ES2611152T3

ES2611152T3 - Oxidación optimizada en fase líquida

Info

Publication number: ES2611152T3
Application number: ES05807747.0T
Authority: ES
Inventors: Alan George Wonders; Marcel De Vreede; Lee Reynolds Partin; Wayne Scott Strasser
Original assignee: Grupo Petrotemex SA de CV
Current assignee: Grupo Petrotemex SA de CV
Priority date: 2004-09-02
Filing date: 2005-08-29
Publication date: 2017-05-05
Anticipated expiration: 2025-08-29
Also published as: CN101010132A; US20060047144A1; KR20070057217A; WO2006028772A2; CA2681849A1; EP1786551A2; LT1786551T; BRPI0514759B1; MX2007002501A; PT1786551T; JP2008511650A; EP1786551B1; WO2006028772A3; US7371894B2; CN101010132B; KR101169490B1; BRPI0514759A; CA2577062A1; PL1786551T3

Abstract

Un proceso que comprende: (a) la introducción de una corriente de oxidante que comprende oxígeno molecular en una zona de reacción de un reactor de columna de burbujas; (b) la oxidación de un compuesto oxidable en una fase líquida de un medio de reacción multifase contenido en dicha zona de reacción, donde dicho compuesto oxidable es para-xileno, meta-xileno, para-tolualdehído, meta-tolualdehído, ácido para-toluico, ácido meta-toluico y/o acetaldehído, donde dicha oxidación hace que al menos el 10% en peso de dicho compuesto oxidable forme un producto en fase sólida en dicho medio de reacción, donde la 10 velocidad de gas superficial promediada en el tiempo a la mitad de la altura de dicho medio de reacción es de al menos 0,3 metros por segundo, donde promediado en el tiempo significa el promedio de al menos mediciones tomadas de manera uniforme durante un periodo continuo de al menos 100 segundos; y (c) la retirada de al menos una parte de dicho producto en fase sólida de dicha zona de reacción a través de una o más aberturas elevadas, donde al menos una parte de dicho oxígeno molecular entra en dicha zona de reacción por debajo de dichas aberturas elevadas, caracterizado porque dicho proceso comprende además la introducción de una corriente de alimentación que comprende dicho compuesto oxidable en dicha zona de reacción, donde al menos una parte de dicha corriente de alimentación entra en dicha zona de reacción por debajo de dichas aberturas elevadas.

Description

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Oxidacion optimizada en fase liquida CAMPO DE LA INVENCION

La presente invencion se refiere en general a un proceso para la oxidacion catalftica en fase liquida de un compuesto aromatico. Un aspecto de la invencion se refiere a la oxidacion parcial de un compuesto aromatico de dialquilo (por ejemplo, para-xileno) para producir un acido dicarboxilico aromatico en bruto (por ejemplo, acido tereftalico en bruto), que puede someterse posteriormente a purificacion y separacion. Otro aspecto de la invencion se refiere a un reactor de columna de burbujas mejorado que proporciona una oxidacion economica y mas efectiva en el proceso de fase liquida.

ANTECEDENTES DE LA INVENCION

Las reacciones de oxidacion en fase liquida se emplean en una diversidad de procesos comerciales existentes. Por ejemplo, la oxidacion en fase liquida se usa actualmente para la oxidacion de aldehfdos en acidos (por ejemplo, propionaldehfdo en acido propionico), la oxidacion de ciclohexano en acido adfpico y la oxidacion de productos aromaticos de alquilo en alcoholes, acidos o diacidos. Un proceso de oxidacion comercial especialmente importante en la ultima categorfa (oxidacion de productos aromaticos de alquilo) es la oxidacion parcial catalftica en fase liquida de para-xileno en acido tereftalico. El acido tereftalico es un compuesto importante con una diversidad de aplicaciones. El uso principal del acido tereftalico es como materia prima en la produccion de tereftalato de polietileno (PET). El PET es un plastico bien conocido usado en grandes cantidades en todo el mundo para preparar productos como botellas, fibras y embalajes.

En un proceso tfpico de oxidacion en fase liquida, lo que incluye la oxidacion parcial de para-xileno en acido tereftalico, se introduce una corriente de alimentacion en fase liquida y una corriente de oxidante en fase gaseosa en un reactor y forman un medio de reaccion multifase en el reactor. La corriente de alimentacion en fase liquida introducida en el reactor contiene al menos un compuesto organico oxidable (por ejemplo, para-xileno), mientras que la corriente de oxidante en fase gaseosa contiene oxfgeno molecular. Al menos una parte del oxfgeno molecular introducido en el reactor en forma de un gas se disuelve en la fase liquida del medio de reaccion para proporcionar disponibilidad de oxfgeno para la reaccion en fase liquida. Si la fase liquida del medio de reaccion multifase contiene una concentracion de oxfgeno molecular insuficiente (es decir, si algunas partes del medio de reaccion estan "necesitadas de oxfgeno"), reacciones secundarias no deseables pueden generar impurezas y/o puede retrasarse la velocidad de las reacciones pretendidas. Si la fase liquida del medio de reaccion contiene demasiado poco compuesto oxidable, la velocidad de reaccion puede ser indeseablemente lenta. Ademas, si la fase liquida del medio de reaccion contiene una concentracion excesiva del compuesto oxidable, reacciones secundarias no deseables adicionales pueden generar impurezas.

Los reactores de oxidacion en fase liquida convencionales estan equipados con medios de agitacion para mezclar el medio de reaccion multifase contenido en los mismos. La agitacion del medio de reaccion se proporciona en un esfuerzo por promover la disolucion del oxfgeno molecular en la fase liquida del medio de reaccion, mantener concentraciones relativamente uniformes de oxfgeno disuelto en la fase liquida del medio de reaccion y mantener concentraciones relativamente uniformes del compuesto organico oxidable en la fase liquida del medio de reaccion.

La agitacion del medio de reaccion sometido a oxidacion en fase liquida se proporciona frecuentemente por medios de agitacion en el recipientes tales como, por ejemplo, los reactores en depositos de agitacion continua (RDAC). Aunque los RDAC pueden proporcionar un mezclado minucioso del medio de reaccion, los RDAC presentan una serie de inconvenientes. Por ejemplo, los RDAC tienen un coste de capital relativamente alto debido a su requisito de motores costosos, cojinetes y ejes de impulsion sellados con fluidos y/o mecanismos de agitacion complejos. Ademas, los componentes mecanicos rotatorios y/u oscilantes de los RDAC convencionales requieren un mantenimiento con el tiempo. El tiempo de funcionamiento y parada asociado con dicho mantenimiento se suma al coste operativo de los RDAc. Sin embargo, aun con un mantenimiento regular, los sistemas de agitacion mecanica empleados en los RDAC son propensos a averfas mecanicas y pueden requerir su sustitucion en periodos de tiempo relativamente cortos.

El documento WO-2004/052.820 se refiere a un proceso para producir un producto de acido carboxflico purificado. El proceso comprende la eliminacion de impurezas de una suspension de acido carboxflico en bruto en una zona de desplazamiento solido-lfquido para formar un producto de suspension. El producto de suspension es tratado adicionalmente en una zona de oxidacion por fases y una zona de cristalizacion para formar un producto cristalizado. El producto cristalizado es enfriado adicionalmente en una zona de enfriamiento y posteriormente se filtra y se seca en una zona de filtrado y secado.

Los reactores de columna de burbujas proporcionan una alternativa atractiva a los RDAC y otros reactores de

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oxidacion con agitacion mecanica. Los reactores de columna de burbujas proporcionan agitacion del medio de reaccion sin requerir un equipo mecanico costoso y poco fiable. Los reactores de columna de burbujas incluyen normalmente una zona de reaccion recta alargada en la que esta contenido el medio de reaccion. La agitacion del medio de reaccion en la zona de reaccion es proporcionada principalmente por la fuerza natural de las burbujas de gas que ascienden a traves de la fase lfquida del medio de reaccion. Esta agitacion mediante fuerza ascensional natural proporcionada en los reactores de columna de burbujas reduce los costes de capital y mantenimiento con respecto a los reactores con agitacion mecanica. Ademas, la ausencia sustancial de partes mecanicas moviles asociada a los reactores de columna de burbujas proporciona un sistema de oxidacion que es menos proclive a averfas mecanicas que los reactores con agitacion mecanica.

Cuando la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno se lleva a cabo en un reactor de oxidacion convencional (RDAC o columna de burbujas), el producto retirado del reactor es normalmente una suspension que comprende acido tereftalico en bruto (CTA) y unas aguas madres. El CTA contiene niveles relativamente elevados de impurezas (por ejemplo, 4-carboxibenzaldehfdo, acido para-toluico, fluorenonas, y otros cuerpos de color) que lo hacen poco adecuado como materia prima para la produccion de PET. Asf, el CTA producido en reactores de oxidacion convencionales se somete normalmente a un proceso de purificacion que convierte el CTA en acido tereftalico purificado (PTA) adecuado para preparar PET.

Un proceso de purificacion tfpico para convertir CTA en PTA incluye las etapas siguientes: (1) sustitucion de las aguas madres de la suspension que contiene CTA por agua, (2) calentamiento de la suspension de CTA/agua para disolver el CTA en agua, (3) hidrogenacion catalftica de la solucion de CTA/agua para convertir las impurezas en compuestos mas convenientes y/o faciles de separar, (4) precipitacion del PTA resultante de la solucion hidrogenada a traves de multiples etapas de cristalizacion, y (5) separacion del PTA cristalizado de los demas lfquidos. Aunque efectivo, este tipo de proceso convencional de purificacion puede ser muy caro. Los factores individuales que contribuyen al alto coste de los procedimientos convencionales de purificacion de CTA incluyen, por ejemplo, la energfa calorffica requerida para promover la disolucion del cTa en agua, el catalizador requerido para hidrogenacion, la corriente de hidrogeno requerida para la hidrogenacion, la perdida de rendimiento causada por la hidrogenacion de parte del acido tereftalico y los multiples recipientes requeridos para la cristalizacion en multiples etapas. Asf, serfa deseable proporcionar un producto de CTA que pudiera purificarse sin requerir disolucion en agua promovida por calor, hidrogenacion y/o cristalizacion en multiples etapas.

OBJETIVOS DE LA INVENCION

Por tanto, un objetivo de la presente invencion es proporcionar un reactor de oxidacion y un proceso en fase lfquida mas efectivos y economicos.

Otro objetivo de la invencion es proporcionar un reactor y un proceso mas efectivos y economicos para la oxidacion parcial catalftica en fase lfquida de para-xileno en acido tereftalico.

Otro objetivo mas de la invencion es proporcionar un reactor de columna de burbujas que facilita reacciones de oxidacion en fase lfquida mejoradas con formacion de impurezas reducida.

