de la segunda zona de reaccion (218) es menor de aproximadamente un 50, 10 o 5 % de la concentracion promediada en tiempo de acido para-toluico en la fase lfquida del medio de reaccion (220a/b) que entra en la segunda zona de reaccion (218). Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de acido para- 35 toluico en la fase lfquida del medio de reaccion (220a/b) que entra en la segunda zona de reaccion (218) es al menos de aproximadamente 250 ppmp, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 500 a aproximadamente 6.000 ppmp y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1.000 a 4.000 ppmp. Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de acido para-toluico en la fase lfquida del medio de reaccion (220b) que sale de la segunda zona de reaccion (218) es menor de aproximadamente 1.000, 250 o 50 ppmp.

40

El recipiente de reaccion interno (210) esta equipado con al menos una abertura directa que permite al medio de reaccion (220a/b) pasar directamente entre la zona de reaccion (216) y la segunda zona de reaccion (218). Se prefiere que sustancialmente todas las aberturas directas en el recipiente de reaccion interno (210) esten localizadas cerca de la parte superior del recipiente de reaccion interno (210). Preferiblemente, al menos aproximadamente un 45 50, 75, 90 o 100 % del area abierta total definida por todas las aberturas directas esta espaciada menos de aproximadamente 0,5Hi, 0,25Hi o 0,1 Hi de la parte superior del recipiente de reaccion interno (210). Preferiblemente, menos de aproximadamente un 50, 25, 10 o 1 % del area abierta total definida por las aberturas directas en el recipiente de reaccion interno (210) esta espaciada mas de aproximadamente 0,5Hi, 0,25Hi o 0,1Hide la parte superior del recipiente de reaccion interno (210). Lo mas preferiblemente, la abertura directa definida por el 50 recipiente de reaccion interno (210) es una unica abertura superior (224) localizada en el extremo superior del recipiente de reaccion interno (210). La relacion de area abierta de la abertura superior (224) a area de seccion transversal horizontal maxima de la segunda zona de reaccion (218) es preferiblemente de al menos aproximadamente 0,1:1, 0,2:1 o 0,5:1.

55 Durante el funcionamiento normal del reactor de oxidacion (200), el medio de reaccion (220) pasa de la primera zona de reaccion (216) a traves de la abertura o aberturas directas (p.ej., abertura superior (224)) al recipiente de reaccion interno (210) y a la segunda zona de reaccion (218). En la segunda zona de reaccion (218), la fase en suspension del medio de reaccion (220b) transita en direccion generalmente descendente a traves de la segunda zona de reaccion (218), mientras que la fase gaseosa del medio de reaccion (220b) transita en direccion generalmente

ascendente. Preferiblemente, el recipiente de reaccion interno (210) define al menos una abertura de descarga que permite que la fase en suspension salga de la segunda zona de reaccion (218). La fase en suspension que sale de la abertura de descarga del recipiente de reaccion interno (210) sale entonces del reactor de oxidacion (200) a traves de la salida de suspension (222). Preferiblemente, la abertura de descarga esta localizada en o cerca de la parte 5 inferior del recipiente de reaccion interno (210). Preferiblemente, al menos aproximadamente un 50, 75, 90 o 100 % del area abierta total definida por todas las aberturas de descarga en el recipiente de reaccion interno (210) esta localizada dentro de aproximadamente 0,5Hi, 0,25Hi o 0,1 Hi de la parte inferior del recipiente de reaccion interno (210).

10 Como el medio de reaccion (220b) se procesa en la segunda zona de reaccion (218) del reactor interno (204), se prefiere que la retencion de gas del medio de reaccion (220b) disminuya a medida que la fase en suspension del medio de reaccion (220b) fluye descendentemente a traves de la segunda zona de reaccion (218). Preferiblemente, la relacion de retencion de gas promediada en tiempo de medio de reaccion (220a/b) que entra en la segunda zona de reaccion (218) a medio de reaccion (220b) que sale de la segunda zona de reaccion (218) es de al menos 15 aproximadamente 2:1, 10:1 o 25:1. Preferiblemente, la retencion de gas promediada en tiempo de medio de reaccion (220a/b) que entra en la segunda zona de reaccion (218) esta en el intervalo de aproximadamente 0,4 a aproximadamente 0,9, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 0,8, y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,55 a 0,7. Preferiblemente, la retencion de gas promediada en tiempo de medio de reaccion (220b) que sale de la segunda zona de reaccion (218) es menor de aproximadamente 0,1, 0,05, o 20 0,02. Preferiblemente, la relacion de retencion de gas promediada en tiempo de medio de reaccion (220a) en la primera zona de reaccion (216) a medio de reaccion (220b) en la segunda zona de reaccion (218) es mayor de aproximadamente 1:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1,25:1 a aproximadamente 5:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1,5:1 a 4:1, donde los valores de retencion de gas se miden a cualquier altura de la primera y segunda zonas de reaccion (216) y (218), a cualquier correspondiente altura de la primera y segunda 25 zonas de reaccion (216) y (218), a % de altura de la primera y/o segunda zonas de reaccion (216) y (218), a A altura de la primera y/o segunda zonas de reaccion (216) y (218), a % de altura de la primera y/o segunda zonas de reaccion (216) y (218) y/o son valores promedio de todas las alturas de la primera y/o segunda zonas de reaccion (216) y (218). Preferiblemente, la retencion de gas promediada en tiempo de la porcion de medio de reaccion (220a) en la primera zona de reaccion (216) esta en el intervalo de aproximadamente 0,4 a aproximadamente 0,9, mas 30 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 0,8 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,55 a 0,70, donde la retencion de gas se mide a cualquier altura de la primera zona de reaccion (216), a % de altura de la primera zona de reaccion (216), a A altura de la primera zona de reaccion (216), a % de altura de la primera zona de reaccion (216) y/o es un promedio de todas las alturas de la primera zona de reaccion (216). Preferiblemente, la retencion de gas promediada en tiempo de la porcion del medio de reaccion (220b) en la 35 segunda zona de reaccion (218) esta en el intervalo de aproximadamente 0,01 a aproximadamente 0,6, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,03 a aproximadamente 0,3, y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,08 a 0,2, donde la retencion de gas se mide a cualquier altura de la segunda zona de reaccion (218), a % de altura de la segunda zona de reaccion (218), a A altura de la segunda zona de reaccion (218), a % de altura de la segunda zona de reaccion (218) y/o es un promedio de todas las alturas de la segunda zona de reaccion (218).

40

La temperatura del medio de reaccion (220) es preferiblemente aproximadamente la misma en la primera y segunda zonas de reaccion (216) y (218). Preferiblemente, dicha temperatura esta en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200 °C, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180 °C y lo mas preferiblemente en el intervalo de 150 a 170 °C. Sin embargo, se forman preferiblemente diferencias de 45 temperatura en la primera zona de reaccion (216) que son las mismas que se divulgan en la presente memoria con referencia a la FIG. 28. Preferiblemente, existen tambien diferencias de temperatura de las mismas magnitudes en la segunda zona de reaccion (218) y tambien entre la primera zona de reaccion (216) y la segunda zona de reaccion (218). Estos gradientes de temperatura adicionales se relacionan con la reaccion qmmica que aparece en la segunda zona de reaccion (218), la introduccion de oxidante adicional en la segunda zona de reaccion (218) y las 50 presiones estaticas existentes en la segunda zona de reaccion (218) en comparacion con aquellas en la primera zona de reaccion (216). Como se divulga anteriormente, la retencion de burbujas es preferiblemente mayor en la primera zona de reaccion (216) que en la segunda zona de reaccion (218). Por tanto, a elevaciones menores de la abertura superior (224), la presion estatica en la zona de reaccion 216 es mayor que en la segunda zona de reaccion (218). La magnitud de esta diferencia de presion depende de la magnitud de la densidad del lfquido o suspension y 55 de la diferencia en la retencion de burbujas entre las dos zonas de reaccion. La magnitud de esta diferencia de presion aumenta a elevaciones muy por debajo de la abertura superior (224).

En una realizacion, se introduce directamente una porcion del compuesto aromatico (p.ej., para-xileno) alimentado al reactor de oxidacion (200) en la segunda zona de reaccion (218) del reactor interno (204). Sin embargo, se prefiere

introducir al menos aproximadamente un 90, 95, 99 o 100 % en moles del compuesto aromatico total alimentado al reactor de oxidacion (200) en la primera zona de reaccion (216) (en lugar de la segunda zona de reaccion (218)). Preferiblemente, la relacion molar de cantidad de compuesto aromatico introducida en la primera zona de reaccion (216) a cantidad de compuesto aromatico introducida en la segunda zona de reaccion (218) es de al menos 5 aproximadamente 2:1, 4:1 o 8:1.

Aunque las FIG. 12 y 13 representan una configuracion donde se introduce una porcion del oxfgeno molecular total alimentado al reactor de oxidacion (200) en la segunda zona de reaccion (218) del reactor interno (204) a traves del rociador de oxidante interno (212), se prefiere introducir la mayona del oxfgeno molecular total alimentado al reactor 10 de oxidacion (200) en la primera zona de reaccion (216), introduciendo el resto en la segunda zona de reaccion (218). Preferiblemente, al menos aproximadamente un 70, 90, 95 o 98 % en moles del oxfgeno molecular total alimentado al reactor de oxidacion (200) se introduce en la primera zona de reaccion (216). Preferiblemente, la relacion molar de cantidad de oxfgeno molecular introducida en la primera zona de reaccion (216) a cantidad de oxfgeno molecular introducida en la segunda zona de reaccion (218) es de al menos aproximadamente 2:1, mas 15 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4:1 a aproximadamente 200:1, lo mas preferiblemente en el intervalo de 10:1 a 100:1. Aunque es posible alimentar directamente algo del disolvente y/o compuesto aromatico (p.ej., para-xileno) a la segunda zona de reaccion (218), se prefiere alimentar directamente a la segunda zona de reaccion (218) menos de aproximadamente un 10, 5 o 1 % en peso de la cantidad total de disolvente y/o compuesto aromatico alimentado al reactor de oxidacion (200).

20

El volumen, tiempo de residencia y tasa espaciotemporal del medio (220a) en la primera zona de reaccion (216) del recipiente de reaccion externo (206) preferiblemente son sustancialmente mayores que el volumen, tiempo de residencia y tasa espaciotemporal del medio de reaccion (220b) en la segunda zona de reaccion (218) del recipiente de reaccion interno (210). Por lo tanto, la mayona del compuesto aromatico (p.ej., para-xileno) alimentado al reactor 25 de oxidacion (200) se oxida preferiblemente en la primera zona de reaccion (216). Preferiblemente, al menos aproximadamente un 80, 90 o 95 % en peso de todo el compuesto aromatico que se oxida en el reactor de oxidacion (200) se oxida en la primera zona de reaccion (216). Se prefiere que la velocidad superficial de gas promediada en tiempo del medio de reaccion (220a) en la primera zona de reaccion (216) sea de al menos aproximadamente 0,2, 0,4, 0,8 o 1 metros por segundo, donde la velocidad superficial de gas se mide a cualquier altura de la primera zona 30 de reaccion (216), a % de altura de la primera zona de reaccion (216), a A de altura de la primera zona de reaccion (216), a % de altura de la primera zona de reaccion (216) y/o es un promedio de todas las alturas de la primera zona de reaccion (216).

Aunque el medio de reaccion (220b) en la segunda zona de reaccion (218) puede tener la misma velocidad 35 superficial de gas que el medio de reaccion (220a) en la primera zona de reaccion (216), se prefiere que la velocidad superficial de gas promediada en tiempo del medio de reaccion (220b) en la segunda zona de reaccion (218) sea menor que la velocidad superficial de gas promediada en tiempo y promediada en volumen del medio de reaccion (220b) en la segunda zona de reaccion (218). Esta velocidad superficial de gas reducida en la segunda zona de reaccion (218) se hace posible, por ejemplo, por la demanda reducida de oxfgeno molecular en la segunda zona de 40 reaccion (218) en comparacion con la primera zona de reaccion (216). Preferiblemente, la relacion de velocidad superficial de gas promediada en tiempo del medio de reaccion (220a) en la primera zona de reaccion (216) a medio de reaccion (220b) en la segunda zona de reaccion (218) es de al menos aproximadamente 1,25:1, 2:1 o 5:1, donde las velocidades superficiales de gas se miden a cualquier altura de la primera y segunda zonas de reaccion (216) y (218), a cualquier correspondiente altura de la primera y segunda zonas de reaccion (216) y (218), a % de altura de 45 la primera y/o segunda zonas de reaccion (216) y (218), a A altura de la primera y/o segunda zonas de reaccion (216) y (218), a % de altura de la primera y/o segunda zonas de reaccion (216) y (218) y/o son valores promedio de todas las alturas de la primera y/o segunda zonas de reaccion (216) y (218). Preferiblemente, la velocidad superficial de gas promediada en tiempo y promediada en volumen del medio de reaccion (220b) en la segunda zona de reaccion (218) es menor de aproximadamente 0,2, 0,1 o 0,06 metros por segundo, donde la velocidad superficial de 50 gas se mide a cualquier altura de la segunda zona de reaccion (218), a % de altura de la segunda zona de reaccion (218), a A altura de la segunda zona de reaccion (218), a % de altura de la segunda zona de reaccion (218) y/o es un promedio de todas las alturas de la segunda zona de reaccion (218). Con estas velocidades superficiales de gas menores, puede hacerse que el flujo descendente de la fase en suspension del medio de reaccion (220b) en la segunda zona de reaccion (218) se mueva direccionalmente hacia el flujo de piston. Por ejemplo, durante la 55 oxidacion de para-xileno para formar TPA, el gradiente vertical relativo de concentracion en fase lfquida de acido para-toluico puede ser mucho mayor en la segunda zona de reaccion (218) que en la primera zona de reaccion (216). Esto es a pesar de que la segunda zona de reaccion (218) es una columna de burbujas que tiene mezclado axial de las composiciones lfquida y en suspension. La velocidad superficial promediada en tiempo de la fase en suspension (solido + lfquido) y de la fase lfquida del medio de reaccion (220b) en la segunda zona de reaccion (218)

son preferiblemente menores de aproximadamente 0,2, 0,1 o 0,06 metros por segundo, donde la velocidad superficial se mide a cualquier altura de la segunda zona de reaccion 218, a % de altura de la segunda zona de reaccion (218), a A altura de la segunda zona de reaccion (218), a % de altura de la segunda zona de reaccion (218) y/o es un promedio de todas las alturas de la segunda zona de reaccion (218).

5

En una realizacion, el reactor de oxidacion (200) funciona de una manera que permite la sedimentacion de solidos en el reactor interno (204). Si se desea sedimentacion de solidos, se prefiere que la velocidad superficial de gas promediada en tiempo y promediada en volumen del medio de reaccion (220b) en la segunda zona de reaccion (218) sea menor de aproximadamente 0,05, 0,03 o 0,01 metros por segundo. Ademas, si se desea sedimentacion de 10 solidos, se prefiere que la velocidad superficial promediada en tiempo y promediada en volumen de las fases en suspension y lfquida del medio de reaccion (220b) en la segunda zona de reaccion (218) sea menor de aproximadamente 0,01, 0,005 o 0,001 metros por segundo.

Aunque es posible recircular de vuelta directamente a la zona de reaccion (216) parte de la fase en suspension que 15 sale del reactor interno (204) sin procesamiento adicional posterior, se prefiere minimizar la recirculacion directa del medio de reaccion (220b) de las elevaciones menores de la segunda zona de reaccion (218) a la primera zona de reaccion (216). Preferiblemente, la masa de medio de reaccion (220b) (fases solida, lfquida y gaseosa) que sale del 25 % inferior del volumen de la segunda zona de reaccion (218) y se recircula de vuelta directamente a la primera zona de reaccion (216) sin procesamiento adicional posterior es menor de 10, 1 o 0,1 veces la masa (fases solida, 20 lfquida y gaseosa) de medio de reaccion (220b) que sale de la segunda zona de reaccion (218) y despues de ello se somete a procesamiento posterior. Preferiblemente, la masa de medio de reaccion (220b) que sale del 50 % inferior del volumen de la segunda zona de reaccion (218) y se recircula de vuelta directamente a la primera zona de reaccion (216) sin procesamiento adicional posterior es menor de 20, 2 o 0,2 veces la masa de medio de reaccion (220b) que sale de la segunda zona de reaccion (218) y despues de ello se somete a procesamiento posterior. 25 Preferiblemente, menos de aproximadamente un 50, 75 o 90 % en peso de la fase lfquida de medio de reaccion (220b) que sale de la segunda zona de reaccion (218) a traves de las aberturas en el 90, 60, 50 o 5 % inferior del volumen de la segunda zona de reaccion (218) se introduce en la primera zona de reaccion (216) al cabo de 60, 20, 5 o 1 minutos despues de salir de la segunda zona de reaccion (218). Preferiblemente, la fase lfquida del medio de reaccion (220b) localizada en la segunda zona de reaccion (218) tiene un tiempo de residencia promediado en masa 30 en la segunda zona de reaccion (218) de al menos aproximadamente 1 minuto, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 60 minutos y lo mas preferiblemente en el intervalo de 5 a 30 minutos. Preferiblemente, menos de aproximadamente un 50, 75 o 90 % en peso de la fase lfquida del medio de reaccion (220a/b) introducido en la segunda zona de reaccion (218) entra en la segunda zona de reaccion (218) en el 90, 60 o 30 % inferior del volumen de la segunda zona de reaccion (218). Preferiblemente, menos de aproximadamente un 35 50, 75 o 90 % en peso de la fase lfquida total del medio de reaccion (220a/b) introducido como corriente de alimentacion en fase lfquida en la primera zona de reaccion (216) entra en la primera zona de reaccion (216) al cabo de 60, 20, 5 o 1 minutos despues de extraerse de la segunda zona de reaccion (218) a traves de la salida de suspension (222). Preferiblemente, al menos aproximadamente un 75, 90, 95 o 99 % en peso de la fase lfquida del medio de reaccion (220b) extrafdo de la segunda zona de reaccion (218) sale de la segunda zona de reaccion (218) 40 a traves de las aberturas en el 90, 60, 30 o 5 % inferior del volumen de la segunda zona de reaccion (218).

El diseno de reactor en reactor del reactor de oxidacion (200) puede variar de muchos modos. Por ejemplo, el recipiente de reaccion interno (210) puede tener una mayor altura que el recipiente de reaccion externo (206) si el recipiente de reaccion interno (210) se extiende por debajo del extremo inferior del recipiente de reaccion externo 45 (206). Los recipientes de reaccion externos e internos (206) y (210) pueden ser cilmdricos, como se ilustra, o pueden tener otra forma. Los recipientes de reaccion externos e internos (206) y (210) no tienen que ser axisimetricos, axialmente verticales ni concentricos. La fase gaseosa que sale del reactor interno (204) puede encauzarse fuera del reactor de oxidacion (200) sin entremezclarse con el medio de reaccion (220a) en la primera zona de reaccion (216). Sin embargo, por seguridad antiincendios, es deseable limitar los volumenes de bolsas de gas atrapado a menos de 50 aproximadamente 10, 2 o 1 metros cubicos. Ademas, la fase en suspension que sale del reactor interno (204) no tiene que salir a traves de una sola abertura de suspension en la parte inferior del recipiente de reaccion interno (210). La fase en suspension puede salir del reactor de oxidacion (200) a traves de una abertura lateral en una pared lateral a presion del reactor externo (202).

55 Haciendo referencia ahora a la FIG. 14, se ilustra un reactor de oxidacion (300) que tiene una configuracion de reactor en reactor y de diametro escalonado. El reactor de oxidacion primaria (300) comprende un reactor externo (302) y un reactor interno (304). El reactor externo (302) incluye un recipiente de reaccion externo (306) que tiene una seccion inferior ancha (306a) y una seccion superior estrecha (306b). Preferiblemente, el diametro de la seccion superior estrecha (306b) es menor que el diametro de la seccion inferior ancha (306a). Con la excepcion de la

configuracion de diametro escalonado del recipiente de reaccion externo, el reactor de oxidacion (300) de la FIG. 14 se configura y funciona sustancialmente de la misma manera que el reactor de oxidacion (200) de las FIG. 12 y 13, descrito anteriormente.

5 Haciendo referencia ahora a la FIG. 15, se ilustra un sistema reactor (400) que comprende un reactor de oxidacion primaria (402) y un reactor de oxidacion secundaria (404). El reactor de oxidacion primaria (402) se configura y funciona sustancialmente de la misma manera que el reactor externo (202) de las FIG. 12 y 13. El reactor de oxidacion secundaria (404) se configura y funciona preferiblemente sustancialmente de la misma manera que el reactor interno (204) de las FIG. 12 y 13. Sin embargo, la diferencia principal entre el sistema reactor (400) de la FIG. 10 15 y el reactor de oxidacion (200) de las FIG. 12 y 13 es que el reactor de oxidacion secundaria (404) del sistema reactor (400) esta localizado fuera del reactor de oxidacion primaria (402). En el sistema de reaccion (400) de la FIG. 15, se emplea un conducto de entrada (405) para transferir una porcion del medio de reaccion (420) del reactor de oxidacion primaria (402) al reactor de oxidacion secundaria (404). Ademas, se usa un conducto de salida (407) para transferir los gases de cabeza de la parte superior del reactor de oxidacion secundaria (404) al reactor de oxidacion 15 primaria (402).

Durante el funcionamiento normal del sistema de reaccion (400), el medio de reaccion multifasico (420) experimenta en primera lugar oxidacion en una zona de reaccion primaria (416) del reactor de oxidacion primaria (402). Se extrae entonces el medio de reaccion (420a) de la zona de reaccion primaria (416) y se transfiere a una zona de reaccion 20 secundaria (418) a traves del conducto (405). En la zona de reaccion secundaria (418), se someten las fases lfquida y/o solida del medio de reaccion (420b) a oxidacion adicional. Se prefiere extraer al menos aproximadamente un 50, 75, 95 o 99 % en peso de las fases lfquida y/o solida de la zona de reaccion primaria (416) para procesar en la zona de reaccion secundaria (416). Los gases de cabeza salen por una salida de gases superior del reactor de oxidacion secundaria (404) y se vuelven a transferir al reactor de oxidacion primaria (402) a traves del conducto (407). La fase 25 en suspension del medio de reaccion (420b) sale de una salida de suspension inferior (422) del reactor de oxidacion secundaria (404) y se somete despues de ello a procesamiento adicional mas posterior.

El conducto de entrada (405) puede enlazar con el reactor de oxidacion primaria (402) a cualquier altura. Aunque no se muestra en la FIG. 15, el medio de reaccion (420) puede bombearse mecanicamente a la zona de reaccion 30 secundaria (418) si se desea. Sin embargo, es mas preferible usar el desnivel (gravedad) para transferir el medio de reaccion (420) de la zona de reaccion primaria (416) a traves del conducto de entrada (405) y a la zona de reaccion secundaria (418). Por consiguiente, es preferible conectar el conducto de entrada (405) por un extremo con el 50, 30, 20 o 10 % superior de la altura y/o volumen total de la zona de reaccion primaria (416). Preferiblemente, se enlaza el otro extremo del conducto de entrada 405 con el 30, 20, 10 o 5 % superior de la altura y/o volumen total de 35 la zona de reaccion secundaria (418). Preferiblemente, el conducto de entrada (405) es horizontal y/o inclinado descendentemente desde el reactor de oxidacion primaria (402) hacia el reactor de oxidacion secundaria (404). El conducto de salida (407) puede enlazarse con cualquier elevacion del reactor de oxidacion secundaria (404), pero es preferible conectar el conducto de salida (407) con el reactor de oxidacion secundaria (404) por encima de la elevacion de enlazamiento del conducto de entrada (405). Mas preferiblemente, el conducto de salida (407) enlaza 40 con la parte superior del reactor de oxidacion secundaria (404). El conducto de salida (407) enlaza preferiblemente con el reactor de oxidacion primaria (402) por encima de la elevacion de enlazamiento del conducto de entrada (405). Mas preferiblemente, el conducto de salida (407) enlaza con el 30, 20, 10 o 5 % superior de la altura y/o volumen total de la zona de reaccion primaria (416). Preferiblemente, el conducto de salida (407) es horizontal y/o inclinado ascendentemente desde el reactor de oxidacion secundaria (404) hacia el reactor de oxidacion primaria 45 (402). Aunque no se muestra en la FIG. 15, el conducto de salida (407) puede enlazarse tambien directamente con el conducto de salida de gases que extrae el efluente gaseoso de la parte superior del reactor de oxidacion primaria (402). La extension superior de la zona de reaccion secundaria (416) puede estar por encima o por debajo de la extension superior de la zona de reaccion primaria (418). Mas preferiblemente, la extension superior de la zona de reaccion primaria (416) esta dentro de 10 metros por encima, 50 metros por debajo, 2 metros por debajo a 40 metros 50 por debajo o de 5 metros por debajo a 30 metros por debajo de la extension superior de la zona de reaccion secundaria (418). La salida de suspension inferior (422) puede salir de cualquier elevacion del reactor de oxidacion secundaria (404), pero es preferible que la salida de suspension inferior (422) este conectada con el reactor de oxidacion secundaria (404) por debajo de la elevacion de enlazamiento del conducto de entrada (405). El punto de enlazamiento de la salida de suspension inferior (422) esta mas preferiblemente ampliamente separado en elevacion 55 del punto de enlazamiento del conducto de entrada (405), con los dos enlazamientos separados por al menos aproximadamente un 50, 70, 90 o 95 % de la altura de la zona de reaccion secundaria (418). Lo mas preferiblemente, la salida de suspension inferior (422) enlaza con la parte inferior del reactor de oxidacion secundaria (404) como se muestra en la FIG. 15. La extension inferior de la zona de reaccion secundaria (418) puede estar elevada por encima o por debajo de la extension inferior de la zona de reaccion primaria (416). Mas preferiblemente,

la extension inferior de la zona de reaccion primaria (416) esta elevada en aproximadamente 40, 20, 5 o 2 metros por encima o por debajo de la extension inferior de la zona de reaccion secundaria (418).

Los parametros (p.ej., altura, anchura, area, volumen, colocacion horizontal relativa y colocacion vertical relativa) 5 especificados en la presente memoria para el reactor de oxidacion primaria (402) y accesorios se considera que se aplican tambien a la zona de reaccion primaria (416) definida por el reactor de oxidacion primaria (402), y viceversa. Cualquier parametro especificado en la presente memoria para el reactor de oxidacion secundaria (404) y accesorios se considera que se aplica tambien a la zona de reaccion secundaria (418) definida por el reactor de oxidacion secundaria (404), y viceversa.

10

Como se menciona anteriormente, se prefiere que el reactor de oxidacion secundaria (404) este localizado fuera del reactor de oxidacion primaria (402). Preferiblemente, el reactor de oxidacion secundaria (404) esta localizado a lo largo del reactor de oxidacion primaria (402) (concretamente, al menos una porcion de los reactores de oxidacion primaria y secundaria (402) y (404) comparten una elevacion comun). La zona de reaccion primaria (416) del reactor 15 de oxidacion primaria (402) tiene un diametro maximo "Dp". El centroide volumetrico de la zona de reaccion secundaria (418) esta preferiblemente espaciada horizontalmente del centroide volumetrico de la zona de reaccion primaria (416) en al menos aproximadamente 0,5Dp, 0,75Dpo 1,0Dpy en menos de aproximadamente 30Dp, 10Dpo 3Dp.

20 Haciendo referencia ahora a la FIG. 16, se ilustra un sistema reactor (500) que comprende un reactor de oxidacion primaria (502) y un reactor de oxidacion secundaria (504). El reactor de oxidacion primaria define en el mismo una zona de oxidacion primaria (516), mientras que el reactor de oxidacion secundaria (504) define en el mismo una zona de oxidacion secundaria (518). Cada zona de reaccion (516) y (518) recibe una porcion del medio de reaccion (520).

25

La configuracion y funcionamiento del sistema reactor (500) (FIG. 16) son preferiblemente sustancialmente iguales a la configuracion del sistema reactor (400) (FIG. 15). Sin embargo, en el sistema reactor (500), la pared lateral vertical del reactor de oxidacion primaria (502) define al menos una abertura ampliada (505) que permite la transferencia de medio de reaccion (520) de la zona de reaccion primaria (516) a la zona de reaccion secundaria (518), mientras que 30 permite simultaneamente la transferencia de la fase gaseosa desprendida de la zona de reaccion secundaria (518) a la zona de reaccion primaria (516). Preferiblemente, el area abierta de la abertura ampliada (505) dividida entre el area de seccion transversal horizontal maxima de la porcion vertical de la zona de reaccion secundaria (218) esta en el intervalo de aproximadamente 0,01 a 2, de 0,02 a 0,5, o de 0,04 a 0,2. La zona de reaccion primaria (516) del reactor de oxidacion primaria 502 tiene una altura maxima "Hp". Se prefiere que el centro del area de la abertura 35 ampliada (505) este verticalmente espaciada al menos aproximadamente 0,1Hp, 0,2Hp o 0,3Hpde la parte superior y/o inferior de la zona de reaccion primaria (516).

Haciendo referencia ahora a la FIG. 17, para cuantificar los gradientes de concentracion de reactante existentes en el medio de reaccion primario durante la oxidacion en el reactor de oxidacion primaria, todo el volumen del medio de 40 reaccion primario puede repartirse teoricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. La FIG. 17 ilustra el concepto de dividir el medio de reaccion primario en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. Con la excepcion de los cortes horizontales mas alto y mas bajo, cada corte horizontal es un volumen discreto limitado en su parte superior e inferior por planos horizontales imaginarios y limitado en sus lados por la pared del reactor. El corte horizontal mas alto esta limitado en su parte inferior por un plano horizontal imaginario y en su parte superior 45 por la superficie superior del medio de reaccion primario. El corten horizontal mas bajo esta limitado en su parte superior por un plano horizontal imaginario y en su parte inferior por la parte inferior de la carcasa del recipiente. Una vez se ha repartido teoricamente el medio de reaccion primario en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, puede determinarse entonces la concentracion promediada en tiempo y promediada en volumen de cada corte horizontal. El corte horizontal individual que tiene la concentracion maxima de los 30 cortes horizontales puede 50 identificarse como el “corte horizontal de C-max”. El corte horizontal individual localizado por encima del corte horizontal de C-max y que tiene la concentracion minima de todos los cortes horizontales localizados por encima del corte horizontal de C-max puede identificarse como el "corte horizontal de C-mm”. Puede calcularse entonces el gradiente de concentracion vertical como la relacion de concentracion en el corte horizontal de C-max a concentracion en el corte horizontal de C-mm.

55

Con respecto a la cuantificacion del gradiente de concentracion de oxfgeno, cuando se reparte teoricamente el medio de reaccion primario en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, se identifica un corte horizontal de O2-max que tiene la concentracion de oxfgeno maxima de todos los 30 cortes horizontales y se identifica un corte horizontal de O2-mm que tiene la concentracion de oxfgeno minima de los cortes horizontales localizados por encima

del corte horizontal de O2-max. Se miden las concentraciones de ox^geno de los cortes horizontales en la fase gaseosa del medio de reaccion primario en base humeda molar promediada en tiempo y promediada en volumen. Se prefiere que la relacion de concentracion de oxfgeno del corte horizontal de O2-max a concentracion de ox^geno del corte horizontal de O2-mm este en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 25:1, mas 5 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 15:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 10:1.

Tfpicamente, el corte horizontal de O2-max estara localizado cerca de la parte inferior del medio de reaccion primario, mientras que el corte horizontal de O2-mm estara localizado cerca de la parte superior del medio de 10 reaccion primario. Preferiblemente, el corte horizontal de O2-mm es uno de los 5 cortes horizontales superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de O2-mm es el superior de los 30 cortes horizontales discretos, como se ilustra en la FIG. 17. Preferiblemente, el corte horizontal de O2-max es uno de los 10 cortes horizontales inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de O2-max es uno de los 5 cortes horizontales superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por 15 ejemplo, la FIG. 26 ilustra el corte horizontal de O2-max como el tercer corte horizontal desde la parte inferior del reactor. Se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales de O2-mm y O2-max sea de al menos aproximadamente 2W, mas preferiblemente al menos aproximadamente 4W y lo mas preferiblemente al menos 6W. Se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales de O2-mm y O2-max sea de al menos aproximadamente 0,2H, mas preferiblemente de al menos aproximadamente 0,4H, y lo mas preferiblemente de al 20 menos 0,6H

La concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en volumen, en base humeda, del corte horizontal de O2-mm esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 3 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 2 % en moles y lo mas preferiblemente 25 en el intervalo de 0,5 a 1,5 % en moles. La concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en volumen, en base humeda, del corte horizontal de O2-max esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 20 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 15 % en moles y lo mas preferiblemente en el intervalo de 6 a 12 % en moles. La concentracion de oxfgeno promediada en tiempo, en base seca, en el efluente gaseoso descargado del reactor a traves de la salida 30 de gases esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 9 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 7 % en moles y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1,5 a 5 % en moles.

Debido a que la concentracion de oxfgeno declina tan notablemente hacia la parte superior del medio de reaccion 35 primario, es deseable que la demanda de oxfgeno se reduzca en la parte superior del medio de reaccion primario. Esta demanda de oxfgeno reducida cerca de la parte superior del medio de reaccion primario puede lograrse creando un gradiente vertical de concentracion del compuesto aromatico (p.ej., para-xileno), donde la concentracion minima de compuesto aromatico esta localizada cerca de la parte superior del medio de reaccion primario.

40 Con respecto a la cuantificacion del gradiente de concentracion de compuesto aromatico (p.ej., para-xileno), cuando el medio de reaccion primario se reparte teoricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, se identifica un corte horizontal de AR-max que tiene la concentracion de compuesto aromatico maximo de los 30 cortes horizontales y se identifica un corte horizontal de AR-mm que tiene la concentracion de compuesto aromatico minima de los cortes horizontales localizados por encima del corte horizontal de AR-max. Se miden las 45 concentraciones de compuesto aromatico de los cortes horizontales en la fase lfquida basandose en la fraccion de masa promediada en tiempo y promediada en volumen. Se prefiere que la relacion de concentracion de compuesto aromatico del corte horizontal de AR-max a concentracion de compuesto aromatico del corte horizontal de AR-mm sea mayor de aproximadamente 5:1, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 10:1, todavfa aun mas preferiblemente mayor de aproximadamente 20:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 40:1 a 1000:1.

50

Tfpicamente, el corte horizontal de AR-max estara localizado cerca de la parte inferior del medio de reaccion primario, mientras que el corte horizontal de AR-mm estara localizado cerca de la parte superior del medio de reaccion primario. Preferiblemente, el corte horizontal de AR-mm es uno de los 5 cortes horizontales superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de AR-mm es el superior de los 30 55 cortes horizontales discretos, como se ilustra en la FIG. 17. Preferiblemente, el corte horizontal de AR-max es uno de los 10 cortes horizontales inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de AR-max es uno de los 5 cortes horizontales inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FIG. 26 ilustra el corte horizontal de AR-max como el 5° corte horizontal desde la parte inferior del reactor. Se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales AR-mm y AR-max sea de al menos

aproximadamente 2W, donde "W" es la anchura maxima del medio de reaccion primario. Mas preferiblemente, el espaciado vertical entre los cortes horizontales de AR-mm y AR-max es de al menos aproximadamente 4W, y lo mas preferiblemente de al menos 6W. Dada una altura “H” del medio de reaccion primario, se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales de AR-mm y AR-max sea de al menos aproximadamente 0,2H, mas 5 preferiblemente de al menos aproximadamente 0,4H y lo mas preferiblemente de al menos 0,6H.

La concentracion de compuesto aromatico promediada en tiempo y promediada en volumen (p.ej., para-xileno) en la fase lfquida del corte horizontal de AR-mm es preferiblemente menor de aproximadamente 5.000 ppmp, mas preferiblemente menor de aproximadamente 2.000 ppmp, todavfa mas preferiblemente menor de aproximadamente 10 400 ppmp y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1 ppmp a 100 ppmp. La concentracion de compuesto aromatico promediada en tiempo y promediada en volumen en la fase lfquida del corte horizontal de AR-max esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 100 ppmp a aproximadamente 10.000 ppmp, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 200 ppmp a aproximadamente 5.000 ppmp y lo mas preferiblemente en el intervalo de 500 ppmp a 3.000 ppmp.

15

Aunque se prefiere que el reactor de oxidacion primaria proporcione gradientes verticales de concentracion de compuesto aromatico, se prefiere tambien minimizar el porcentaje en volumen del medio de reaccion primario que tiene una concentracion de compuesto aromatico en la fase lfquida por encima de 1.000 ppmp. Preferiblemente, el porcentaje promediado en tiempo del medio de reaccion primario que tiene una concentracion de compuesto 20 aromatico en la fase lfquida superior a 1.000 ppmp es menor de aproximadamente 9 %, mas preferiblemente menor de aproximadamente 6 % y lo mas preferiblemente menor de 3 %. Preferiblemente, el porcentaje en volumen promediado en tiempo del medio de reaccion primario que tiene una concentracion de compuesto aromatico en la fase lfquida por encima de 2.500 ppmp es menor de aproximadamente 1,5 %, mas preferiblemente menor de aproximadamente 1 % y lo mas preferiblemente menor de 0,5 %. Preferiblemente, el porcentaje en volumen 25 promediado en tiempo del medio de reaccion primario que tiene una concentracion de compuesto aromatico en la fase lfquida superior a 10.000 ppmp es menor de aproximadamente 0,3 %, mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,1 % y lo mas preferiblemente menor de 0,03 %. Preferiblemente, el porcentaje en volumen promediado en tiempo del medio de reaccion primario que tiene una concentracion de compuesto aromatico en la fase lfquida superior a 25.000 ppmp es menor de aproximadamente 0,03 %, mas preferiblemente menor de 30 aproximadamente 0,015 % y lo mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,007 %. Los inventores senalan que el volumen del medio de reaccion primario que tiene niveles elevados de compuesto aromatico no tiene que encontrarse en un solo volumen contiguo. Muchas veces, los patrones de flujo caotico en un recipiente de reaccion de oxidacion primaria producen simultaneamente dos o mas porciones continuas pero segregadas de medio de reaccion primaria que tiene niveles elevados de compuesto aromatico. En cada momento usado en el promedio 35 temporal, se suman conjuntamente todos dichos volumenes continuos pero segregados mayores del 0,0001 % en volumen del medio de reaccion primario total para determinar el volumen que tiene niveles elevados de concentracion de compuesto aromatico en la fase lfquida.

Ademas de los gradientes de concentracion de oxfgeno y compuesto aromatico discutidos anteriormente, se prefiere 40 que exista un gradiente de temperatura en el medio de reaccion primario. Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 17, este gradiente de temperatura puede cuantificarse de manera similar a los gradientes de concentracion repartiendo teoricamente el medio de reaccion primario en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen y midiendo la temperatura promediada en tiempo y promediada en volumen de cada corte. El corte horizontal con la menor temperatura de los 15 cortes horizontales inferiores puede identificarse entonces como el corte horizontal de T-mm, 45 y el corte horizontal localizado por encima del corte horizontal de T-mm y que tiene la temperatura maxima de todos los cortes por encima del corte horizontal de T-mm puede identificarse entonces como el “corte horizontal de T-max”. Se prefiere que la temperatura del corte horizontal de T-max sea al menos aproximadamente 1 °C mayor que la temperatura del corte horizontal de T-mm. Mas preferiblemente, la temperatura del corte horizontal de T-max esta en el intervalo de aproximadamente 1,25 a aproximadamente 12 °C mayor que la temperatura del corte horizontal de T- 50 mm. Lo mas preferiblemente, la temperatura del corte horizontal de T-max esta en el intervalo de 2 a 8 °C mayor que la temperatura del corte horizontal de T-mm. La temperatura del corte horizontal de T-max esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200 °C, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180 °C, y lo mas preferiblemente en el intervalo de 150 a 170 °C.

55 Tfpicamente, el corte horizontal de T-max estara localizado cerca del centro del medio de reaccion primario, mientras que el corte horizontal de T-mm estara localizado cerca de la parte inferior del medio de reaccion primario. Preferiblemente, el corte horizontal de T-mm es uno de los 10 cortes horizontales inferiores de los 15 cortes horizontales inferiores. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de T-mm es uno de los 5 cortes horizontales inferiores de los 15 cortes horizontales inferiores. Por ejemplo, la FIG. 17 ilustra el corte horizontal de T-mm como el

segundo corte horizontal desde la parte inferior del reactor. Preferiblemente, el corte horizontal de T-max es uno de los 20 cortes horizontales me

dianos de los 30 cortes horizontales discretos. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de T-mm es uno de los 14 cortes horizontales medianos de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FIG. 17 ilustra el corte 5 horizontal de T-max como el vigesimo corte horizontal desde la parte inferior del reactor (concretamente, uno de los 10 cortes horizontales medianos). Se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales T-mm y T-max sea de al menos aproximadamente 2W, mas preferiblemente al menos aproximadamente 4W y lo mas preferiblemente al menos 6W. Se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales de T-mm y T-max sea de al menos aproximadamente 0,2H, mas preferiblemente al menos aproximadamente 0,4H y lo mas 10 preferiblemente al menos 0,6H.

Como se discute anteriormente, cuando existe un gradiente vertical de temperatura en el medio de reaccion primario, puede ser ventajoso extraer el medio de reaccion primario en una localizacion elevada donde la temperatura del medio de reaccion primario sea maxima, especialmente cuando el producto extrafdo se someta a 15 procesamiento adicional posterior a altas temperaturas. Por tanto, cuando se extrae el medio de reaccion primario (36) de la zona de reaccion a traves de una o mas salidas elevadas, como se ilustra en las FIG. 15 y 16, se prefiere que la salida o salidas elevadas esten localizadas cerca del corte horizontal de T-max. Preferiblemente, la salida elevada esta localizada dentro de 10 cortes horizontales del corte horizontal de T-max, mas preferiblemente dentro de 5 cortes horizontales del corte horizontal de T-max y lo mas preferiblemente dentro de 2 cortes horizontales del 20 corte horizontal de T-max.

Se senala ahora que muchos de los rasgos descritos en la presente memoria pueden emplearse en sistemas de reactor de oxidacion multiple, no solo sistemas que emplean un solo reactor de oxidacion primaria. Ademas, ciertos rasgos de la invencion descritos en la presente memoria pueden emplearse en reactores de oxidacion agitados 25 mecanicamente y/o agitados por flujo, no solo reactores agitador por burbujas (concretamente, reactores de columna de burbujas). Por ejemplo, los inventores han descubierto ciertas ventajas asociadas a una concentracion y/o tasa de consumo de oxfgeno escalonada/variable a lo largo del medio de reaccion primario. Las ventajas alcanzadas por el escalonamiento de la concentracion/consumo de oxfgeno en el medio de reaccion primario pueden alcanzarse si el volumen total del medio de reaccion esta contenido en un solo recipiente o en multiples recipientes. Ademas, las 30 ventajas alcanzadas por el escalonamiento de la concentracion/consumo de oxfgeno en el medio de reaccion primario pueden alcanzarse si el recipiente o recipientes de reaccion son agitados mecanicamente, agitados por flujo y/o agitados por burbujas.

Un modo de cuantificar el grado de escalonamiento de la concentracion y/o tasa de consumo de oxfgeno en un 35 medio de reaccion primario es comparar dos o mas volumenes continuos del 20 % distintos del medio de reaccion primario. Estos volumenes continuos del 20 % no tienen que definirse por ninguna forma particular. Sin embargo, cada volumen continuo del 20 % debe estar formado por un volumen contiguo del medio de reaccion primario (es decir, cada volumen es “continuo”) y los volumenes continuos del 20 % no debe superponerse entre sf (es decir, los volumenes son “distintos”). Estos volumenes continuos del 20 % distintos pueden localizarse en el mismo reactor o 40 en multiples reactores.

Haciendo referencia ahora a la FIG. 18, se ilustra el reactor de columna de burbujas de oxidacion primaria que contiene un medio de reaccion primario que incluye un primer volumen continuo del 20 % distinto (37) y un segundo volumen continuo del 20 % distinto (39). El escalonamiento de la disponibilidad de oxfgeno en el medio de reaccion 45 primario puede cuantificarse haciendo referencia al volumen continuo del 20 % de medio de reaccion primario que tiene la fraccion molar de oxfgeno mas abundante en la fase gaseosa y haciendo referencia al volumen continuo del 20 % del medio de reaccion primario que tiene la fraccion molar de oxfgeno mas agotada en la fase gaseosa. En la fase gaseosa del volumen continuo del 20 % distinto del medio de reaccion primario que contiene la maxima concentracion de oxfgeno en la fase gaseosa, la concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en 50 volumen, en base humeda, esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3 a aproximadamente 18 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3,5 a aproximadamente 14 % en moles y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 10 % en moles. En la fase gaseosa del volumen continuo del 20 % distinto del medio de reaccion primario que contiene la concentracion minima de oxfgeno en la fase gaseosa, la concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en volumen, en base humeda, esta preferiblemente en el intervalo 55 de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 5 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,6 a aproximadamente 4 % en moles y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,9 a 3 % en moles. Ademas, la relacion de concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en volumen, en fase humeda, en el volumen continuo del 20 % de medio de reaccion primario mas abundante en comparacion con el volumen continuo del 20 % de medio de reaccion primario mas agotado esta preferiblemente en el intervalo de

aproximadamente 1,5:1 a aproximadamente 20:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 9:1.

El escalonamiento de la tasa de consumo de oxfgeno en el medio de reaccion primario puede cuantificarse en 5 terminos de STR de oxfgeno, inicialmente descrita anteriormente. La STR de oxfgeno se describio anteriormente en sentido global (es decir, desde la perspectiva de la STR de oxfgeno promedio del medio de reaccion primario completo); sin embargo, la STR de oxfgeno puede considerarse tambien en sentido local (concretamente, una porcion del medio de reaccion primario) para cuantificar el escalonamiento de la tasa de consumo de oxfgeno a lo largo del medio de reaccion primario.

10

Los inventores han descubierto que es muy util causar que vane la STR de oxfgeno a lo largo del medio de reaccion primario en sintoma general con los gradientes deseables divulgados en la presente memoria respecto a la presion en el medio de reaccion primario y a la fraccion molar de oxfgeno molecular en la fase gaseosa del medio de reaccion primario. Por tanto, es preferible que la relacion de STR de oxfgeno de un primer volumen continuo del 15 20 % distinto del medio de reaccion primario en comparacion con la STR de oxfgeno de un segundo volumen continuo del 20 % distinto del medio de reaccion este en el intervalo de aproximadamente 1,5:1 a aproximadamente 20:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 9:1. En una realizacion, el “primer volumen continuo del 20 % distinto” esta localizado mas cerca que el “segundo volumen continuo del 20 % distinto” de la localizacion donde se introduce 20 inicialmente el oxfgeno molecular en el medio de reaccion primario. Estos grandes gradientes de STR de oxfgeno son deseables si el medio de reaccion primario de oxidacion parcial esta contenido en un reactor de oxidacion de columna de burbujas o en cualquier otro tipo de recipiente de reaccion en que se creen gradientes de presion y/o de fraccion molar de oxfgeno molecular en la fase gaseosa del medio de reaccion primario (p.ej., en un recipiente agitado mecanicamente que tiene multiples zonas de agitacion dispuestas verticalmente conseguidas usando 25 multiples impulsores que tienen un fuerte flujo radial, posiblemente aumentado por ensamblajes de deflectores generalmente horizontales, elevandose un flujo de oxidante generalmente ascendentemente desde una alimentacion cercana a la porcion inferior del recipiente de reaccion, a pesar de que puede ocurrir una considerable retromezcla del flujo oxidante en cada zona de agitacion dispuesta verticalmente y que puede aparecer cierta retromezcla de flujo oxidante entre las zonas de agitacion dispuestas verticalmente adyacentes). Es decir, cuando existe un gradiente de 30 presion y/o de fraccion molar de oxfgeno molecular en la fase gaseosa del medio de reaccion primario, los inventores han descubierto que se deseable crear un gradiente similar en la demanda qmmica de oxfgeno disuelto con los medios divulgados en la presente memoria.

Es un medio preferido de causar que vane la STR de oxfgeno local controlar las localizaciones de alimentacion del 35 compuesto aromatico y controlar el mezclado de la fase lfquida del medio de reaccion primario para controlar los gradientes de concentracion de compuesto aromatico de acuerdo con otras divulgaciones de la presente invencion. Otros medios utiles de causar que vane la STR de oxfgeno local incluyen causar la variacion de la actividad de reaccion causando una variacion de la temperatura local y cambiando la mezcla local de componentes catalizadores y disolventes (p.ej., introduciendo un gas adicional para causar enfriamiento evaporativo en una porcion particular 40 del medio de reaccion primario y anadiendo una corriente de disolvente que contiene una mayor cantidad de agua para disminuir la actividad en una porcion particular del medio de reaccion primario).

Cuando el reactor de oxidacion tiene una configuracion de reactor en reactor, como se describe anteriormente con respecto a las FIG. 12-14, se prefiere aplicar los gradientes de concentracion, gradientes de temperatura y 45 gradientes de STR de oxfgeno descritos en la presente memoria con referencia a las FIG. 17-18 a la porcion del medio de reaccion localizada dentro del reactor externo y fuera del reactor interno (p.ej., el medio de reaccion (220a) en la FIG. 12).

De acuerdo con una realizacion de la presente invencion, se controlan la pureza de la porcion de disolvente de la 50 alimentacion de oxidacion primaria (concretamente, la “alimentacion de disolvente”) y la pureza de la porcion de compuesto aromatico de la alimentacion de oxidacion primaria (concretamente, la “alimentacion de compuesto aromatico”) dentro de ciertos intervalos especificados a continuacion. Junto con otras realizaciones de la presente invencion, esto posibilita controlar la pureza de la fase lfquida y, si esta presente, la fase solida y la fase en suspension combinadas (concretamente, solido mas lfquido) del medio de reaccion de oxidacion primaria en ciertos 55 intervalos preferidos, resumidos a continuacion.

Con respecto a la alimentacion de disolvente, es conocido oxidar un compuesto o compuestos aromaticos en un reactor/zona de oxidacion primaria produciendo un acido policarboxflico, donde la alimentacion de disolvente introducida en el medio de reaccion es una mezcla de acido acetico de pureza analttica y agua, como se emplea a

menudo a escala de laboratorio y escala piloto. Igualmente, es conocido realizar una oxidacion primaria donde el disolvente (es decir, Kquido inicial) que deja el medio de reaccion se separa del acido policarbox^lico producido (es decir, solido inicial) y se recicla entonces de vuelta al reactor/zona de oxidacion primaria como disolvente de alimentacion, principalmente por razones de coste de fabricacion. Este reciclado de disolvente causa que se 5 acumulen ciertas impurezas de alimentacion y subproductos de proceso con el tiempo en el disolvente reciclado. Son conocidos diversos medios en la materia para ayudar a purificar disolvente reciclado antes de la reintroduccion en el medio de reaccion. Generalmente, un alto grado de purificacion del disolvente reciclado conduce a un coste de fabricacion significativamente mayor que un menor grado de purificacion por medios similares. Una realizacion de la presente invencion se refiere a la comprension y definicion de los intervalos preferidos de un gran numero de 10 impurezas en la alimentacion de disolvente, muchas de las cuales se crefan hasta ahora mayormente benignas, para encontrar un equilibrio optimo entre el coste de fabricacion global y la pureza de producto global.

“Alimentacion de disolvente reciclado” se define en la presente memoria como la alimentacion de disolvente que era parte anteriormente de un medio de reaccion sometido a oxidacion primaria en una zona/reactor de oxidacion 15 primaria y que salio de la zona/reactor de oxidacion primaria como parte del producto de suspension inicial. Por ejemplo, la alimentacion de disolvente reciclado a un medio de reaccion de oxidacion parcial para oxidar para-xileno formando TPA es disolvente que originalmente formaba parte del medio de reaccion de oxidacion parcial, se retiro del medio de reaccion como fase lfquida de una suspension de TPA, se separo de la mayona de masa solida de TPA y se devolvio entonces al medio de reaccion de oxidacion parcial. Como se describe anteriormente, dicha 20 alimentacion de disolvente reciclado tiende a acumular todo tipo de impurezas indeseables a menos que se proporcionen etapas de proceso auxiliares espedficas para purificacion de disolvente, con considerables costes de capital y operativos. Por razones economicas, es preferible que al menos un 20 % en peso de la alimentacion de disolvente al medio de reaccion primario de la presente invencion sea disolvente reciclado, mas preferiblemente al menos aproximadamente un 40 % en peso, todavfa mas preferiblemente al menos aproximadamente un 80 % en 25 peso y lo mas preferiblemente al menos un 90 % en peso. Por razones de inventario de disolvente y de tiempo de funcionamiento de una unidad de fabricacion, es preferible que las porciones de disolvente reciclado pasen a traves de medio de reaccion primario al menos una vez por dfa de funcionamiento, mas preferiblemente al menos una vez al dfa durante al menos 7 dfas consecutivos de funcionamiento y lo mas preferiblemente al menos una vez al dfa durante al menos 30 dfas consecutivos de funcionamiento.

30

Los inventores han descubierto que, por razones de actividad de reaccion y por consideracion de las impurezas metalicas dejadas en el producto acido policarboxflico, las concentraciones de metales multivalentes seleccionados en la alimentacion de disolvente reciclado estan preferiblemente en los intervalos especificados inmediatamente a continuacion. La concentracion de hierro en el disolvente reciclado esta preferiblemente por debajo de 35 aproximadamente 150 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 40 ppmp y lo mas preferiblemente entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de mquel en el disolvente reciclado esta preferiblemente por debajo de aproximadamente 150 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 40 ppmp y lo mas preferiblemente entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de cromo en el disolvente reciclado esta preferiblemente por debajo de aproximadamente 150 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 40 ppmp y lo mas 40 preferiblemente entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de molibdeno en el disolvente reciclado esta preferiblemente por debajo de aproximadamente 75 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 20 ppmp y lo mas preferiblemente entre 0 y 4 ppmp. La concentracion de titanio en el disolvente reciclado esta preferiblemente por debajo de aproximadamente 75 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 20 ppmp y lo mas preferiblemente entre 0 y 4 ppmp. La concentracion de cobre en el disolvente reciclado esta preferiblemente por 45 debajo de aproximadamente 20 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 4 ppmp y lo mas preferiblemente entre 0 y 1 ppmp. Otras impurezas metalicas estan tambien presentes tipicamente en el disolvente reciclado, variando generalmente a menores niveles en proporcion a uno o mas de los metales anteriormente enumerados. Controlar los metales anteriormente enumerados en los intervalos preferidos mantendra las demas impurezas metalicas a niveles adecuados.

50

Estos metales pueden surgir como impurezas en cualquiera de las alimentaciones de proceso entrantes (p.ej., en el compuesto aromatico, disolvente, oxidante y catalizador entrantes). Como alternativa, los metales pueden surgir como productos de corrosion de cualquiera de las unidades de proceso en contacto con el medio de reaccion y/o en contacto con el disolvente reciclado. Los medios para controlar los metales en los intervalos de concentracion 55 divulgados incluyen la especificacion y monitorizacion apropiadas de la pureza de diversas alimentaciones y el uso apropiado de materiales de construccion incluyendo, pero sin limitacion, muchas purezas comerciales de titanio y aceros inoxidables, incluyendo aquellas purezas conocidas como aceros inoxidables duplex y aceros inoxidables ricos en molibdeno.

Los inventores han descubierto tambien los intervalos preferidos para compuestos aromaticos seleccionados en la alimentacion de disolvente reciclado. Estos incluyen tanto compuestos aromaticos precipitados como disueltos en el disolvente reciclado.

5 Sorprendentemente, incluso el producto precipitado (p.ej., TPA) de una oxidacion parcial de para-xileno es un contaminante que gestionar en el disolvente reciclado. Debido a que hay sorprendentemente intervalos preferidos para los niveles de solidos en el medio de reaccion primario, cualquier producto precipitado en la alimentacion de disolvente resta directamente de la cantidad de compuesto aromatico que puede alimentarse conjuntamente. Ademas, se ha descubierto que alimentar solidos de TPA precipitados al disolvente reciclado a niveles elevados 10 afecta adversamente al caracter de las partfculas formadas en un medio de oxidacion precipitante, conduciendo a un caracter indeseado en las operaciones mas posteriores (p.ej., filtracion de producto, lavado de disolvente, digestion oxidativa de producto bruto, disolucion de producto bruto para procesamiento adicional y demas). Otra caractenstica indeseable de los solidos precipitados en la alimentacion de disolvente reciclado es que estos a menudo contienen niveles muy altos de impurezas precipitadas en comparacion con las concentraciones de impurezas en el grueso de 15 los solidos en las suspensiones de TPA de las que se obtiene gran parte del disolvente reciclado. Posiblemente, los niveles elevados de impurezas observados en los solidos suspendidos en disolvente reciclado puedan relacionarse con los tiempos de nucleacion para la precipitacion de ciertas impurezas del disolvente reciclado y/o con el enfriamiento del disolvente reciclado, tanto intencionado como debido a perdidas ambientales. Por ejemplo, se han observado concentraciones de 2,6-dicarboxifluorenona altamente coloreada e indeseable a niveles mucho mas altos 20 en los solidos presentes en disolvente reciclado a 80 °C que los observados en solidos de TPA separados del disolvente reciclado a 160 °C. De forma similar, se han observado concentraciones de acido isoftalico a niveles mucho mayores en los solidos presentes en disolvente reciclado en comparacion con los niveles observados en solidos de TPA del medio de reaccion primario. Exactamente, parece variar como se comportan impurezas precipitadas espedficas arrastradas con disolvente reciclado cuando se reintroduce en el medio de reaccion 25 primario. Esto depende quizas de la solubilidad relativa de la impureza en la fase lfquida del medio de reaccion primario, quizas de como se deposita la impureza precipitada en los solidos precipitados y quizas de la tasa local de precipitacion de TPA donde el solido reentra por primera vez en el medio de reaccion primario. Por tanto, los inventores han encontrado util controlar el nivel de ciertas impurezas en el disolvente reciclado, como se divulga a continuacion, independientemente de si estas impurezas estan presentes en el disolvente reciclado en forma 30 disuelta o son partfculas arrastradas en el mismo.

La cantidad de solidos precipitados presente en disolvente reciclado se determina mediante un procedimiento gravimetrico como sigue. Se extrae una muestra representativa del suministro de disolvente al medio de reaccion primario mientras el disolvente fluye por un conducto hacia el medio de reaccion primario. Es un tamano de muestra 35 util aproximadamente 100 gramos capturados en un envase de vidrio que tiene aproximadamente 250 mililitros de volumen interno. Antes de liberar a presion atmosferica, pero mientras fluye continuamente hacia el envase de muestra, se enfna el disolvente reciclado a menos de 100 °C; este enfriamiento es para limitar la evaporacion de disolvente durante el corto intervalo antes de cerrarse por sellado en el envase de vidrio. Despues de capturar la muestra a presion atmosferica, se cierra por sellado el envase de vidrio inmediatamente. Se permite entonces enfriar 40 la muestra a aproximadamente 20 °C rodeada por aire a aproximadamente 20 °C y sin conveccion forzada. Despues de alcanzar aproximadamente 20 °C, se mantiene la muestra en estas condiciones durante al menos aproximadamente 2 horas. Se agita entonces vigorosamente el envase sellado hasta que se obtiene una distribucion visiblemente uniforme de solidos. Inmediatamente despues de ello, se anade una barra agitadora magnetica al envase de muestra y se hace girar a suficiente velocidad para mantener una distribucion efectivamente uniforme de 45 solidos. Se extrae una alfcuota de 10 mililitros del lfquido mezclado con solidos suspendidos con pipeta y se pesa. Se separa entonces el grueso de la fase lfquida de esta alfcuota por filtracion a vacfo, todavfa a aproximadamente 20 °C, y efectivamente sin perdida de solidos. Se secan entonces los solidos humedos filtrados de esta alfcuota, efectivamente sin sublimacion de solidos, y se pesan estos solidos secados. La relacion de peso de solidos secados a peso de la alfcuota original de suspension es la fraccion de solidos, expresada tfpicamente como un porcentaje y a 50 la que se hace referencia en la presente memoria como la cantidad de “solidos precipitados a 20 °C” en la alimentacion de disolvente.

Los inventores han descubierto que los compuestos aromaticos disueltos en la fase lfquida del medio de reaccion y que comprenden acidos carboxflicos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (p.ej., acido 55 isoftalico, acido benzoico, acido ftalico, 2,5,4'-tricarboxibifenilo) son componentes sorprendentemente nocivos. Aunque estos componentes reducen mucho su actividad qrnmica en el medio de reaccion en cuestion en comparacion con los compuestos aromaticos que tienen grupos hidrocarbilo no aromaticos, los inventores han descubierto que estos compuestos experimentan no obstante numerosas reacciones perjudiciales. Por tanto, es ventajoso controlar el contenido de estos compuestos en intervalos preferidos en la fase lfquida del medio de

reaccion. Esto conduce a intervalos preferidos de compuestos seleccionados en la alimentacion de disolvente reciclado y tambien a intervalos preferidos de precursores seleccionados en la alimentacion de compuesto aromatico oxidable.

5 Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase ftquida de para-xileno a acido tereftalico (TPA), los inventores han descubierto que la impureza 2,7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF) altamente coloreada e indeseable es virtualmente indetectable en la extraccion de medio de reaccion y producto cuando los compuestos aromaticos meta-sustituidos estan a muy bajos niveles en el medio de reaccion. Los inventores han descubierto que cuando esta presente la impureza acido isoftalico a niveles crecientes en la alimentacion de disolvente, la formacion de 2,7-DCF se eleva en 10 proporcion casi directa. Los inventores han descubierto tambien que cuando esta presente la impureza meta-xileno en la alimentacion de para-xileno, la formacion de 2,7-DCF se eleva de nuevo casi en proporcion directa. Ademas, incluso si la alimentacion de disolvente y la alimentacion de compuesto aromatico estan desprovistas de compuestos aromaticos meta-sustituidos, los inventores han descubierto que se forma algo de acido isoftalico durante la oxidacion parcial tfpica de para-xileno muy puro, particularmente cuando esta presente acido benzoico en la fase 15 ftquida 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, acumularse con el tiempo en las unidades comerciales que emplean disolvente reciclado. Por tanto, la cantidad de acido isoftalico en la alimentacion de disolvente, la cantidad de meta-xileno en la alimentacion de compuesto aromatico y la tasa de autocreacion de acido isoftalico en el medio de reaccion se consideran todas apropiadamente en equilibrio entre sf y en equilibrio con cualquier reaccion que 20 consuma acido isoftalico. Se ha descubierto que el acido isoftalico experimenta reacciones de consumo adicionales ademas de la formacion de 2,7-DCF, como se divulgan a continuacion. Ademas, los inventores han descubierto que hay otros problemas a considerar cuando se fijan los intervalos apropiados de especies aromaticas meta-sustituidas en la oxidacion parcial de para-xileno a TPA. Otras impurezas altamente coloreadas e indeseables, tales como 2,6- dicarboxifluorenona (2,6-DCF), parecen relacionarse en gran medida con las especies aromaticas para-sustituidas 25 disueltas que estan siempre presentes con la alimentacion de para-xileno a una oxidacion en fase ftquida. Por tanto, la supresion de 2,7-DCF es la mejor considerada en perspectiva con el nivel de las demas impurezas coloreadas que se producen.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase ftquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que se 30 eleva la formacion de acido trimelftico a medida que se elevan los niveles de acido isoftalico y acido ftalico en el medio de reaccion. El acido trimelftico es un acido carboxflico trifuncional que conduce a la ramificacion de cadenas polimericas durante la produccion de PET a partir de TPA. En muchas aplicaciones de PET, los niveles de ramificacion deben controlarse a bajos niveles y por ello el acido trimelftico debe controlarse a bajos niveles en TPA purificado. Ademas de conducir a acido trimelftico, la presencia de especies meta-sustituidas y orto-sustituidas en el 35 medio de reaccion da lugar tambien a otros acidos tricarboxfticos (p.ej., 1,3,5-tricarboxibenceno). Ademas, la presencia aumentada de acidos tricarboxfticos en el medio de reaccion aumenta la cantidad de formacion de acido tetracarboxftico (p.ej., 1,2,4,5-tetracarboxibenceno). Controlar la produccion sumada de todos los acidos carboxfticos aromaticos que tienen mas de dos grupos acido carboxftico es un factor en la fijacion de los niveles preferidos de especies meta-sustituidas y orto-sustituidas en la alimentacion de disolvente reciclado, en la alimentacion de 40 compuesto aromatico y en el medio de reaccion.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase ftquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que los niveles aumentados en la fase ftquida del medio de reaccion de varios acidos carboxfticos aromaticos disueltos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos conducen directamente a una produccion aumentada de monoxido de 45 carbono y dioxido de carbono. Esta produccion aumentada de oxidos de carbono representa una perdida de rendimiento tanto de oxidante como de compuesto aromatico, el ultimo puesto que muchos de los acidos carboxfticos aromaticos coproducidos, que por un lado pueden considerarse como impurezas, por otro lado tienen tambien valor comercial. Por tanto, la retirada apropiada de los acidos carboxfticos relativamente solubles que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos del disolvente reciclado tiene un valor economico en la prevencion de 50 la perdida de rendimiento de compuesto aromatico oxidable y de oxidante, ademas de suprimir la generacion de impurezas altamente indeseables tales como diversas fluorenonas y acido trimelftico.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase ftquida 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 tricarboxftico 55 aromatico formado por el acoplamiento de dos anillos aromaticos, quizas por el acoplamiento de una especie aromatica para-sustituida disuelta con un radical arilo, quizas un radical arilo formado por la descarboxilacion o descarbonilacion de una especie aromatica para-sustituida. Afortunadamente, el 2,5,4'-tricarboxibifenilo se produce tfpicamente a menos niveles que el acido trimelftico y habitualmente no conduce a dificultades significativamente aumentadas con la ramificacion de moleculas polimericas durante la produccion de PET. Sin embargo, los

inventores han descubierto que los niveles elevados de 2,5,4'-tricarboxibifenilo en un medio de reaccion que comprende la oxidacion de alquilaromaticos de acuerdo con realizaciones preferidas de la presente invencion, conducen a niveles aumentados de 2,6-DCF altamente coloreado e indeseable. El 2,6-DCF aumentado se crea posiblemente a partir del cierre de anillo de 2,5,4'-tricarboxibifenilo con perdida de una molecula de agua, aunque el 5 mecanismo de reaccion exacto no es conocido con certeza. Si se permite acumular en el disolvente reciclado demasiado 2,5,4'-tricarboxibifenilo, que es mas soluble en disolvente que comprende acido acetico y agua que el TPA, las tasas de conversion en 2,6-DCF pueden volverse inaceptablemente altas.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que los 10 acidos carboxflicos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (p.ej., acido isoftalico) conducen generalmente a una supresion moderada de la actividad qmmica del medio de reaccion cuando estan presentes en 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 15 precipitacion es muy a menudo no ideal (es decir, no en equilibrio) con respecto a las concentraciones relativas de diferentes especies qmmicas en la fase solida y en la fase lfquida. Quizas, esto es debido a que la tasa de precipitacion es muy rapida a las tasas de reaccion espaciotemporal preferidas en la presente memoria, conduciendo a una coprecipitacion no ideal de impurezas, o incluso a oclusion. Por tanto, cuando se desea limitar la concentracion de ciertas impurezas (p.ej., acido trimelftico y 2,6-DCF) en el TPA bruto debido a la configuracion de 20 las operaciones unitarias posteriores, es preferible controlar su concentracion en la alimentacion de disolvente asf como su tasa de generacion en el medio de reaccion.