Otro objetivo mas de la invencion es proporcionar un proceso mas efectivo y economico para producir acido tereftalico puro (PTA) a traves de la oxidacion en fase lfquida de para-xileno para producir acido tereftalico en bruto (CTA) y posteriormente, la purificacion del CTA en PTA.

RESUMEN DE LA INVENCION

Una realizacion de la presente invencion se refiere a un proceso, de acuerdo con la reivindicacion 1, que comprende las etapas siguientes: (a) la introduccion de una corriente de oxidante que comprende oxfgeno molecular en una zona de reaccion de un reactor de columna de burbujas; (b) la oxidacion de un compuesto oxidable en una fase lfquida de un medio de reaccion multifase contenido en la zona de reaccion donde la oxidacion hace que al menos el 10% en peso del compuesto oxidable forme un producto en fase solida en el medio de reaccion, donde la velocidad superficial promediada en el tiempo a la mitad de la altura del medio de reaccion es de al menos 0,3 metros por segundo; y (c) la retirada de al menos una parte del producto en fase solida desde la zona de reaccion a traves de una o mas aberturas elevadas, donde al menos una parte del oxfgeno molecular entra en la zona de reaccion por debajo de las aberturas elevadas.

Otra realizacion se refiere a un proceso que comprende las etapas siguientes: (a) la introduccion de una corriente de oxidante que comprende oxfgeno molecular en una zona de reaccion de un reactor de columna de burbujas; (b) la oxidacion de un compuesto oxidable en una fase lfquida de un medio de reaccion multifase contenido en la zona de reaccion; y (c) la retirada de al menos una parte del medio de reaccion desde la zona de reaccion a traves de una o mas aberturas elevadas, donde al menos una parte del oxfgeno molecular entra en la zona de reaccion por debajo de las aberturas elevadas, donde la temperatura del medio de reaccion en las aberturas elevadas es al menos

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aproximadamente 1 °C mayor que la temperature del medio de reaccion en el punto mas bajo en la zona de reaccion.

Otra realizacion mas se refiere a un proceso para preparar acido tereftalico que comprende las etapas siguientes: (a) la introduccion de una corriente de alimentacion predominantemente en fase lfquida que comprende para-xileno en una zona de reaccion de un reactor de columna de burbujas; (b) la introduccion de una corriente de oxidante predominantemente en fase gaseosa que comprende oxfgeno molecular en la zona de reaccion; (c) la oxidacion del para-xileno en una fase lfquida de un medio de reaccion en tres fases contenido en la zona de reaccion para formar asf acido tereftalico en bruto; (d) la retirada de al menos una parte del acido tereftalico en bruto desde la zona de reaccion a traves de una o mas aberturas elevadas, donde al menos una parte del para-xileno y al menos una parte del oxfgeno molecular entran en la zona de reaccion por debajo de las aberturas elevadas; y (e) la oxidacion de al menos una parte del acido tereftalico en bruto en un reactor de oxidacion secundario para formar asf acido tereftalico mas puro.

Otra realizacion mas de la presente invencion se refiere a un reactor de columna de burbujas, de acuerdo con la reivindicacion 25, para hacer reaccionar una corriente predominantemente en fase lfquida y una corriente predominantemente en fase gaseosa para producir asf un producto en fase solida. El reactor de columna de burbujas incluye una cubierta del recipiente, una o mas aberturas de gas, una o mas aberturas de lfquido y una o mas aberturas de producto elevadas. La cubierta del recipiente define una zona de reaccion alargada. La zona de reaccion incluye un extremo normalmente inferior y un extremo normalmente superior separados entre sf por una distancia axial (L). La zona de reaccion tiene un diametro maximo (D) y una relacion L:D de al menos 6:1. La una o mas aberturas de gas introducen la corriente en fase gaseosa en la zona de reaccion. Al menos una de las aberturas de gas esta separada del extremo normalmente inferior de la zona de reaccion por una distancia axial inferior a 0,25 D. La una o mas aberturas de lfquido introducen la corriente en fase lfquida en la zona de reaccion. Al menos el 50% del area abierta acumulada definida por la totalidad de las aberturas de lfquido esta separada por menos de 2,5 D de la abertura de gas situada lo mas cerca del extremo normalmente inferior. La una o mas aberturas de producto elevadas retiran el producto en fase solida de la zona de reaccion. Las aberturas de producto estan dispuestas mas axialmente desde el extremo normalmente inferior que al menos una de las aberturas de gas y al menos una de las aberturas de lfquido.

BREVE DESCRIPCION DE LOS DIBUJOS

A continuacion se describen en detalle las realizaciones preferidas con referencia a las figuras adjuntas, donde:

la FIG. 1 es una vista lateral de un reactor de oxidacion construido de acuerdo con una realizacion de la presente invencion, que ilustra en particular la introduccion de corrientes de alimentacion, de oxidante y de reflujo en el reactor, la presencia de un medio de reaccion multifase en el reactor y la retirada de un gas y una suspension desde la parte superior y la parte inferior del reactor, respectivamente;

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

la FIG. 3 es una vista desde arriba del rociador de oxidante de la FIG. 2, que ilustra en particular las aberturas de oxidante en la parte superior del rociador de oxidante;

la FIG. 4 es una vista desde abajo del rociador de oxidante de la FIG. 2, que ilustra en particular las aberturas de oxidante en la parte inferior del rociador de oxidante;

la FIG. 5 es una vista lateral en seccion transversal del rociador de oxidante tomada a lo largo de la lfnea 5-5 en la FIG. 3, que ilustra en particular la orientacion de las aberturas de oxidante en la parte superior e inferior del rociador de oxidante;

la FIG. 6 es una vista lateral ampliada de la parte inferior del reactor de columna de burbujas, que ilustra en particular un sistema para introducir la corriente de alimentacion en el reactor en multiples lugares separados verticalmente;

la FIG. 7 es una vista desde arriba en seccion transversal tomada a lo largo de la lfnea 7-7 en la FIG. 6, que ilustra en particular el modo en que el sistema de introduccion de alimentacion mostrado en la FIG. 6 distribuye la corriente de alimentacion en una zona de alimentacion radial preferida (FZ) y mas de un cuadrante azimutal (Q1, Q2, Q3, Q4); la FIG. 8 es una vista desde arriba en seccion transversal similar a la FIG. 7, pero que ilustra un medio alternativo para evacuar la corriente de alimentacion en el reactor usando tubos en bayoneta cada uno de los cuales tiene una pluralidad de pequenas aberturas de alimentacion;

la FIG. 9 es una vista isometrica de un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentacion en la zona de reaccion en multiples lugares separados verticalmente sin requerir multiples penetraciones del recipiente, que ilustra en particular que el sistema de distribucion de alimentacion puede estar soportado al menos parcialmente en el rociador de oxidante;

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

la FIG. 11 es una vista desde arriba en seccion transversal tomada a lo largo de la lfnea 11-11 en la FIG. 10 y que

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ilustra ademas el sistema de distribucion de alimentacion de penetracion unica soportado en el rociador de oxidante; la FIG. 12 es una vista isometrica de un rociador de oxidante alternativo que tiene la totalidad de las aberturas de oxidante situadas en la parte inferior del elemento anular;

la FIG. 13 es una vista desde arriba del rociador de oxidante alternativo de la FIG. 12;

la FIG. 14 es una vista desde abajo del rociador de oxidante alternativo de la FIG. 12 que ilustra en particular el lugar

de las aberturas inferiores para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion;

la FIG. 15 es una vista lateral en seccion transversal del rociador de oxidante tomada a lo largo de la lfnea 15-15 en la FIG. 13 que ilustra en particular la orientacion de las aberturas de oxidante inferiores;

la FIG. 16 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con un recipiente de desaireacion interno cerca de la salida inferior del reactor;

la FIG. 17 es una vista lateral en seccion transversal ampliada de la parte inferior del reactor de columna de burbujas

de la FIG. 16 tomada a lo largo de la lfnea 17-17 en la FIG. 18, que ilustra en particular la configuracion del

recipiente de desaireacion interno colocado en la salida inferior del reactor de columna de burbujas;

la FIG. 18 es una vista desde arriba en seccion transversal tomada a lo largo de la lfnea 18-18 en la FIG. 16, que

ilustra en particular un rompedor de la corriente vorticial dispuesto en el recipiente de desaireacion;

la FIG. 19 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con un recipiente de desaireacion

externo y que ilustra la manera en que una parte de la suspension desaireada que sale de la parte inferior del

recipiente de desaireacion puede usarse para irrigar una lfnea de desinventario acoplada con la parte inferior del

reactor;

la FIG. 20 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con un recipiente de desaireacion interno/externo hfbrido para desacoplar la fase gaseosa de un medio de reaccion retirado de un lugar lateral elevado en el reactor;

la FIG. 21 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con un recipiente de desaireacion hfbrido alternativo cerca de la parte inferior del reactor;

la FIG. 22 es una vista lateral en seccion transversal ampliada de la parte inferior del reactor de columna de burbujas de la FIG. 21, que ilustra en particular el uso de un rociador de oxidante alternativo que emplea conductos de entrada que reciben la corriente de oxidante a traves del cabezal inferior del reactor;

la FIG. 23 es una vista lateral en seccion transversal ampliada similar a la FIG. 22 que ilustra en particular un medio alternativo para introducir la corriente de oxidante en el reactor a traves de una pluralidad de aberturas en el cabezal inferior del reactor y, opcionalmente, que emplea placas de impacto para distribuir de manera mas uniforme la corriente de oxidante en el reactor;

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

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

la FIG. 26 es una vista lateral en seccion transversal de un dispositivo de expulsion horizontal que puede usarse para mejorar la dispersion del compuesto oxidable en un reactor de oxidacion que ilustra en particular un dispositivo de expulsion que usa alimentacion de lfquido de entrada para extraer medio de reaccion en el dispositivo de expulsion y evacua la mezcla de alimentacion y el medio de reaccion en una zona de reaccion a alta velocidad; la FIG. 27 es una vista lateral en seccion transversal de un dispositivo de expulsion vertical que puede usarse para mejorar la dispersion del compuesto oxidable en un reactor de oxidacion que ilustra en particular un dispositivo de expulsion que combina la alimentacion de lfquido y gas de entrada y usa el fluido en dos fases combinadas para extraer medio de reaccion en el dispositivo de expulsion y evacuar la mezcla de alimentacion de lfquido, gas de entrada y medio de reaccion en una zona de reaccion a alta velocidad;

la FIG. 28 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas que contiene un medio de reaccion multifase, que ilustra en particular el medio de reaccion que se distribuye teoricamente en 30 cortes horizontales de igual volumen con el fin de cuantificar ciertos gradientes en el medio de reaccion;

la FIG. 29 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas que contiene un medio de reaccion multifase, que ilustra en particular volumenes continuos del 20% discretos primero y segundo del medio de reaccion que tienen sustancialmente diferentes concentraciones de oxfgeno y/o tasas de consumo de oxfgeno;

la FIG. 30 es una vista lateral de dos recipientes de reaccion apilados, con o sin agitacion mecanica opcional, que contiene un medio de reaccion multifase, que ilustra en particular que los recipientes contienen volumenes continuos del 20% discretos del medio de reaccion que tiene concentraciones de oxfgeno y/o tasas de consumo de oxfgeno sustancialmente diferentes;

la FIG. 31 es una vista lateral de tres recipientes de reaccion adosados, con o sin agitacion mecanica opcional, que contienen un medio de reaccion multifase que ilustra en particular que los recipientes contienen volumenes continuos del 20% discretos del medio de reaccion que tienen concentraciones de oxfgeno y/o tasas de consumo de oxfgeno sustancialmente diferentes;

las FIG. 32A y 32B son vistas ampliadas de partfculas de acido tereftalico (CTA) en bruto producidas de acuerdo con una realizacion de la presente invencion, que ilustra en particular que cada partfcula de CTA es una partfcula de area superficial elevada y baja densidad compuesta por una pluralidad de subpartfculas de CTA unidas difusamente; la FIG. 33A y 33B son vistas ampliadas de un CTA producido convencionalmente que ilustra en particular que la

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partfcula de CTA convencional tiene un tamano de partfcula mayor, menor densidad y area superficial inferior que la partfcula de CTA de la invencion de las FIG. 32A y 32B;

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

la FIG. 35 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para preparar PTA de acuerdo con una realizacion de la presente invencion.

DESCRIPCION DETALLADA

Una realizacion de la presente invencion se refiere a la oxidacion parcial en fase lfquida de un compuesto oxidable realizada en la fase lfquida de un medio de reaccion multifase contenido en un unico reactor de columna de burbujas.

Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, el termino "reactor de columna de burbujas" denotara un reactor para facilitar reacciones qufmicas en un medio de reaccion multifase, donde la agitacion del medio de reaccion se proporciona principalmente por el movimiento ascendente de burbujas de gas a traves del medio de reaccion. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, el termino "agitacion" denotara trabajo disipado en el medio de reaccion que provoca flujo y/o mezcla de fluidos. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, los terminos "mayorfa", "principalmente" y "predominantemente" significaran mas del 50%. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, el termino "agitacion mecanica" denotara agitacion del medio de reaccion causada por movimiento ffsico de uno o varios elementos rfgidos o flexibles frente a o dentro del medio de reaccion. Por ejemplo, la agitacion mecanica puede proporcionarse por rotacion, oscilacion y/o vibracion de agitadores, paletas, vibradores o diafragmas acusticos internos situados en el medio de reaccion. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, el termino "agitacion de flujo" denotara agitacion del medio de reaccion causada por la inyeccion y/o la recirculacion a alta velocidad de uno o mas fluidos en el medio de reaccion. Por ejemplo, la agitacion de flujo puede proporcionarse mediante toberas, eyectores y/o dispositivos de expulsion.

En una realizacion preferida, inferior a aproximadamente el 40% de la agitacion del medio de reaccion en el reactor de columna de burbujas durante la oxidacion se proporciona por agitacion mecanica y/o de flujo, mas preferentemente menor que aproximadamente el 20% de la agitacion se proporciona por agitacion mecanica y/o de flujo y con la maxima preferencia menor que el 5% de la agitacion se proporciona por agitacion mecanica y/o de flujo. Preferentemente, la cantidad de agitacion mecanica y/o de flujo impartida al medio de reaccion multifase durante la oxidacion es de menos de aproximadamente 3 kilovatios por metro cubico del medio de reaccion, mas preferentemente de menos de aproximadamente 2 kilovatios por metro cubico y con la maxima preferencia menos de 1 kilovatio por metro cubico.

En referencia ahora a la FIG. 1, se ilustra un reactor de columna de burbujas (20) preferido que comprende una cubierta del recipiente (22) que tiene una seccion de reaccion (24) y una seccion de desacoplamiento (26). La seccion de reaccion (24) define una zona de reaccion (28) interna, mientras que la seccion de desacoplamiento (26) define una zona de desacoplamiento (30) interna. Una corriente de alimentacion predominantemente en fase lfquida es introducida en la zona de reaccion (28) por entradas del medio de alimentacion (32a,b,c,d). Una corriente de oxidante predominantemente en fase gaseosa es introducida en la zona de reaccion (28) a traves de un rociador de oxidante (34) situado en la parte inferior de la zona de reaccion (28). La corriente de alimentacion en fase lfquida y la corriente de oxidante en fase gaseosa forman cooperativamente un medio de reaccion multifase (36) en la zona de reaccion (28). El medio de reaccion multifase (36) comprende una fase lfquida y una fase gaseosa. Mas preferentemente, el medio de reaccion multifase (36) comprende un medio de tres fases que tiene componentes en fase solida, fase lfquida y fase gaseosa. El componente en fase solida del medio de reaccion (36) precipita preferentemente en la zona de reaccion (28) como consecuencia de la reaccion de oxidacion efectuada en la fase lfquida del medio de reaccion (36). El reactor de columna de burbujas (20) incluye una salida de suspension (38) situada cerca de la parte inferior de la zona de reaccion (28) y una salida de gas (40) situada cerca de la parte superior de la zona de desacoplamiento (30). Un efluente de suspension que comprende componentes de fase lfquida y fase solida del medio de reaccion (36) se retira de la zona de reaccion (28) a traves de la salida de suspension (38), mientras que un efluente predominantemente gaseoso se retira de la zona de desacoplamiento (30) a traves de la salida de gas (40).

La corriente de alimentacion en fase lfquida introducida en el reactor de columna de burbujas (20) por las entradas del medio de alimentacion (32a,b,c,d) comprende preferentemente un compuesto oxidable, un disolvente y un sistema de catalizador.

El compuesto oxidable es para-xileno, meta-xileno, para-tolualdehfdo, meta-tolualdehfdo, acido para-toluico, acido meta-toluico y/o acetaldehfdo. Con la maxima preferencia, el compuesto oxidable es para-xileno.

Si el compuesto oxidable presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida es un compuesto normalmente solido (es decir, es un solido a temperatura y presion normalizadas), se prefiere que el compuesto oxidable se

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disuelva sustancialmente en el disolvente cuando se introduce en la zona de reaccion (28). La cantidad de compuesto oxidable presente en la alimentacion en fase lfquida esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 2 a aproximadamente el 40% en peso, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 4 a aproximadamente el 20% en peso y con la maxima preferencia en el intervalo del 6 al 15% en peso.

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

El disolvente presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida comprende preferentemente un componente acido y un componente de agua. El disolvente esta presente preferentemente en la corriente de alimentacion en fase lfquida a una concentracion en el intervalo de aproximadamente el 60 a aproximadamente el 98% en peso, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 80 a aproximadamente el 96% en peso y con la maxima preferencia en el intervalo del 85 al 94% en peso. El componente acido del disolvente es preferentemente principalmente un acido monocarboxflico organico de bajo peso molecular que tiene de 1 a 6 atomos de carbono, mas preferentemente 2 atomos de carbono. Con la maxima preferencia, el componente acido del disolvente es principalmente acido acetico. Preferentemente, el componente acido constituye al menos aproximadamente el 75% en peso del disolvente, mas preferentemente al menos aproximadamente el 80% en peso del disolvente y con la maxima preferencia del 85 al 98% en peso del disolvente, alcanzandose el equilibrio principalmente con agua. El disolvente introducido en el reactor de columna de burbujas (20) puede incluir pequenas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, para-tolualdetudo, tereftaldehfdo, 4-carboxibenzaldehfdo (4-CBA), acido benzoico, acido para-toluico, aldehfdo para-toluico, acido alfa-bromo-para-toluico, acido isoftalico, acido ftalico, acido trimelftico, sustancias poliaromaticas y/o partfculas en suspension. Se prefiere que la cantidad total de impurezas en el disolvente introducido en el reactor de columna de burbujas (20) sea inferior a aproximadamente el 3% en peso.

El sistema de catalizador presente en la corriente de alimentacion en fase lfquida es preferentemente un sistema de catalizador en fase lfquida homogeneo capaz de promover la oxidacion (incluida la oxidacion parcial) del compuesto oxidable. Mas preferentemente, el sistema de catalizador comprende al menos un metal de transicion multivalente. Mas preferentemente todavfa, el metal de transicion multivalente comprende cobalto. Aun mas preferentemente, el sistema de catalizador comprende cobalto y bromo. Con la maxima preferencia, el sistema de catalizador comprende cobalto, bromo y manganeso.

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

Las concentraciones de cobalto, bromo y/o manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion (36), proporcionadas anteriormente, se expresan sobre una base promediada en el tiempo y promediada en volumen. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, el termino "promediada en el tiempo" denotara un promedio de al menos 10 mediciones tomadas de manera uniforme durante un periodo continuo de al menos 100 segundos. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, el termino "promediado en volumen" denotara un promedio de al menos 10 mediciones tomadas con separacion tridimensional uniforme en el conjunto de un volumen determinado.

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

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intervalo de 10:1 a 25:1.

La corriente de alimentacion en fase liquida introducida en el reactor de columna de burbujas (20) puede incluir pequenas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, tolueno, etilbenceno, para-tolualdehfdo, tereftaldehfdo, 4-carboxibenzaldehfdo (4-CBA), acido benzoico, acido para-toluico, aldehfdo para-toluico, acido alfa-bromo-para- toluico, acido isoftalico, acido ftalico, acido trimelftico, sustancias poliaromaticas y/o partfculas en suspension. Cuando el reactor de columna de burbujas (20) se emplea para la produccion de acido tereftalico, el meta-xileno y el orto-xileno tambien se consideran impurezas. Se prefiere que la cantidad total de impurezas en la corriente de alimentacion en fase liquida introducida en el reactor de columna de burbujas (20) sea de menos de aproximadamente el 3% en peso.

Aunque la FIG. 1 ilustra una realizacion donde el compuesto oxidable, el disolvente y el sistema de catalizador se mezclan conjuntamente y se introducen en el reactor de columna de burbujas (20) como una unica corriente de alimentacion, en una realizacion alternativa presente invencion, el compuesto oxidable, el disolvente y el catalizador pueden introducirse por separado en el reactor de columna de burbujas (20). Por ejemplo, es posible suministrar una corriente de para-xileno pura en el reactor de columna de burbujas (20) a traves de una entrada separada de la o las entradas del disolvente y el catalizador.