Por ejemplo, los inventores han descubierto que los compuestos de benzofenona (p.ej., 4,4'-dicarboxibenzofenona y 2,5,4'-tricarboxibenzofenona) elaborados durante la oxidacion parcial de para-xileno tienen efectos indeseables en 25 un medio de reaccion de PET, aunque los compuestos de benzofenona no sean tan altamente coloreados en TPA per se como las fluorenonas y antraquinonas. Por consiguiente, es deseable limitar la presencia de benzofenonas y seleccionar los precursores en el disolvente reciclado y en la alimentacion de compuesto aromatico. Ademas, los inventores han descubierto que la presencia de niveles elevados de acido benzoico, admitidos en el disolvente reciclado o formados en el medio de reaccion, conducen a tasas elevadas de produccion de 4,4'30 dicarboxibenzofenona.

En la revision, los inventores han descubierto y cuantificado suficientemente un sorprendente conjunto 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. Resumiendo solo el caso unico de acido benzoico, los inventores han 35 descubierto que los niveles aumentados de acido benzoico en el medio de reaccion de ciertas realizaciones conducen a una produccion aumentada en gran medida del acido 9-fluorenon-2-carboxflico altamente coloreado e indeseable, a niveles aumentados en gran medida de 4,4'-dicarboxibifenilo, a niveles aumentados de 4,4'- dicarboxibenzofenona, a una supresion moderada de la actividad qmmica de la oxidacion pretendida de para-xileno y a niveles aumentados de oxidos de carbono y las perdidas de rendimiento acompanantes. Los inventores han 40 descubierto que los niveles aumentados de acido benzoico en el medio de reaccion conducen tambien a una produccion aumentada de acido isoftalico y acido ftalico, cuyos niveles se controlan deseablemente en intervalos bajos de acuerdo con aspectos similares de la actual invencion. El numero e importancia de las reacciones que implican acido benzoico son quizas aun mas sorprendentes, puesto que algunos inventores recientes contemplan el uso de acido benzoico en lugar de acido acetico como componente primario del disolvente (vease, p.ej., la patente 45 de EE.UU. n° 6.562.997). Adicionalmente, los presentes inventores han observado que el acido benzoico se autogenera durante la oxidacion de para-xileno a tasas que son bastante altas respecto a su formacion a partir de impurezas, tales como tolueno y etilbenceno, encontradas comunmente en la alimentacion de compuesto aromatico que comprende para-xileno de pureza comercial.

50 Por otro lado, los inventores han descubierto poco valor para la regulacion adicional de la composicion de disolvente reciclado con respecto a la presencia de compuesto aromatico oxidable y con respecto a los intermedios de reaccion aromaticos que retienen grupos hidrocarbilo no aromaticos y son tambien relativamente solubles en el disolvente reciclado. En general, estos compuestos se alimentan a o se crean en el medio de reaccion primario a tasas sustancialmente mayores que su presencia en el disolvente reciclado; y la tasa de consumo de estos compuestos en 55 el medio de reaccion primario es suficientemente alta, al retener uno o mas grupos hidrocarbilo no aromaticos, para limitar apropiadamente su acumulacion en disolvente reciclado. Por ejemplo, durante la oxidacion parcial de para- xileno en un medio de reaccion multifasico, el para-xileno se evapora en una medida limitada junto con grandes cantidades de disolvente. Cuando este disolvente evaporado sale del reactor como parte del gas de descarga y se condensa para recuperacion como disolvente reciclado, una porcion sustancial del para-xileno evaporado se

condensa tambien en el mismo. No es necesario limitar la concentracion de este para-xileno en el disolvente reciclado. Por ejemplo, si se separa el disolvente de los solidos tras la salida en suspension de un medio de reaccion de oxidacion de para-xileno, este disolvente recuperado contendra una concentracion similar de acido para-toluico disuelto que la presente en el punto de retirada del medio de reaccion. Aunque puede ser importante limitar la 5 concentracion continua de acido para-toluico en la fase lfquida del medio de reaccion, vease a continuacion, no es necesario regular separadamente el acido para-toluico en esta porcion de disolvente reciclado debido a su solubilidad relativamente buena y a su bajo caudal masico respecto a la creacion de acido para-toluico en el medio de reaccion. De forma similar, los inventores han descubierto pocas razones para limitar las concentraciones en disolvente reciclado de compuestos aromaticos con sustituyentes metilo (p.ej., acidos toluicos), aldetndos aromaticos 10 (p.ej., tereftaldetndo), compuestos aromaticos con sustituyentes hidroximetilo (p.ej., acido 4-hidroximetilbenzoico) y compuestos aromaticos bromados que retienen al menos un grupo hidrocarbilo no aromatico (p.ej., acido alfa- bromo-para-toluico) por debajo de aquellas encontradas inherentemente en la fase lfquida que sale del medio de reaccion que aparece en la oxidacion parcial de xileno de acuerdo con realizaciones preferidas de la presente invencion. Sorprendentemente, los inventores han descubierto tambien que no es tampoco necesario regular en el 15 disolvente reciclado la concentracion de fenoles seleccionados producidos intrmsecamente durante la oxidacion parcial de xileno, porque estos compuestos se crean y se destruyen en el medio de reaccion primario a tasas mucho mayores que su presencia en el disolvente reciclado. Por ejemplo, los inventores han descubierto que el acido 4- hidroxibenzoico tiene efectos relativamente pequenos sobre la actividad qrnmica en las realizaciones preferidas de la presente invencion cuando se coalimenta a tasas de mas de 2 gramos de acido 4-hidroxibenzoico por 1 kilogramo 20 de para-xileno, mucho mas que la presencia natural en el disolvente reciclado, a pesar de resenarse por otros como un veneno significativo en un medio de reaccion similar (vease, p.ej., W. Partenheimer, Catalysis Today 23 (1995) pag. 81).

Por tanto, hay numerosas reacciones y numerosas consideraciones en la fijacion de los intervalos preferidos de 25 diversas impurezas aromaticas en la alimentacion de disolvente como se divulga ahora. Estos descubrimientos se afirman en terminos de composicion promedio en peso agregado de todas las corrientes de disolvente que se alimentan al medio de reaccion primario durante el transcurso de un periodo de tiempo fijado, preferiblemente un dfa, mas preferiblemente una hora y lo mas preferiblemente un minuto. Por ejemplo, si una alimentacion de disolvente fluye de forma sustancialmente continua con una composicion de 40 ppmp de acido isoftalico a un caudal de 7 30 kilogramos por minuto, una segunda alimentacion de disolvente fluye de forma sustancialmente continua 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 primario, entonces la composicion promedio en peso agregado 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 aromatico o de cualquier alimentacion de 35 oxidante, que se entremezclan quizas con la alimentacion de disolvente antes de entrar en el medio de reaccion primario, no se consideran en el calculo de la composicion promedio en peso agregado de la alimentacion de disolvente.

La Tabla 1 siguiente enumera los valores preferidos de ciertos componentes de la alimentacion de disolvente 40 introducida en el medio de reaccion primario. Los componentes de alimentacion de disolvente enumerados en la Tabla 1 son como sigue: 4-carboxibenzaldetndo (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-fluorenon-2-carboxflico (9F-2CA), acido 9-fluorenon-4-carboxflico (9F-4CA), fluorenonas totales incluyendo otras fluorenonas no enumeradas individualmente (fluorenonas totales), 4,4'45 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 siguiente proporciona las cantidades preferidas de estas impurezas en alimentacion de disolvente para 50 oxidacion primaria de acuerdo con una realizacion.

TABLA 1- Componentes de la alimentacion de disolvente introducida en la oxidacion primaria

Identificacion de componente

Cant. preferida (ppmp) Cant. 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 estan tambien tipicamente presentes en el disolvente reciclado, variando generalmente a niveles aun menores y/o en proporcion a uno o mas de los compuestos aromaticos divulgados. Los procedimientos de control de los compuestos aromaticos divulgados en los intervalos preferidos mantendran 5 tipicamente las demas impurezas aromaticas a niveles adecuados.

Cuando se usa bromo en el medio de reaccion, es conocido que existen un gran numero de formas ionicas y organicas de bromo en equilibrio dinamico. Estas diversas formas de bromo tienen diferentes caractensticas de estabilidad una vez dejan el medio de reaccion y pasan a traves de diversas operaciones unitarias referentes al 10 disolvente reciclado. Por ejemplo, el acido alfa-bromo-para-toluico puede persistir como tal en algunas condiciones o puede hidrolizarse rapidamente en otras condiciones, formando acido 4-hidroximetilbenzoico y bromuro de hidrogeno. En la presente invencion, es preferible que al menos aproximadamente un 40 % en peso, mas preferiblemente que al menos aproximadamente un 60 % en peso y lo mas preferiblemente que al menos aproximadamente un 80 % en peso de la masa total de bromo presente en la alimentacion de disolvente agregado al 15 medio de reaccion primario este en una o mas de las siguientes formas qmmicas: bromo ionico, acido alfa-bromo- para-toluico y acido bromoacetico.

Aunque la importancia y el valor de controlar la pureza promedio en peso agregado de la alimentacion de disolvente dentro de los lfmites divulgados deseados de la presente invencion no se habfa descubierto y/o divulgado hasta 20 ahora, los medios adecuados para controlar la pureza de la alimentacion de disolvente pueden montarse a partir de diversos procedimientos ya conocidos en la materia. En primer lugar, cualquier disolvente evaporado del medio de reaccion primario es tfpicamente de pureza adecuada a condicion de que no se arrastren lfquido o solidos del medio de reaccion primario con el disolvente evaporado. La alimentacion de gotitas de disolvente a reflujo al espacio de desprendimiento de gas de descarga por encima del medio de reaccion primario, como se divulga en la presente 25 memoria, limita apropiadamente dicho arrastre, y puede condensarse a partir de dicho gas de descarga un disolvente reciclado de pureza adecuada con respecto al compuesto aromatico. En segundo lugar, la purificacion mas diffcil y costosa de la alimentacion de disolvente reciclado se refiere tfpicamente al disolvente tomado del medio de reaccion primaria en forma lfquida y al disolvente que se pone en contacto subsiguientemente con las fases lfquida y/o solida del medio de reaccion extrafdo del recipiente de reaccion primaria (p.ej., disolvente reciclado 30 obtenido de un filtro en que se concentran y/o lavan los solidos, disolvente reciclado obtenido de una centnfuga en que se concentran y/o lavan los solidos, disolvente reciclado tomado de una operacion de cristalizacion y demas). Sin embargo, son tambien conocidos medios en la materia para efectuar la purificacion necesaria de estas corrientes de disolvente reciclado usando una o mas divulgaciones anteriores. Con respecto a controlar que los solidos precipitados en disolvente reciclado esten dentro de los intervalos especificados, los medios de control adecuados 35 incluyen, pero sin limitacion, sedimentacion gravimetrica, filtracion mecanica usando tela filtrante en filtros de cinta rotatoria y filtros de tambor rotatorio, filtracion mecanica usando medio de filtrado estacionario en recipientes a presion, hidrociclones y centnfugas. Con respecto a controlar que la especie aromatica disuelta en disolvente reciclado este dentro de los intervalos especificados, los medios de control incluyen, pero sin limitacion, aquellos

divulgados en la patente de EE.UU. n° 4.939.297 y la solicitud de patente de EE.UU. n° de pub. 2005-0038288. Sin embargo, ninguna de estas invenciones anteriores ha descubierto ni divulgado los niveles preferidos de pureza en la alimentacion de disolvente agregado como se divulga en la presente memoria. En lugar de ello, estas invenciones anteriores proporcionaban meramente medios para purificar corrientes seleccionadas y parciales de disolvente 5 reciclado sin deducir los presentes valores optimos inventivos de la composicion de alimentacion de disolvente promedio en peso agregado al medio de reaccion primario.

Volviendo ahora a la pureza de la alimentacion de compuesto aromatico, es conocido que estan presentes ciertos niveles de acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico y son tolerables a bajos niveles en TPA purificado usado 10 para la produccion de polfmero. Ademas, es conocido que estas especies son relativamente mas solubles en muchos disolventes y pueden retirarse ventajosamente de TPA purificado mediante procesos de cristalizacion. Sin embargo, a partir de una realizacion de la invencion divulgada en la presente memoria, es ahora conocido que el control del nivel de varias especies aromaticas relativamente solubles, incluyendo en particular acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico, en la fase lfquida del medio de reaccion de oxidacion primaria es sorprendentemente 15 importante para controlar el nivel de compuestos aromaticos polidclicos y coloreados creados en el medio de reaccion, para controlar los compuestos con mas de 2 funciones acido carboxflico por molecula, para controlar la actividad de reaccion en el medio de reaccion de oxidacion parcial y para controlar las perdidas de rendimiento de oxidante y de compuesto aromatico.

20 Es conocido en la materia que acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico se forman en el medio de reaccion como sigue. La impureza de alimentacion meta-xileno se oxida con buena conversion y rendimiento hasta IPA. La impureza de alimentacion orto-xileno se oxida con buena conversion y rendimiento hasta acido ftalico. Las impurezas de alimentacion etilbenceno y tolueno se oxidan con buena conversion y rendimiento hasta acido benzoico. Sin embargo, los inventores han observado que se forman tambien cantidades significativas de acido 25 isoftalico, acido ftalico y acido benzoico en un medio de reaccion que comprende para-xileno por medios distintos de la oxidacion de meta-xileno orto-xileno, etilbenceno y tolueno. Estas otras rutas qmmicas intrmsecas incluyen posiblemente descarbonilacion, descarboxilacion, la reorganizacion de estados de transicion y la adicion de radicales metilo y carbonilo a anillos aromaticos.

30 En la determinacion de los intervalos preferidos de impurezas en la alimentacion de compuesto aromatico, son relevantes muchos factores. 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 (p.ej., en un medio de reaccion para la oxidacion parcial de para-xileno, tolueno y etilbenceno encontrados tipicamente en para-xileno de pureza comercial, conducen a acido benzoico, y este acido benzoico se retira en gran 35 medida de la mayona de TPA comerciales). Cuando el producto de oxidacion parcial de una impureza de alimentacion participa en reacciones adicionales, se vuelven apropiados factores distintos de la simple perdida de rendimiento y retirada cuando se considera en cuanto coste de purificacion de alimentacion incurrir (p.ej., en un medio de reaccion para la oxidacion parcial de para-xileno, el etilbenceno conduce a acido benzoico y el acido benzoico conduce subsiguientemente a acido 9-fluorenon-2-carboxflico altamente coloreado, a acido isoftalico, a 40 acido ftalico y a oxidos de carbono aumentados, entre otros). Cuando el medio de reaccion autogenera cantidades adicionales de una impureza mediante mecanismos qrnmicos no relacionados directamente con las impurezas de alimentacion, el analisis se vuelve todavfa mas complejo (p.ej., en un medio de reaccion para la oxidacion parcial de para-xileno, se autogenera tambien acido benzoico a partir del para-xileno mismo). Ademas, el procesamiento posterior del producto acido policarboxflico bruto puede afectar a las consideraciones de pureza de alimentacion 45 preferida. Por ejemplo, el coste de retirar hasta niveles adecuados una impureza directa (acido benzoico) y las impurezas subsiguientes (acido isoftalico, acido ftalico, acido 9-fluorenon-2-carboxflico, et al.) puede ser el mismo, puede ser diferente entre sf y puede ser diferente de los requisitos de retirada de una impureza en gran medida no relacionada (p.ej., el producto de oxidacion incompleta 4-CBA en la oxidacion de para-xileno a TPA).

50 Se prefieren los siguientes intervalos de pureza de alimentacion divulgados para para-xileno cuando se alimenta para-xileno con disolvente y oxidante a un medio de reaccion para oxidacion parcial para producir TPA. Estos intervalos son mas preferidos en el proceso de produccion de TPA que tiene etapas postoxidacion para retirar del medio de reaccion impurezas distintas de oxidante y disolvente (p.ej., metales catalizadores). Estos intervalos son todavfa mas preferidos en procesos de produccion de TPA que retiran el 4-CBA adicional del CTA (p.ej.., mediante 55 conversion de CTA en tereftalato de dimetilo mas impurezas de ester y la subsiguiente separacion del ester metflico de 4-CBA por destilacion, mediante procedimientos de digestion oxidativa para convertir 4-CBA en TPA, mediante procedimientos de hidrogenacion para convertir 4-CBA en acido para-toluico, que se separa entonces mediante procedimientos de cristalizacion parcial). Estos intervalos son los mas preferidos en procesos de produccion de TPA que retiran el 4-CBA adicional de CTA mediante procedimientos de digestion oxidativa para convertir 4-CBA en TPA.

Usando el nuevo conocimiento de los intervalos preferidos de compuestos aromaticos de reciclaje y de las cantidades relativas de compuestos aromaticos formadas directamente a partir de la oxidacion de impurezas de alimentacion en comparacion con otras rutas qmmicas intrmsecas, se han descubierto intervalos mejorados de 5 impurezas para para-xileno impuro alimentado a un proceso de oxidacion parcial para la produccion de TPA. La Tabla 2 siguiente proporciona los valores preferidos para la cantidad de meta-xileno, orto-xileno y etilbenceno + tolueno en la alimentacion de para-xileno expresados en partes por millon en peso de para-xileno.

TABLA 2 - Componentes de la alimentacion de para-xileno impuro a oxidacion primaria

Identificacion de componente

Cant. preferida (ppmp) Cant. mas preferida (ppmp) La cant. mas preferida (ppmp)

meta-xileno

20 - 800 50 - 600 3100 -400

orto-xileno

310 -300 20 - 200 30 -100

etilbenceno + tolueno*

2 -00 50 - 500 100 - 300

total

50 - 900 100 - 800 200 - 700

* La especificacion para etilbenceno + tolueno esta cada una separadamente y sumada

10

Los especialistas en la materia reconoceran ahora que las impurezas anteriores en para-xileno impuro pueden tener su mayor efecto sobre el medio de reaccion despues de acumularse sus productos de oxidacion parcial en el disolvente reciclado. Por ejemplo, alimentar la cantidad superior del intervalo mas preferido de meta-xileno, 400 ppmp, producira inmediatamente aproximadamente 200 ppmp de acido isoftalico en la fase lfquida del medio de 15 reaccion cuando funcione con aproximadamente 33 % en peso de solidos en el medio de reaccion. Esto se compara con una entrada de la cantidad superior del intervalo mas preferido de acido isoftalico en el disolvente reciclado de 400 ppmp que, despues de permitir que una evaporacion de disolvente tfpica enfne el medio de reaccion, asciende a aproximadamente 1.200 ppmp de acido isoftalico en la fase lfquida del medio de reaccion. Por tanto, es la acumulacion de productos de oxidacion parcial con el tiempo en el disolvente reciclado lo que representa el mayor 20 impacto 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 de impurezas en la alimentacion de para-xileno impuro durante al menos la mitad de cada dfa de funcionamiento de cualquier medio de reaccion de oxidacion parcial en una unidad de fabricacion particular, mas preferiblemente durante al menos % de cada dfa durante al menos 7 dfas consecutivos de funcionamiento y lo mas preferiblemente cuando los promedios de masa 25 ponderada de la composicion de alimentacion de para-xileno impuro esten dentro de los intervalos preferidos durante al menos 30 dfas consecutivos de funcionamiento.

Los medios para obtener para-xileno impuro de pureza preferida son ya conocidos en la materia e incluyen, pero sin limitacion, procedimientos de destilacion, cristalizacion parcial a temperaturas subambientales y procedimientos de 30 tamizado molecular usando adsorcion de tamano de poro selectivo. Sin embargo, los intervalos preferidos de pureza especificados en la presente memoria son, en su extremo superior, mas demandantes y caros que los practicados caractensticamente por suministradores comerciales de para-xileno; y sin embargo en su extremo inferior, los intervalos preferidos evitan una purificacion abiertamente costosa de para-xileno para alimentacion a un medio de reaccion de oxidacion parcial mediante el descubrimiento y divulgacion de que los efectos combinados de 35 autogeneracion de impurezas a partir de para-xileno mismo y de reacciones de consumo de impurezas en el medio de reaccion se vuelven mas importantes que las tasas de alimentacion de impurezas en el para-xileno impuro.

Cuando la corriente de alimentacion que contiene xileno contiene impurezas seleccionadas, tales como etilbenceno y/o tolueno, la oxidacion de estas impurezas puede generar acido benzoico. Como se usa en la presente memoria, el 40 termino “acido benzoico generado por impurezas” denotara acido benzoico derivado de cualquier fuente distinta de xileno durante la oxidacion de xileno.

Como se divulga en la presente memoria, una porcion del acido benzoico producido durante la oxidacion de xileno deriva del xileno mismo. Esta produccion de acido benzoico a partir de xileno es claramente ademas de cualquier 45 porcion de produccion de acido benzoico que pueda ser acido benzoico generado por impurezas. Sin ligarse a teona alguna, se cree que el acido benzoico deriva de xileno en el medio de reaccion cuando diversos productos de oxidacion intermedios de xileno se descarbonilan (perdida de monoxido de carbono) o se descarboxilan (perdida de dioxido de carbono) espontaneamente produciendo asf radicales arilo. Estos radicales arilo pueden sustraer entonces un atomo de hidrogeno de una de las muchas fuentes disponibles en el medio de reaccion y producir acido 50 benzoico autogenerado. Cualquiera que sea el mecanismo qmmico, el termino “acido benzoico autogenerado”, como se usa en la presente memoria, denotara acido benzoico derivado de xileno durante la oxidacion de xileno.

Como se divulga tambien en la presente memoria, cuando se oxida para-xileno para producir acido tereftalico (TPA), la produccion de acido benzoico autogenerado causa perdida de rendimiento de para-xileno y perdida de rendimiento de oxidante. Ademas, la presencia de acido benzoico autogenerado en la fase lfquida del medio de reaccion se correlaciona con aumentos de muchas reacciones secundarias indeseables, en particular incluyendo la 5 generacion de compuestos altamente coloreados llamados monocarboxifluorenonas. El acido benzoico autogenerado contribuye tambien a la acumulacion indeseable de acido benzoico en el disolvente reciclado, lo que eleva ademas la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion. Por tanto, la formacion de acido benzoico autogenerado se minimiza deseablemente, pero este se considera apropiadamente simultaneamente con el acido benzoico generado por impurezas, con factores que afectan al consumo de acido 10 benzoico, con factores referentes a otros asuntos de selectividad de reaccion y con los aspectos economicos globales.

Los inventores han descubierto que la autogeneracion de acido benzoico puede controlarse a bajos niveles mediante la seleccion apropiada de entre, por ejemplo, temperatura, distribucion de xileno y disponibilidad de oxfgeno en el 15 medio de reaccion durante la oxidacion. Sin desear ligarse a teona alguna, las menores temperaturas y disponibilidad de oxfgeno mejorada parecen suprimir las tasas de descarbonilacion y/o descarboxilacion, evitando por tanto el aspecto de perdida de rendimiento del acido benzoico autogenerado. La disponibilidad de oxfgeno suficiente parece dirigir los radicales arilo hacia otros productos mas benignos, en particular acidos hidroxibenzoicos. La distribucion de xileno en el medio de reaccion puede afectar tambien al equilibrio entre la conversion de radical 20 arilo en acido benzoico o en acidos hidroxibenzoicos. Cualesquiera que sean los mecanismos qmmicos, los inventores han descubierto condiciones de reaccion que, aunque suficientemente moderadas para reducir la produccion de acido benzoico, son suficientemente estrictas para oxidar una alta fraccion de la produccion de acido hidroxibenzoico a monoxido de carbono y/o dioxido de carbono, que se retiran facilmente del producto acido policarboxflico.

25

En una realizacion preferida, el reactor de oxidacion se configura y funciona de tal manera que se minimice la formacion de acido benzoico autogenerado se y se maximice la oxidacion de acidos hidroxibenzoicos a monoxido de carbono y/o dioxido de carbono. Cuando se emplea el reactor de oxidacion para oxidar para-xileno a acido tereftalico, se prefiere que el para-xileno constituya al menos aproximadamente un 50 % en peso del xileno total en 30 la corriente de alimentacion introducida en el reactor. Mas preferiblemente, el para-xileno constituye al menos aproximadamente un 75 % en peso del xileno total en la corriente de alimentacion. Todavfa mas preferiblemente, el para-xileno constituye al menos un 95 % en peso del xileno total en la corriente de alimentacion. Lo mas preferiblemente, el para-xileno constituye sustancialmente todo el xileno total en la corriente de alimentacion.

35 Cuando se emplea el reactor para oxidar para-xileno a acido tereftalico, se prefiere maximizar la tasa de produccion de acido tereftalico, mientras se minimiza la tasa de produccion de acido benzoico autogenerado. Preferiblemente, la relacion de tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico a tasa de produccion (en peso) de acido benzoico autogenerado es de al menos aproximadamente 500:1, mas preferiblemente de al menos aproximadamente 1.000:1 y lo mas preferiblemente de al menos 1.500:1. Como se observara a continuacion, la tasa de produccion de acido 40 benzoico autogenerado se mide preferiblemente cuando la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion esta por debajo de 2.000 ppmp, mas preferiblemente por debajo de 1.000 ppmp y lo mas preferiblemente por debajo de 500 ppmp, porque estas bajas concentraciones suprimen hasta tasas adecuadamente bajas las reacciones que convierten acido benzoico en otros compuestos.

45 Al combinar el acido benzoico autogenerado y el acido benzoico generado por impurezas, la relacion de tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico a tasa de produccion (en peso) de acido benzoico total (autogenerado y generado por impurezas) es preferiblemente de al menos aproximadamente 400:1, mas preferiblemente de al menos aproximadamente 700:1 y lo mas preferiblemente de al menos 1.100:1. Como se observara a continuacion, la tasa sumada de produccion de acido benzoico autogenerado mas acido benzoico generado por impurezas se mide 50 preferiblemente cuando la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion esta por debajo de 500 ppmp, porque estas concentraciones bajas suprimen hasta tasas adecuadamente bajas las reacciones que convierten acido benzoico en otros compuestos.

Como se divulga en la presente memoria, las concentraciones elevadas de acido benzoico en la fase lfquida del 55 medio de reaccion de digestion oxidativa conducen a la formacion aumentada de muchos otros compuestos aromaticos, varios de los cuales son impurezas nocivas para TPA; y, como se divulga en la presente memoria, las concentraciones elevadas de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion conducen a la formacion aumentada de gases de oxido de carbono, cuya formacion representa la perdida de rendimiento de oxidante y de compuestos aromaticos y/o disolvente. Ademas, se divulga ahora que los inventores han descubierto que una

porcion considerable de esta formacion aumentada de otros compuestos aromaticos y de oxidos de carbono deriva de reacciones que convierten algunas de las moleculas de acido benzoico mismas, en contraposicion con el acido benzoico que cataliza otras reacciones sin consumirse el mismo. Por consiguiente, la “generacion neta de acido benzoico” se define en la presente memoria como el peso promediado en tiempo de todo el acido benzoico que sale 5 del medio de reaccion menos el peso promediado en tiempo de todo el acido benzoico que entra en el medio de reaccion durante el mismo periodo de tiempo. Esta generacion neta de acido benzoico es a menudo positiva, impulsada por las tasas de formacion de acido benzoico generado por impurezas y acido benzoico autogenerado. Sin embargo, los inventores han descubierto que la tasa de conversion de acido benzoico en oxidos de carbono, y en varios otros compuestos, parece aumentar de forma aproximadamente lineal a medida que aumenta la 10 concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion, medida cuando las demas condiciones de reaccion, que comprenden temperatura, disponibilidad de oxfgeno, STR y actividad de reaccion, se mantienen apropiadamente constantes. Por tanto, cuando la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion es suficientemente alta, quizas debido a una concentracion elevada de acido benzoico en el disolvente reciclado, entonces la conversion de moleculas de acido benzoico en otros compuestos, incluyendo oxidos de 15 carbono, puede volverse igual o mayor que la generacion qmmica de nuevas moleculas de acido benzoico. En este caso, la generacion neta de acido benzoico puede equilibrarse cerca de cero o incluso negativa. Los inventores han descubierto que cuando la generacion neta de acido benzoico es positiva, entonces la relacion de tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico en el medio de reaccion en comparacion con la tasa de generacion neta de acido benzoico en el medio de reaccion es preferiblemente superior a aproximadamente 700:1, mas preferiblemente 20 superior a aproximadamente 1.100:1 y lo mas preferiblemente superior a 4.000:1. Los inventores han descubierto que cuando la generacion neta de acido benzoico es negativa, la relacion de tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico en el medio de reaccion en comparacion con la tasa de generacion neta de acido benzoico en el medio de reaccion es preferiblemente superior a aproximadamente 200:(-1), mas preferiblemente superior a aproximadamente 1.000:(-1) y lo mas preferiblemente superior a 5.000:(-1).

25

Otra realizacion se refiere a la oxidacion parcial de un compuesto aromatico con equilibrio apropiado de la supresion de impurezas aromaticas nocivas por un lado frente a la produccion de dioxido de carbono y monoxido de carbono, colectivamente oxidos de carbono (COx), por el otro lado. Estos oxidos de carbono salen tfpicamente del recipiente de reaccion en el gas de descarga, y corresponden a una perdida destructiva de disolvente y de compuesto 30 aromatico, incluyendo los derivados oxidados preferidos en ultima instancia (p.ej., 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 nocivas, como se describe a continuacion, y el bajo nivel de conversion global son inevitablemente demasiado malos para ser de utilidad economica. Los inventores han descubierto tambien lfmites superiores de oxidos de carbono por encima de los cuales la generacion de oxidos de 35 carbono continua aumentando con poco valor anadido proporcionado por la reduccion de la generacion de impurezas aromaticas nocivas.

Los inventores han descubierto que reducir las concentraciones en fase lfquida de alimentacion de compuesto aromatico y de especies intermedias aromaticas en un medio de reaccion conduce a menores tasas de generacion 40 de impurezas nocivas durante la oxidacion parcial del compuesto aromatico. Estas impurezas nocivas incluyen anillos aromaticos acoplados y/o moleculas aromaticas que contienen mas del numero deseado de grupos acido carboxflico (p.ej., en la oxidacion de para-xileno, las impurezas nocivas 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 derivados de la alimentacion de compuesto aromatico oxidable y siguen 45 reteniendo grupos hidrocarbilo no aromaticos (p.ej., en la oxidacion de para-xileno, las especies intermedias aromaticas comprenden para-tolualdehndo, tereftaldehndo, acido para-toluico, 4-CBA, acido 4-hidroximetilbenzoico y acido alfa-bromo-para-toluico). La alimentacion de compuesto 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 nocivas de manera similar a la ya divulgada en la presente memoria para especies 50 aromaticas disueltas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (p.ej., acido isoftalico).

En comparacion con esta necesidad de mayor actividad de reaccion para suprimir la formacion de impurezas aromaticas nocivas durante la oxidacion parcial de un compuesto aromatico oxidable, los inventores han descubierto que el resultado acompanante indeseable es una produccion aumentada de oxidos de carbono. Es importante 55 apreciar que estos oxidos de carbono representan una perdida de rendimiento de compuesto aromatico y oxidante, no solo de disolvente. De forma explfcita, una fraccion sustancial y a veces principal de los oxidos de carbono procede del compuesto aromatico y sus derivados, en lugar del disolvente; y a menudo el compuesto aromatico cuesta mas por unidad de carbono que el disolvente. Ademas, es importante apreciar que el acido carboxflico producto (p.ej., TPA) esta tambien sujeto a sobreoxidacion hasta oxidos de carbono cuando esta presente en la fase

Ifquida del medio de reaccion.