La corriente de oxidante predominantemente en fase gaseosa introducida en el reactor de columna de burbujas (20) a traves del rociador de oxidante (34) comprende oxigeno molecular (O2). Preferentemente, la corriente de oxidante esta comprendida en el intervalo de aproximadamente el 5 a aproximadamente el 40% en moles de oxigeno molecular, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 15 a aproximadamente el 30% en moles de oxigeno molecular y con la maxima preferencia en el intervalo del 18 al 24% en moles de oxigeno molecular. Se prefiere que el equilibrio de la corriente de oxidante este formado principalmente por un gas o gases, tales como nitrogeno, que son inertes a la oxidacion. Mas preferentemente, la corriente de oxidante consiste esencialmente en oxigeno molecular y nitrogeno. Con la maxima preferencia, la corriente de oxidante es aire seco que comprende aproximadamente el 21% en moles de oxigeno molecular y de aproximadamente el 78 a aproximadamente el 81% en moles de nitrogeno. En una realizacion alternativa de la presente invencion, la corriente de oxidante puede comprender oxigeno sustancialmente puro.

En referencia de nuevo a la FIG. 1, el reactor de columna de burbujas (20) esta equipado preferentemente con un distribuidor de reflujo (42) situado sobre una superficie superior (44) del medio de reaccion (36). El distribuidor de reflujo (42) puede accionarse para introducir gotas de una corriente de reflujo predominantemente en fase liquida en la zona de desacoplamiento (30) por cualquier medio de formacion de gotas conocido en la tecnica. Mas preferentemente, el distribuidor de reflujo (42) produce una nebulizacion de gotas dirigido hacia abajo hacia la superficie superior (44) del medio de reaccion (36). Preferentemente, esta nebulizacion descendente de gotas afecta (es decir, se acopla a e influye en) al menos aproximadamente el 50% del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de desacoplamiento (30). Mas preferentemente, la nebulizacion de gotas afecta al menos aproximadamente al 75% del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de desacoplamiento (30). Con la maxima preferencia, la nebulizacion de gotas afecta al menos al 90% del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de desacoplamiento (30). Esta nebulizacion de reflujo lfquido descendente puede ayudar a prevenir la formacion de espuma en o sobre la superficie superior (44) del medio de reaccion (36) y puede ayudar tambien al desacoplamiento de las posibles gotas de lfquido o suspension arrastradas en el gas en movimiento ascendente que fluye hacia la salida de gas (40). Ademas, el reflujo lfquido puede servir para reducir la cantidad de partfculas y compuestos de posible precipitacion (por ejemplo, acido benzoico, acido para-toluico, 4- CBA, acido tereftalico y sales de metales catalizadores disueltos) que salen del efluente gaseoso retirado de la zona de desacoplamiento (30) a traves de la salida de gas (40). Ademas, la introduccion de gotas de reflujo en la zona de desacoplamiento (30) puede usarse, por una accion de destilacion, para ajustar la composicion del efluente gaseoso retirado a traves de la salida de gas (40).

La corriente de reflujo lfquido introducida en el reactor de columna de burbujas (20) a traves del distribuidor de reflujo (42) tiene preferentemente aproximadamente la misma composicion que el componente de disolvente de la corriente de alimentacion en fase liquida introducida en el reactor de columna de burbujas (20) por las entradas del medio de alimentacion (32a,b,c,d). Asf, se prefiere que la corriente de reflujo lfquido comprenda un componente acido y agua. El componente acido de la corriente de reflujo es preferentemente un acido monocarboxflico organico de bajo peso molecular que tiene de 1 a 6 atomos de carbono, mas preferentemente 2 atomos de carbono. Con la maxima preferencia, el componente acido de la corriente de reflujo es acido acetico. Preferentemente, el componente acido conforma al menos aproximadamente el 75% en peso de la corriente de reflujo, mas preferentemente al menos aproximadamente el 80% en peso de la corriente de reflujo y con la maxima preferencia del 85 al 98% en peso de la corriente de reflujo, lograndose el equilibrio con agua. Dado que la corriente de reflujo tiene normalmente sustancialmente la misma composicion que el disolvente en la corriente de alimentacion en fase liquida, cuando esta descripcion se refiere al "disolvente total" introducido en el reactor, dicho "disolvente total" incluira tanto la corriente de reflujo como la parte de disolvente de la corriente de alimentacion.

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Durante la oxidacion en fase liquida en el reactor de columna de burbujas (20), se prefiere que las corrientes de alimentacion, de oxidante y de reflujo sean introducidas sustancialmente de forma continua en la zona de reaccion (28), mientras que las corrientes de efluentes de gas y de suspension se retiran sustancialmente de forma continua de la zona de reaccion (28). Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, el termino "sustancialmente de forma continua" significara un periodo de al menos 10 horas interrumpido por menos de 10 minutos. Durante la oxidacion, se prefiere que el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) se introduzca sustancialmente de forma continua en la zona de reaccion (28) a una velocidad de al menos aproximadamente 8.000 kilogramos por hora, mas preferentemente a una velocidad en el intervalo de aproximadamente 13.000 a aproximadamente 80.000 kilogramos por hora, mas preferentemente todavfa en el intervalo de aproximadamente 18.000 a aproximadamente 50.000 kilogramos por hora y con la maxima preferencia en el intervalo de 22.000 a 30.000 kilogramos por hora. Aunque generalmente se prefiere que las velocidades de flujo de las corrientes de alimentacion, de oxidante y de reflujo de entrada sean sustancialmente estacionarias, a continuacion se observa que una realizacion de la presente invencion contempla la pulsacion de la corriente de alimentacion, de oxidante y/o de reflujo de entrada con el fin de mejorar el mezclado y la transferencia de masas. Cuando la corriente de alimentacion, de oxidante y/o de reflujo de entrada se introduce de una forma pulsada, se prefiere que sus velocidades de flujo varfen entre aproximadamente el 0 y aproximadamente el 500% de las velocidades de flujo en estado estacionario indicadas en la presente memoria descriptiva, mas preferentemente entre aproximadamente el 30 y aproximadamente el 200% de las velocidades de flujo en estado estacionario indicadas en la presente memoria descriptiva y con la maxima preferencia entre el 80 y el 120% de las velocidades de flujo en estado estacionario indicadas en la presente memoria descriptiva.

La velocidad de reaccion de espacio-tiempo (RET) media en el reactor de oxidacion de columnas de burbujas (20) se define como la masa del compuesto oxidable suministrada por unidad de volumen del medio de reaccion (36) por unidad de tiempo (por ejemplo, kilogramos de para-xileno suministrados por metro cubico por hora). En el uso convencional, la cantidad de compuesto oxidable no convertida a producto se restarfa normalmente de la cantidad de compuesto oxidable en la corriente de alimentacion antes de calcular la RET. Sin embargo, las conversiones y los rendimientos suelen ser altos para muchos de los compuestos oxidables preferidos en la presente memoria descriptiva (por ejemplo, para-xileno), y es conveniente definir el termino en la presente memoria descriptiva tal como se indica anteriormente. Por motivos de coste de capital e inventario operativo, entre otros, en general se prefiere que la reaccion se realice con una RET elevada. Sin embargo, si la reaccion se realiza a valores de RET cada vez mas elevados puede resentirse la calidad o el rendimiento de la oxidacion parcial. El reactor de columna de burbujas (20) es especialmente util cuando la RET del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) esta en el intervalo de aproximadamente 25 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 400 kilogramos por metro cubico por hora, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 250 kilogramos por metro cubico por hora, mas preferentemente todavfa de aproximadamente 35 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por metro cubico por hora y con la maxima preferencia en el intervalo de 40 kilogramos por metro cubico por hora a 100 kilogramos por metro cubico por hora.

La RET de oxfgeno en reactor de oxidacion de columnas de burbujas (20) se define como el peso de oxfgeno molecular consumido por unidad de volumen del medio de reaccion (36) por unidad de tiempo (por ejemplo, kilogramos de oxfgeno molecular consumidos por metro cubico por hora). Por motivos de coste de capital y consumo oxidativo de disolvente, entre otros, en general se prefiere que la reaccion se realice con una RET de oxfgeno alta. Sin embargo, realizar la reaccion con una RET de oxfgeno cada vez mas alta reduce finalmente la calidad o el rendimiento de la oxidacion parcial. Sin verse limitado por ninguna teorfa, al parecer este hecho esta relacionado posiblemente con la velocidad de transferencia de oxfgeno molecular desde la fase gaseosa en el lfquido en el area superficial de interfaz y con ello en el lfquido en volumen. Una RET de oxfgeno demasiado alta conduce posiblemente a un contenido de oxfgeno disuelto demasiado bajo en la fase liquida en volumen del medio de reaccion.

La RET de oxfgeno media global se define en la presente memoria descriptiva como el peso de todo el oxfgeno consumido en todo el volumen del medio de reaccion (36) por unidad de tiempo (por ejemplo, kilogramos de oxfgeno molecular consumidos por metro cubico por hora). El reactor de columna de burbujas (20) es especialmente util cuando la RET de oxfgeno media global esta en el intervalo de aproximadamente 25 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 400 kilogramos por metro cubico por hora, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 250 kilogramos por metro cubico por hora, mas preferentemente todavfa de aproximadamente 35 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por metro cubico por hora y con la maxima preferencia en el intervalo de 40 kilogramos por metro cubico por hora a 100 kilogramos por metro cubico por hora.

Durante la oxidacion en el reactor de columna de burbujas (20), se prefiere que la relacion entre la velocidad de flujo de masa del disolvente total (de las corrientes de alimentacion y de reflujo) y la velocidad de flujo de masa del compuesto oxidable que entra en la zona de reaccion (28) se mantenga en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 50:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 40:1 y con la maxima preferencia en el intervalo de 7,5:1 a 25:1. Preferentemente, la relacion entre la velocidad de flujo de

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masa de disolvente introducido como parte de la corriente de alimentacion y la velocidad de flujo de masa de disolvente introducido como parte de la corriente de reflujo se mantiene en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 para cualquier flujo de corriente sin reflujo, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a aproximadamente 4:1, mas preferentemente todavfa en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 2:1 y con la maxima preferencia en el intervalo de 1,25:1 a 1,5:1.

Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de columna de burbujas (20), se prefiere que la corriente de oxidante se introduzca en el reactor de columna de burbujas (20) en una cantidad que proporcione oxfgeno molecular ligeramente por encima de la demanda de oxfgeno estequiometrica. La cantidad de oxfgeno molecular en exceso requerida para alcanzar los mejores resultados con un compuesto oxidable en particular influye en la economfa general de la oxidacion en fase lfquida. Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de columna de burbujas (20), se prefiere que la relacion entre la velocidad de flujo de masa de la corriente de oxidante y la velocidad de flujo de masa del compuesto organico oxidable (por ejemplo, para-xileno) que entra en el reactor (20) se mantenga en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a aproximadamente 20:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 10:1 y con la maxima preferencia en el intervalo de 2:1 a 6:1.

En referencia de nuevo a la FIG. 1, las corrientes de alimentacion, de oxidante y de reflujo introducidas en el reactor de columna de burbujas (20) forman cooperativamente al menos una parte del medio de reaccion multifase (36). El medio de reaccion (36) es preferentemente un medio de tres fases que comprende una fase solida, una fase lfquida y una fase gaseosa. Tal como se menciona anteriormente, la oxidacion del compuesto oxidable (por ejemplo, para- xileno) tiene lugar predominantemente en la fase lfquida del medio de reaccion (36). Asf, la fase lfquida del medio de reaccion (36) comprende oxfgeno disuelto y el compuesto oxidable. La naturaleza exotermica de la reaccion de oxidacion que tiene lugar en el reactor de columna de burbujas (20) lleva a que una parte del disolvente (por ejemplo, acido acetico y agua) introducida a traves de las entradas del medio de alimentacion (32a,b,c,d) hierva/se evapore. Asf, la fase gaseosa del medio de reaccion (36) en el reactor (20) esta formada principalmente por disolvente vaporizado y una parte no disuelta sin reaccionar de la corriente de oxidante. Algunos 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 no deseables en el reactor y el proceso de la invencion descritos en la presente memoria descriptiva. Asf, se prefiere un reactor de columna de burbujas (20) que sustancialmente no incluya superficies que entren en contacto con el medio de reaccion (36) y muestren un flujo de calor promediado en el tiempo superior a 30.000 vatios por metro cuadrado.

La concentracion de oxfgeno disuelto en la fase lfquida del medio de reaccion (36) esta en equilibrio dinamico entre la velocidad de transferencia de masas desde la fase gaseosa y la tasa de consumo de reactivo en la fase lfquida (es decir, no se ajusta simplemente por la presion parcial de oxfgeno molecular en el suministro de la fase gaseosa, aunque este es uno de los factores que intervienen en la velocidad de suministro de oxfgeno disuelto y afecta a la concentracion superior lfmite de oxfgeno disuelto). La cantidad de oxfgeno disuelto varfa localmente, siendo superior cerca de las interfaces de las burbujas. Globalmente, la cantidad de oxfgeno disuelto depende del equilibrio de los factores de suministro y demanda en diferentes regiones del medio de reaccion (36). Temporalmente, la cantidad de oxfgeno disuelto depende de la uniformidad de la mezcla de gas y lfquido con respecto a las velocidades de consumo qufmicas. En el diseno para establecer una correspondencia adecuada entre el suministro y la demanda de oxfgeno disuelto en la fase lfquida del medio de reaccion (36), se prefiere que la concentracion de oxfgeno promediada en el tiempo y promediada en volumen en la fase lfquida del medio de reaccion (36) se mantenga por encima de aproximadamente 1 ppm en moles, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 1.000 ppm en moles, mas preferentemente todavfa en el intervalo de aproximadamente 8 a aproximadamente 500 ppm en moles y con la maxima preferencia en el intervalo de 12 a 120 ppm en moles.

La reaccion de oxidacion en fase lfquida efectuada en el reactor de columna de burbujas (20) es preferentemente una reaccion de precipitacion que genera solidos. Mas preferentemente, la oxidacion en fase lfquida efectuada en el reactor de columna de burbujas (20) hace que al menos aproximadamente el 10% en peso del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) introducido en la zona de reaccion (28) forme un compuesto solido (por ejemplo, partfculas de acido tereftalico en bruto) en el medio de reaccion (36). Mas preferentemente todavfa, la oxidacion en fase lfquida hace que al menos aproximadamente el 50% en peso del compuesto oxidable forme un compuesto solido en el medio de reaccion (36). Con la maxima preferencia, la oxidacion en fase lfquida hace que al menos el 90% en peso del compuesto oxidable forme un compuesto solido en el medio de reaccion (36). Se prefiere que la cantidad total de solidos en el medio de reaccion (36) sea mayor que aproximadamente el 3% en peso sobre una base promediada en el tiempo y promediada en volumen. Mas preferentemente, la cantidad total de solidos en el medio de reaccion (36) se mantiene en el intervalo de aproximadamente el 5 a aproximadamente el 40% en peso, mas preferentemente todavfa en el intervalo de aproximadamente el 10 a aproximadamente el 35% en peso y con la maxima preferencia en el intervalo del 15 al 30% en peso. Se prefiere que una parte sustancial del producto de oxidacion (por ejemplo, acido tereftalico) producido en el reactor de columna de burbujas (20) este presente en el medio de reaccion (36) en forma de solido, en lugar de permanecer disuelta en la fase lfquida del medio de reaccion (36). La cantidad del producto de oxidacion en fase solida presente en el medio de reaccion (36) es preferentemente de al menos aproximadamente el 25% en peso del producto de oxidacion total (fase solida y lfquida) en el medio de reaccion (36),

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mas preferentemente al menos aproximadamente el 75% en peso del producto de oxidacion total en el medio de reaccion (36) y con la maxima preferencia al menos el 95% en peso del producto de oxidacion 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 sustancialmente a funcionamiento en estado estacionario de la columna de burbujas (20) en un periodo de tiempo sustancialmente continuo, sin el funcionamiento en arranque, parada o suboptimo del reactor de columna de burbujas (20). La cantidad de solidos en el medio de reaccion (36) se determina mediante un metodo gravimetrico. En este metodo gravimetrico, se retira una parte representativa de la suspension del medio de reaccion y se pesa. En condiciones que mantienen de forma efectiva la distribucion global solido-lfquido presente en el medio de reaccion, se elimina lfquido libre de la parte solida por sedimentacion o filtrado, efectivamente sin perdida de solidos precipitados y con menos de aproximadamente el 10% de la masa inicial de lfquido residual con la parte de solidos. El lfquido restante en los solidos se evapora hasta sequedad, efectivamente sin sublimacion de solidos. La parte restante de solidos se pesa. La relacion entre el peso de la parte de solidos y el peso de la parte de suspension original es la fraccion de solidos, expresada normalmente en forma de porcentaje.

La reaccion de precipitacion efectuada en el reactor de columna de burbujas (20) puede causar incrustacion (es decir, acumulacion de solidos) en la superficie de ciertas estructuras rfgidas que entran en contacto con el medio de reaccion (36). Asf, en una realizacion, se prefiere que un reactor de columna de burbujas (20) no incluya sustancialmente estructuras internas de intercambio de calor, agitacion o extraccion homogeneizadora en la zona de reaccion (28) dado que dichas estructuras serfan propensas a la incrustacion. Si las estructuras internas estan presentes en la zona de reaccion (28), es deseable evitar estructuras internas que tengan superficies exteriores que incluyan una cantidad importante de area superficial plana orientada hacia arriba ya que dichas superficies planas orientadas hacia arriba serfan propensas a la incrustacion. Asf, si existe alguna estructura interna presente en la zona de reaccion (28), se prefiere que menos de aproximadamente el 20% del area superficial externa expuesta total orientada hacia arriba de dichas estructuras internas este formada por superficies sustancialmente planas inclinadas menos de aproximadamente 15 grados desde la horizontal.

En referencia de nuevo a la FIG. 1, la configuracion ffsica del reactor de columna de burbujas (20) ayuda a proporcionar una oxidacion optimizada del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) con generacion minima de impurezas. Se prefiere una seccion de reaccion (24) alargada de la cubierta del recipiente (22) para incluir un cuerpo principal sustancialmente cilfndrico (46) y un cabezal 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 cilfndrico (46). Un extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28) se define por la menor superficie interna del cabezal inferior (48). Normalmente, el extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28) esta situado cerca de la abertura para la salida de suspension (38). Asf, la zona de reaccion alargada (28) definida en el reactor de columna de burbujas (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 elongacion del cuerpo principal cilfndrico (46). La longitud "L" de la zona de reaccion (28) esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 100 metros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 75 metros y con la maxima preferencia en el intervalo de 25 a 50 metros. La zona de reaccion (28) tiene un diametro maximo (anchura) "D" que es normalmente igual al diametro interno maximo del cuerpo principal cilfndrico (46). El diametro maximo "D" de la zona de reaccion (28) esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 12 metros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 10 metros, mas preferentemente todavfa en el intervalo de aproximadamente 3,1 a aproximadamente 9 metros y con la maxima preferencia en el intervalo de 4 a 8 metros. En una realizacion preferida de la presente invencion, la zona de reaccion (28) tiene una relacion longitud-diametro "L:D" en el intervalo de 6:1 a 30:1. Mas preferentemente todavfa, la zona de reaccion (28) tiene una relacion L:D en el intervalo de 8:1 a 20:1. Con la maxima preferencia, la zona de reaccion (28) tiene una relacion L:D en el intervalo de 9:1 a 15:1.

Tal como se expone anteriormente, la zona de reaccion (28) del reactor de columna de burbujas (20) recibe el medio de reaccion multifase (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 situado 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 posicion vertical donde el contenido de la zona de reaccion (28) experimenta una transicion de un estado continuo en fase gaseosa a un estado continuo en fase lfquida. La superficie superior (44) esta colocada preferentemente en la posicion vertical donde la retencion de gas promediada en el tiempo local de una franja horizontal fina del contenido de la zona de reaccion (28) es 0,9.

El medio de reaccion (36) tiene una altura maxima "H" medida entre sus extremos superior e inferior. La anchura maxima "W" del medio de reaccion (36) es normalmente igual al diametro maximo "D" del cuerpo principal cilfndrico (46). Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de columna de burbujas (20), se prefiere que H se mantenga a entre aproximadamente 60 y aproximadamente el 120% de L, mas preferentemente de aproximadamente el 80 a aproximadamente el 110% de L y con la maxima preferencia del 85 al 100% de L. En una realizacion preferida de la presente invencion, el medio de reaccion (36) tiene una relacion altura-anchura "H:W" mayor que 3:1. Mas preferentemente, el medio de reaccion (36) tiene una relacion H:W en el intervalo de 7:1 a 25:1. Mas

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preferentemente todavfa, el medio de reaccion (36) tiene una relacion H:W en el intervalo de 8:1 a 20:1. Con la maxima preferencia, el medio de reaccion (36) tiene una relacion H:W en el intervalo de 9:1 a 15:1. En una realizacion de la invencion, L=H y D=W de manera que las diversas dimensiones o relaciones proporcionadas en la presente memoria descriptiva para L y D tambien se aplican a H y W, y a la inversa.