Tambien es importante apreciar que la presente divulgacion se refiere a reacciones en la fase Ifquida del medio de reaccion y a las concentraciones de reactante en la misma. Esto esta en contraposicion con algunas invenciones 5 anteriores que se refieren directamente a la creacion en forma solida precipitada de compuesto aromatico que retiene grupos hidrocarbilo no aromaticos. Espedficamente, para la oxidacion parcial de para-xileno a TPA, ciertas invenciones anteriores conciernen a la cantidad de 4-CBA precipitada en la fase solida de CTA. Sin embargo, los presentes inventores han descubierto una varianza de mas de 2 a 1 para la relacion de 4-CBA en la fase solida a 4- CBA en la fase lfquida, usando las mismas especificaciones de temperatura, presion, catalisis, composicion de 10 disolvente y tasa de reaccion espaciotemporal del para-xileno, dependiendo de si la oxidacion parcial se realiza en un autoclave bien mezclado o en un medio de reaccion con oxfgeno y escalonamiento de para-xileno de acuerdo con la presente invencion. Ademas, los inventores han observado que la relacion de 4-CBA en la fase solida a 4- CBA en la fase lfquida puede variar tambien en mas de 2 a 1 en medio de reaccion bien mezclado o escalonado, dependiendo de la tasa de reaccion espaciotemporal del para-xileno en especificaciones por lo demas similares de 15 temperatura, presion, catalisis y composicion de disolvente. Adicionalmente, el 4-CBA en CTA en fase solida no parece contribuir a la formacion de impurezas nocivas, y el 4-CBA en fase solida puede recuperarse y oxidarse a TPA sencillamente y con alto rendimiento (p.ej., por oxidacion digestiva de la suspension inicial como se describe en la presente memoria); mientras que la retirada de impurezas nocivas es mucho mas diffcil y costosa que la retirada de 4-CBA en fase solida, y la produccion de oxidos de carbono representa una perdida de rendimiento permanente. 20 Por tanto, es importante distinguir que este aspecto de la presente invencion se refiere a composiciones en fase lfquida en el medio de reaccion.

Tanto procedentes de disolvente como de compuesto aromatico, los inventores han descubierto que, a conversiones de utilidad comercial, la produccion de oxidos de carbono se refiere en gran medida al nivel de actividad de reaccion 25 global a pesar de la amplia variacion en la combinacion espedfica de temperatura, metales, halogenos, temperatura, acidez del medio de reaccion medida por el pH y concentraciones acuosas empleadas para obtener el nivel de actividad de reaccion global. Los inventores han encontrado util para la oxidacion parcial de xileno evaluar el nivel de actividad de reaccion global usando la concentracion en fase lfquida de acidos toluicos a mitad de altura del medio de reaccion, en la parte inferior del medio de reaccion y en la parte superior del medio de reaccion.

30

Por tanto, surge un equilibrio simultaneo importante para minimizar la creacion de impurezas nocivas aumentando la actividad de reaccion y sin embargo minimizar la creacion de oxidos de carbono reduciendo la actividad de reaccion. Es decir, si la produccion global de oxidos de carbono se suprime demasiado lentamente, se forman entonces niveles excesivos de impurezas nocivas, y viceversa.

35

Ademas, los inventores han descubierto que la solubilidad y la reactividad relativa del acido carboxflico deseado (p.ej., TPA) 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 nocivas. El acido carboxflico producto deseado se disuelve tfpicamente en la fase lfquida del medio de reaccion, incluso cuando 40 esta tambien 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 en el intervalo de aproximadamente 1.000 ppmp a mas de 1 % en peso, aumentando la solubilidad a medida que aumenta la temperatura. A pesar de que hay diferencias en las tasas de reaccion para la formacion de diversas impurezas nocivas por la alimentacion de compuesto aromatico oxidable (p.ej., para-xileno), por los intermedios de reaccion aromaticos (p.ej., acido para- 45 toluico), por el acido carboxflico deseado (p.ej., TPA) y por la especie aromatica que carece de grupos hidrocarbilo no aromaticos (p.ej., acido isoftalico), la presencia y reactividad de los dos ultimos grupos establecen una region de rendimientos decrecientes con respecto a la supresion adicional de los dos primeros grupos, la alimentacion de compuesto aromatico oxidable y los intermedios de reaccion aromaticos. Por ejemplo, en una oxidacion parcial de para-xileno a TPA, si el TPA disuelto asciende a 7.000 ppmp en la fase lfquida del medio de reaccion en condiciones 50 dadas, el acido benzoico disuelto asciende a 8.000 ppmp, el acido isoftalico disuelto asciende a 6.000 ppmp y el acido ftalico disuelto asciende a 2.000 ppmp, entonces el valor de reduccion adicional de compuestos nocivos totales empieza a disminuir a medida que aumenta la actividad de reaccion 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 55 al aumentar la actividad de reaccion, y su presencia sirve para expandir ascendentemente la region de rendimientos decrecientes para reducir la concentracion de intermedios de reaccion para suprimir la formacion de impurezas nocivas.

Por tanto, una realizacion proporciona intervalos preferidos de oxidos de carbono (monoxido de carbono y dioxido de

carbono) limitados por el extremo inferior por la baja actividad de reaccion y la excesiva formacion de impurezas nocivas y por el extremo superior por perdidas de carbono excesivas, pero a niveles menores que los descubiertos anteriormente y divulgados como comercialmente utiles. Por consiguiente, la formacion de oxidos de carbono se controla preferiblemente como sigue. La relacion de moles de oxidos de carbono totales producidos a moles de 5 compuesto aromatico oxidable alimentado esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,02:1 a aproximadamente 0,25:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,04:1 a aproximadamente 0,22:1, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,05:1 a aproximadamente 0,19:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,06:1 a 0,15:1. La relacion de moles de dioxido de carbono producidos a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,01:1 a 10 aproximadamente 0,21:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,03:1 a aproximadamente 0,19:1, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,04:1 a aproximadamente 0,16:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,05:1 a 0,11:1. La relacion de moles de monoxido de carbono producidos a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,005:1 a aproximadamente 0,09:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,01:1 a aproximadamente 15 0,07:1, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,015:1 a aproximadamente 0,05:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,02:1 a 0,04.

El contenido de dioxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidacion esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 1,5 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de 20 aproximadamente 0,20 a aproximadamente 1,2 % en moles, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,25 a aproximadamente 0,9 % en moles y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,30 a 0,8 % en moles. El contenido de monoxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidacion esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,05 a aproximadamente 0,6 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,10 a aproximadamente 0,5 % en moles, todavfa mas preferiblemente en el 25 intervalo de 0,15 a aproximadamente 0,35 % en moles y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,18 a 0,28 % en moles.

Los inventores han descubierto que es un factor importante para reducir la produccion de oxidos de carbono a estos intervalos preferidos mejorar la pureza del disolvente reciclado y de la alimentacion de compuesto aromatico para 30 reducir la concentracion de compuestos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos de acuerdo con las divulgaciones de la presente invencion; esto reduce simultaneamente la formacion de oxidos de carbono y de impurezas nocivas. Es otro factor mejorar la distribucion de para-xileno y oxidante en el recipiente de reaccion de acuerdo las divulgaciones de la presente invencion. Son otros factores que posibilitan los niveles preferidos anteriores de oxidos de carbono funcionar con los gradientes en el medio de reaccion como se divulgan en la 35 presente memoria para presion, temperatura, concentracion de compuesto aromatico en la fase lfquida y oxidante en la fase gaseosa. Son otros factores que posibilitan los niveles preferidos anteriores de oxidos de carbono funcionar dentro de las divulgaciones de la presente memoria preferidas para tasa de reaccion espaciotemporal, presion, temperatura, composicion de disolvente, composicion de catalizador y geometna mecanica del recipiente de reaccion.

40

Es un posible beneficio de funcionar dentro de los intervalos preferidos de formacion de oxido de carbono que puede reducirse el uso de oxfgeno molecular, aunque no a valores estequiometricos. A pesar del buen escalonamiento de oxidante y compuesto aromatico de acuerdo con la presente invencion, debe retenerse un exceso de oxfgeno por encima del valor estequiometrico, calculado para la alimentacion de compuesto aromatico solo, para permitir ciertas 45 perdidas de oxidos de carbono y para proporcionar oxfgeno molecular en exceso para controlar la formacion de impurezas nocivas. Espedficamente para el caso donde el xileno sea la alimentacion de compuesto aromatico, la relacion de alimentacion de peso de oxfgeno molecular a peso de xileno esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,9:1 a aproximadamente 1,5:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,95:1 a aproximadamente 1,3:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1:1 a 1,15:1. Espedficamente para la 50 alimentacion de xileno, el contenido promediado en tiempo de oxfgeno molecular en el gas de descarga seco del reactor de oxidacion esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 6 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 2 % en moles y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1,5 a 3 % en moles.

55 Es otro posible beneficio de funcionar dentro de los intervalos preferidos de formacion de oxido de carbono que se convierte menos compuesto aromatico 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 dividida entre la suma de los moles de todos los compuestos aromaticos que entran en el medio de reaccion durante un periodo continuo de tiempo, preferiblemente 1 hora, mas preferiblemente 1 dfa y lo mas preferiblemente 30 dfas

5

10

15

20

25

30

35

40

45

50

55

consecutivos. Se hace referencia de aqu en adelante a esta relacion como la “relacion de supervivencia molar” para compuestos aromaticos en el medio de reaccion y se expresa como un porcentaje numerico. Si todos los compuestos aromaticos entrantes salen del medio de reaccion como compuestos aromaticos, aunque en su mayona en las formas oxidadas de los compuestos aromaticos entrantes, entonces la relacion de supervivencia molar tiene su valor maximo de 100 %. Si exactamente 1 de cada 100 moleculas aromaticas entrantes se convierte en oxidos de carbono y/u otras moleculas no aromaticas (p.ej., acido acetico) mientras pasa por el medio de reaccion, entonces la relacion de supervivencia molar es de 99 %. Espedficamente para el caso donde el xileno es la alimentacion principal de compuesto aromatico oxidable, la relacion de supervivencia molar para compuestos aromaticos en el medio de reaccion esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 98 a aproximadamente 99,9 %, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 98,5 a aproximadamente 99,8 % y lo mas preferiblemente en el intervalo de 99,0 a 99,7 %.

Otro aspecto 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 agua y acido acetico, y por tanto tiende a seguir el gas de descarga a menos que se emplee enfriamiento adicional u otras operaciones unitarias para recuperarlo y/o destruirlo antes de liberar el gas de descarga al ambiente. La formacion de acetato de metilo representa por tanto un coste operativo y tambien un coste de capital. Quizas el acetato de metilo se forme combinando en primer lugar un radical metilo, quizas de la descomposicion de acido acetico, con oxfgeno produciendo hidroperoxido de metilo, que se descompone subsiguientemente formando metanol, y reaccionando finalmente el metanol producido con el acido acetico restante formando acetato de metilo. Cualquiera que sea la ruta qmmica, los inventores han descubierto que siempre que la produccion de acetato de metilo esta a una tasa demasiado baja, entonces la produccion de oxidos de carbono es tambien demasiado baja y la produccion de impurezas aromaticas nocivas es demasiado alta. Si la produccion de acetato de metilo esta a una tasa demasiado alta, entonces la produccion de oxidos de carbono es tambien innecesariamente alta, conduciendo a perdidas de rendimiento de disolvente, compuesto aromatico y oxidante. Cuando se emplean las realizaciones preferidas divulgadas en la presente memoria, la relacion de produccion de moles a acetato de metilo producido a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,005:1 a aproximadamente 0,09:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,01:1 a aproximadamente 0,07:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,02:1 a aproximadamente 0,04:1.

Cuando la generacion de dioxido de carbono, monoxido de carbono, su suma y/o de acetato de metilo estan por debajo de los intervalos preferidos divulgados en la presente memoria, o cuando la relacion de supervivencia molar para compuestos aromaticos esta por encima de los intervalos preferidos divulgados en la presente memoria, la actividad de reaccion debena aumentar o la STR debena reducirse. Es un acelerante de la actividad la temperatura aumentada, dentro de los intervalos preferidos divulgados en la presente memoria. Es otro acelerante de la actividad la actividad catalftica aumentada proporcionada por la mezcla de productos qdmicos catalfticos y disolvente. Generalmente, aumentar las concentraciones de cobalto y/o bromo acelerara la actividad de reaccion, si se usan estos dentro de los intervalos preferidos en la presente memoria. Ajustar la concentracion en el medio de reaccion de otros componentes catalfticos y del agua puede usarse tambien para acelerar la actividad de reaccion. La STR disminuye al disminuir la tasa de alimentacion de compuesto aromatico y/o al aumentar el volumen del medio de reaccion.

Cuando la generacion de dioxido de carbono, monoxido de carbono, su suma y/o de acetato de metilo es mayor que los intervalos preferidos divulgados en la presente memoria y/o cuando la tasa de supervivencia molar del compuesto aromatico esta por debajo de los intervalos preferidos divulgados en la presente memoria, las acciones de control preferibles incluyen la inversion de las acciones anteriores, de nuevo dentro de los intervalos preferidos divulgados en la presente memoria. Los inventores senalan que es particularmente provechoso elevar la sTr lo mas posible dentro de los intervalos de la presente memoria, manteniendo una buena calidad de oxidacion medida por las impurezas nocivas en el CTA y en el medio de reaccion. Los inventores senalan de nuevo que es diffcil mantener esta calidad de oxidacion a dicha STR alta, y que se requiere una atencion muy cuidadosa con respecto a lo siguiente: alimentar la dispersion tras la entrada al medio de reaccion, la calidad de aireacion por el medio de reaccion, la desgasificacion tras la salida del medio de reaccion, la STR de oxfgeno y el oxfgeno disuelto por el medio de reaccion, el oxidante en exceso que sale del medio de reaccion, el gradiente espacial deseable de STR de oxfgeno, el gradiente espacial deseable de concentracion de compuesto aromatico, el gradiente espacial deseable de concentracion de oxidante, la presion de cabeza, el gradiente espacial deseable de presion y la temperatura preferida a mitad de altura del medio de reaccion; y todo como se divulga en la presente memoria. Como variante y para conseguir menor dioxido de carbono, monoxido de carbono y/o su suma y/o para aumentar la tasa de supervivencia molar para compuestos aromaticos, los inventores han descubierto que es util suprimir en el medio de reaccion la concentracion de compuestos aromaticos solubles que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos

(p.ej., acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico); esta supresion puede efectuarse usando una alimentacion mas pura de compuesto aromatico y/o disolvente mas puro, especialmente dentro de los intervalos preferidos para cada uno como se divulgan en la presente memoria.

5 En un medio de reaccion que oxida continuamente para-xileno a acido tereftalico a la STR preferida divulgada en la presente memoria, se prefiere que la cantidad de acido para-toluico en la fase lfquida del medio de reaccion se mantenga en el intervalo de aproximadamente 200 a aproximadamente 10.000 ppmp, mas preferiblemente de aproximadamente 800 a aproximadamente 8.000 ppmp y lo mas preferiblemente de 1.600 a 6.000 ppmp. Ademas, la conversion de para-xileno en acido tereftalico en el medio de reaccion se mantiene preferiblemente por encima de 10 aproximadamente 50 % en moles, mas preferiblemente por encima de aproximadamente 90 % en moles, todavfa mas preferiblemente por encima de aproximadamente 95 % en moles y lo mas preferiblemente por encima de 97 % en moles.

Como se discute anteriormente, la suspension inicial producida por oxidacion primaria llevada a cabo de acuerdo 15 con una o mas de las realizaciones descritas en la presente memoria es sorprendentemente superior y util. Por ejemplo, la suspension inicial preferida incluye un lfquido inicial que tiene una concentracion relativamente baja de impurezas importantes, y esto reduce de forma importante la creacion de otras impurezas aun mas indeseables como se divulga en la presente memoria. Ademas, la composicion de suspension adicional ayuda de forma importante al procesamiento subsiguiente del lfquido inicial para volverlo un disolvente reciclado adecuadamente 20 puro, de acuerdo con otras realizaciones de la presente invencion. Ademas, cuando el sistema de oxidacion primaria mejorado descrito en la presente memoria se usa para llevar a cabo la oxidacion parcial en fase lfquida de para- xileno a acido tereftalico bruto (CTA), los perfiles espaciales de intensidad de reaccion local, intensidad de evaporacion local y temperatura local combinados con los patrones de flujo lfquido dentro del medio de reaccion y las temperaturas de oxidacion relativamente bajas preferidas, contribuyen a la formacion de partfculas de CTA que 25 tienen propiedades unicas y ventajosas.

Las FIG. 19A y 19B ilustran las partfculas de CTA basicas producidas por el sistema de oxidacion primaria mejorado descrito en la presente memoria. La FIG. 19A muestra las partfculas de CTA basicas a 500 aumentos, mientras que la FIG. 19B se centra en una de las partfculas de CTA basicas y muestra esa partfcula a 2.000 aumentos. Como 30 quizas se ilustra mejor en la FIG. 19B, cada partfcula de CTA basica esta formada tfpicamente por un gran numero de subpartfculas de CTA aglomeradas pequenas, dando asf a la partfcula de CTA basica un area superficial relativamente alta, alta porosidad, baja densidad y buena solubilidad. A menos que se especifique otra cosa, las diversas propiedades del CTA de la invencion, descritas a continuacion, se miden usando una muestra representativa del CTA, donde la muestra representativa pesa al menos 1 gramo y/o esta formada por al menos 35 10.000 partfculas de CTA individuales. Las partfculas de CTA basicas tienen tfpicamente un tamano medio de partfcula en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 150 micrometres, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 120 micrometros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 40 a 90 micrometros. Las subpartfculas de CTA tienen tfpicamente un tamano medio de partfcula en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 30 micrometros, mas preferiblemente de aproximadamente 1 a 40 aproximadamente 15 micrometros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 2 a 5 micrometros. El area superficial relativamente alta de las partfculas de CTA basicas ilustradas en las FIG. 19A y 19B puede cuantificarse usando un procedimiento de medida del area superficial de Braunauer-Emmett-Teller (BET). Preferiblemente, las partreulas de CTA basicas tienen una superficie de BET media de al menos aproximadamente 0,6 metros cuadrados por gramo (m2/g). Mas preferiblemente, las partreulas de CTA basicas tienen un area superficial de BET media en el intervalo 45 de aproximadamente 0,8 a aproximadamente 4 m2/g. Lo mas preferiblemente, las partreulas de CTA basicas tienen un area superficial de BET media en el intervalo de aproximadamente 0,9 a 2 m2/g. Las propiedades ffsicas (p.ej., tamano de partreula, area superficial de BET, porosidad y solubilidad) de las partreulas de CTA basicas formadas mediante el proceso de oxidacion optimizado de una realizacion preferida de la presente invencion permiten la purificacion de las partreulas de CTA mediante procedimientos mas efectivos y/o economicos, como se describe con 50 mas detalle a continuacion con respecto a las FIG. 22-26.

Los valores de tamano medio de partreula proporcionados anteriormente se determinaron usando microscopia de luz polarizada y analisis de imagenes. El equipo empleado en el analisis del tamano de partreula inclrna un microscopio optico Nikon E800 con un objetivo 4x Plan Flour N.A. 0,13, una camara digital Spot RT™ y un ordenador personal 55 que ejecuta el software de analisis de imagenes Image Pro Plus™ V4.5.0.19. Este procedimiento de analisis del tamano de partreula inclrna 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 microscopio de luz polarizada (condiciones polarizadas cruzadas, las partreulas aparecen como objetos brillantes en un fondo negro); (4) capturar diferentes imagenes para cada preparacion de muestra (tamano de campo= 3 x 2,25

mm; tamano de pfxel= 1,84 micrometros^xel); (5) efectuar el analisis de imagenes con el software Image Pro Plus™; (6) exportar las medidas de pardcula a una hoja de calculo y (7) efectuar la caracterizacion estad^stica en la hoja de calculo. La etapa (5) de "efectuar el analisis de imagenes con el software Image Pro Plus™” inclma las subetapas de: (a) fijar el umbral de imagen para detectar pardculas blancas en fondo oscuro; (b) crear una imagen 5 binaria; (c) ejecutar un filtro abierto de un solo paso para filtrar el ruido de pixel; (d) medir todas las partfculas en la imagen y (e) resenar el diametro medio medido para cada partfcula. El software Image Pro Plus™ define el diametro medio de partfculas individuales como la longitud media numerica de diametros de partfcula medidos a intervalos de 2 ° y pasando a traves del centroide de la partfcula. La etapa 7 de "efectuar la caracterizacion estadfstica en la hoja de calculo” comprende calcular el tamano medio de partfcula ponderado en volumen como sigue. Se calcula el 10 volumen de cada una de las n partfculas en una muestra como si fueran esfericas usando n/6 * di3; multiplicando el volumen de cada partfcula por su diametro para encontrar n/6 * di4; sumando para todas las partfculas de la muestra los valores de n/6 * di4; sumando los volumenes de todas las partfculas de la muestra y calculando el diametro de partfcula ponderado en volumen como la suma en las n partfculas de la muestra de (n/6 * di4) dividida entre la suma en las n partfculas de la muestra de (n/6 * di3). Como se usa en la presente memoria, “tamano medio de partfcula” 15 hace referencia al tamano medio de partfcula ponderado en volumen determinado de acuerdo con el procedimiento de prueba descrito anteriormente, y se hace tambien referencia como D(4,3).

D( 4,3) =

imagen1

20 Ademas, la etapa 7 comprende encontrar los tamanos de partfcula para los que diversas fracciones del volumen de muestra total son menores. Por ejemplo, D(v,0,1) es el tamano de partfcula para el que el 10 % del volumen de muestra total es menor y el 90 % es mayor; D(v0,5) 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 % del volumen de muestra total es menor y asn Ademas, la etapa 7 comprende calcular el valor de D(v,0,9) menos D(v,0,1), a lo que 25 se hace referencia en la presente memoria como “dispersion del tamano de partfcula”; y la etapa 7 comprende calcular el valor de la dispersion del tamano de partfcula dividida entre D(4,3), lo que se define en la presente memoria como “dispersion relativa del tamano de partfcula".

Ademas, es preferible que el D(v,0,1) de las partfculas de CTA como se mide anteriormente este en el intervalo de 30 aproximadamente 5 a aproximadamente 65 micrometros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 55 micrometros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 25 a 45 micrometros. Es preferible que el D(v,0,5) de las partfculas de CTA medido anteriormente este en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 90 micrometros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 80 micrometros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 30 a 70 micrometros. Es preferible que 35 el D(v,0,9) de las partfculas de CTA medido anteriormente este en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 150 micrometros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 130 micrometros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 50 a 110 micrometros. Es preferible que la dispersion relativa del tamano de partfcula este en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 2,0, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,6 a aproximadamente 1,5 y lo mas preferiblemente 40 en el intervalo de 0,7 a 1,3.

Los valores de area superficial de BET proporcionados anteriormente se midieron en un Micromeritics ASAP2000 (disponible en Micromeritics Instrument Corporation of Norcross, GA). En la primera etapa del proceso de medida, se pesaron de 2 a 4 gramos de muestra de las partfculas y se secaron a vado a 50 °C. Se puso entonces la muestra en 45 el colector de gas de analisis y se enfrio a 77 °K. Se midio la isoterma de adsorcion de nitrogeno a un mmimo de 5 presiones de equilibrio exponiendo la muestra a volumenes conocidos de gas nitrogeno y midiendo el descenso de presion. Las presiones de equilibrio estaban apropiadamente en el intervalo de P/P0= 0,01-0,20, donde P es la presion de equilibrio y P0 es la presion de vapor del nitrogeno lfquido a 77 °K. Se represento entonces la isoterma resultante de acuerdo con la siguiente ecuacion de BET:

50

.-Z—s-L+£zI(jL)

Va(P„~P) KC VnC \_Pn)

donde Va es el volumen de gas adsorbido por la muestra a P, Vm es el volumen de gas necesario para cubrir toda la

superficie de la muestra con una monocapa de gas y C es una constante. A partir de esta grafica, se determinaron Vm y C. Vm se convirtio entonces en un area superficial usando el area de seccion transversal del nitrogeno a 77 °K por:

5

imagen2

donde a es el area de seccion transversal del nitrogeno a 77 °K, T es 77 °K y R es la constante de gases.

Como se alude anteriormente, el CTA producido por el sistema de oxidacion primaria mejorado descrito en la 10 presente memoria exhibe propiedades de disolucion superiores frente al CTA convencional elaborado por otros procesos. Esta tasa de disolucion mejorada permite purificar el CTA de la invencion mediante procesos mas eficientes y/o mas efectivos. La siguiente descripcion aborda la manera en que puede cuantificarse la tasa de disolucion de CTA.

15 La tasa de disolucion de una cantidad conocida de solidos en una cantidad conocida de disolvente en una mezcla agitada puede medirse mediante diversos protocolos. Como se usa en la presente memoria, se define como sigue un procedimiento de medida llamado “la prueba de disolucion cronometrada”. Se usa una presion ambiental de aproximadamente 0,1 megapascales a lo largo de la prueba de disolucion cronometrada. La temperatura ambiental usada a lo largo de la prueba de disolucion cronometrada es de aproximadamente 22 °C. Ademas, los solidos, 20 disolvente y todos los aparatos de disolucion estan totalmente equilibrados termicamente a esta temperatura antes de empezar la prueba y no hay un calentamiento ni enfriamiento apreciables del vaso de precipitados ni sus contenidos durante el periodo de tiempo de disolucion. Se pone una porcion de disolvente de pureza analftica de HPLC reciente tetrahidrofurano (>99,9 % de pureza), de aqrn en adelante THF, que pesa 250 gramos en un vaso de precipitados de vidrio KIMAX de 400 mililitros alto limpio (Kimble® numero de pieza 14020, Kimble/Kontes, Vineland, 25 NJ), que no esta aislado, es de lados lisos y generalmente de forma cilmdrica. Se pone en el vaso de precipitados una barra agitadora magnetica recubierta con teflon (VWR numero de pieza 58948-230, de aproximadamente 1 pulgada de largo con 3/8 de pulgada de diametro, seccion transversal octagonal, VWR International, West Chester, PA 19380), donde se deposita naturalmente en el fondo. Se agita la muestra usando un agitador magnetico Variomag® multipoint 15 (H&P Labortechnik AG, Oberschleissheim, Alemania) a un nivel de 800 revoluciones por 30 minuto. Esta agitacion empieza no mas de 5 minutos antes de la adicion de solidos y continua constantemente durante al menos 30 minutos despues de anadir los solidos. Se pesa una muestra solida de partfculas de TPA bruto o purificado que asciende a 250 miligramos en un platillo de pesada de muestra no adhesivo. Al tiempo de inicio designado como t= 0, se vierten los solidos pesados a la vez en el THF agitado y se pone en marcha simultaneamente el cronometro. Si se hace apropiadamente, el THF humedece muy rapidamente los solidos y forma 35 una suspension diluida bien agitada al cabo de 5 segundos. Subsiguientemente, se obtienen muestras de esta mezcla a los siguientes tiempos, medidos en minutos, desde 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, 10,00, 15,00 y 30,00. Se extrae cada muestra pequena de la mezcla diluida bien agitada usando una jeringuilla desechable nueva (Becton, Dickinson and Co, 5 mililitros, REF 30163, Franklin Lakes, NJ 07417). Inmediatamente despues de la extraccion del vaso de precipitados, se descargan rapidamente 40 aproximadamente 2 mililitros de muestra lfquida transparente a traves de un filtro de jeringuilla nuevo no usado (25 mm de diametro, 0,45 micrometros, Gelman GHP Acrodisc GF®, Pall Corporation, East Hills, NY 11548) en un vial de muestra de vidrio nuevo marcado. La duracion de cada relleno de jeringuilla, colocacion del filtro y descarga en un vial de muestra es correctamente menor de aproximadamente 5 segundos, y este intervalo se inicia y termina apropiadamente dentro de 3 segundos por encima o por debajo de cada tiempo de muestreo diana. Al cabo de 45 aproximadamente 5 minutos de cada relleno, se cierran los viales de muestra y se mantienen a temperatura aproximadamente constante hasta efectuar los analisis qmmicos siguientes. Despues de tomar la muestra final a un tiempo de 30 min despues de t= 0, se analizan en las 16 muestras la cantidad de TPA disuelto usando el procedimiento HPLC-DAd, generalmente como se describe en otro lugar de esta divulgacion. Sin embargo, en la presente prueba, los patrones de calibracion y los resultados resenados estan basados ambos en los miligramos de 50 TPA disuelto por gramo de disolvente THF (de aqrn en adelante, “ppm en THF”). Por ejemplo, si los 250 miligramos de solidos fueran TPA muy puro y si se disolviera totalmente toda esta cantidad en los 250 gramos de disolvente THF antes de tomar una muestra particular, la concentracion medida correctamente sena de aproximadamente 1.000 ppm en THF.

55 Cuando el CTA producido por el sistema de oxidacion primaria mejorado descrito en la presente memoria se somete a la prueba de disolucion cronometrada descrita anteriormente, se prefiere que una muestra tomada 1 minuto

despues de t= 0 se disuelva a una concentracion de al menos aproximadamente 500 ppm en THF, mas preferiblemente a al menos 600 ppm en THF. Para una muestra tomada 2 minutos despues de t= 0, se prefiere que el CTA de acuerdo con la actual invencion se disuelva a una concentracion de al menos aproximadamente 700 ppm en THF, mas preferiblemente al menos a 750 ppm en THF. Para una muestra tomada 4 min despues de t= 0, se 5 prefiere que el CTA de acuerdo con la actual invencion se disuelva a una concentracion de al menos aproximadamente 840 ppm en THF, mas preferiblemente al menos a 880 ppm en THF.

Los inventores han encontrado que un modelo de crecimiento exponencial negativo relativamente sencillo es util para describir la dependencia temporal de todo el conjunto de datos de una prueba de disolucion cronometrada 10 completa, a pesar de la complejidad de las muestras de partfculas y del proceso de disolucion. La forma de la ecuacion, de aqu en adelante “modelo de disolucion cronometrada” es como sigue:

imagen3

15 donde

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, donde A se refiere en su mayor parte a la disolucion 20 rapida de las partfculas menores a tiempos muy cortos, y donde la suma de A + B se refiere en su mayor parte a la cantidad total de disolucion cerca del final del periodo de prueba especificado; y C= una constante de tiempo de regresion 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 25 datos reales y los correspondientes valores del modelo, llamandose dicho procedimiento comunmente un ajuste “de mmimos cuadrados”. Es un paquete de software preferido para ejecutar esta regresion de datos JMP version 5.1.2 (SAS Institute Inc., JMP SoftWare, SAS Campus Drive, Cary, NC 27513).

Cuando se prueba el CTA producido por el sistema de oxidacion primaria mejorado descrito en la presente memoria 30 con la prueba de disolucion cronometrada y se ajusta al modelo de disolucion cronometrada anterior, se prefiere que el CTA tenga una constante temporal “C” mayor de aproximadamente 0,5 minutos redprocos, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,6 minutos redprocos y lo mas preferiblemente mayor de 0,7 minutos redprocos.

Las FIG. 20A y 20B ilustran una partfcula de CTA convencional elaborada por un proceso de oxidacion convencional 35 a alta temperatura en un reactor continuo de tanque agitado (CSTR). La FIG. 20A muestra la partfcula de CTA convencional a 500 aumentos, mientras que la FIG. 20B se centra en y muestra la partfcula de CTA a 2.000 aumentos. Una comparacion visual de las partfculas de CTA de la invencion ilustradas en las FIG. 19A y 19B y la partfcula de CTA convencional ilustrada en las FIG. 20A y 20B muestra que la partfcula de CTA convencional tiene una mayor densidad, menor area superficial, menor porosidad y mayor tamano de partfcula que las partfculas de 40 CTA producidas por el sistema de oxidacion primaria mejorado descrito en la presente memoria. De hecho, el CTA convencional representado en las FIG. 20A y 20B tiene un tamano medio de partfcula de aproximadamente 205 micrometros y un area superficial de BET de aproximadamente 0,57 m2/g.

El CTA producido a partir de la oxidacion primaria de acuerdo con una realizacion de la presente invencion contiene 45 menos impurezas de tipos seleccionados que el CTA producido por procesos y aparatos convencionales, en particular aquellos que emplean disolvente reciclado. Las impurezas que pueden estar presentes en el CTA incluyen las siguientes: 4-carboxibenzaldeddo (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-fluorenon-2-carboxflico (9F-2CA), acido 9-fluorenon-4-carboxflico (9F-4CA), fluorenonas totales incluyendo 50 otras fluorenonas no enumeradas individualmente (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) y 2,5,4'-tricarboxibenzofenona (2,5,4'-TCBP). La Tabla 3 siguiente proporciona las cantidades preferidas de estas impurezas en CTA producido de acuerdo con una realizacion de la presente 55 invencion.