Las relaciones L:D y H:W relativamente altas proporcionadas de acuerdo con una realizacion de la invencion pueden contribuir a varias ventajas importantes del sistema de la invencion. Tal como se expone en mayor detalle mas adelante, se ha descubierto que valores mas elevados de las relaciones L:D y H:W, asf como otras caracterfsticas determinadas expuestas mas adelante, pueden promover gradientes verticales beneficiosos en las concentraciones de oxfgeno molecular y/o el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) en el medio de reaccion (36). Al contrario de lo se opina convencionalmente, que predispondrfa hacia un medio de reaccion bien mezclado con concentraciones relativamente uniformes, se ha descubierto que la graduacion vertical de las concentraciones de oxfgeno y/o del compuesto oxidable facilita una reaccion de oxidacion mas efectiva y economica. Reducir al mfnimo las concentraciones de oxfgeno y compuesto oxidable cerca de la parte superior del medio de reaccion (36) puede ayudar a evitar perdidas de oxfgeno sin reaccionar y compuesto oxidable sin reaccionar a traves de la salida de gas superior (40). Sin embargo, si las concentraciones de compuesto oxidable y oxfgeno sin reaccionar son bajas en todo el medio de reaccion (36), entonces la velocidad y/o la selectividad de oxidacion se reducen. Asf, se prefiere que las concentraciones de oxfgeno molecular y/o el compuesto oxidable esten significativamente cerca de la parte inferior del medio de reaccion (36) y no cerca de la parte superior del medio de reaccion (36).

Ademas, las relaciones L:D y H:W elevadas hacen 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 resultado de la altura y la densidad del medio de reaccion (36). Una ventaja de este gradiente de presion vertical es que la presion elevada en la parte inferior del recipiente promueve mayor solubilidad y transferencia de masas del oxfgeno de lo que se alcanzarfa para temperaturas y presiones superiores comparables en los reactores superficiales. Asf, la reaccion de oxidacion puede efectuarse a temperaturas inferiores a lo que se requerirfa en un recipiente mas superficial. Cuando el reactor de columna de burbujas (20) se usa para la oxidacion parcial de para- xileno en acido tereftalico en bruto (CTA), la capacidad de funcionar a temperaturas de reaccion inferiores con tasas de transferencia de masas de oxfgeno iguales o superiores tiene diversas ventajas. Por ejemplo, la oxidacion a baja temperatura de para-xileno reduce la cantidad de disolvente quemado durante la reaccion. Tal como se expone en mas detalle mas adelante, la oxidacion a baja temperatura tambien favorece la formacion de pequenas partfculas de CTA facilmente disueltas, escasamente ligadas y de alta area superficial, que pueden someterse a tecnicas de purificacion mas economicas que las partfculas de CTA densas, grandes y de baja area superficial producidas por los procesos convencionales de oxidacion a alta temperatura.

Durante la oxidacion en el reactor (20), se prefiere que la temperatura promediada en el tiempo y promediada en volumen del medio de reaccion (36) se mantenga en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200 °C, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180 °C y con la maxima preferencia en el intervalo de 150 a 170 °C. La presion superior sobre el medio de reaccion (36) se mantiene preferentemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20 bar gauge (barg), mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 12 barg y con la maxima preferencia en el intervalo de 4 a 8 barg. Preferentemente, 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 aproximadamente 0,4 a aproximadamente 5 bar, mas preferentemente la diferencia de presion esta en el intervalo de aproximadamente 0,7 a aproximadamente 3 bar y con la maxima preferencia la diferencia de presion es de 1 a 2 bar. Aunque en general se prefiere que la presion superior sobre el medio de reaccion (36) se mantenga en un valor relativamente constante, una realizacion de la presente invencion contempla la aplicacion de pulsos en la presion superior para facilitar una mejora en el mezclado y/o la transferencia de masas en el medio de reaccion (36). Cuando la presion superior es pulsada, se prefiere que las presiones pulsadas esten comprendidas entre aproximadamente el 60 y aproximadamente el 140% de la presion superior en estado estacionario indicada en la presente memoria descriptiva, mas preferentemente entre aproximadamente el 85 y aproximadamente el 115% de la presion superior en estado estacionario indicada en la presente memoria descriptiva y con la maxima preferencia entre el 95 y el 105% de la presion superior en estado estacionario indicada en la presente memoria descriptiva.

Una ventaja adicional de la alta relacion L:D de la zona de reaccion (28) es que puede contribuir a un aumento en la velocidad superficial media del medio de reaccion (36). El termino "velocidad superficial" y "velocidad de gases superficial", tal como se usa en la presente memoria descriptiva con referencia al medio de reaccion (36), denotara la velocidad de flujo volumetrica de la fase gaseosa del medio de reaccion (36) en una elevacion en el reactor dividida por el area en seccion transversal horizontal del reactor para esa elevacion. El aumento en la velocidad superficial proporcionado por la alta relacion L:D de la zona de reaccion (28) puede promover el mezclado local y aumentar la retencion de gas del medio de reaccion (36). La velocidades superficiales promediadas en el tiempo del medio de reaccion (36) a un cuarto de la altura, media altura y/o tres cuartos de la altura del medio de reaccion (36) son preferentemente mayores que 0,3 metros por segundo, mas preferentemente en el intervalo de 0,8 a 5 metros por segundo, mas preferentemente todavfa en el intervalo de 0,9 a 4 metros por segundo y con la maxima

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preferencia en el intervalo de 1 a 3 metros por segundo.

En referencia de nuevo a la FIG. 1, la seccion de desacoplamiento (26) del reactor de columna de burbujas (20) es simplemente una parte ensanchada de la cubierta del recipiente (22) situada inmediatamente encima de la seccion de reaccion (24). La seccion de desacoplamiento (26) reduce la velocidad de la fase gaseosa de flujo ascendente en el reactor de columna de burbujas (20) cuando la fase gaseosa asciende por encima de la superficie superior (44) del medio de reaccion (36) y se aproxima a la salida de gas (40). Esta reduccion en la velocidad ascendente de la fase gaseosa ayuda a facilitar la retirada de lfquidos y/o solidos arrastrados en la fase gaseosa de flujo ascendente y reduce asf la perdida no deseable de determinados componentes presentes en la fase lfquida del medio de reaccion (36).

La seccion de desacoplamiento (26) incluye preferentemente una pared de transicion generalmente frustoconica (54), una pared lateral ancha generalmente cilfndrica (56) y un cabezal superior (58). El extremo inferior estrecho de la pared de transicion (54) esta acoplado a la parte superior del cuerpo principal cilfndrico (46) de la seccion de reaccion (24). El extremo superior ancho de la pared de transicion (54) esta acoplado a la parte inferior de la pared lateral ancha (56). Se prefiere que la pared de transicion (54) se extienda hacia arriba y hacia el exterior de su extremo inferior estrecho en un angulo en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 70 grados desde la vertical, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 50 grados desde la vertical y con la maxima preferencia en el intervalo de 15 a 45 grados desde 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), aun cuando la parte superior de la seccion de reaccion (24) tiene un diametro menor que el diametro maximo global de la seccion de reaccion (24), y asf X puede ser en realidad menor que D. En una realizacion preferida de la presente invencion, la relacion entre el diametro de la pared lateral ancha (56) y el diametro maximo de la seccion de reaccion (24) "X:D" esta en el intervalo de aproximadamente 0,8:1 a aproximadamente 4:1, con la maxima preferencia en el intervalo de 1,1:1 a 2:1. El cabezal superior (58) esta acoplado a la parte superior de la pared lateral ancha (56). El cabezal superior (58) es preferentemente un elemento delantero generalmente elfptico que define una abertura central que permite que el gas escape de la zona de desacoplamiento (30) a traves de la salida de gas (40). Alternativamente, el cabezal superior (58) puede ser de cualquier forma, incluida conica. La zona de desacoplamiento (30) tiene una altura maxima "Y" medida desde la parte superior 50 de la zona de reaccion (28) a la parte mas superior de la zona de desacoplamiento (30). La relacion entre la longitud de la zona de reaccion (28) y la altura de la zona de desacoplamiento (30) "L:Y" esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 24:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1 y con la maxima preferencia en el intervalo de 4:1 a 16:1.

En referencia ahora a las FIG. 1-5, se abordaran en mayor detalle el lugar y la configuracion del rociador de oxidante (34). Las FIG. 2 y 3 muestran que el rociador de oxidante (34) puede incluir un elemento anular (60), un elemento transversal (62) y un par de conductos de entrada de oxidante (64a,b). Convenientemente, estos conductos de entrada de oxidante (64a,b) pueden entrar en el recipiente en una elevacion por encima del elemento anular (60) y despues girar hacia abajo tal como se muestra en las FIG. 2 y 3. Alternativamente, un conducto de entrada de oxidante (64a,b) puede entrar en el recipiente por debajo del elemento anular (60) o aproximadamente en el mismo plano horizontal que el elemento anular (60). Cada conducto de entrada de oxidante (64a,b) incluye un primer extremo acoplado a una entrada de oxidante (66a,b) respectiva formada en la cubierta del recipiente (22) y un segundo extremo acoplado de forma fluida con el elemento anular (60). El elemento anular (60) esta formado preferentemente por conductos, mas preferentemente por una pluralidad de secciones de conducto rectas y con la maxima preferencia por una pluralidad de secciones de tuberfa rectas, acopladas rfgidamente entre si para formar un anillo poligonal tubular. Preferentemente, el elemento anular (60) esta formado por al menos 3 secciones de tuberfa rectas, mas preferentemente de 6 a 10 secciones de tuberfa y con la maxima preferencia 8 secciones de tuberfa. En consecuencia, cuando el elemento anular (60) esta formado por 8 secciones de tuberfa, tiene una configuracion generalmente octogonal. El elemento transversal (62) esta formado preferentemente por una seccion de tuberfa sustancialmente recta que esta acoplada de forma fluida a y se extiende diagonalmente entre secciones opuestas de tuberfa de elemento anular (60). La seccion de tuberfa usada para un elemento transversal (62) tiene preferentemente sustancialmente el mismo diametro que las secciones de tuberfa usadas para formar el elemento anular (60). Se prefiere que las secciones de tuberfa que conforman los conductos de entrada de oxidante (64a,b), el elemento anular (60) y el elemento transversal (62) tengan un diametro nominal mayor que aproximadamente 0,1 metros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,2 a aproximadamente 2 metros y con la maxima preferencia en el intervalo de 0,25 a 1 metros. Como tal vez se ilustra mejor en la FIG. 3, el elemento anular (60) y el elemento transversal (62) presentan cada uno una pluralidad de aberturas de oxidante superiores (68) para evacuar la corriente de oxidante hacia arriba en la zona de reaccion (28). Como tal vez se ilustra mejor en la FIG. 4, el elemento anular (60) y/o el elemento transversal (62) pueden presentar una o mas aberturas de oxidante inferiores (70) para evacuar la corriente de oxidante hacia abajo en la zona de reaccion (28). Las aberturas de oxidante inferiores (70) pueden usarse tambien para evacuar lfquidos y/o solidos que podrfan entrar en el elemento anular (60) y/o el elemento transversal (62). Con el fin de prevenir que se acumulen solidos en el rociador de oxidante (34), puede hacerse pasar una corriente de lfquido de forma continua o periodica a traves del rociador (34) para irrigar cualquier solido acumulado.