TABLA 3 - Impurezas de CTA iniciales

Identificacion de impureza

Cant. preferida (PPmP) Cant. mas preferida (PPmP) La cant. mas preferida (ppmp)

4-CBA

< 15.000 100 -8.000 440 -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 de acuerdo con una realizacion de la presente invencion tenga un contenido de color reducido respecto al CTA producido por procesos y aparatos convencionales, en particular 5 aquellos que emplean disolvente reciclado. Por tanto, se prefiere que el CTA producido de acuerdo con una realizacion de la presente invencion tenga una transmitancia porcentual a 340 nanometros (nm) de al menos aproximadamente un 25 %, mas preferiblemente de al menos aproximadamente un 50 %, todavfa mas preferiblemente de al menos aproximadamente un 60 % y lo mas preferiblemente de al menos un 70 %. Se prefiere ademas que el CTA producido de acuerdo con una realizacion de la presente invencion tenga una transmitancia 10 porcentual a 400 nanometros (nm) de al menos aproximadamente un 88 %, mas preferiblemente de al menos aproximadamente un 90 % y lo mas preferiblemente de al menos un 92 %.

La prueba de transmitancia porcentual proporciona una medida de las impurezas absorbentes de luz coloreadas presentes con TPA o CTA. Como se usa en la presente memoria, la prueba hace referencia a medidas realizadas en 15 una porcion de una solucion preparada disolviendo 2,00 gramos de TPA o CTA solido seco en 20,0 mililitros de dimetilsulfoxido (DMSO) de pureza analttica o mejor. Se puso entonces una porcion de esta solucion en una celda de semimicroflujo 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 fila de diodos Agilent 8453 para medir la transmitancia a diferentes longitudes de onda de la luz a traves de esta celda de flujo 20 llenada (Agilent Technologies, 395 Page Mill Road, Palo Alto, CA 94303). Despues de la correccion apropiada de la absorbancia del fondo, incluyendo pero sin limitacion de la celda y el disolvente usado, se resenan directamente por la maquina los resultados de transmitancia porcentual, que caracterizan la fraccion de luz incidente que se transmite a traves de la solucion. Los valores de transmitancia porcentual a longitudes de onda de luz de 340 nm y 400 nm son particularmente utiles para discriminar el TPA puro de muchas de las impurezas encontradas tfpicamente en la 25 presente memoria.

Se proporcionan a continuacion en la Tabla 4 los intervalos preferidos de diversas impurezas aromaticas en la suspension inicial (solido inicial + lfquido inicial) extrafdas del reactor/zona de oxidacion primaria.

TABLA 4 - Impurezas de la suspension inicial

Identificacion de impurezas

Cant. preferida (PPmP) Cant. mas preferida (ppmp) La cant. mas preferida (ppmp)

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 7.5 -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

Estas composiciones preferidas para la suspension inicial encarnan la composicion preferida de la fase Ifquida del medio de reaccion, mientras que evitan provechosamente las dificultades experimentales concernientes a la 5 precipitacion de componentes de fase lfquida adicionales del medio de reaccion en componentes de fase solida durante el muestreo del medio de reaccion, la separacion de lfquidos y solidos y el cambio a condiciones analfficas.

Muchas otras impurezas aromaticas estan tambien presentes ffpicamente en la fase de suspension del medio de reaccion y en el CTA del medio de reaccion, variando generalmente a niveles aun menores y/o en proporcion a uno 10 o mas de los compuestos aromaticos divulgados. Controlar los compuestos aromaticos divulgados en los intervalos preferidos mantendra las demas impurezas aromaticas a niveles adecuados. Estas composiciones ventajosas para la suspension inicial y para el CTA solido tomado directamente de la suspension inicial se posibilitan al funcionar con realizaciones de la invencion divulgadas en la presente memoria para la oxidacion parcial de para-xileno a TPA.

15 En una realizacion preferida, la relacion en peso de concentracion promediada en tiempo de PTAL a para-xileno en el componente ffquido de la suspension inicial (es decir, el lfquido inicial) es de al menos aproximadamente 3, 4, 5 o 6. Preferiblemente, la relacion en peso de la concentracion promediada en tiempo de acido para-toluico PTAC a para-xileno en el lfquido inicial es de al menos aproximadamente 20, 30, 40 o 60. Preferiblemente, la relacion en peso de la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA a para-xileno en el lfquido inicial es de al menos 20 aproximadamente 6, 8, 10 o 12. Preferiblemente, la concentracion total de todos los compuestos aromaticos disueltos en la fase lfquida de cualquier suspension de producto de reaccion de oxidacion (p.ej., la suspension inicial de oxidacion primaria y/o el producto de suspension de cualquier etapa de la digestion oxidativa) y/o cualquier medio de reaccion de oxidacion es menor de aproximadamente un 16, 10, 6 o 4 % en peso.

25 Se efectuan las medidas de la concentracion de componentes de bajo nivel en el disolvente, disolvente reciclado, CTA, suspension inicial y PTA usando procedimientos de cromatograffa lfquida. Se describen ahora dos realizaciones intercambiables.

El procedimiento al que se hace referencia en la presente memoria como HPLC-DAD comprende una cromatograffa 30 lfquida a alta presion (HPLC) acoplada con un detector de fila de diodos (DAD) para proporcionar la separacion y cuantificacion de diversas especies moleculares en una muestra dada. El instrumento usado en esta medida es un HPLC modelo 1100 equipado con un DAD, proporcionado por Agilent Technologies (Palo Alto, CA), aunque estan tambien comercialmente disponibles otros instrumentos adecuados y de otros suministradores. Como es conocido en la materia, se calibran tanto el tiempo de elucion como la respuesta del detector usando compuestos conocidos 35 presentes en cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiados para los que aparecen en las muestras desconocidas reales.

El procedimiento al que se hace referencia en la presente memoria como HPLC-MS comprende cromatograffa Kquida a alta presion (HPLC) acoplada con espectrometna de masas (MS) para proporcionar la separacion, identificacion y cuantificacion de diversas especies moleculares en una muestra dada. El instrumento usado en esta medida es un HPLC de Alliance y una MS de ZQ proporcionados por Waters Corp. (Milford, MA), aunque estan 5 tambien comercialmente disponibles otros instrumentos adecuados y de otros suministradores. Como es conocido en la materia, se calibran tanto el tiempo de elucion como la respuesta espectrometrica de masas usando compuestos conocidos presentes en cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiados para los que aparecen en las muestras desconocidas reales.

10 La FIG. 21 ilustra un proceso convencional para elaborar acido tereftalico purificado (PTA). En el proceso de PTA convencional, se oxida parcialmente para-xileno en un reactor de oxidacion primaria a alta temperatura agitado mecanicamente (700). Se extrae una suspension inicial que comprende CTA del reactor (700) y se purifica entonces en un sistema de purificacion (702). Se introduce el producto PTA del sistema de purificacion (702) en un sistema de separacion (706) para la separacion y secado de las partfculas de PTA. El sistema de purificacion (702) representa 15 una gran parte de los costes asociados a la produccion de partfculas de PTA por procedimientos convencionales. El sistema de purificacion (702) incluye generalmente un sistema de intercambio/adicion de agua (708), un sistema de disolucion (710), un sistema de hidrogenacion (712) y tres recipientes de cristalizacion separados (704a,b,c). En el sistema de adicion/intercambio de agua (708), se desplaza una porcion sustancial de las soluciones madre con agua. Despues de la adicion de agua, se introduce la suspension de agua/CTA en el sistema de disolucion (710), 20 donde se calienta la mezcla de agua/CTA hasta que las partfculas de CTA se disuelven completamente en agua. Despues de la disolucion del CTA, se somete la solucion de CTA en agua a hidrogenacion en el sistema de hidrogenacion (712). Se somete entonces el efluente hidrogenado del sistema de hidrogenacion (712) a tres etapas de cristalizacion en los recipientes de cristalizacion (704a,b,c), seguida de separacion de PTA en el sistema de separacion (706).

25

La FIG. 22 ilustra un proceso mejorado para producir PTA que emplea un reactor de oxidacion primaria (800) configurado y funcionando de acuerdo con una realizacion de la presente invencion. Se extrae una suspension inicial que comprende partfculas de CTA solido y las soluciones madre del reactor (800). Tfpicamente, la suspension inicial puede contener en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 50 % en peso de partfculas de CTA 30 solido, siendo el resto soluciones madre lfquidas. Las partfculas de CTA solido presentes en la suspension inicial contienen al menos aproximadamente 400 ppmp de 4-carboxibenzaldetndo (4-CBA), mas tfpicamente al menos aproximadamente 800 ppmp de 4-CBA y lo mas tfpicamente en el intervalo de 1.000 a 15.000 ppmp de 4-CBA. La suspension inicial extrafda del reactor (800) se introduce en el sistema de purificacion (80)2 para reducir la concentracion de 4-CBA y otras impurezas presentes en el CTA. Se produce una suspension mas pura/purificada en 35 el sistema de purificacion (802) y se somete a separacion y secado en un sistema de separacion (804), produciendo asf partfculas de acido tereftalico solido mas puro que comprenden menos de aproximadamente 400 ppmp de 4- CBA, mas preferiblemente menos de aproximadamente 250 ppmp de 4-CBA y lo mas preferiblemente en el intervalo de 10 a 200 ppmp de 4-CBA.

40 El sistema de purificacion (802) del sistema de produccion de PTA ilustrado en la FIG. 22 proporciona una serie de ventajas frente al sistema de purificacion (802) del sistema de la tecnica anterior ilustrado en la FIG. 21. Preferiblemente, el sistema de purificacion (802) incluye generalmente un sistema de intercambio de soluciones (806), un digestor (808) y un solo cristalizador (810). En el sistema de intercambio de soluciones (806), se reemplaza al menos aproximadamente un 50 % en peso de la solucion madre presente en la suspension inicial por un 45 disolvente de reemplazo reciente, para proporcionar asf una suspension de disolvente intercambiado que comprende partfculas de CTA y el disolvente de reemplazo. Se introduce la suspension de disolvente intercambiado que sale del sistema de intercambio de soluciones (806) en el digestor (o reactor de oxidacion secundaria) (808). En el digestor (808), se efectua una reaccion de oxidacion secundaria a temperaturas ligeramente mayores que las usadas en la reaccion de oxidacion inicial/primaria llevada a cabo en el reactor de columna de burbujas (800). Como se discute 50 anteriormente, el alta area superficial, pequeno tamano de partfcula y baja densidad de las partfculas de CTA producidas en el reactor de oxidacion primaria (800) causan que ciertas impurezas atrapadas en las partfculas de CTA se vuelvan disponibles para oxidacion en el digestor (808) sin requerir la disolucion completa de las partfculas de CTA en el digestor (808). Por tanto, la temperatura en el digestor (808) puede ser menor que en muchos procesos de la tecnica anterior similares. La oxidacion secundaria llevada a cabo en el digestor (808) reduce 55 preferiblemente la concentracion de 4-CBA en el CTA a al menos 200 ppmp, mas preferiblemente al menos aproximadamente 400 ppmp y lo mas preferiblemente en el intervalo de 600 a 6.000 ppmp. Preferiblemente, la temperatura de oxidacion secundaria en el digestor (808) es al menos aproximadamente 10 °C mayor que la temperatura de oxidacion primaria en el reactor de columna de burbujas (800), mas preferiblemente de aproximadamente 20 a aproximadamente 80 °C mayor que la temperatura de oxidacion primaria en el reactor (800)

y lo mas preferiblemente de 30 a 50 °C mayor que la temperature de oxidacion primaria en el reactor (800). La temperature de oxidacion secundaria esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 160 a aproximadamente 240 °C, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 180 a aproximadamente 220 °C y lo mas preferiblemente en el intervalo de 190 a 210 °C. El producto purificado del digestor (808) requiere solo una 5 unica etapa de cristalizacion en el cristalizador (810) antes de la separacion en el sistema de separacion (804).

Las partfculas de CTA con la morfologfa preferida divulgadas en la presente memoria son particularmente utiles en el proceso de digestion oxidativa descrito anteriormente para la reduccion del contenido de 4-CBA. Ademas, estas partfculas de CTA preferidas proporcionan ventajas en un amplio intervalo de otros procesos posteriores que 10 implican la disolucion y/o reaccion qmmica de las partfculas. Estos procesos posteriores adicionales incluyen, pero sin limitacion tambien, la reaccion con al menos un compuesto que contiene hidroxilo formando compuestos de ester, especialmente la reaccion de CTA con metanol formando tereftalato de dimetilo y esteres impurezas; la reaccion con al menos un diol formando compuestos de ester monomericos y/o polimericos, especialmente la reaccion de CTA con etilenglicol formando poli(tereftalato de etileno) (PET) y la disolucion total o parcial en 15 disolventes incluyendo, pero sin limitacion tambien, agua, acido acetico y N-metil-2-pirrolidona, que puede incluir procesamiento adicional incluyendo, pero sin limitacion tambien, reprecipitacion de un acido tereftalico mas puro y/o reduccion qmmica selectiva de grupos carbonilo distintos de los grupos acido carboxflico. Esta incluida en especial la disolucion sustancial de CTA en un disolvente que comprende agua acoplada con la hidrogenacion parcial que reduce la cantidad de aldetndos, especialmente 4-CBA, fluorenonas, fenonas y/o antraquinonas.

20

Como se menciona anteriormente, la pureza mejorada de la suspension inicial producida por el sistema de oxidacion primaria descrito anteriormente permite procesar la suspension inicial usando tecnicas novedosas. En particular, las FIG. 23-26 ilustran esquematicamente sistemas de produccion de TPA que emplean una o mas realizaciones de la presente invencion. Cada uno de los sistemas de produccion de TPA ilustrados en las FIG. 23-26 incluye una etapa 25 de oxidacion primaria, al menos una etapa de digestion oxidativa, una etapa de enfriamiento opcional, una etapa de separacion y una etapa de secado opcional. Los inventores senalan que las diversas etapas ilustradas en las FIG. 23-26 pueden sustituirse o anadirse una a otra. Por ejemplo, la etapa de oxidacion primaria (900) de la FIG. 23 puede reemplazarse por la etapa de oxidacion primaria (930) de la FIG. 25. A modo de ejemplo adicional, la etapa de calentamiento (956) de la FIG. 26 podna anadirse entre las etapas de digestion oxidativa temprana y tardfa (912) 30 y (914) de la FIG. 24.

En las realizaciones ilustradas de las FIG. 23 y 24, se prefiere llevar a cabo las etapas de oxidacion primaria (900) y (910) en un reactor de oxidacion configurado y funcionando de acuerdo con la descripcion proporcionada anteriormente para las configuraciones del reactor de oxidacion ilustradas en las FIG. 1-11. La etapa de oxidacion 35 primaria (930) de la FIG. 25 emplea preferiblemente un reactor configurado y funcionando de acuerdo con la descripcion proporcionada anteriormente para las configuraciones del sistema reactor ilustradas en las FIG. 12-14. La etapa de oxidacion primaria (950) y la etapa de digestion oxidativa de extraccion lateral (952) de la FIG. 26 se llevan a cabo preferiblemente en un sistema reactor configurado y funcionando de acuerdo con la descripcion proporcionada anteriormente con referencia a las FIG. 15 y 16.

40

Cada uno de los sistemas de produccion de TPA ilustrados en las FIG. 23-26 emplea al menos una etapa de digestion oxidativa donde se somete al menos una porcion de la suspension inicial producida por la oxidacion primaria a purificacion por digestion oxidativa. Como se usa en la presente memoria, el termino “digestion oxidativa” denota oxidacion de una suspension que contiene un acido policarboxflico producido por oxidacion primaria. 45 Preferiblemente, la digestion oxidativa se lleva a cabo en condiciones que permitan la disolucion y reprecipitacion continuas de las partfculas de acido policarboxflico. En una realizacion de la presente invencion descrita con mas detalle a continuacion, se lleva a cabo la digestion oxidativa en un solo reactor/zona de digestion (p.ej., etapa de digestion oxidativa (902) de la FIG. 23). En otra realizacion de la presente invencion, descrita con mas detalle a continuacion, se lleva a cabo la digestion oxidativa en dos reactores/zonas de digestion (p.ej., las etapas de 50 digestion oxidativa (912) y (914) de la FIG. 24, las etapas de digestion oxidativa (934) y (938/940) de la FIG. 25 y las etapas de digestion oxidativa (952) y (954) de la FIG. 26). En una realizacion alternativa, una o mas etapas de digestion oxidativa pueden reemplazarse por una o mas etapas de cristalizacion (p.ej., en la FIG. 24, la etapa de cristalizacion (916) podna reemplazar a la etapa de digestion oxidativa (914) tardfa). Estas etapas de cristalizacion se llevan a cabo preferiblemente de la misma manera que las etapas de digestion oxidativa que se estan 55 reemplazando, excepto porque no se anade oxfgeno molecular a la etapa o etapas de cristalizacion. Tfpicamente, el espacio de vapor y el efluente gaseoso, si lo hubiera, de la etapa o etapas de cristalizacion contienen menos de aproximadamente 0,001 % en moles de oxfgeno molecular.

En una realizacion, se prefiere suministrar al menos aproximadamente un 10, 50, 90 o 95 % en peso del solido inicial

extrafdo de la oxidacion primaria a la digestion oxidativa en menos de aproximadamente 32, 8, 2 o 0,5 minutes despues de extraer de la oxidacion primaria. Los inventores han descubierto que un retardo en el suministro del oxido inicial a la digestion oxidativa aumenta la cantidad de 4-CBA retenida en el TPA solido ex^do de la digestion oxidativa. Ademas, la importancia de seguir de cerca (es decir, la digestion oxidativa sigue de cerca a la oxidacion 5 primaria) se vuelve mayor cuando la temperatura de la suspension inicial extrafda de la oxidacion primaria es mayor de 165 °C, 175 °C, 185 °C o 190 °C.

En los sistemas de produccion de TPA ilustrados en las FIG. 23-26, al menos una porcion de producto (es decir, suspension inicial) que sale de la oxidacion primaria se introduce subsiguientemente en la digestion oxidativa sin 10 extraccion sustancial de ftquido inicial y/o sin adicion sustancial de disolvente limpiador. Por lo tanto, en una realizacion de la presente invencion, se elimina sustancialmente el intercambio de soluciones entre la oxidacion primaria y la digestion oxidativa.

Los inventores han descubierto que cuando el producto del sistema de oxidacion primaria mejorado descrito en la 15 presente memoria se procesa subsiguientemente de acuerdo con ciertas realizaciones de la presente invencion, no es necesaria la retirada total o parcial de los compuestos catalfticos anteriormente a la digestion oxidativa para controlar la combustion de carbono durante la digestion oxidativa. Como se usa en la presente memoria, el termino “combustion de carbono” denota la formacion de monoxido de carbono y/o dioxido de carbono a partir de un compuesto organico. Los compuestos organicos ejemplares incluyen para-xileno, TPA, intermedios de reaccion, 20 impurezas aromaticas y acido acetico. Ademas, los inventores han descubierto que, incluso en un proceso continuo que usa disolvente reciclado (definido anteriormente), no es necesaria la separacion de impurezas aromaticas nocivas solubles del TPA solido mediante la extraccion de aguas cargadas de impurezas para formar un producto de TPA solido adecuado para formar poftmeros de PET que tienen alto peso molecular, bajo color y alta calidad global. Por el contrario, la retencion y eventual precipitacion de fracciones aumentadas de impurezas aromaticas 25 relativamente no reactivas, tanto coloreadas como no coloreadas, junto con el producto de TPA solido es sorprendentemente un modo preferido, dada la combinacion apropiada de otras etapas de proceso, como se divulga con mas detalle a continuacion.

Como se usa en la presente memoria, el termino “impurezas aromaticas nocivas” denota impurezas aromaticas 30 coloreadas y aquellos compuestos aromaticos que contienen mas o menos de 2 funciones acido carboxflico (p.ej., BA, PTAC, 4-CBA, TMA y 2,5,4'-tricarboxibifenilo). Como se usa en la presente memoria, el termino “impurezas aromaticas relativamente no reactivas” denota impurezas aromaticas que carecen de al menos uno de cualquiera de un grupo hidrocarbilo no aromatico o un atomo de oxfgeno unido covalentemente a otro atomo de oxfgeno. Como se usa en la presente memoria, el termino “impurezas aromaticas” denota compuestos aromaticos distintos de para- 35 xileno y TPA. Como se usa en la presente memoria, el termino “impurezas aromaticas coloreadas” denota impurezas aromaticas que no aparecen neutramente blancas al ojo humano en condiciones de iluminacion ambiental ftpicas (p.ej., diversos estilbenos, fluorenonas, antraquinonas y terfenilos). Como se usa en la presente memoria, el termino “intermedios de reaccion aromaticos” denota compuestos aromaticos distintos de para-xileno que comprenden al menos un grupo hidrocarbilo no aromatico o al menos un atomo de oxfgeno unido covalentemente a otro atomo de 40 oxfgeno.

Cuando se elimina sustancialmente el intercambio de soluciones entre la oxidacion primaria y la digestion primaria de acuerdo con una realizacion de la presente invencion, se prefiere que al menos un 30, 60, 80 o 95 % del ftquido inicial originalmente presente en la suspension inicial extrafda de la oxidacion primaria se retenga en la suspension 45 sometida a digestion oxidativa. Preferiblemente, la relacion en peso de cobalto, otros compuestos catalfticos y/o acido benzoico en la suspension que entra en la digestion oxidativa al mismo compuesto en la suspension inicial producida en la oxidacion primaria es de al menos 0,3, 0,6, 0,8 o, 0,95. Mas preferiblemente, la relacion en peso de cobalto, otros compuestos catalfticos y/o acido benzoico en la suspension que sale de la digestion oxidativa al mismo compuesto en la suspension inicial producida en la oxidacion primaria es de al menos 0,3, 0,6, 0,8 o 0,95. 50 Cuando se lleva a cabo la digestion oxidativa en multiples etapas, la descripcion en este parrafo puede aplicarse a cualquiera o todas las etapas de digestion oxidativa, lo mas preferiblemente incluyendo la ultima etapa de digestion oxidativa.

Cuando se elimina sustancialmente el intercambio de soluciones entre la oxidacion primaria y la digestion oxidativa, 55 se prefiere reducir o eliminar la adicion de disolvente limpiador a la suspension inicial. Como se usa en la presente memoria, el termino “disolvente limpiador” denota disolvente que tiene una concentracion en fase solida de compuestos catalfticos totales que es menor que la concentracion de compuestos catalfticos totales en la fase ftquida de la suspension a la que se anade el disolvente limpiador. Preferiblemente, el disolvente limpiador contiene menos de un 90, 50, 10 o 2 % de la concentracion en fase ftquida de compuestos catalfticos totales y/o menos de un

90, 50, 10 o 2 % de la concentracion en fase ftquida de compuestos aromaticos totales en comparacion con la fase ftquida de la suspension a la que se anade el disolvente limpiador. La adicion reducida y/o eliminada de disolvente limpiador minimiza las cargas y costes hidraulicos y termicos en el proceso global de formacion del producto de TPA solido. Ademas, la adicion reducida y/o eliminada de disolvente limpiador aumenta la precipitacion 5 sorprendentemente preferida de impurezas aromaticas escasamente solubles con el TPA solido en etapas de proceso subsiguientes, como se discute con mas detalle a continuacion.

En una realizacion preferida de la presente invencion, la masa de disolvente limpiador anadida de la suspension sometida a digestion oxidativa es menor de un 50, 35, 20 o 10 % en peso de la masa de suspension inicial producida 10 por oxidacion primaria. Preferiblemente, la relacion de fraccion de solidos de la suspension que entra en la digestion oxidativa a fraccion de solidos de la suspension inicial que sale de la oxidacion primaria es de al menos 0,5, 0,65, 0,80 o 0,90, basada en fracciones en peso. Preferiblemente, la relacion de concentracion promediada en tiempo de cobalto, otros compuestos catalfticos y/o acido benzoico en la fase ftquida de la suspension sometida a digestion oxidativa a concentracion promediada en tiempo del mismo compuesto en el ftquido inicial de la suspension inicial es 15 de al menos 0,5, 0,65, 0,80 o 0,90. Preferiblemente, la masa de disolvente limpiador anadida a la suspension sometida a digestion oxidativa es menor de un 50, 35, 20 o 10 % en peso de la masa de la suspension inicial. Preferiblemente, la relacion de fraccion de solidos de la suspension que sale de la digestion oxidativa a fraccion de solidos de la suspension inicial es de al menos 0,5, 0,65, 0,80 o 0,90, basada en fracciones en peso. Preferiblemente, la relacion de concentracion promediada en tiempo de cobalto, otros compuestos catalfticos y/o 20 acido benzoico en la fase ftquida de la suspension que sale de la digestion oxidativa a concentracion promediada en tiempo del mismo compuesto en la suspension inicial es de al menos 0,5, 0,65, 0,80 o 0,90. Cuando se lleva a cabo la digestion oxidativa en multiples etapas, la descripcion de este parrafo puede aplicarse a cualquiera o todas las etapas de digestion oxidativa, lo mas preferiblemente incluyendo la ultima etapa de digestion oxidativa.

25 Cada uno de los sistemas de produccion de TPA ilustrados en las FIG. 23-26 puede emplear opcionalmente al menos una etapa de enfriamiento posterior a la digestion oxidativa (veanse las etapas de enfriamiento (904), (918), (942) y (958) en las FIG. 23, 24, 25 y 26, respectivamente). Cuando se elimina sustancialmente el intercambio de soluciones entre la oxidacion primaria y la digestion oxidativa, la suspension producida por digestion oxidativa puede tener una concentracion saturada o supersaturada de compuestos aromaticos disueltos en la misma. El enfriamiento 30 de una suspension despues de la digestion que tiene una concentracion saturada o supersaturada de compuestos aromaticos disueltos promueve naturalmente una precipitacion aumentada de impurezas aromaticas escasamente solubles, tanto coloreadas como no coloreadas, con el TPA solido. Por tanto, permanece una mayor fraccion de impurezas aromaticas nocivas con el TPA solido, y se envfa una menor fraccion con el disolvente reciclado. Sin embargo, los inventores han descubierto que puede formarse sorprendentemente asf un producto de TPA solido de 35 buen color y calidad, especialmente usando la suspension inicial mas pura producida de acuerdo con realizaciones de la presente invencion discutidas anteriormente. Ademas, dicho enfriamiento reduce beneficiosamente los requisitos de purificacion del disolvente reciclado usando etapas de proceso auxiliares, como se discute con mas detalle a continuacion.

40 De acuerdo con una realizacion de la presente invencion, cuando se emplea una etapa de enfriamiento despues de digestion, se prefiere eliminar sustancialmente el intercambio de soluciones entre la oxidacion primaria y el enfriamiento despues de digestion y/o entre la digestion oxidativa y el enfriamiento despues de digestion. Por consiguiente, se prefiere retener al menos un 30, 60, 80 o 95 % del ftquido que sale de una etapa de reaccion de oxidacion (p.ej., oxidacion primaria y/o digestion oxidativa) con la suspension producida por la etapa de reaccion de 45 oxidacion hasta que la suspension se enfne al menos 40 °C, 60 °C, 80 °C, 100 °C o 130 °C por debajo de la temperatura maxima reinante en la etapa de reaccion de oxidacion. Se prefiere retener al menos un 30, 60, 80 o 95 % del ftquido que sale de la etapa de reaccion de oxidacion con la suspension producida en la etapa de reaccion de oxidacion hasta que la suspension se enfne a una temperatura menor de 145 °C, 110 °C, 80 °C o 55 °C. Se prefiere retener al menos un 30, 60, 80 o 95 % del cobalto, otros compuestos catalfticos y/o acido benzoico 50 presentes en la suspension producida en la etapa de reaccion de oxidacion en la suspension hasta que la suspension se enfne al menos 40 °C, 60 °C, 80 °C o 100 °C por debajo de la temperatura maxima reinante en la etapa de reaccion de oxidacion. Se prefiere retener al menos un 30, 60, 80 o 95 % del cobalto, compuestos catalfticos y/o acido benzoico presentes en la suspension producida en la etapa de oxidacion de reaccion en la suspension hasta que la suspension se enfne a menos de 145 °C, 110 °C, 80 °C o 55 °C. La etapa de reaccion de 55 oxidacion descrita en este parrafo puede ser oxidacion primaria o digestion oxidativa. Cuando se emplea digestion oxidativa multietapa, la etapa de reaccion de oxidacion descrita en este parrafo puede ser oxidacion primaria o cualquier etapa de la digestion oxidativa, preferiblemente la ultima etapa de digestion oxidativa.

En una realizacion de la presente invencion, se prefiere que la masa de disolvente limpiador anadida a la suspension

producida en al menos una etapa de reaccion de oxidacion (p.ej., oxidacion primaria y/o digestion oxidativa) sea menor de un 50, 35, 20 o 10 % en peso de la masa de la suspension producida en la etapa de reaccion de oxidacion antes de enfriar la suspension al menos 40 °C, 60 °C, 80 °C o 100 °C por debajo de la temperatura maxima reinante en la etapa de reaccion de oxidacion. Se prefiere que la masa de disolvente limpiador anadida a la suspension 5 producida en la etapa de reaccion de oxidacion sea menor de un 50, 35, 20 o 10 % en peso de la masa de la suspension producida en la etapa de reaccion de oxidacion antes de enfriar la suspension a una temperatura menor de 145 °C, 110 °C, 80 °C o 55 °C. Se prefiere retener en la suspension al menos un 50, 65, 80 o 90 % del cobalto, otros compuestos cataltticos y/o acido benzoico en la suspension producida en la etapa de reaccion de oxidacion hasta que la suspension se enfne al menos 40 °C, 60 °C, 80 °C o 100 °C por debajo de la temperatura maxima 10 reinante en la etapa de reaccion de oxidacion. Se prefiere retener en la suspension al menos un 50, 65, 80 o 90 % del cobalto, otros compuestos catalfticos y/o acido benzoico en la suspension producida en la etapa de reaccion de oxidacion hasta que la suspension se enfne a menos de 145 °C, 110 °C, 80 °C o 55 °C. La etapa de reaccion de oxidacion descrita en este parrafo puede ser oxidacion primaria o cualquier etapa de la digestion oxidativa. En una realizacion preferida, la etapa de reaccion de oxidacion descrita en este parrafo es oxidacion primaria.

15

De acuerdo con una realizacion de la presente invencion, se prefiere llevar a cabo al menos una etapa de digestion oxidativa a una temperatura que sea mayor que la temperatura de la etapa de oxidacion primaria y/o la temperatura de una etapa temprana de la digestion oxidativa temprana. En dicha situacion, puede ser necesario calentar la suspension antes de la introduccion en el reactor/zona de digestion o calentar el medio de reaccion en el 20 reactor/zona de digestion. La temperatura del medio de reaccion sometido a digestion oxidativa puede aumentarse por encima de la temperatura de la etapa de reaccion de oxidacion anterior (p.ej., oxidacion primaria y/o una etapa temprana de la digestion oxidativa) mediante cualquier medio conocido en la materia.

En una realizacion de la presente invencion, el medio para aumentar la temperatura y/o entalpfa del medio de 25 reaccion sujeto a digestion oxidativa subsiguiente (de aqrn en adelante, el “medio de reaccion subsiguiente”) en comparacion con el medio de reaccion de una etapa de reaccion de oxidacion anterior (de aqrn en adelante, el “medio de reaccion anterior”) usa el calor de reaccion de al menos una reaccion qmmica in situ (es decir, una reaccion qmmica que ocurre en el medio de reaccion subsiguiente). Este tipo de configuracion de calentamiento se ilustra esquematicamente en la etapa tardfa de la digestion oxidativa 914 de la FIG. 24. Aunque la FIG. 24 ilustra una 30 realizacion donde se introduce directamente el reactante qmmico en el reactor/zona de digestion, el reactante qmmico podna inyectarse tambien anteriormente al reactor/zona de digestion mediante la adicion a la suspension alimentada al reactor/zona de digestion. La reaccion qmmica in situ tiene preferiblemente un calor de reaccion que proporciona al menos un 10, 20, 40 o 80 % de aumento de temperatura y/o entalpfa del medio de reaccion subsiguiente en comparacion con el medio de reaccion anterior. La reaccion in situ tiene preferiblemente un calor de 35 reaccion suficiente para aumentar la temperatura del medio de reaccion subsiguiente al menos 4 °C, 8 °C, 12 °C o 16 °C por encima de la temperatura del medio de reaccion anterior. La reaccion in situ tiene preferiblemente un calor de reaccion suficiente para aumentar la entalpfa del medio de reaccion subsiguiente al menos 2, 4, 6 u 8 kilocalonas por kilogramo por encima de la entalpfa del medio de reaccion anterior. En una realizacion de la presente invencion, el reactante qmmico anadido es anhfdrido acetico y el calor de reaccion in situ de hacer reaccionar anlmdrido acetico 40 con agua formando acido acetico proporciona el aumento anteriormente descrito de temperatura y/o entalpfa del medio de reaccion subsiguiente. En dicha realizacion, se prefiere que el peso de anhfdrido acetico suministrado al medio de reaccion subsiguiente como porcentaje del peso de para-xileno alimentado a la oxidacion primaria este en el intervalo de 0,1 a 12, de 0,2 a 10, de 0,4 a 8 o de 1 a 6 %.

45 En una realizacion alternativa de la presente invencion, el medio para aumentar la temperatura del medio de reaccion subsiguiente emplea el calor de reaccion de oxidar al menos un compuesto oxidable con oxfgeno molecular in situ (es decir, en el medio de reaccion de la etapa de digestion oxidativa). Preferiblemente, el compuesto oxidado in situ comprende un componente disolvente, etanol, acetaldehndo, un xileno, un intermedio de reaccion aromatico, una impureza aromatica y/o TPA. Cuando se emplea acetaldehfdo como compuesto oxidado in situ, se prefiere que 50 el peso de acetaldehfdo suministrado a la digestion oxidativa subsiguiente como porcentaje del peso de para-xileno alimentado a la oxidacion primaria este en el intervalo de 0,1 a aproximadamente 12, de 0,2 a 10, de 0,4 a 8 o de 1 a 6 %. Cuando se emplea etanol como compuesto oxidado in situ, se prefiere que el peso de etanol suministrado a la digestion oxidativa subsiguiente como porcentaje del peso de para-xileno alimentado a la oxidacion primaria este en el intervalo de 0,1 a 12, de 0,2 a 10, de 0,4 a 8 o de 1 a 6 %. El compuesto oxidado in situ comprende 55 preferiblemente para-xileno y/o un intermedio de reaccion aromatico. Cuando se emplea para-xileno como compuesto oxidado in situ, se prefiere que el peso de para-xileno suministrado a la digestion oxidativa subsiguiente como porcentaje del peso de para-xileno suministrado a la digestion primaria este en el intervalo de 0,1 a 16, de 0,5 a 12, de 1a 10 o de 2 a 8 %.

En una realizacion de la presente invencion, el medio para aumentar la temperatura del medio de reaccion subsiguiente usa el calor de reaccion de quemar al menos un compuesto oxidable con ox^geno molecular ex situ (es decir, fuera del medio de reaccion de digestion) y suministrar al menos una porcion del producto de reaccion calentado del mismo para poner en contacto y/o condensar con una fase lfquida del medio de reaccion de digestion.

5 Preferiblemente, el producto de reaccion calentado de combustion ex situ se suministra al reactor/zona de digestion en multiples localizaciones, incluyendo al menos 2, 4, 16 o 64 aberturas separadas, Preferiblemente, se suministra al menos una porcion del compuesto calentado al medio de reaccion subsiguiente mediante al menos una abertura en el 50, 30, 10 o 5 % inferior de la altura total del medio de reaccion subsiguiente. Preferiblemente, el producto de reaccion calentado tiene una temperatura inicial (es decir, antes de usarse para calentar) de al menos 250 °C, 10 300 °C, 400 °C o 500 °C. Preferiblemente, el producto de reaccion calentado comprende dioxido de carbono y/o agua, mas preferiblemente ambos. Preferiblemente, el producto de reaccion calentado comprende menos de 8, 6, 4 o 2 % en moles de oxfgeno molecular. Preferiblemente, la presion del producto de reaccion calentado es mayor que la presion de la digestion oxidativa subsiguiente. El compuesto oxidable ex situ puede comprender un componente disolvente, un xileno, un intermedio de reaccion aromatico, una impureza aromatica, metano, fueloil comercial y/o 15 TPA. Preferiblemente, el compuesto oxidable ex situ comprende al menos una impureza aromatica y al menos uno de metano o fueloil.

En una realizacion alternativa de la presente invencion, el medio para aumentar la temperatura del medio de reaccion subsiguiente incluye calentar al menos un compuesto, que no es un producto de reaccion de una reaccion 20 de combustion ex situ, formando un compuesto calentado y suministrar al menos una porcion del compuesto calentado para poner en contacto y/o condensar con una fase lfquida del medio de reaccion subsiguiente. Preferiblemente, se suministra al menos una porcion del compuesto calentado al medio de reaccion subsiguiente en multiples localizaciones mediante al menos 2, 4, 16 o 64 aberturas separadas. Preferiblemente, se suministra al menos una porcion del compuesto calentado al medio de reaccion subsiguiente mediante al menos una abertura en 25 el 50, 30, 10 o 5 % inferior de la altura total del medio de reaccion subsiguiente. Preferiblemente, se suministra al menos una porcion del compuesto calentado al medio de reaccion subsiguiente mediante al menos una abertura en el 50, 30, 10 o 5 % superior de la altura del medio de reaccion subsiguiente. Las fuentes de energfa para calentar el compuesto calentado pueden incluir energfa electrica y/o energfa termica transferida a traves de una superficie solida desde un fluido de transferencia de calor (p.ej., mediante un aparato intercambiador de calor indirecto). 30 Preferiblemente, el fluido de transferencia de calor comprende esencialmente un compuesto organico calentado o agua sustancialmente vaporizada. Preferiblemente, se recircula al menos una porcion del compuesto organico calentado y se usa al menos una porcion del mismo tambien para proporcionar energfa termica a un proceso de formacion de PET incluyendo, pero sin limitacion, proporcionar energfa termica a una corriente de proceso que comprende esencialmente etilenglicol. Preferiblemente, la temperatura del compuesto calentado supera la 35 temperatura reinante en la etapa de digestion oxidativa en al menos 20 °C, 40 °C, 60 °C u 80 °C. Preferiblemente, la temperatura del compuesto calentado es de al menos 200 °C, 220 °C, 240 °C o 260 °C. El compuesto calentado comprende preferiblemente aire, un componente disolvente, o una suspension que comprende disolvente, un intermedio de reaccion aromatico y TPA solido.

40 En una realizacion de la presente invencion, el compuesto calentado comprende una suspension que contiene la masa de una etapa de reaccion de oxidacion anterior (p.ej., oxidacion primaria y/o digestion oxidativa temprana). Este tipo de configuracion se ilustra esquematicamente por la etapa de calentamiento opcional 936 de la FIG. 25. Preferiblemente, se suministra al menos un 10, 50, 90 o 95 % en peso de la suspension calentada de una etapa de reaccion de oxidacion anterior a la digestion oxidativa subsiguiente al cabo de menos de 32, 8, 2 o 0,5 minutos de 45 calentarse. Los inventores han descubierto que suministrar la suspension calentada a la digestion oxidativa poco despues de calentar proporciona ventajas significativas frente al suministro retardado de suspension calentada. Un retardo en el suministro de suspension calentada al medio de reaccion de digestion aumenta notablemente la cantidad de 4-CBA retenido en el TPA solido extrafdo del medio de reaccion de digestion subsiguiente. Ademas, la importancia de seguir de cerca (es decir, la digestion oxidativa sigue de cerca al calentamiento de la suspension) se 50 magnifica cuando la temperatura de la suspension calentada es superior a 170 °C, 180 °C, 190 °C o 200 °C. Sin ligarse a teona alguna, los inventores sugieren que la tasa de reordenamiento cristalino se acelera por un aumento de temperatura preferido. Un retardo en el suministro de oxfgeno molecular para formar el medio de reaccion puede permitir quizas una mayor incorporacion de una porcion de 4-CBA en una porcion de la estructura cristalina reordenada mas perfeccionada de TPA solido, haciendo esta porcion de 4-CBA mas diffcil de acceder durante la 55 digestion oxidativa subsiguiente.

En una realizacion de la presente invencion, el compuesto calentado comprende al menos un compuesto vaporizado. Este tipo de configuracion se ilustra esquematicamente en la etapa de calentamiento opcional (956) de la FIG. 26. El compuesto vaporizado comprende preferiblemente disolvente (es decir, acido acetico y agua), mas

preferiblemente una porcion del disolvente reciclado. Preferiblemente, el compuesto vaporizado se forma a partir de disolvente reciclado que contiene menos de un 4, 2, 1 o 0,2 % en peso de compuestos aromaticos totales y/o menos de 400, 200, 100 o 50 ppmp de todos los compuestos cataltticos combinados. Preferiblemente, el disolvente vaporizado comprende acido acetico con menos de un 20, 17, 14 o 11 % en peso de agua o agua con menos de un 5 60, 20, 10 o 2 % en peso de acido acetico. Preferiblemente, al menos un 20, 40, 60 u 80 % en peso del agua en el disolvente vaporizado se forma mediante oxidacion del compuesto aromatico en la oxidacion primaria. Lo mas preferiblemente, el disolvente vaporizado comprende una porcion de una corriente extrafda de una etapa de destilacion no extractiva que se usa tambien para formar una porcion del disolvente reciclado. Preferiblemente, se entremezcla al menos una porcion del disolvente vaporizado con al menos una porcion de una corriente de oxidante 10 formando una corriente calentada entremezclada antes de suministrar a la digestion oxidativa.

En una realizacion de la presente invencion, se aplica presion a una corriente de oxidante desde una presion menor a una presion por encima de la de al menos una etapa de reaccion de oxidacion (p.ej., oxidacion primaria y/o una etapa de la digestion oxidativa). La corriente de oxidante tiene preferiblemente la composicion de la corriente de 15 oxidante descrita anteriormente que se introduce en el reactor de oxidacion primaria (20) de las FIG. 1-11. Preferiblemente, la corriente de oxidante se comprime por un dispositivo mecanico tal como, por ejemplo, un aparato compresor de tipo piston reciproco, un aparato compresor de tipo tornillo giratorio y/o un aparato compresor de tipo centnfugo giratorio. En una realizacion adicional, se comprime la corriente de oxidante a una presion por encima de la de la oxidacion primaria y despues de ello se suministra a la oxidacion primaria.

20

En una realizacion alternativa, se comprime la corriente de oxidante a una presion por encima de la de oxidacion primaria y por encima de la de al menos una etapa de la digestion oxidativa. El oxidante comprimido se divide despues de ello y se alimenta a la oxidacion primaria y a al menos una etapa de la digestion oxidativa. En dicha configuracion de compresor comun y alimentacion dividida, se prefiere suministrar la mayona de la corriente de 25 oxidante a la oxidacion primaria, mientras que se suministra una porcion minoritaria de la corriente de oxidante a la digestion oxidativa. Por tanto, puede usarse un solo compresor para comprimir las corrientes de oxidante alimentadas tanto a la oxidacion primaria como a la digestion oxidativa.

Para llevar a cabo la digestion oxidativa, se anade una corriente de oxidante secundaria que comprende oxfgeno 30 molecular directamente al reactor/zona de digestion (FIG. 23, 24 y 26) o puede anadirse a la suspension de alimentacion inmediatamente anterior a la zona de digestion oxidativa (FIG. 25). Preferiblemente, la fraccion molar, medida en base seca, de oxfgeno molecular en la corriente de oxidante secundaria alimentada a la digestion oxidativa esta en el intervalo de aproximadamente 1 % en moles a aproximadamente 100 % en moles, de aproximadamente 4 % en moles a aproximadamente 50 % en moles, de 10 % en moles a aproximadamente 30 % en 35 moles o igual que en el aire atmosferico. Preferiblemente, la relacion molar de oxfgeno molecular suministrado a la oxidacion primaria a oxfgeno molecular suministrado a la digestion oxidativa es de al menos 2:1, 4:1 a 200:1 o 10:1 a 100:1. Preferiblemente, el oxfgeno molecular se suministra al reactor/zona de digestion en multiples localizaciones mediante al menos 2, 4, 16 o 64 aberturas separadas. Preferiblemente, al menos un 20, 40, 60 o 80 % en moles del oxfgeno molecular suministrado a la digestion se suministra mediante al menos una abertura en el 50, 30, 10 o 5 % 40 inferior de la altura total del medio de reaccion de digestion en el mismo. Preferiblemente, se suministra oxfgeno molecular mediante al menos un distribuidor de gas conforme diversas realizaciones divulgadas en la presente memoria para un distribuidor de gas en un reactor de columna de burbujas de oxidacion primaria. Preferiblemente, se suministra oxfgeno molecular a la digestion en multiples elevaciones, incluyendo al menos 2, 3, 4 o 5 elevaciones separadas. En una realizacion, las elevaciones separadas para suministrar oxfgeno molecular a la digestion 45 comprenden al menos una abertura en la mitad superior del medio de reaccion de digestion y al menos una abertura en la mitad inferior del medio de reaccion de digestion.

Se extrae un efluente predominantemente gaseoso de la digestion oxidativa a traves de al menos una abertura que comunica con un espacio de desprendimiento proporcionado por encima del nivel operativo del medio de reaccion 50 en el reactor/zona de digestion. El efluente predominantemente gaseoso se extrae preferiblemente del reactor/zona de digestion a traves de al menos una abertura en el 50, 30, 10 o 5 % superior de la altura total del reactor/zona de digestion. Cuando se emplea una digestion oxidativa multietapa (FIG. 24-26), se prefiere que la fraccion molar, medida en base seca, de oxfgeno molecular en el efluente gaseoso extrafdo de una etapa de digestion oxidativa temprana este en el intervalo de 0,01 a 8, de 0,1 a 5 o de 1 a 3 % en moles, mientras que la fraccion molar, medida 55 en base seca, de oxfgeno molecular en el efluente gaseoso extrafdo de una etapa de digestion oxidativa tardfa esta en el intervalo de 0,001 a 8, de 0,01 a 2 o de 0,05 a 0,5 % en moles.

En una realizacion de la presente invencion, las perdidas por combustion de carbono durante la digestion oxidativa se reducen, a pesar de retener una alta concentracion en fase lfquida de compuesto catalftico en la suspension

inicial, al usar al menos dos etapas de digestion oxidativa llevadas a cabo en reactores/zonas de digestion separados en condiciones diferentes. Preferiblemente, se lleva a cabo la digestion oxidativa de tal manera que los moles de oxidos de carbono totales producidos en todas las etapas de digestion oxidativa sumados conjuntamente y divididos entre los moles de TPA extrafdos de las etapas este en el intervalo de 0,0001 a 0,12:1, mas 5 preferiblemente en el intervalo de 0,0005 a 0,08, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 0,001 a 0,06 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,006 a 0,04. Preferiblemente, los moles de dioxido de carbono producido en todas las etapas de digestion oxidativa sumados conjuntamente y divididos entre los moles de TPA extrafdo de las etapas esta en el intervalo de 0,00008 a 0,08, mas preferiblemente en el intervalo de 0,0004:1 a 0,05, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 0,0008:1 a 0,04 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,004 a 0,03. 10 Preferiblemente, los moles de monoxido de carbono producido en todas las etapas de digestion oxidativa sumados conjuntamente y divididos entre los moles de TPA extrafdos de las etapas esta en el intervalo de 0,00005 a 0,06, mas preferiblemente en el intervalo de 0,0002 a 0,04, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 0,0005 a 0,03 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,002 a 0,02.

15 Cuando se emplea la digestion oxidativa multietapa, se prefiere que las etapas de digestion oxidativa temprana y tardfa empleen temperaturas, presiones, tiempos de residencia y/o cantidades de oxfgeno que sean sustancialmente diferentes entre sr La etapa temprana de digestion oxidativa se lleva a cabo preferiblemente a una temperatura cercana a la temperatura de oxidacion primaria, mientras que la etapa tardfa de digestion oxidativa se lleva a cabo preferiblemente a una temperatura mayor que la temperatura de oxidacion primaria y la temperatura de la etapa de 20 digestion oxidativa temprana. Preferiblemente, se lleva a cabo la etapa de digestion oxidativa tardfa en condiciones “de falta de oxfgeno”, donde esta presente una muy baja concentracion de oxfgeno molecular en el efluente gaseoso.

Las FIG. 24-26 ilustran esquematicamente diversas configuraciones para la digestion oxidativa mutietapa. La FIG. 24 25 representa una etapa de digestion oxidativa temprana (912) que sigue a la etapa de oxidacion primaria (910), y una etapa de digestion oxidativa tardfa (914) que sigue a la etapa de digestion oxidativa temprana (912). La FlG. 25 representa una etapa de digestion oxidativa temprana (934) que se lleva a cabo en un reactor/zona de digestion que esta contenido en el recipiente de reaccion de oxidacion primaria (p.ej., como se divulga en las FIG. 12-13 y en la descripcion relativa a las mismas). En la FIG. 25, una etapa de digestion oxidativa tardfa (938) sigue a la etapa de 30 digestion oxidativa anterior (934), con una etapa de calentamiento opcional (936) localizada entre ellas. La FIG. 26 representa una etapa de digestion oxidativa temprana de columna de burbujas (952) que sigue a la etapa de oxidacion primaria (950) (p.ej., como se divulga en las FIG. 15-16 y la descripcion relativa a las mismas). En la FIG. 26, una etapa de digestion oxidativa tardfa (954) sigue a la etapa de digestion oxidativa temprana de columna de burbujas (952), con una etapa de calentamiento opcional (956) empleada entre ellas.

35

Cuando se emplea una digestion oxidativa multietapa, se prefiere suministrar al menos un 10, 50, 90 o 95 % en peso de los solidos extrafdos de la etapa de digestion oxidativa temprana a la etapa de digestion oxidativa tardfa al cabo de menos de 32, 8, 2 o 0,5 minutos de extraerse. La importancia de minimizar el retardo entre la digestion temprana y tardfa se vuelve mas importante cuando la temperatura del solido extrafdo es de al menos 170 °C, 180 °C, 190 °C 40 o 200 °C.

La temperatura de la etapa de digestion oxidativa temprana respecto a la temperatura de la oxidacion primaria, medida cuando la suspension respectiva sale predominantemente de la oxidacion primaria y la etapa de digestion oxidativa, esta preferiblemente en el intervalo de 10 °C a 30 °C por encima, de 5 °C por debajo a 20 °C por encima, o 45 de la misma a 10 °C por encima. Preferiblemente, la temperatura de la etapa de digestion oxidativa tardfa respecto a la temperatura de la oxidacion primaria, medida cuando la suspension respectiva sale predominantemente de la oxidacion primaria y la etapa de digestion oxidativa tardfa, esta en el intervalo de 10 °C por encima a 100 °C por encima, de 15 °C por encima a 70 °C por encima, o de 20 °C por encima a 50 °C por encima. Preferiblemente, la temperatura de la etapa de digestion oxidativa tardfa respecto a la temperatura de la etapa de digestion oxidativa 50 temprana, medida cuando la suspension respectiva sale predominantemente de las etapas de digestion oxidativa temprana y tardfa, esta en el intervalo de 5 °C por encima a aproximadamente 90 °C por encima, de 10 °C por encima a 60 °C por encima o de 15 °C por encima a 40 °C por encima. Preferiblemente, la temperatura de la etapa de digestion oxidativa temprana, medida cuando la suspension sale predominantemente de la etapa de digestion oxidativa temprana, esta en el intervalo de 125 °C a 200 °C, de 140 °C a 185 °C, o de 150 °C a 175 °C. 55 Preferiblemente, la temperatura de la etapa de digestion oxidativa tardfa, medida cuando la suspension sale predominantemente de la etapa de digestion oxidativa tardfa, esta en el intervalo de 150 °C a 280 °C, de 160 °C a 240 °C, o de 170 °C a 210 °C. Cuando se emplea una sola etapa de oxidacion, se funciona preferiblemente en las condiciones descritas en la presente memoria para la etapa de digestion oxidativa tardfa.

Cuando se emplean al menos dos etapas de digestion oxidativa, se prefiere que la presion de la etapa de reaccion de digestion oxidativa temprana respecto a la presion de la oxidacion primaria, medida cuando el efluente gaseoso respectivo sale predominantemente de la oxidacion primaria y la etapa de digestion oxidativa temprana, este en el intervalo de 0,2 MPa por debajo a 2 MPa por encima, de 0,1 MPa por debajo a 1 MPa por encima, o de 5 aproximadamente la misma a 0,2 MPa por encima. Preferiblemente, la presion de la etapa de digestion oxidativa tardfa respecto a la presion de la oxidacion primaria, medida cuando el efluente gaseoso respectivo sale predominantemente de la oxidacion primaria y de la etapa de digestion oxidativa temprana, esta en el intervalo de aproximadamente la misma a 8 MPa por encima, de 0,5 MPa por encima a 4 MPa por encima o de 1 MPa por encima a 2 MPa por encima. Preferiblemente, la presion de la etapa de digestion oxidativa tardfa respecto a la 10 presion de la etapa de digestion oxidativa temprana, medida cuando el efluente gaseoso respectivo sale de la etapa de digestion oxidativa temprana y tardfa, esta en el intervalo de aproximadamente la misma a 4 MPa por encima, de 0,5 MPa por encima a 3 MPa por encima o de 1 MPa por encima a 2 MPa por encima. Preferiblemente, la presion de la etapa de digestion oxidativa temprana, medida cuando el efluente gaseoso sale predominantemente de la etapa de digestion oxidativa temprana, esta en el intervalo de 0,2 MPa a 3 MPa, de 0,3 MPa a 2 MPa o de 0,4 MPa a 1 15 MPa. Preferiblemente, la presion de la etapa de digestion oxidativa tardfa, medida cuando el efluente gaseoso sale predominantemente de la etapa de digestion oxidativa temprana, esta en el intervalo de 0,4 MPa a 8 MPa, de 0,5 MPa a 4 MPa o de 1 MPa a 2 MPa.

En una realizacion de la presente invencion, se prefiere que el tiempo de residencia ponderado en masa de la fase 20 en suspension en la etapa de digestion oxidativa temprana sea de al menos 1, de aproximadamente 2 a 60, o de 5 a 30 minutos. Preferiblemente, el tiempo de residencia ponderado en masa de la fase en suspension para una etapa de digestion oxidativa distinta de la primera etapa de digestion oxidativa esta en el intervalo de 10 a 480, de 20 a 360 o de 40 a 120 minutos. Preferiblemente, el tiempo de residencia promediado en masa de la fase en suspension para todas las etapas de digestion oxidativa distintas de la primera etapa de digestion oxidativa suma un total en el 25 intervalo de 10 a 480, de 20 a 360 o de 40 a 120 minutos.

En una realizacion de la presente invencion, se usa al menos una etapa de proceso para la trituracion mecanica del TPA solido antes de la digestion oxidativa. Preferiblemente, la trituracion mecanica reduce el tamano medio de partmula del TPA solido en al menos un 5, 10, 20 o 40 %. Preferiblemente, se proporciona la trituracion mecanica 30 por una bomba centnfuga y/o por cualquier otro medio conocido en la materia.

En una realizacion de la presente invencion, se llevan a cabo sustancialmente al menos 2, 3, 4 o 6 etapas de digestion oxidativa en un recinto a presion (p.ej., un recipiente o conducto) con particiones mecanicas que forman compartimentos que tienen una segregacion sustancial de la composicion qmmica entre el medio de reaccion en 35 compartimentos adyacentes. Este tipo de configuracion se ilustra esquematicamente mediante la etapa de digestion oxidativa tardfa (954) de la FIG. 26. La segregacion qmmica sustancial de los compartimentos crea una condicion donde la concentracion en fase solida promediada en tiempo de 4-CBA de la suspension en al menos un compartimento es al menos un 5, 10, 20 o 30 % diferente a la concentracion en fase solida promediada en tiempo de 4-CBa de la suspension en un compartimento directamente adyacente. En una realizacion de la invencion, el recinto 40 a presion comprende una porcion cilmdrica sustancialmente horizontal. Preferiblemente, la porcion de recinto cilmdrico sustancialmente horizontal comprende a menos una particion mecanica sustancialmente vertical, y los centroides del medio de reaccion en los compartimentos adyacentes estan desplazados horizontalmente entre sf en una distancia mayor o igual a su desplazamiento vertical. Preferiblemente, la particion mecanica sustancialmente vertical presenta superficies que son sustancialmente de forma plana. En otra realizacion de la invencion, el recinto a 45 presion comprende una porcion cilmdrica sustancialmente vertical. Preferiblemente, la porcion de recinto cilmdrico sustancialmente vertical comprende al menos una particion mecanica sustancialmente horizontal, y los centroides del medio de reaccion en los compartimentos adyacentes estan desplazados verticalmente entre sf en una distancia mayor o igual a su desplazamiento horizontal. Preferiblemente, la particion mecanica sustancialmente horizontal presenta superficies que son de forma sustancialmente plana, elipsoidal y/o conica.

50

De acuerdo con una realizacion de la presente invencion, se optimiza la digestion oxidativa controlando la distribucion de tiempos de residencia (RTD) de la fase solida y/o lfquida del medio de reaccion sometido a digestion oxidativa. La microfotograffa de la FIG. 27 ilustra la importancia de una distribucion de tiempos de residencia apropiada en el reactor/zona de digestion. En particular, la FIG. 27 muestra partmulas de TPA digeridas 55 convencionalmente. La partmula en la esquina inferior derecha de la microfotograffa es una partmula que no tema suficiente tiempo de residencia en la digestion oxidativa. Por tanto, respecto a las partmulas de TPA digeridas apropiadamente, esta partmula tiene mas impurezas, menor tamano de partmula, mayor area superficial, menor densidad y mayor solubilidad.

Estan bien establecidos los principios de la RTD para el flujo masico a traves de un reactor qmmico y su utilidad en el diseno y operacion de reactores qmmicos. Vease, por ejemplo, “Chemical Engineering Kinetics”, J.M. Smith, 2a edicion 1970, McGraw-Hill, especialmente el capftulo 6, "Desviaciones del rendimiento ideal de reactor". Se define y describe una funcion de distribucion de tiempos de residencia (RTD) en las paginas 246 y siguientes del mismo. Un 5 reactor de tanque unico perfectamente mezclado, a menudo llamado reactor de tanque agitado de flujo continuo (CSTR), es un caso idealizado. Es otro caso idealizado para comportamiento de flujo el flujo de piston, a veces llamado flujo tubular o flujo en piston, donde hay un mezclado convectivo despreciable de masa con la masa circundante mientras fluye a traves de una zona de reaccion. Los procedimientos para determinar

experimentalmente la funcion de distribucion de tiempos de residencia para zonas de reaccion ffsicas reales se

10 definen y describen en las paginas 248 y siguientes de Smith. Los procedimientos incluyen introducir entradas por etapa y/o entradas por pulso de un compuesto trazador inerte en el flujo que entra en una zona de reaccion y medir entonces la masa del trazador que sale de la zona de reaccion en funcion del tiempo. En los ultimos anos, se ha probado particularmente util usar entradas por etapa y/o por pulso de un material trazador radiactivo, en parte porque las medidas radiactivas en el flujo de salida proporcionan una determinacion continua no invasiva de la masa 15 de trazador que sale en funcion del tiempo. La adquisicion de dichos datos y la reconstruccion de la funcion de RTD, incluyendo el calculo del tiempo de residencia promediado en masa usando procedimientos trazadores radiactivos, estan disponibles con base comercial contractual en multiples contratistas, incluyendo por ejemplo Tracerco (Houston, TX) y Quest TruTec (La Porte, TX).

20 En la siguiente divulgacion, se adopta una notacion donde “t” es tiempo; la funcion de distribucion de tiempos de residencia "J(t)" es la fraccion acumulada de masa suministrada inicialmente a una fase de la zona de reaccion a

tiempo t= 0 que sale entonces de la zona de reaccion antes del tiempo t; "tavg" es el tiempo de residencia

promediado en masa determinado a partir de J(t); "t/tavg" es el tiempo reducido, que significa el tiempo dividido entre el tiempo de residencia promediado en masa, y "CMF(t/tavg)" es la funcion de distribucion de tiempos reducidos de 25 residencia. Por ejemplo, CMF(0,2) es la fraccion de masa acumulada suministrada inicialmente a una fase de la zona de reaccion a tiempo t= 0 que sale entonces de la zona de reaccion antes de un tiempo reducido de 0,2. El tiempo de residencia promediado en masa (tavg) de una alfcuota de masa alimentada inicialmente a un recinto a tiempo t= 0 is se calcula como [(t) * (masa de la alfcuota que sale a tiempo t)] / (masa total de la alfcuota) integrado desde tiempo 0 hasta que al menos aproximadamente un 99,9 % de masa de la alfcuota haya salido del recinto. Las 30 unidades de tavg son simplemente cualquier unidad de tiempo.

La FIG. 28 muestra las funciones de RTD para 1 CSTR, 2 CSTR, 3 CSTR, 4 CSTR, 5 CSTR, 6 CSTR, 7 CSTR, 8 CSTR y flujo de piston. Puede verse que a medida que se emplean mas CSTR en serie, la RTD se aproxima al flujo de piston idealizado. Los inventores han descubierto que la digestion oxidativa se lleva a cabo preferiblemente en 35 condiciones tales que la RTD no se aproxime al flujo de piston idealizado ni al flujo de CSTR idealizado. Por un lado, se prefiere el mezclado y RTD de un CSTR con respecto a una fase lfquida, de modo que las concentraciones en fase lfquida de los intermedios de reaccion aromaticos se reduzcan rapidamente a bajas concentraciones tras entrar en la digestion oxidativa. En particular, esto promueve una incorporacion reducida de 4-CBA a producto de TPA solido a medida que las partfculas se reordenan y crecen mayores y de estructura mas cristalina, de media. Por otro 40 lado, se prefiere un comportamiento de flujo de piston con respecto a una fase solida del medio de reaccion. Con la RTD de un CSTR, muchas partfculas individuales de TPA solido tienen una residencia relativamente corta en una etapa de reaccion de digestion oxidativa, o serie de etapas, y estas partfculas tienden a retener mas de su caracter entrante, que es de media indeseablemente alto en 4-CBA en fase solida y de tamano de partfcula indeseablemente pequeno.

45

Con este descubrimiento, los inventores pueden especificar ahora intervalos preferidos de RTD para al menos una etapa de digestion oxidativa y/o una serie de etapas de digestion oxidativa que procesan el solido inicial y/o la suspension inicial. Los inventores senalan que las fases lfquida, solida y gaseosa pueden inducirse a moverse a traves de la digestion oxidativa con diferentes tasas por el diseno mecanico particular del reactor/zona de digestion. 50 En dicho caso, probar la RTD con un trazador inerte solido, separadamente con un trazador inerte lfquido y separadamente con un trazador inerte gaseoso dara resultados distintos para J(t) de cada fase separadamente. Las divulgaciones siguientes conciernen a una fase solida separadamente, una fase lfquida separadamente y/o a una combinacion en suspension de las mismas.

55 Haciendo referencia ahora a la FIG. 29, en una realizacion preferida de la presente invencion, al menos una etapa de digestion oxidativa y/o una serie de etapas de digestion oxidativa procesan el solido inicial y/o suspension inicial de tal manera que la CMF(0,5) sea de al menos aproximadamente 0,15, 0,20 o 0,25. Ademas, se prefiere que la CMF(0,2) sea menor de aproximadamente 0,10, 0,05 o 0,01. La etapa de digestion oxidativa y/o serie de etapas de digestion oxidativa pueden llevarse a cabo en un recinto de fluido unico o multiples recintos con conexion fluida.

Para conseguir el equilibrio preferido de los parametros de RTD, puede emplearse un numero ilimitado de configuraciones mecanicas, de las cuales siguen unos pocos ejemplos. Es una de dichas realizaciones cuando la masa de medio de reaccion de todas las etapas de digestion oxidativa presente en un proceso de TPA se divide 5 esencialmente de forma igual en tres porciones que se situan en tres recintos a presion aproximadamente identicos. Cada uno comprende agitacion mecanica suficiente para estar bien mezclado con respecto a las composiciones en fase lfquida y solida en el mismo. La suspension fluye a traves de cada uno en secuencia del primero al ultimo. Cada conducto que conecta la suspension de uno de los dos primeros recipientes con el siguiente de la serie comprende una masa de suspension menor de aproximadamente 0,01, 0,006, 0,003 o 0,001 veces la masa de suspension en 10 un solo recipiente; y los conductos tienen una relacion ampliada de longitud individual a diametro maximo individual de al menos aproximadamente 5:1, 10:1, 20:1 o 40:1. En dichos caso, la CMF(0,2) sera igual a aproximadamente 0,04, y la CMF(0,5) sera igual a aproximadamente 0,19. Esto proporciona retromezcla en un intervalo preferido y proporciona tambien la supresion de los tiempos de residencia cortos en un intervalo mas preferido. Otra realizacion es similar a la precedente, donde la masa de medio de reaccion en una etapa de digestion oxidativa se divide de 15 forma esencialmente igual en tres porciones bien mezcladas. Sin embargo, las porciones iguales estan situadas en un solo recinto a presion dispuesto horizontalmente. Las porciones iguales se segregan entre sf mediante particiones mecanicas verticales y se conectan por conductos que tienen poca masa contenida y poca retromezcla de la masa fluida hacia delante, como puede disenarse usando procedimientos de modelizacion dinamica de fluidos convencionales y construirse con procedimientos de fabricacion convencionales. En dicho caso, la CMF(0,2) sera de 20 nuevo igual a aproximadamente 0,04 y la CMF(0,5) sera de nuevo igual a aproximadamente 0,19. Otra realizacion es similar a las dos precedentes, donde la masa del medio de reaccion en una etapa de digestion oxidativa se divide de forma esencialmente igual en tres porciones bien mezcladas. Sin embargo, las porciones iguales estan situadas en un solo recinto a presion cilmdrico vertical. Las porciones iguales se segregan entre sf por particiones mecanicas horizontales y se conectan por conductos que tienen poca masa contenida y poca retromezcla de la masa fluida 25 hacia delante, como puede disenarse usando procedimientos de modelizacion dinamicas de fluidos convencionales y construirse con procedimientos de fabricacion convencionales. En dicho caso, la CMF(0,2) sera de nuevo igual a aproximadamente 0,04, y la CMF(0,5) sera de nuevo igual a aproximadamente 0,19.