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En referencia de nuevo a las FIG. 1-4, durante la oxidacion en el reactor de columna de burbujas (20), se fuerzan corrientes de oxidante a traves de entradas de oxidante (66a,b) y en conductos de entrada de oxidante (64a,b), respectivamente. Las corrientes de oxidante son transportadas a continuacion a traves de conductos de entrada de oxidante (64a,b) al elemento anular (60). Una vez que la corriente de oxidante ha entrado en el elemento anular (60), la corriente de oxidante es distribuida por todos los volumenes internos del elemento anular (60) y el elemento transversal (62). La corriente de oxidante es forzada entonces a salir del rociador de oxidante (34) y afluir a la zona de reaccion (28) a traves de las aberturas de oxidante superiores e inferiores (68, 70) del elemento anular (60) y el elemento transversal (62).

Las salidas de las aberturas de oxidante superiores (68) estan separadas lateralmente entre si y se colocan sustancialmente a la misma elevacion en la zona de reaccion (28). Asf, las salidas de aberturas de oxidante superiores (68) estan situadas generalmente a lo largo de un plano sustancialmente horizontal definido por la parte superior del rociador de oxidante (34). Las salidas de aberturas de oxidante inferiores (70) estan separadas lateralmente entre si y estan colocadas sustancialmente en la misma elevacion en la zona de reaccion (28). Asf, las salidas de aberturas de oxidante inferiores (70) estan situadas generalmente a lo largo de un plano sustancialmente horizontal definido por la parte inferior del rociador de oxidante (34).

En una realizacion, el rociador de oxidante (34) tiene al menos aproximadamente 20 aberturas de oxidante superiores (68) formadas en el mismo. Mas preferentemente, el rociador de oxidante (34) tiene en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 800 aberturas de oxidante superiores formadas en el mismo. Con la maxima preferencia, el rociador de oxidante (34) tiene entre 60 y 400 aberturas de oxidante superiores (68) formadas en el mismo. El rociador de oxidante (34) tiene preferentemente al menos aproximadamente 1 abertura de oxidante inferior (70) formada en el mismo. Mas preferentemente, el rociador de oxidante (34) tiene en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 40 aberturas de oxidante inferiores (70) formadas en el mismo. Con la maxima preferencia, el rociador de oxidante (34) tiene en el intervalo de 8 a 20 aberturas de oxidante inferiores (70) formadas en el mismo. La relacion entre el numero de aberturas de oxidante superiores (68) y aberturas de oxidante inferiores (70) en el rociador de oxidante (34) esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 100:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 25:1 y con la maxima preferencia en el intervalo de 8:1 a 15:1. Los diametros de sustancialmente todas las aberturas de oxidante superiores e inferiores (68, 70) son preferentemente sustancialmente los mismos, de manera que la relacion entre la velocidad de flujo volumetrica de la corriente de oxidante que sale de las aberturas superiores e inferiores (68,70) es sustancialmente la misma que las relaciones, indicadas anteriormente, para el numero relativo de aberturas de oxidante superiores e inferiores (68, 70).

La FIG. 5 ilustra la direccion de evacuacion de oxidante desde las aberturas de oxidante superiores e inferiores (68, 70). Con referencia a las aberturas de oxidante superiores (68), se prefiere que al menos una parte de las aberturas de oxidante superiores (68) evacue la corriente de oxidante en un angulo "A" que esta inclinado desde la vertical. Se prefiere que el porcentaje de aberturas de oxidante superiores (68) que estan inclinadas desde la vertical en el angulo "A" este en el intervalo de aproximadamente el 30 a aproximadamente el 90%, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 50 a aproximadamente el 80%, mas preferentemente todavfa en el intervalo del 60 al 75% y con la maxima preferencia aproximadamente el 67%. El angulo "A" esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 60 grados, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 45 grados y con la maxima preferencia en el intervalo de 15 a 30 grados. En cuanto a las aberturas de oxidante inferiores (70), se prefiere que sustancialmente la totalidad de aberturas de oxidante inferiores (70) esten situadas cerca de la parte mas inferior del elemento anular (60) y/o el elemento transversal (62). Asf, cualquier lfquido y/o solido que pueda haber entrado de forma no intencionada en el rociador de oxidante (34) puede evacuarse facilmente desde el rociador de oxidante (34) a traves de las aberturas de oxidante inferiores (70). Preferentemente, las aberturas de oxidante inferiores (70) evacuan la corriente de oxidante hacia abajo en un angulo sustancialmente vertical. Para los fines de esta descripcion, una abertura de oxidante superior puede ser cualquier abertura que evacua una corriente de oxidante en una direccion generalmente ascendente (es decir, en un angulo por encima de la horizontal), y una abertura de oxidante inferior puede ser cualquier abertura que evacua una corriente de oxidante en una direccion generalmente descendente (es decir, en un angulo por debajo de la horizontal).

En muchos reactores de columna de burbujas convencionales que contienen un medio de reaccion multifase, sustancialmente la totalidad del medio de reaccion situado por debajo del rociador de oxidante (u otro mecanismo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion) tiene un valor de retencion de gas muy bajo. Tal como se conoce en la tecnica, "retencion de gas" es simplemente la fraccion de volumen de un medio multifase que se encuentra en estado gaseoso. Las zonas de baja retencion de gas en un medio pueden referirse tambien como zonas "no aireadas". En muchos reactores de columna de burbujas de suspension convencionales, una parte importante del volumen total del medio de reaccion esta situada por debajo del rociador de oxidante (u otro mecanismo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion). Asf, una parte importante del medio de reaccion presente en la parte inferior de reactores de columna de burbujas convencionales es no aireada.

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Se ha descubierto que reducir al minimo 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 no deseables. Las zonas no aireadas de un medio de reaccion contienen relativamente pocas burbujas de oxidante. Este bajo volumen de burbujas de oxidante reduce la cantidad de oxfgeno molecular disponible para disolucion en la fase lfquida del medio de reaccion. Asf, 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 no deseables, en lugar de la reaccion de oxidacion deseada. Por ejemplo, cuando el para-xileno se oxida parcialmente para formar acido tereftalico, la disponibilidad insuficiente de oxfgeno en la fase lfquida del medio de reaccion puede causar la formacion de cantidades indeseablemente elevadas de acido benzoico y anillos aromaticos acoplados, lo que incluye notablemente moleculas coloreadas altamente indeseables conocidas fluorenonas y antraquinonas.

De acuerdo con una realizacion de la presente invencion, la oxidacion en fase lfquida se lleva a cabo en un reactor de columna de burbujas configurado y accionado de tal manera que la fraccion de volumen del medio de reaccion con bajos valores de retencion de gases se reduce al minimo. Esta minimizacion de zonas no aireadas puede cuantificarse distribuyendo teoricamente el volumen completo del medio de reaccion en 2.000 cortes discretos horizontales de volumen uniforme. Con la excepcion de los cortes horizontales mas altos y mas bajos, cada corte horizontal es un volumen discreto unido en sus lados por la pared lateral del reactor y unido en su parte superior y su parte inferior por planos horizontales imaginarios. El corte horizontal mas alto esta unido a su parte inferior por un plano horizontal imaginario y en su parte superior por la superficie superior del medio de reaccion. El corte horizontal mas bajo esta unido en su parte superior por un plano horizontal imaginario y en su parte inferior por el extremo inferior del recipiente. Una vez que el medio de reaccion se ha distribuido teoricamente en 2.000 cortes discretos horizontales de igual volumen, puede determinarse la retencion de gas promediada en el 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 tiene una retencion de gas promediada en el tiempo y promediada en volumen de menos de 0,1 sea de menos de 30, mas preferentemente menos de 15, mas preferentemente todavfa menos de 6, aun mas preferentemente menos de 4 y con la maxima preferencia menos de 2. Se prefiere que el numero de cortes horizontales que tiene una retencion de gas de menos de 0,2 sea de menos de 80, mas preferentemente menos de 40, mas preferentemente todavfa menos de 20, aun mas preferentemente menos de 12 y con la maxima preferencia menos de 5. Se prefiere que el numero de cortes horizontales que tiene una retencion de gas de menos de 0,3 sea de menos de 120, mas preferentemente menos de 80, mas preferentemente todavfa menos de 40, aun mas preferentemente menos de 20 y con la maxima preferencia menos de 15.

En referencia de nuevo a las FIG. 1 y 2, se ha descubierto que la colocacion del rociador de oxidante (34) mas abajo en la zona de reaccion (28) ofrece varias ventajas, entre ellas 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 que una mayorfa (es decir, > 50% en peso) de la corriente de oxidante se introduzca en la zona de reaccion (28) en aproximadamente 0,025 H, 0,022 L y/o 0,25 D del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Mas preferentemente, una mayorfa de la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion (28) en aproximadamente 0,02 H, 0,018 L y/o 0,2 D del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Con la maxima preferencia, una mayorfa de la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion (28) en 0,015 H, 0,013 L y/o 0,15 D de extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28).

En la realizacion ilustrada en la FIG. 2, la distancia vertical "Y1" entre el extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28) y la salida de las aberturas de oxidante superiores (68) del rociador de oxidante (34) es inferior a aproximadamente 0,25 H, 0,022 L y/o 0,25 D, de manera que sustancialmente la totalidad de la corriente de oxidante entra en la zona de reaccion (28) en aproximadamente 0,25 H, 0,022 L y/o 0,25 D del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Mas preferentemente, Y1 es inferior a aproximadamente 0,02 H, 0,018 L y/o 0,2 D. Con la maxima preferencia, Y1 es inferior a 0,015 H, 0,013 L y/o 0,15 D, pero superior a 0,005 H, 0,004 L y/o 0,06 D. La FIG. 2 ilustra una lfnea tangente (72) en el lugar donde el borde inferior del cuerpo principal cilfndrico (46) de la cubierta del recipiente (22) se une con el borde superior del cabezal inferior elfptico (48) de la cubierta del recipiente (22). Alternativamente, el cabezal inferior (48) puede tener cualquier forma, incluida la conica, y la lfnea tangente es definida aun como el borde inferior del cuerpo principal cilfndrico (46). La distancia vertical "Y2" entre la lfnea tangente (72) y la parte superior del rociador de oxidante (34) es preferentemente al menos aproximadamente 0,0012 H, 0,001 L y/o 0,01 D; mas preferentemente al menos aproximadamente 0,005 H, 0,004 L y/o 0,05 D; y con la maxima preferencia al menos 0,01 H, 0,008 L y/o 0,1 D. La distancia vertical "Y3" entre el extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28) y la salida de aberturas de oxidante inferiores (70) del rociador de oxidante (34) es preferentemente menor que aproximadamente 0,015 H, 0,013 L y/o 0,15 D; mas preferentemente menor que aproximadamente 0,012 H, 0,01 L y/o 0,1 D; y con la maxima preferencia inferior a 0,01 H, 0,008 L y/o 0,075 D, pero superior a 0,003 H, 0,002 L y/o 0,025 D.