Una realizacion bastante diferente del reactor/zona de digestion emplea un reactor/zona de digestion de flujo de 30 piston en combinacion con una zona de CSTR. Dicha configuracion se ilustra esquematicamente por las etapas de digestion oxidativa tardfas (938) (CSTR) y (940) (piston) de la FIG. 25. En esta realizacion, la masa de medio de reaccion sometida a digestion oxidativa se divide para tener aproximadamente un 25 % en un reactor/zona de digestion inicial disenado para aproximarse mucho al flujo de piston, seguido del aproximadamente 75 % restante en un solo reactor/zona de digestion final bien mezclado. En dicho caso, la CMF(0,2) sera esencialmente nula y la 35 CMF(0,5) sera igual a aproximadamente 0,28, proporcionando un equilibrio deseable en la RTD como se divulga.

Una realizacion particularmente preferida de la presente invencion es similar a la precedente, donde la masa del medio de reaccion sometido a digestion oxidativa se divide para tener aproximadamente un 75 % en una sola zona bien agitada inicial y el aproximadamente 25 % restante en un reactor/zona de digestion final disenado para 40 aproximarse mucho al flujo de piston; sin embargo, la suspension fluye primero a traves del reactor/zona de digestion bien mezclada antes de entrar en el reactor/zona de digestion de flujo de piston. La FIG. 30 ilustra la funcion de RTD para dicho 75 % de CSTR seguido de 25 % de reactor de digestion por flujo de piston. En dicho caso, la CMF(0,2) sera de nuevo esencialmente nula, y la CMF(0,5) sera de nuevo aproximadamente igual a 0,28, proporcionando el equilibrio deseado en la RTD como se divulga. Mas generalmente, una realizacion particularmente 45 preferida de la presente invencion comprende: (a) al menos una etapa de digestion oxidativa que comprende una porcion sustancialmente bien mezclada de medio de reaccion de digestion oxidativa, donde la CMF(0,2) para esa etapa sola es de al menos aproximadamente 0,12; (b) seguido de al menos una etapa de digestion oxidativa que comprende una porcion sustancialmente de flujo de piston de medio de reaccion de digestion oxidativa, donde la CMF(0,2) para esa etapa sola es menor de aproximadamente 0,01 y (c) donde la RTD divulgada para la 50 combinacion proporciona valores de CMF(0,2) y cMf(0,5) en los intervalos preferidos divulgados.

En una realizacion, el reactor/zona de digestion sustancialmente en flujo de piston esta orientada de manera sustancialmente vertical tal que la altura vertical maxima del medio de reaccion dividida entre la dimension maxima del medio de reaccion medida en cualquier plano horizontal sea de al menos aproximadamente 3, 5, 7 o 9. 55 Preferiblemente, la velocidad superficial reinante de la suspension que fluye en el reactor/zona de digestion de flujo de piston vertical es menor de aproximadamente 1, 0,3, 0,1 o 0,03 metros por segundo. En otra realizacion de la presente invencion, el reactor/zona de digestion sustancialmente en flujo de piston esta orientado de manera sustancialmente horizontal tal que la dimension horizontal maxima del medio de reaccion dividida entre la dimension maxima del medio de reaccion medida en cualquier plano vertical sea al menos de aproximadamente 3, 5, 7 o 9.

Preferiblemente, la velocidad superficial reinante de la suspension que fluye en el reactor/zona de digestion sustancialmente en flujo de piston es de al menos aproximadamente 0,5, 1, 2 o 3 metros por segundo. En otra realizacion de la presente invencion, se conectan en serie al menos dos reactores/zonas de digestion en flujo de piston sustancialmente verticales mediante al menos un reactor/zona de digestion en flujo de piston sustancialmente 5 horizontal. En dicha configuracion, se prefiere que el volumen de los reactores/zonas de digestion en flujo de piston verticales conectados dividido entre el volumen del reactor/zona de digestion en flujo de piston horizontal conector sea de al menos aproximadamente 50, 100, 200 o 400.

Cuando la digestion oxidativa emplea una porcion sustancialmente bien mezclada del medio de reaccion de 10 digestion seguido por una porcion sustancialmente en flujo de piston del medio de reaccion de digestion, se prefiere que el tiempo de residencia promediado en masa del medio de reaccion de digestion de flujo de piston sucesivo este en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 60, de aproximadamente 2 a aproximadamente 40 o de 4 a 30 minutos. Preferiblemente, el volumen del reactor/zona de digestion sustancialmente bien mezclado dividido entre el volumen del reactor/zona de digestion sustancialmente en flujo de piston siguiente esta en el intervalo de 15 aproximadamente 1,5 a aproximadamente 40, de aproximadamente 2 a aproximadamente 12, de aproximadamente 2,5 a aproximadamente 10 o de 3 a 8.

En una realizacion preferida que emplea digestion oxidativa multietapa, la etapa de digestion oxidativa temprana reduce sustancialmente la cantidad de al menos un compuesto intermedio de reaccion aromatico en el medio de 20 reaccion. Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de PTAC en la fase lfquida de la suspension extrafda de la etapa de digestion oxidativa temprana es menor de un 50, 10 o 5 % de la concentracion promediada en tiempo de PTAc en la fase lfquida de la suspension introducida en la etapa de digestion oxidativa temprana. Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de PTAC en la fase lfquida de la suspension introducida en la etapa de digestion oxidativa temprana esta en el intervalo de 50 a 10.000, de 100 a 6.000 o de 500 a 5.000 ppmp. 25 Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de PTAC en la fase lfquida de la suspension extrafda de la etapa de digestion oxidativa temprana es menor de 1.000, 200 o 60 ppmp. Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase lfquida de la suspension extrafda de la etapa de digestion oxidativa temprana es menor de aproximadamente un 50, 10 o 5 % de la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase lfquida de la suspension introducida en la etapa de digestion oxidativa temprana. Preferiblemente, la 30 concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase lfquida de la suspension introducida en la etapa de digestion oxidativa temprana esta en el intervalo de 100 a 6.000, de 200 a 4.000 o de 400 a 3.500 ppmp. Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase lfquida de la suspension extrafda de la etapa de digestion oxidativa temprana es menor de 500, 100 o 30 ppmp. Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase solida de la suspension extrafda de la etapa de digestion oxidativa 35 temprana esta en el intervalo de 5 a 95, de 10 a 90, de 20 a 80 o de 30 a 70 % de la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase solida de la suspension introducida en la etapa de digestion oxidativa temprana. Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase solida de la suspension introducida en la etapa de digestion oxidativa temprana esta en el intervalo de 100 a 15.000, de 400 a 8.000 o de 1.000 a 6.000 ppmp. Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase solida de la suspension extrafda 40 de la etapa de digestion oxidativa temprana esta en el intervalo de 100 a 12.000, de 300 a 8.000 o de 800 a 4.000 ppmp.

En una realizacion de la presente invencion, se prefiere que la etapa de digestion oxidativa tardfa reduzca sustancialmente la cantidad de al menos un compuesto intermedio de reaccion aromatico. Preferiblemente, la 45 concentracion promediada en tiempo de PTAC en la fase lfquida de la suspension extrafda de la etapa de digestion oxidativa tardfa es menor de 50, 10 o 2 ppmp. Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase lfquida de la suspension extrafda de la etapa de digestion oxidativa tardfa es menor de 50, 10 o 2 ppmp. Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de PTAC en el producto de TPA solido extrafdo de la etapa de digestion oxidativa tardfa esta en el intervalo de 1 a 1.000, de 1 a 500, de 5 a 125 o de 10 a 60 ppmp. 50 Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en el producto de TPA solido extrafdo de la etapa de digestion oxidativa posterior esta en el intervalo de 1 a 1.000, de 1 a 500, de 10 a 250 o de 20 a 125 ppmp. Preferiblemente, la concentracion promediada en tiempo de 4,4'-DCS en el producto de TPA solido es menor de 6, 4 o 2 ppmp.

55 En una realizacion de la presente invencion, se lleva a cabo la digestion oxidativa en un reactor agitado que define una zona de reaccion que contiene el medio de reaccion de digestion. Preferiblemente, la altura maxima del medio de reaccion de digestion dividida entre el diametro maximo del medio de reaccion de digestion es de al menos aproximadamente 1,5, 2, 3 o 4. Preferiblemente, el reactor/zona de digestion esta equipado con al menos un agitador mecanico que tiene impulsores localizados en el medio de reaccion de digestion. Preferiblemente, el

agitador mecanico tiene al menos aproximadamente 2, 3, 4 o 6 elevaciones diferentes de impulsores de agitacion mecanica localizados en el medio de reaccion de digestion. Preferiblemente, el agitador mecanico comprende al menos dos tipos diferentes de impulsores de agitacion mecanica localizados en el medio de reaccion de digestion. El agitador mecanico puede emplear cualquier tipo de impulsor conocido en la materia como particularmente apto para 5 el bombeo de fluidos, y/o cualquier tipo de impulsor conocido en la materia como particularmente apto para suspender solidos mediante bombeo de fluidos. Preferiblemente, al menos un impulsor particularmente apto para suspender solidos mediante bombeo de fluidos se localiza por debajo de al menos un impulsor particularmente apto para la dispersion de gases. Preferiblemente, al menos un impulsor particularmente apto para suspender solidos mediante bombeo de fluidos se localiza por encima de la menor elevacion del medio de reaccion de digestion a 10 menos de aproximadamente 4, 2, 1 o 0,5 veces el diametro maximo del medio de reaccion de digestion. Preferiblemente al menos dos de los impulsores de agitacion estan separados por una elevacion de al menos aproximadamente 0,5, 1, 2 o 4 veces el diametro maximo del medio de reaccion de digestion. Cuando el reactor de digestion oxidativa se compartimentaliza, como se describe anteriormente, se prefiere que al menos un impulsor este localizado en cada compartimento. Preferiblemente, los impulsores de agitacion estan localizados en al menos un 15 eje de agitacion giratorio. Aunque puede orientarse en cualquier direccion, preferiblemente el eje giratorio es vertical y pasa cerca o a traves del centroide del medio de reaccion de digestion oxidativa. Preferiblemente, al menos uno de los ejes mecanicos esta apoyado en al menos un soporte mecanico en el reactor/zona de digestion.

En una realizacion preferida de la presente invencion, el eje de agitacion giratorio se impulsa por al menos un motor 20 electrico y una caja de cambios opcional con acoplamientos mecanicos, llamado en la presente memoria un “mecanismo agitador”. Preferiblemente, el mecanismo agitador esta localizado externamente al lfmite a presion del reactor/zona de digestion. Se transmiten el par de fuerzas y la potencia desde el mecanismo agitador externo al eje de agitacion giratorio a traves de un aparato de acoplamiento magnetico o no magnetico. Preferiblemente, al menos un eje de agitacion giratorio penetra (es decir, pasa a traves del lfmite a presion del reactor de digestion). Al menos 25 una de las penetraciones del eje puede estar localizada por debajo de la elevacion del centroide del medio de reaccion de digestion, mas preferiblemente por encima de la elevacion del centroide del medio de reaccion de digestion y lo mas preferiblemente cerca de la parte superior del reactor de digestion. En una realizacion, multiples ejes de agitacion giratorios penetran en el lfmite a presion del reactor de digestion oxidativa a multiples elevaciones separados por al menos 0,5, 1, 2 o 4 veces el diametro maximo del medio de reaccion de digestion. Preferiblemente, 30 al menos uno de los ejes de agitacion giratorios esta sellado con un lfmite a presion del reactor de digestion usando un sello mecanico giratorio. El sello mecanico giratorio es preferiblemente un doble sello mecanico con un fluido de sellado usado para enfriar y/o aclarar el sello. El fluido de sellado comprende preferiblemente al menos un compuesto encontrado de otro modo en un proceso de TPA y/o PET (p.ej., agua, acido acetico, xileno, etilenglicol y/o dietilenglicol).

35

En una realizacion preferida, al menos una abertura que suministra al menos uno de una corriente oxidante, una suspension, un compuesto oxidable o un compuesto calentado al reactor/zona de digestion esta localizada a una distancia de menos de aproximadamente 1/4, 1/8, 1/16 o 1/32 veces el diametro maximo del medio de reaccion de digestion separada del punto de mayor proximidad a una pieza de un eje agitador mecanico en movimiento o 40 impulsor en el mismo. Preferiblemente, al menos un reactor/zona de digestion agitado mecanicamente comprende al menos aproximadamente 1, 2, 4 u 8 estructuras alargadas que estan localizadas principalmente, mas preferiblemente del todo, en el medio de reaccion y que estan proximas y mas preferiblemente apoyadas en las paredes del reactor de digestion. La estructura se conoce comunmente, y se hace referencia a ella en la presente memoria, como “un deflector de pared”. Es una funcion importante del deflector de pared influir en el mezclado en el 45 medio de reaccion agitado mecanicamente. Preferiblemente, al menos un deflector de pared esta orientado de forma aproximadamente normal a la pared del reactor de la que esta proxima y, mas preferiblemente, en la que se apoya. El deflector de pared es preferiblemente vertical mas preferiblemente aproximadamente vertical. El deflector de pared vertical esta preferiblemente proximo a y apoyado en una pared vertical del reactor de digestion. Preferiblemente, la distancia reinante entre el deflector de pared vertical y la pared vertical en la que esta apoyado 50 esta en el intervalo de aproximadamente 0 a aproximadamente 0,20, de aproximadamente 0,01 a aproximadamente 0,17, de aproximadamente 0,02 a aproximadamente 0,125 o de 0,03 a 0,10 veces el diametro maximo del medio de reaccion de digestion. Preferiblemente, la altura maxima del deflector de pared vertical esta en el intervalo de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 1,2, de aproximadamente 0,2 a aproximadamente 1,0, o de 0,4 a 0,8 veces la altura maxima del medio de reaccion de digestion. Preferiblemente, la anchura maxima del deflector de 55 pared vertical esta en el intervalo de aproximadamente 0,01 a aproximadamente 0,25, de aproximadamente 0,02 a aproximadamente 0,17, de aproximadamente 0,02 a aproximadamente 0,125 o de 0,04 a 0,10 veces el diametro maximo del medio de reaccion de digestion. Preferiblemente, el grosor medio del deflector de pared vertical es menor de aproximadamente 0,04, 0,02 o 0,01 veces el diametro maximo del medio de reaccion de digestion.

En una realizacion preferida de la presente invencion, la potencia total consumida por el sistema de agitacion mecanica durante el funcionamiento en estado estacionario del reactor de digestion esta en el intervalo de aproximadamente 0,05 a aproximadamente 1,5, de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 0,9, o de 0,2 a 0,8 kilovatios por metro cubico de medio de reaccion de digestion (kW/m3). Preferiblemente, la velocidad media de giro 5 de los impulsores durante el funcionamiento en estado estacionario esta en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 120 o de 30 a aproximadamente 90 revoluciones por minuto (rpm).

En una realizacion alternativa, se agita el medio de reaccion de digestion mediante al menos un aparato mecanico que tiene al menos una entrada y al menos una salida pero ninguna pieza movil, aunque el fluido de proceso fluye a 10 su traves. Dichos dispositivos incluyen comunmente al menos un elemento estacionario revestido con una tubena u otro conducto de fluidos, y dichos dispositivos son conocidos en la materia por diversas denominaciones, incluyendo mezcladores sin movimiento y mezcladores estaticos. Preferiblemente, el mezclador sin movimiento comprende una multiplicidad de elementos estacionarios. Preferiblemente, el mezclador sin movimiento comprende al menos un elemento conocido en la materia como particularmente apto para la dispersion de gases o al menos un elemento 15 conocido en la materia como particularmente apto para suspender solidos. Aunque puede orientarse en cualquier direccion, preferiblemente el mezclador sin movimiento se orienta en direccion vertical.

Como se ilustra esquematicamente en la FIG. 26, puede procesarse al menos una porcion de un efluente gaseoso extrafdo de la digestion oxidativa (p.ej., etapa de digestion oxidativa temprana (952) y etapa de digestion oxidativa 20 tardfa (954)) en al menos una etapa de separacion/tratamiento opcional (964), formando al menos una corriente lfquida y al menos un efluente gaseoso tratado. Preferiblemente, la etapa de separacion/tratamiento (964) forma, al menos, dos corrientes lfquidas donde al menos una corriente esta enriquecida en agua y al menos una corriente esta enriquecida en un compuesto organico. La corriente enriquecida en agua comprende preferiblemente al menos un 50 % en peso de agua y menos de un 2, 1, 0,7 o 0,5 % en peso de acido acetico, en base promediada en tiempo. 25 Esta corriente enriquecida en agua se llama en la presente memoria una “corriente de agua retirada”. La corriente enriquecida en un compuesto organico comprende preferiblemente al menos un 50 % en peso de acido acetico, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 98, de 84 a aproximadamente 95 o de 88 a aproximadamente 92 % en peso de acido acetico. Mas preferiblemente, la etapa de separacion/tratamiento (964) comprende al menos una etapa de destilacion, todavfa mas preferiblemente una destilacion no extractiva. La 30 corriente enriquecida en un compuesto organico puede usarse para formar una porcion de disolvente reciclado. Preferiblemente, la etapa de separacion/tratamiento (964) procesa tambien al menos una porcion del efluente gaseoso de la oxidacion primaria.

Como se muestra esquematicamente en la FIG. 26, en una realizacion se recupera energfa de al menos una porcion 35 de al menos una corriente formada en la etapa de separacion/tratamiento (964). Preferiblemente, dicha energfa se recupera de al menos una porcion del efluente gaseoso tratado formado en la etapa de separacion/tratamiento (964) usando un aparato turboexpansor. Preferiblemente, al menos una porcion del efluente gaseoso tratado y/o al menos una porcion del agua retirada se tratan en una etapa de proceso ambiental subsiguiente (966) para reducir adicionalmente las consecuencias ambientales de una eventual liberacion de vuelta al ambiente. La etapa de 40 proceso ambiental (966) puede emplear oxidacion catalftica, oxidacion termica regenerativa, tratamiento en un depurador, incineracion, tratamiento aerobico de aguas residuales biologicas, tratamiento anaerobico de aguas residuales biologicas, purificacion por osmosis inversa de aguas residuales, ajuste del pH y/o cualquier otro procedimiento conocido en la materia.

45 En una realizacion preferida, se extrae una suspension de la digestion oxidativa mediante al menos una abertura en el reactor de digestion. Preferiblemente, al menos aproximadamente un 10, 20, 40 o 99 % en peso de la suspension extrafda del reactor de digestion se extrae mediante una abertura en el 50, 30, 10 o 5 % inferior de la altura total del medio de reaccion de digestion en el mismo.

50 Como se ilustra en las FIG. 23-26, la suspension que sale de la etapa final de digestion oxidativa se somete preferiblemente a una etapa de enfriamiento antes de la separacion de las fases solida y lfquida. En una realizacion preferida, se proporciona el enfriamiento de la suspension mediante una etapa de enfriamiento evaporativo, donde se causa la evaporacion de al menos una porcion de la fase lfquida. Dicha evaporacion puede efectuarse reduciendo la presion de la suspension y/o purgando un gas a traves de la suspension. La evaporacion de una porcion de 55 lfquido enfna el lfquido restante, lo que a su vez enfna el solido y la suspension combinada. El disolvente evaporado en el gas efluente puede recuperarse mediante cualquier medio conocido en la materia, incluyendo enfriamiento y condensacion en un aparato intercambiador de calor. Es una ventaja del enfriamiento evaporativo frente al enfriamiento de lfquido directo el incrustamiento reducido en gran medida de las superficies de intercambio de calor por precipitacion de solidos. Puesto que la presion de vapor de la mayona de especies aromaticas es bastante baja

despues de la reaccion de oxidacion, estas especies aromaticas no se incrustan en gran medida al enfriar las superficies de intercambio de calor localizadas en la fase de vapor.

Cuando hay un gran diferencial de temperatura entre las suspensiones de entrada y salida de la etapa de 5 enfriamiento de la suspension, especialmente cuando hay una etapa de enfriamiento continuo que usa enfriamiento evaporativo, los inventores senalan que la etapa de enfriamiento de la suspension se ejecuta preferiblemente en subetapas menores de cambio de temperatura. Dicho enfriamiento escalonado parece reducir la formacion de partfculas muy finas. Por ejemplo, es util efectuar una etapa de enfriamiento optimizada usando subetapas donde el diferencial de temperatura maximo entre entrada y salida de al menos una subetapa, mas preferiblemente de todas 10 las subetapas, sea menor de aproximadamente 80 °C, 65 °C, 55 °C o 45 °C. Esto se vuelve mas importante cuando la temperatura maxima reinante en la digestion oxidativa es mayor de aproximadamente 175 °C, 185 °C, 195 °C o 210°C.

En una realizacion de la presente invencion, se retiran por evaporacion cantidades especificadas de la fase ftquida 15 de una suspension despues de digestion. La retirada evaporativa de un vapor disolvente de una fase ftquida de la suspension no ha de confundirse con la extraccion de la fase ftquida como ftquido, como se describe en otras realizaciones divulgadas en la presente memoria. Debido a la volatilidad mucho menor de muchas impurezas aromaticas y compuestos catalfticos en comparacion con la volatilidad de agua, acido acetico y otros componentes disolventes, la retirada evaporativa de la fase ftquida de una suspension despues de digestion sirve para aumentar 20 sustancialmente la concentracion de impurezas aromaticas en la suspension. A una temperatura dada, esto promueve la precipitacion aumentada de impurezas aromaticas escasamente solubles, tanto coloreadas como no coloreadas, con el TPA solido. Aunque permanece una mayor fraccion de impurezas aromaticas altamente coloreadas con el TPA solido y se incluye una menor fraccion con el disolvente reciclado, los inventores han descubierto que puede formarse sorprendentemente asf un producto de TPA solido de buen color y calidad. 25 Ademas, dicha retirada evaporativa reduce beneficiosamente los requisitos para la purificacion del disolvente reciclado usando etapas de proceso auxiliares.

En una realizacion de la presente invencion, se prefiere retirar al menos un 10, 20, 25 o 30 % de la masa de ftquido contenida en una suspension que sale de una etapa de reaccion de oxidacion (p.ej., oxidacion primaria y/o digestion 30 oxidativa) mediante evaporacion antes de la desecacion sustancial de la suspension. Preferiblemente, el ftquido retirado mediante evaporacion se retira como parte de una etapa de enfriamiento despues de digestion. Preferiblemente, la relacion de concentracion promediada en tiempo de cobalto, otros compuestos catalfticos y/o acido benzoico en la fase ftquida de la suspension producida por digestion oxidativa a concentracion promediada en tiempo del mismo compuesto en la fase ftquida de la suspension inicial producida por oxidacion primaria es de al 35 menos 0,9, 1,0, 1,1, o 1,2. Preferiblemente, la relacion de concentracion promediada en tiempo de cobalto, otros compuestos catalfticos y/o acido benzoico en la fase ftquida de la suspension despues de enfriamiento despues de digestion a concentracion promediada en tiempo del mismo compuesto en la fase ftquida de la suspension inicial producida por digestion oxidativa es de al menos 0,9, 1,0, 1,1 o 1,2. Preferiblemente, la fraccion de solidos de la suspension extrafda de la etapa de retirada evaporativa esta en el intervalo de 10 a 65 %, de 20 a 55 % o de 30 a 40 45 % en peso de la suspension total. Preferiblemente, la relacion de fraccion de solidos de la suspension extrafda de la etapa de retirada evaporativa dividida entre la fraccion de solidos de la suspension alimentada a la etapa de retirada evaporativa es de al menos 1,05, 1,10, 1,15 o 1,20.

Los inventores han descubierto que puede ser ventajoso emplear la retirada evaporativa de disolvente que contiene 45 una alta fraccion del ftquido inicial de oxidacion primaria, minimizando y/o eliminando la extraccion de soluciones y/o la adicion de disolvente limpiador antes de la retirada evaporativa de disolvente. Aplicada de este modo, la retirada evaporativa de disolvente aumenta adicionalmente la fraccion de impurezas aromaticas escasamente solubles en una fase ftquida, disminuyendo de nuevo la cantidad de impurezas escasamente solubles que pueden separarse del TPA solido y hacer un producto menos puro. Como diferencia adicional, ciertas realizaciones de la presente 50 invencion forman un producto de TPA solido que, despues de lavar para retirar los residuos catalfticos libremente solubles, es directamente adecuado para formar poftmeros de PET que tienen alto peso molecular, bajo color y alta calidad global (es decir, es adecuado sin procesamiento de purificacion adicional mediante procedimientos tales como disolucion/hidrogenacion y/o recristalizacion).

55 Los inventores han descubierto tambien un intervalo preferido de tiempo de espera despues del enfriamiento despues de digestion y antes de la subsiguiente desecacion de la suspension resultante. Preferiblemente, el tiempo de residencia promediado en masa de una suspension despues de alcanzar una temperatura de etapa de enfriamiento despues de digestion, como se divulga en la presente memoria, es de 1a 480, de 2 a 120, de 4 a 60 o de 8 a 30 minutos. Se hace referencia en la presente memoria a este tiempo de espera como “etapa de

envejecimiento”. Preferiblemente, se combina al menos una etapa de enfriamiento con al menos una etapa de envejecimiento y se hace referencia en la presente memoria como una “etapa de enfriamiento y envejecimiento”.

Los inventores han descubierto que retener fracciones aumentadas de impurezas aromaticas precipitadas con el 5 producto de TPA solido puede reducir sorprendentemente la tasa de formacion de impurezas aromaticas nocivas cuando se funciona continuamente con disolvente reciclado. Por tanto, una realizacion de la presente invencion proporciona una masa total tolerablemente baja de impurezas aromaticas nocivas incluidas con el producto de TPA solido a pesar del hecho de que una fraccion mayor, y quizas una masa total aun mayor, de impurezas aromaticas relativamente no reactivas acaben con el producto de TPA solido. Es decir, los inventores han descubierto que 10 puede ser preferible precipitar mas de ciertas impurezas aromaticas del disolvente mientras estan en forma relativamente benigna y antes de que mayores cantidades de las mismas se conviertan en impurezas aromaticas nocivas durante el flujo subsiguiente mediante disolvente reciclado a traves de una etapa de reaccion de oxidacion. Por ejemplo, enfriar la suspension desde mas de 160 °C a menos de 80 °C disminuye en gran medida la solubilidad del iPa y promueve la retirada de IPA solido con el producto de TPA solido; mientras que si se retiene IPA en el 15 disolvente reciclado y se devuelve a la etapa de reaccion de oxidacion, aumenta significativamente la formacion de 2,7-DCF altamente coloreado. Existen bucles de realimentacion similares que implican disolvente reciclado para IPA y la formacion de TMA, que es un monomero de ramificacion trifuncional en polfmeros de PET; para PA y la formacion de TMA; para IPA y PA y la formacion de diversos otros isomeros de fluorenona coloreados; para acido benzoico y la formacion de IPA y PA y para acido benzoico y la formacion de diversos isomeros de fluorenona 20 coloreados adicionales.

Existen tecnicas anteriores para retirar todo el espectro de impurezas aromaticas del disolvente reciclado, reduciendo por tanto la tasa de formacion de impurezas aromaticas nocivas y tambien la fraccion de las mismas incorporada al producto de TPA solido. Sin embargo, la tecnica anterior esta dirigida a sistemas auxiliares para 25 purificar una porcion del disolvente reciclado. En contraposicion, diversas realizaciones de la presente invencion proporcionan procedimientos mas economicos para eliminar las fracciones mayores de impurezas aromaticas mediante el flujo de proceso principal de TPA solido en lugar de en sistemas auxiliares. En contraste adicional, diversas realizaciones de la presente invencion eliminan impurezas aromaticas en el producto de TPA solido en lugar de en la corriente de desecho. A pesar de las concentraciones elevadas de ciertas impurezas aromaticas tales 30 como IPA, el TPA solido producido por una o mas realizaciones de la presente invencion tiene bajas cantidades de impurezas aromaticas nocivas y es adecuado para formar polfmeros de PET que tienen alto peso molecular, bajo color y alta calidad global.

Los inventores observan que existe un nexo entre las realizaciones de la presente invencion y la pureza preexistente 35 del disolvente reciclado. Si se han acumulado concentraciones de impurezas aromaticas relativamente no reactivas en el disolvente reciclado, una respuesta inicial tras aplicar las invenciones de la presente memoria es muy probablemente una cantidad excesiva de impurezas aromaticas relativamente no reactivas en el producto de TPA solido, volviendolo inadecuado para uso directo en la formacion de PET de alta calidad. Esta repuesta durara tipicamente varios dfas o incluso semanas mientras se agotan las fracciones aumentadas de impurezas aromaticas 40 relativamente no reactivas acumuladas del disolvente reciclado que sale con producto de TPA solido. Eventualmente, se alcanza un nuevo funcionamiento en estado estacionario, aunque el tiempo de reequilibrado variara tfpicamente en duracion de acuerdo con las especies de impureza aromatica particular que se esten considerando. Ademas, el tiempo de reequilibrado depende del inventario de masa particular de diversas etapas de proceso, de las impurezas presentes en la alimentacion de para-xileno de pureza comercial y de la estabilidad del 45 mismo con el tiempo, de la calidad de las etapas de reaccion de oxidacion y del alcance de los sistemas auxiliares para purificar disolvente reciclado. Por tanto, la aplicacion de realizaciones de la invencion descritas en la presente memoria en un funcionamiento existente que usa disolvente reciclado puede conducir a un resultado muy desalentador que persiste durante un periodo extendido de tiempo, contribuyendo en gran medida a hacer no obvia la invencion. Por consiguiente, se prefiere mantener las realizaciones de la invencion divulgadas en la presente 50 memoria durante al menos la mitad de cada dfa de funcionamiento de un proceso para fabricar el producto de TPA solido usando disolvente reciclado, mas preferiblemente durante al menos % de cada dfa durante al menos aproximadamente 7 dfas consecutivos de funcionamiento y lo mas preferiblemente continuamente durante un periodo de al menos aproximadamente 30 dfas consecutivos de funcionamiento.

55 Haciendo referencia en general a las FIG. 23-26, la suspension extrafda de la etapa final de digestion oxidativa puede procesarse adicionalmente en una o mas de las siguientes etapas adicionales: (1) desecar la suspension formando una torta humeda inicial de partfculas de acido carboxflico solido (p.ej., TPA) y el lfquido retirado; (2) lavar la torta humeda inicial con un disolvente limpiador para retirar los compuestos cataltticos, formando asf una torta humeda lavada; (3) desecar la torta humeda lavada formando una torta lavada humedecida para retirar aun mas

compuestos catalfticos y disolvente y/o (4) secar la torta lavada humedecida formando un producto de acido policarboxftico solido seco (p.ej., TPA). En una realizacion de la presente invencion, se alimenta al menos una porcion del ftquido retirado de la etapa de desecacion de la suspension a una etapa de proceso auxiliar para retirar al menos una porcion de al menos un compuesto de impureza aromatica relativamente no reactiva (p.ej., IPA). Como 5 se usa en la presente memoria, el termino “desecar” denota la extraccion de un ftquido de un solido mediante medios que implican principalmente la diferencia en su densidad y/o propiedades de flujo, en lugar de sus volatilidades relativas.

Para separar la mayona de disolvente, impurezas aromaticas disueltas y compuestos catalfticos del TPA solido, se 10 prefiere usar una etapa de desecacion de suspension para procesar la suspension despues de digestion de la digestion oxidativa y, mas preferiblemente, de una etapa de enfriamiento y envejecimiento como se divulga en la presente memoria. Las FIG. 23-26 ilustran esquematicamente la desecacion de la suspension como una subetapa inicial de las etapas de separacion (906) (FIG. 23), (920) (FIG. 24), (944) (FIG. 25) y (960) (FIG. 26). La desecacion de la suspension forma al menos una corriente enriquecida en solidos que comprende esencialmente TPA solido, 15 llamado en la presente memoria “torta humeda inicial”, y al menos una corriente enriquecida en ftquido que comprende esencialmente disolvente, impurezas aromaticas disueltas y compuestos catalfticos, llamada en la presente memoria “ftquido de desecacion inicial".

La sedimentacion gravimetrica, centrifugacion y filtracion mecanica son procedimientos de desecacion preferidos, y 20 estan comercialmente disponibles muchos dispositivos mecanicos adecuados. Estos incluyen hidroclones y muchos tipos de centnfugas incluyendo, pero sin limitacion, centnfugas de paquete de discos, centnfugas de campana tubular, centnfugas decantadoras y centnfugas decantadoras de campana de cribado. Mas preferiblemente, se usan filtros giratorios de descarga continua, especialmente tambores redondos giratorios y/o cintas alargadas giratorias. Tanto los filtros a presion como los filtros a vacfo son utiles, siendo mas preferidos los filtros a presion para funcionar 25 a temperaturas por encima de aproximadamente 120 °C. Estan comercialmente disponibles muchos dispositivos mecanicos. Lo mas preferiblemente, se usan filtros de cinta de descarga continua giratorios alargados para desecar la suspension, y estan comercialmente disponibles dispositivos mecanicos adecuados (p.ej., filtros de cinta horizontal Pannevis de Larox Corporation, P.O. Box 29, 53101 Lappeenranta, Finlandia,
www.larox.com y filtros de cinta horizontal BHS de BHS-Filtration Inc., 9123-115 Monroe Road, Charlotte, NC 28270,
www.bhs-filtration.com). 30 Preferiblemente, la masa de ftquido en la torta humeda inicial dividida entre la masa de solido en la torta humeda inicial es menor de aproximadamente 0,4, 0,3 o 0,2. Preferiblemente, la masa de cobalto, compuestos catalfticos y/o acido benzoico en la torta humeda inicial dividida entre la masa del mismo compuesto en suspension suministrado a la etapa de desecacion es menor de aproximadamente 0,4, 0,3 o 0,2.

35 Despues de formar la torta humeda inicial, se prefiere lavar la torta humeda inicial en una subetapa inicial de separacion con un ftquido de lavado, formando una torta humeda lavada que comprende esencialmente TPA solido. Esto sirve para retirar compuestos catalfticos adicionales de la torta humeda inicial mientras se retienen la mayona de solidos de TPA. Preferiblemente, se optimiza la retirada de los compuestos catalfticos frente a la retencion sorprendentemente preferida de impurezas aromaticas relativamente no reactivas, como se divulga en la presente 40 memoria. Se realiza preferiblemente una etapa de lavado usando otra zona integrada en un tipo de filtro preferido usado para la etapa de desecacion de la suspension. Mas preferiblemente, se realiza una etapa de lavado usando otra zona integrada en un filtro de cinta de descarga continua, giratorio y alargado. El ftquido de lavado comprende preferiblemente un compuesto originado en otro lugar del proceso para la fabricacion de TPA y/o PET. Los ejemplos ftpicos de dichos compuestos ftquidos de lavado incluyen acido acetico, agua, acetato de metilo, para-xileno y 45 etilenglicol. Preferiblemente, el ftquido de lavado comprende acido acetico y agua. Mas preferiblemente, el ftquido de lavado incluye una porcion de una corriente extrafda de una etapa de destilacion no extractiva que se usa tambien para formar una porcion del disolvente reciclado. El ftquido de lavado contiene preferiblemente menos de aproximadamente un 4, 2, 1 o 0,2 % en peso de compuestos aromaticos totales y/o menos de aproximadamente 40, 20, 10 o 5 ppmp de compuestos catalfticos totales. Preferiblemente, el ftquido de lavado comprende al menos 50 aproximadamente un 60, 70, 80 u 85 % en peso de acido acetico siendo el resto agua mas concentraciones traza de impurezas. Preferiblemente, la temperatura de entrada del ftquido de lavado es menor de aproximadamente 145 °C, 110 °C, 80 °C o 55 °C. El flujo masico del ftquido de lavado dividido entre el flujo masico del solido a traves de la etapa de lavado esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 4, de aproximadamente 0,2 a aproximadamente 2, o de 0,3 a 1. Preferiblemente, la masa de compuestos catalfticos 55 individuales (p.ej. cobalto, manganeso y bromo) restantes en la torta humeda lavada dividida entre la masa del mismo compuesto catafttico en la suspension alimentada a la etapa de desecacion de la suspension es menor de aproximadamente 0,02, 0,01, 0,005 o 0,003. Preferiblemente, la masa de TPA en la torta humeda lavada dividida entre la masa de TPA en la suspension alimentada a la etapa de desecacion de la suspension es de al menos aproximadamente 0,96, 0,98, 0,99 o 0,995. Preferiblemente, la masa de al menos una impureza aromatica no nociva

relativamente no reactiva en la torta humeda lavada dividida entre la masa de impureza en la suspension alimentada a la etapa de desecacion de la suspension o la masa de impureza en la suspension inicial es de al menos aproximadamente 0,05, 0,10, 0,20 o 0,30. Preferiblemente, la masa de IPA en la torta humeda lavada dividida entre la masa de IPA en la suspension alimentada a la etapa de desecacion de la suspension o dividida entre la masa de 5 IPA en la suspension inicial es de al menos aproximadamente 0,05, 0,10, 0,20 o 0,30. Preferiblemente, la masa de 4,4'-DCB en la torta humeda lavada dividida entre la masa de 4,4'-DCB en la suspension alimentada a la etapa de desecacion de la suspension o dividida entre la masa de 4,4'-DCB en la suspension inicial es de al menos aproximadamente 0,10, 0,20, 0,40 o 0,60. Preferiblemente, la masa de lfquido en la torta humeda lavada dividida entre la masa de solido en la torta humeda lavada es menor de aproximadamente 0,4, 0,3 o 0,2. Preferiblemente, la 10 torta humeda lavada contiene menos de aproximadamente 100, 40, 20 o 10 partes por millon en peso de residuos catalfticos totales. Preferiblemente, la torta humeda lavada contiene menos de aproximadamente 20, 15, 10 o 5 partes por millon en peso de cobalto. Preferiblemente, la torta humeda lavada contiene menos de aproximadamente 20, 15, 10 o 5 partes por millon en peso de bromo.

15 Despues de lavar, se prefiere reducir la masa de lfquido en la torta humeda lavada mediante una etapa de desecacion adicional, formando una torta lavada humedecida que comprende esencialmente producto de TPA solido. Esta etapa de desecacion retira lfquido adicional que comprende concentraciones residuales de compuestos catalfticos y reduce los requisitos de capital y energfa cuando se usa una operacion de secado subsiguiente opcional para formar un producto de TPA solido secado. Preferiblemente, se realiza la etapa de desecacion adicional usando 20 otra zona integrada en un tipo de filtro preferido usado para la etapa de desecacion de la suspension. Mas preferiblemente, se realiza la etapa de desecacion adicional usando otra zona integrada en un filtro de cinta giratorio y alargado de descarga continua usado para las etapas de desecacion y lavado de la suspension. Preferiblemente, la masa de lfquido en la torta lavada humedecida dividida entre la masa de solido en la torta lavada humedecida es menor de 0,30, 0,20, 0,15 o 0,07. Preferiblemente, la torta lavada humedecida contiene menos de 100, 40, 20 o 10 25 partes por millon en peso de residuos totales catalfticos. Preferiblemente, la torta lavada humedecida contiene menos de 20, 15, 10 o 5 partes por millon en peso de cobalto. Preferiblemente, la torta lavada humedecida contiene menos de 20, 15, 10 o 5 partes por millon en peso de bromo.

Opcionalmente, la torta humeda lavada y/o la torta humeda lavada humedecida se secan mediante evaporacion del 30 disolvente, formando un producto de tPa solido sustancialmente seco que contiene menos de un 0,5, 0,2, 0,1 o 0,05 % en peso de productos volatiles residuales. Dicha etapa de secado se ilustra en la FIG. 23 como la etapa de secado opcional (908), en la FIG. 24 como la etapa de secado opcional (922), en la FIG. 25 como la etapa de secado opcional (946) y en la FIG. 26 como la etapa de secado opcional (962). Se mide convenientemente el contenido de productos volatiles despues de dicho secado mediante la perdida de peso tras calentamiento de una 35 muestra de 100 gramos de producto de TPA extendidos uniformemente en un disco de muestra de 5 cm de diametro en una estufa que tiene una circulacion de aire suficiente cercana a la presion atmosferica a una temperatura de 105 °C durante un periodo de 1 h. Se calculan los productos volatiles porcentuales de una muestra como 100 * (peso inicial-peso final)/(peso inicial).

40 Preferiblemente, la masa de al menos una impureza aromatica no nociva relativamente no reactiva en el producto de TPA solido seco dividida entre cualquiera de la masa de la impureza en la suspension alimentada de la etapa de desecacion de la suspension o la masa de la impureza en la suspension inicial es de al menos 0,05, 0,10, 0,20 o 0,30. Preferiblemente, la masa de IPA en el producto de TPA solido seco dividida entre la masa de IPA en la suspension alimentada a la etapa de desecacion de la suspension, o dividida entre la masa de IPA en la suspension 45 inicial, es de al menos 0,05, 0,10, 0,20 o 0,30. Preferiblemente, la masa de 4,4'-DCB en el producto de TPA solido seco dividida entre la masa de 4',4'-DCB en la suspension alimentada a la etapa de desecacion de la suspension, o dividida entre la masa de 4,4'-DCB en la suspension inicial, es de al menos 0,10, 0,20, 0,40 o 0,60.

Preferiblemente, el color del producto de TPA solido seco producido mediante realizaciones de las divulgaciones de 50 la presente memoria es de menos de 3,5, 3,0, 2,5 o 2,0 unidades b*. El valor de b* como se usa en la presente memoria es un atributo de color medido en un instrumento espectroscopico tal como un instrumento Hunter Ultrascan XE (Hunter Associates Laboratory, Inc., 11491 Sunset Hills Road, Reston, VA 20190-5280,
www.hunterlab.com) usando el modo de reflectancia. Las lecturas positivas significan el grado de amarillo (o absorbancia de azul), mientras que las lecturas negativas significan el grado de azul (o absorbancia de amarillo). 55 Preferiblemente, la transmitancia porcentual del producto de TPA solido producido mediante realizaciones de las divulgaciones de la presente memoria es de al menos un 70, 80, 90 o 92 % a la longitud de onda de luz de 340 nm.

Preferiblemente, el producto de TPA solido formado mediante una o mas de las realizaciones de la invencion divulgadas en la presente memoria comprende esencialmente partfculas que tienen un tamano medio de partfcula,

que es D(4,3), de al menos 30 micrometros, mas preferiblemente en el intervalo de 35 a 400 micrometros, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 40 a 200 micrometros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 45 a 120 micrometros. Preferiblemente, el producto de TPA solido comprende esencialmente partfculas que tienen un valor medido de D(v,0,1) en el intervalo de 5 a 65 micrometros, mas preferiblemente en el intervalo de 10 a 55 5 micrometros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 15 a 45 micrometros. Preferiblemente, el producto de TPA solido comprende esencialmente partfculas que tienen un valor medido de tamano mediano de partfcula, que es D(v,0,5), en el intervalo de 25 a 200 micrometros, mas preferiblemente en el intervalo de 30 a 120 micrometros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 35 a 100 micrometros. Preferiblemente, el producto de TPA solido comprende esencialmente partfculas que tienen un valor medido de D(v,0,9) en el intervalo de 40 a 500 micrometros, mas 10 preferiblemente en el intervalo de 60 a 300 micrometros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 80 a 200 micrometros. Preferiblemente, el producto de TPA solido comprende esencialmente partfculas que tienen un valor medido de distribucion relativa del tamano de partfcula en el intervalo de 0,6 a 5,0, mas preferiblemente en el intervalo de 0,9 a 4,0 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1,2 a 2,5. Preferiblemente, el producto de TPA solido comprende esencialmente partfculas que tienen un area superficial de BET media menor de 0,25 metros 15 cuadrados por gramo (m2/g), mas preferiblemente en el intervalo de 0,005 a 0,2 m2/g y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,01 a 0,18 m2/g.

En una realizacion de la presente invencion, se suministra al menos una porcion del lfquido extrafdo de la etapa de desecacion de la suspension como al menos una porcion de alimentacion lfquida a al menos una etapa auxiliar 20 llamada en la presente memoria una “etapa de purificacion de disolvente reciclado”. Preferiblemente, la etapa de purificacion de disolvente reciclado retira al menos aproximadamente un 20, 40, 60 u 80 % en peso de al menos una impureza aromatica relativamente no reactiva del disolvente reciclado, mientras que recupera tambien al menos un 50, 70, 90 o 95 % en peso de acido acetico y/o al menos un 80, 90, 95 o 99 % en peso de cobalto y/u otros compuestos cataltticos valiosos en la alimentacion lfquida. Se divulgan en la tecnica anterior una serie de dichas 25 etapas auxiliares. A menudo, una etapa temprana de la purificacion de disolvente reciclado es calentar la alimentacion lfquida para evaporar una gran fraccion del acido acetico valioso en la cabeza para recuperacion por enfriamiento y condensacion. Las impurezas aromaticas y los compuestos catalfticos son menos volatiles que el acido acetico y estos se concentran en la fase lfquida restante, llamada en la presente memoria un lodo. Para el lodo, se han divulgado diversas opcionales para recuperar los compuestos catalfticos mientras se recuperan o 30 desechan las impurezas aromaticas. Es un procedimiento sencillo quemar el lodo recuperando la ceniza. Se redisuelve entonces el cobalto en la ceniza en disolvente, por ejemplo usando acido oxalico. Otro procedimiento de tratamiento de lado usa acetato de n-propilo y agua como agentes extractivos para separar el cobalto de las impurezas aromaticas. Las impurezas aromaticas separadas pueden desecharse mediante diversos procedimientos incluyendo alimentacion a un proceso subsiguiente para recuperacion de BA, IPA y/u otras especies aromaticas o 35 mediante tratamiento de aguas de desecho y/o incineracion ambientalmente racional. Aun otro procedimiento de tratamiento de lodo neutraliza el pH, por ejemplo con sosa caustica, y precipita entonces el cobalto, usando carbonato de sodio y/o bicarbonato de sodio, por ejemplo, para recuperacion por filtracion. Se desechan entonces las impurezas aromaticas disueltas mediante diversos procedimientos, incluyendo tratamiento de aguas residuales y/o incineracion ambientalmente racional. Los ejemplos de etapas de purificacion de disolvente reciclado adecuadas 40 incluyen, pero sin limitacion, aquellos divulgados en las patentes de EE.UU. n° 4.356.319 y 4.939.297; las solicitudes de patente de EE.UU. n° 2005/0038288 y 20050084432; las solicitudes PCT n° PCT WO98/008605 y WO2005/049873; la solicitud de patente europea n° EP121438 y las solicitudes de patente japonesa n° JP09-157214, JP05-015788, JP54-025292 y JP52-004277.

45 Aunque preferiblemente disminuida en el alcance por las realizaciones divulgadas en la presente memoria, la necesidad y alcance de una etapa de purificacion de disolvente reciclado depende de muchos particulares, incluyendo pero sin limitacion las impurezas en para-xileno comercial y la calidad de las diversas etapas de reaccion de oxidacion. Cuando se proporciona una etapa de purificacion de disolvente reciclado, la seleccion de la alimentacion de purificacion de disolvente puede tener un impacto considerable sobre la econoirna de la etapa. Las 50 impurezas aromaticas relativamente no reactivas, tanto coloreadas como no coloreadas, son una diana importante de la etapa, y las concentraciones relativamente mayores de las mismas reducen el dimensionamiento y los costes operativos para la etapa. Ademas, el para-xileno, TPA e intermedios aromaticos de reaccion son perdidas de rendimiento potenciales y costes operativos cuando se suministran a la etapa en mayores cantidades.

55 Se prefiere que la alimentacion de purificacion de disolvente comprenda al menos un 20, 40, 80 o 95 % en peso de su flujo masico total de lfquido procesado anteriormente en oxidacion primaria y procesado entonces en digestion oxidativa. Mas preferiblemente, la alimentacion de purificacion de disolvente comprende al menos un 20, 40, 80 o 95 % en peso de su flujo masico total de lfquido procesado anteriormente en oxidacion primaria y procesado entonces en digestion oxidativa usando una adicion reducida y/o eliminada de disolvente limpiador, descrito

anteriormente. Todavfa mas preferiblemente, la alimentacion de purificacion de disolvente comprende al menos un 20, 40, 80 o 95 % en peso de su flujo masico total de lfquido procesado anteriormente en oxidacion primaria y procesado entonces en una digestion oxidativa usando una adicion reducida y/o eliminada de disolvente limpiador y procesado entonces en al menos una etapa de enfriamiento despues de digestion que usa una adicion reducida y/o 5 eliminada de disolvente limpiador. Todavfa aun mas preferiblemente, la alimentacion de purificacion de disolvente comprende al menos un 20, 40, 80 o 95 % en peso de su flujo masico total de lfquido procesado anteriormente en oxidacion primaria y procesado entonces en una digestion oxidativa usando una adicion reducida y/o eliminada de disolvente limpiador y procesado entonces en al menos una etapa de enfriamiento y envejecimiento despues de digestion que usa una adicion reducida y/o eliminada de disolvente limpiador. Lo mas preferiblemente, la 10 alimentacion de purificacion de disolvente comprende al menos un 20, 40, 80 o 95 % en peso de su flujo masico total de lfquido procesado en oxidacion primaria, procesado entonces en digestion oxidativa y procesado entonces en al menos una etapa de enfriamiento y envejecimiento despues de digestion que emplea la retirada evaporativa de vapor disolvente, como se describe anteriormente.

15 Preferiblemente, la alimentacion de purificacion de disolvente tiene una concentracion de TPA, incluyendo TPA disuelto y TPA solido precipitado, de menos de aproximadamente un 1, 0,5, 0,1 o 0,05 % en peso. Preferiblemente, la alimentacion de purificacion de disolvente tiene una concentracion de solidos precipitados de menos de aproximadamente un 1, 0,5, 0,1 o 0,05 % en peso. Preferiblemente, los solidos precipitados tienen una concentracion de PTAC solido de menos de 1.000, de aproximadamente 1 a 600, de 5 a 400 o de 10 a 200 ppmp. 20 Preferiblemente, los solidos precipitados tienen una concentracion de 4-CBA solido de menos de 1.200, de 1 a 800, de aproximadamente 10 a 600 o de 20 a 400 ppmp. Preferiblemente, la alimentacion de purificacion de disolvente tiene una concentracion de PTAC, incluyendo PTAC disuelto y PTAC solido precipitado, de menos de 30, 20, 10 o 2 ppmp. Preferiblemente, la alimentacion de purificacion de disolvente tiene una concentracion de 4-CBA, incluyendo 4-CBa disuelto y 4-CBA solido precipitado, de menos de 50, 30, 10 o 2 ppmp. Preferiblemente, la alimentacion de 25 purificacion de disolvente en cada divulgacion anterior tiene al menos un 20, 40, 80 o 95 % en peso de lfquido extrafdo de la suspension en una etapa de desecacion de la suspension preferida, de acuerdo con todas las divulgaciones pertinentes en la presente memoria. Preferiblemente, la masa de alimentacion de purificacion de disolvente dividida entre la masa de lfquido inicial esta en el intervalo de 0 a 20, de 0,1 a 15, de 0,5 a 10 o de 1 a 5 %. Preferiblemente, la masa de alimentacion de purificacion de disolvente dividida entre la masa de solido inicial 30 esta en el intervalo de 0 a 70, de 0,2 a 40, de 1 a 25 o de 2 a 15 %.

En una realizacion de la presente invencion, se prefiere mantener uno o mas de los parametros operativos divulgados en la presente memoria (incluyendo parametros operativos cuantificados numericamente) durante un periodo de tiempo comercialmente significativo. Preferiblemente, se mantiene el funcionamiento de acuerdo con uno 35 o mas de los parametros operativos descritos anteriormente durante al menos aproximadamente 1 hora, mas preferiblemente al menos 12 horas, todavfa mas preferiblemente al menos 36 horas y lo mas preferiblemente al menos 96 horas. Por tanto, a menos que se indique otra cosa en la presente memoria, los parametros operativos descritos en la presente memoria pretenden aplicarse al funcionamiento optimo/comercial en estado estacionario, no al funcionamiento de arranque, parada o suboptimo.

40

Los inventores senalan que, para todos los intervalos numericos proporcionados en la presente memoria, los extremos superior a inferior de los intervalos pueden ser independientes entre sf. Por ejemplo, un intervalo numerico de 10 a 100 significa mas de 10 y/o menos de 100. Por tanto, un intervalo de 10 a 100 proporciona apoyo para una limitacion de la reivindicacion de mas de 10 (sin el lfmite superior), una limitacion de la reivindicacion de menos de 45 100 (sin el lfmite inferior), asf como todo el intervalo de 10 a 100 (con lfmites superior e inferior). Ademas, cuando se usa el termino “aproximadamente” para modificar un valor numerico, debena entenderse que, en una realizacion, el valor numerico es el valor numerico exacto.

La invencion se ha descrito con detalle con particular referencia a realizaciones preferidas de la misma, pero se 50 entendera que pueden efectuarse variaciones y modificaciones dentro del espmtu y alcance de la invencion.

Claims (17)

1. Un proceso para elaborar una composicion de acido dicarboxflico aromatico partiendo de compuestos

dialquilaromaticos, comprendiendo dicho proceso:

(a) someter un medio de reaccion multifasico a oxidacion en una zona de oxidacion primaria para producir asf una suspension inicial;

(b) someter al menos una porcion de dicha suspension inicial a digestion oxidativa en una zona de digestion para 10 producir asf una suspension de producto de digestion;

(c) enfriar al menos una porcion de dicha suspension de producto de digestion en una zona de enfriamiento para producir asf una suspension enfriada que comprende las fases lfquida y solida enfriadas; y

15 (d) usar un sistema de purificacion de disolvente para retirar al menos una impureza aromatica presente en una alimentacion de purificacion de disolvente introducida en dicho sistema de purificacion de disolvente, donde dicha fase lfquida enfriada de dicha suspension enfriada forma al menos un 20 % en peso de dicha alimentacion de purificacion de disolvente;

20 caracterizado porque

se retira menos de un 70 % en peso de la fase lfquida de dicha suspension inicial de dicha suspension inicial antes de introducir al menos una porcion de dicha suspension inicial en dicha zona de digestion.

25 2. El proceso de la reivindicacion 1,

donde (a) dicho lfquido enfriado forma al menos un 40 % en peso de dicha alimentacion de purificacion de disolvente;

30 o donde (b) dicho lfquido enfriado forma al menos un 80 % en peso de dicha alimentacion de purificacion de disolvente.

3. El proceso de la reivindicacion 1, donde la temperatura de dicha suspension enfriada que sale de dicha zona de digestion es al menos 40 °C menor que la temperatura de dicha suspension de producto de digestion

35 que sale de dicha zona de digestion, preferiblemente:

donde la temperatura de dicha suspension de producto de digestion que sale de dicha zona de digestion es de al menos 160 °C y la temperatura de dicha suspension enfriada que sale de dicha zona de digestion es de menos de 145 °C.

40

4. El proceso de la reivindicacion 1, donde dicho enfriamiento incluye la evaporacion de al menos un 10 % de la masa de dicha suspension de producto de digestion.

5. El proceso de la reivindicacion 1, donde dicha oxidacion se lleva a cabo a una temperatura en el 45 intervalo de 125 a 200 °C, donde dicha digestion oxidativa se lleva a cabo a una temperatura que es al menos 10 °C

mayor que la temperatura a la que se lleva a cabo dicha oxidacion, preferiblemente:

donde dicha digestion oxidativa se lleva a cabo a una temperatura en el intervalo de 160 a 240 °C.

6. El proceso de la reivindicacion 1, que comprende ademas desecar al menos una porcion de dicha 50 suspension enfriada para producir asf una torta humeda inicial y un lfquido retirado, preferiblemente:

donde (a) el tiempo de residencia promediado en masa de dicha suspension enfriada entre dicho enfriamiento y dicho desecamiento esta en el intervalo de 2 a 120 minutos, o:

donde (b) dicha alimentacion de purificacion de disolvente comprende al menos una porcion de dicho lfquido 55 retirado, o:

donde (c) la masa de lfquido en dicha torta humeda inicial dividida entre la masa de solido en dicha torta humeda inicial es menor de 0,4.

7. El proceso la reivindicacion 1, que comprende ademas introducir una alimentacion de disolvente en dicha zona de oxidacion primaria, donde al menos un 20 % en peso de dicha alimentacion de disolvente es disolvente reciclado, preferiblemente:

donde dicho disolvente reciclado comprende un producto purificado de dicho sistema de purificacion de disolvente.

5

8. El proceso de la reivindicacion 1,

donde dicha oxidacion se mantiene durante al menos la mitad de un dfa de funcionamiento en un proceso para la fabricacion de acido tereftalico usando disolvente reciclado.

10 9. El proceso de la reivindicacion 1, que comprende ademas, opcionalmente, anadir un lfquido limpiador

a dicha suspension inicial antes de introducir dicha suspension inicial en dicha zona de digestion, donde la cantidad de dicho lfquido limpiador anadido a dicha suspension inicial antes de introducir dicha suspension inicial es dicha zona de digestion es menor de un 50 % en peso de dicha suspension inicial, preferiblemente:

15 donde la concentracion en fase lfquida de compuestos cataltticos totales y/o compuestos aromaticos totales en dicho lfquido limpiador es menor de un 50 %, en peso, de la concentracion en fase lfquida del mismo compuesto o compuestos en la fase lfquida de dicha suspension inicial.

10. El proceso de la reivindicacion 1,

20

donde (a) la masa de dicha alimentacion de purificacion de disolvente esta en el intervalo de 0 a 20 % de la masa de la fase lfquida de dicha suspension inicial y/o donde la masa de dicha alimentacion de purificacion de disolvente esta en el intervalo de 0 a 70 % de la masa de la fase solida de dicha suspension inicial, o:

donde (b) dicha alimentacion de purificacion de disolvente tiene una concentracion en fase lfquida + solida total de 25 acido para-toluico (PTAC) de menos de 30 ppmp y/o una concentracion en fase lfquida + solida total de 4- carboxibenzaldetndo (4-CBA) de menos de 50 ppmp, o:

donde (c) dicha alimentacion de purificacion de disolvente comprende solidos precipitados que consisten esencialmente en acido tereftalico, donde dichos solidos precipitados tienen una concentracion de PTAC de menos de 1.000 ppmp y/o una concentracion de 4-CBA de menos de 1.200 ppmp, o:

30 donde (d) la relacion en peso de cantidad de acido benzoico y/o cobalto presente en una suspension de alimentacion de digestion que entra en dicha zona de digestion a cantidad del mismo componente o componentes presentes en dicha suspension inicial es de al menos 0,3, o:

donde (e) la relacion de concentracion promediada en tiempo de cobalto y/o acido benzoico en la fase lfquida de una suspension de alimentacion de digestion que entra en dicha zona de reaccion a concentracion promediada en 35 tiempo del mismo componente o componentes en dicho lfquido inicial es de al menos 0,5, o:

donde (f) la concentracion promediada en tiempo de acido para-toluico en la fase lfquida de dicha suspension de producto de digestion es menor de un 50 % en peso de la concentracion promediada en tiempo de acido para-toluico en la fase lfquida de una alimentacion de digestion introducida en dicha zona de digestion, donde la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase lfquida de dicha suspension de producto de digestion es menor de un 40 50 % en peso de la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase lfquida de dicha alimentacion de digestion, y/o donde la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase lfquida de dicha suspension de producto de digestion es menor de un 95 % en peso que la concentracion promediada en tiempo de 4-CBA en la fase solida de dicha alimentacion de digestion; o

donde (g) una muestra representativa de dicha suspension de producto de digestion tiene al menos tres de las 45 siguientes caractensticas basadas en los componentes de suspension solidos y lfquidos combinados: (i) contiene menos de 9.000 ppmp de acido isoftalico (IPA), (ii) contiene menos de 15.000 ppmp de acido benzoico (BA), (iii) contiene menos de 64 ppmp de 4,4'-dicarboxibifenilo (4,4'-DCB), (iv) contiene menos de 70 ppmp de 2,6- dicarboxifluorenona (2,6-DCf), (v) contiene menos de 12 ppmp de 2,7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF), (vi) contiene menos de 12 ppmp de acido 9-fluorenon-2-carboxflico (9F-2CA), (vii) contiene menos de 4 ppmp de 4,4'50 dicarboxiestilbeno (4,4'-DCS), (viii) contiene menos de 6 ppmp de 4,4'-dicarboxiantraquinona (4,4'-DCA), o:

donde (h) dicha oxidacion en dicha zona de oxidacion primaria se lleva a cabo de una manera tal que, cuando dicho medio de reaccion multifasico se reparte teoricamente en 30 cortes horizontales de igual volumen, un corte horizontal de pX-max tiene la concentracion de para-xileno maxima de todos dichos 30 cortes horizontales y un corte horizontal pX-mm tiene la concentracion de para-xileno minima de todos los cortes horizontales localizados por 55 encima de dicho corte horizontal pX-max, donde dicha concentracion de para-xileno se mide en una fase lfquida de dicho medio de reaccion multifasico con base promediada en tiempo y promediada en volumen, donde la relacion de concentracion de para-xileno de dicho corte horizontal pX-max a concentracion de para-xileno en dicho corte horizontal pX-mm es de al menos 5:1.

11. El proceso de la reivindicacion 1, donde dicha zona de oxidacion primaria se define en un reactor de columna de burbujas, preferiblemente:

donde dicha zona de digestion se define en un reactor continuo de tanque agitado.

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12. El proceso de la reivindicacion 1, donde dicha al menos una impureza aromatica comprende al menos una impureza aromatica nociva, preferiblemente:

donde dicha al menos una impureza aromatica nociva comprende acido benzoico (BA), acido para-toluoico (PTAC), 10 4-carboxibenzaldehndo (4-CbA) y/o acido trimelttico (TMA).

13. El proceso de la reivindicacion 1, donde dicha digestion oxidativa de la etapa (b) se lleva a cabo a una temperatura al menos 10 °C mayor que la temperatura de dicha oxidacion primaria.

15 14. El proceso de la reivindicacion 13,

donde (a) la fase lfquida de dicha suspension de producto de digestion forma al menos alimentacion de purificacion de disolvente; o:

donde (b) la fase lfquida de dicha suspension de producto de digestion forma al menos 20 alimentacion de purificacion de disolvente.

15. El proceso de la reivindicacion 13, que comprende ademas enfriar al menos una porcion de dicha suspension de producto de digestion en una zona de enfriamiento para producir asf una suspension enfriada que comprende las fases lfquida y solida enfriadas.

25

16. El proceso de la reivindicacion 15,

donde (a) la temperatura de dicha suspension enfriada que sale de dicha zona de enfriamiento es al menos 40 °C menor que la temperatura de dicha suspension de producto de digestion que sale de dicha zona de digestion, o:

30

donde (b) dicho enfriamiento incluye evaporar al menos un 10 % de la masa de dicha suspension de producto de digestion.

17. El proceso de la reivindicacion 15 que comprende ademas desecar al menos una porcion de dicha 35 suspension enfriada para producir asf una torta humeda inicial y un lfquido retirado, preferiblemente:

donde el tiempo de residencia promediado en masa de dicha suspension enfriada entre dicho enfriamiento y dicha desecacion esta en el intervalo de 2 a 120 minutos.

40 18. El proceso de la reivindicacion 13, donde dicha oxidacion se lleva a cabo a una temperatura en el

intervalo de 125 a 200 °C y dicha digestion oxidativa se lleva a cabo a una temperatura en el intervalo de 160 a 240 °C.

19. El proceso de la reivindicacion 13, que comprende ademas introducir una alimentacion de disolvente 45 en dicha zona de oxidacion primaria, donde al menos un 20 % en peso de dicha alimentacion de disolvente es

disolvente reciclado, preferiblemente:

donde dicho disolvente reciclado comprende un producto purificado de dicho sistema de purificacion de disolvente.

20. El proceso de la reivindicacion 13,

50

donde (a) dicha oxidacion se mantiene durante al menos la mitad de un dfa de funcionamiento en un proceso para fabricar acido tereftalico usando disolvente reciclado, o:

que comprende ademas (b), opcionalmente, anadir un lfquido limpiador a dicha suspension inicial antes de introducir dicha suspension inicial en dicha zona de digestion, donde la cantidad de dicho lfquido limpiador anadida a dicha 55 suspension inicial antes de introducir dicha suspension inicial en dicha zona de digestion es menor de un 50 % en peso de dicha suspension inicial, o:

donde (c) dicha alimentacion de purificacion de disolvente tiene una concentracion en fase lfquida + solida total de acido para-toluico (PTAC) de menos de 30 ppmp y/o una concentracion en fase lfquida + solida total de 4- carboxibenzaldehfdo (4-CBA) de menos de 50 ppmp, o:

un 40 % en peso de dicha un 80 % en peso de dicha

donde (d) dicha alimentacion de purificacion de disolvente comprende solidos precipitados consistentes esencialmente en acido tereftalico, donde dichos solidos precipitados tienen una concentracion de PTAC de menos de 1.000 ppmp y/o una concentracion de 4-CBA de menos de 1.200 ppmp, o:

donde (e) la relacion en peso de cantidad de acido benzoico y/o cobalto presentes en una suspension de 5 alimentacion de digestion que entra en dicha zona de digestion a cantidad del mismo componente o componentes presentes en dicha suspension inicial es de al menos 0,3, o:

donde (f) la relacion de concentracion promediada en tiempo de cobalto y/o acido benzoico en la fase lfquida de una suspension de alimentacion de digestion que entra en dicha zona de digestion a concentracion promediada en tiempo del mismo componente o componentes en dicho lfquido inicial es de al menos 0,5.

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21. El proceso de la reivindicacion 13, donde dicha zona de oxidacion primaria se define en un reactor de

columna de burbujas, preferiblemente:

donde dicha zona de digestion se define en un reactor de tanque continuo agitado.