En una realizacion preferida de la presente invencion, las aberturas que evacuan la corriente de oxidante y la corriente de alimentacion en la zona de reaccion estan configuradas de manera que la cantidad (en peso) de la

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corriente de oxidante o de alimentacion evacuada desde una abertura es directamente proporcional al area abierta de la abertura. Asf, por ejemplo, si el 50% del area abierta acumulada definida por todas las aberturas de oxidante esta situado en 0,15 D de la parte inferior de la zona de reaccion, entonces el 50% en peso de la corriente de

oxidante entra en la zona de reaccion en 0,15 D de la parte inferior de la zona de reaccion y a la inversa.

Ademas de las ventajas proporcionadas al reducir al mmimo las zonas no aireadas (es decir, las zonas con baja retencion de gas) en el medio de reaccion (36), se ha descubierto que la oxidacion puede mejorarse elevando al maximo la retencion de gas de todo el medio de reaccion (36). El medio de reaccion (36) tiene preferentemente una retencion de gas promediada en el tiempo y promediada en volumen de al menos aproximadamente 0,4, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,6 a aproximadamente 0,9 y con la maxima preferencia en el intervalo de 0,65 a 0,85. Varios atributos ffsicos y operativos del reactor de columna de burbujas (20) contribuyen a la alta retencion de gas expuesta anteriormente. Por ejemplo, para el tamano de reactor y el flujo de corriente de

oxidante dados, la alta relacion L:D de la zona de reaccion (28) produce un diametro menor que aumenta la

velocidad superficial en el medio de reaccion (36) que a su vez aumenta la retencion de gas. Adicionalmente, se sabe que el diametro real de una columna de burbujas y la relacion L:D influyen en la retencion de gas media incluso para una velocidad superficial constante dada. Ademas, la minimizacion de las zonas no aireadas, en particular en la parte inferior de la zona de reaccion (28), contribuye a un aumento en el valor de retencion de gas. Ademas, la presion superior y la configuracion mecanica del reactor de columna de burbujas pueden afectar a la estabilidad operativa a las altas velocidades superficiales y valores de retencion de gases divulgados en la presente memoria descriptiva.

Ademas, los autores de la invencion han descubierto la importancia de funcionar con una presion superior optimizada para obtener un aumento en la retencion de gas y un aumento en la transferencia de masas. Puede parecer que funcionar con una presion superior inferior que reduce la solubilidad del oxfgeno molecular de acuerdo con un efecto de la ley de Henry reducina la velocidad de transferencia de masas del oxfgeno molecular de gas a lfquido. En un recipiente agitado mecanicamente, como suele ser el caso debido a los niveles de aireacion y velocidades de transferencia de masas estan dominados por el diseno del agitador y la presion superior. Sin embargo, en un reactor de columna de burbujas de acuerdo con una realizacion preferida de la presente invencion, se ha descubierto el modo en que usar una presion superior inferior para provocar una masa dada de corriente de oxidante en fase gaseosa con el fin de ocupar mas volumen, aumentando la velocidad superficial en el medio de reaccion (36) y aumentando a su vez la retencion de gas y la velocidad de transferencia de oxfgeno molecular.

El equilibrio entre la coalescencia y la ruptura de las burbujas es un fenomeno extremadamente complicado que conduce, por una parte, a una tendencia a la formacion de espuma que reduce las velocidades de circulacion interna de la fase lfquida y que puede requerir zonas de desacoplamiento extraordinariamente grandes y, por otra, a una tendencia a menos burbujas muy grandes que proporcionan una menor retencion de gas y menor velocidad de transferencia de masas desde la corriente de oxidante a la fase lfquida. En relacion con la fase lfquida, se sabe que su composicion, densidad, viscosidad y tension superficial, entre otros factores, interaccionan de una forma muy complicada para producir resultados muy complicados incluso en ausencia de una fase solida. Por ejemplo, los investigadores de laboratorio han encontrado util calificar si el "agua" es agua del grifo, agua destilada o agua desionizada cuando comunican y evaluan las observaciones incluso para columnas de burbujas de agua-aire sencillas. Para mezclas complejas en la fase lfquida y para la adicion de una fase solida, el grado de complejidad aumenta aun mas. Las irregularidades superficiales de las partfculas de solidos individuales, el tamano medio de los solidos, el tamano de la distribucion de partfculas, la cantidad de solidos en relacion con la fase lfquida y la capacidad del lfquido de mojar la superficie del solido, entre otros aspectos, son todos importantes en su interaccion con la fase lfquida y la corriente de oxidante en el establecimiento que provocara el comportamiento de las burbujas y los patrones de flujo de conveccion natural.

Asf, la capacidad del reactor de columna de burbujas de funcionar de forma util con las altas velocidades superficiales y la alta retencion de gas descrita en la presente memoria descriptiva depende, por ejemplo, de una seleccion apropiada de: (1) la composicion de la fase lfquida del medio de reaccion; (2) la cantidad y el tipo de solidos precipitados, que pueden ajustarse por las condiciones de reaccion; (3) la cantidad de corriente de oxidante suministrada al reactor; (4) la presion superior, que afecta al flujo volumetrico de corriente de oxidante, la estabilidad de las burbujas, y, a traves del equilibrio energetico, la temperatura de la reaccion; (5) la temperatura de la reaccion en sf, que afecta a las propiedades de los fluidos, las propiedades de los solidos precipitados y el volumen espedfico de la corriente de oxidante; y (6) la geometna y los detalles mecanicos del recipiente de reaccion, incluida la relacion L:D.

En referencia de nuevo a la FIG. 1, se ha descubierto que la mejora en la distribucion del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) en el medio de reaccion (36) puede proporcionarse introduciendo la corriente de alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion (28) en multiples lugares separados verticalmente. Preferentemente, 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 preferentemente al menos 4 aberturas de alimentacion. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, el termino "aberturas de alimentacion" denotara aberturas donde la corriente de alimentacion

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en fase liquida se evacua en la zona de reaccion (28) para su mezcla con medio de reaccion (36). Se prefiere que al menos 2 de las aberturas de alimentacion esten separadas verticalmente entre si por al menos 0,5 D, mas preferentemente al menos 1,5 D y con la maxima preferencia al menos 3 D. Sin embargo, se prefiere que la mayor abertura de alimentacion este separada verticalmente desde la abertura mas baja de oxidante en no mas de 0,75 H, 0,65 L y/o 8 D; mas preferentemente no mas de 0,5 H, 0,4 L y/o 5 D; y con la maxima preferencia no mas de 0,4 H, 0,35 L y/o 4 D.

Aunque es deseable introducir la corriente de alimentacion en fase liquida en multiples lugares verticales, se ha descubierto tambien que una mejora en la distribucion del compuesto oxidable en el medio de reaccion (36) se proporciona si la mayorfa de la corriente de alimentacion en fase liquida se introduce en la mitad inferior del medio de reaccion (36) y/o la zona de reaccion (28). Preferentemente, al menos aproximadamente el 75% en peso de la corriente de alimentacion en fase liquida se introduce en la mitad inferior del medio de reaccion (36) y/o la zona de reaccion (28). Con la maxima preferencia, al menos el 90% en peso de la corriente de alimentacion en fase liquida se introduce en la mitad inferior del medio de reaccion (36) y/o la zona de reaccion (28). Ademas, se prefiere que al menos aproximadamente el 30% en peso de la corriente de alimentacion en fase liquida se introduzca en la zona de reaccion (28) en aproximadamente 1,5 D del lugar vertical mas bajo donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion (28). Este lugar vertical mas bajo donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion (28) esta normalmente en la parte inferior del rociador de oxidante; sin embargo, en una realizacion preferida de la presente invencion se contempla una variedad de configuraciones alternativas para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28). Preferentemente, al menos aproximadamente el 50% en peso de la alimentacion en fase liquida se introduce en 2,5 D del lugar vertical mas bajo donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion (28). Preferentemente, al menos aproximadamente el 75% en peso de la corriente de alimentacion en fase liquida se introduce en aproximadamente 5 D del lugar vertical mas bajo donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion (28).

Cada abertura de alimentacion define un area abierta a traves de la cual se evacua la alimentacion. Se prefiere que al menos el 30% del area abierta acumulada de todas las entradas de alimentacion esten situadas en 1,5 D del lugar vertical mas bajo donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion (28). Preferentemente, al menos el 50% del area abierta acumulada de todas las entradas de alimentacion esta situada en 2,5 D del lugar vertical mas bajo donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion (28). Preferentemente, al menos el 75% del area abierta acumulada de todas las entradas de alimentacion esta situado en 5 D del lugar vertical mas bajo donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reaccion (28).

En 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 del recipiente (22). Estas aberturas de alimentacion tienen preferentemente diametros sustancialmente similares de menos de aproximadamente 7 centfmetros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,25 a aproximadamente 5 centfmetros y con la maxima preferencia en el intervalo de 0,4 a 2 centfmetros. El reactor de columna de burbujas (20) esta equipado preferentemente con un sistema para controlar la velocidad de flujo de la corriente de alimentacion en fase liquida que sale de cada abertura de alimentacion. Dicho sistema de control de flujo incluye preferentemente una valvula de control de flujo individual (74a,b,c,d) para cada entrada de alimentacion (32a,b,c,d) respectiva. Ademas, se prefiere que un reactor de columna de burbujas (20) este equipado con un sistema de control de flujo que permite que al menos una parte de la corriente de alimentacion en fase liquida se introduzca en la zona de reaccion (28) a una velocidad superficial de entrada elevada de al menos aproximadamente 2 metros por segundo, mas preferentemente al menos aproximadamente 5 metros por segundo, mas preferentemente todavfa al menos aproximadamente 6 metros por segundo y con la maxima preferencia en el intervalo de 8 a 20 metros por segundo. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, el termino "velocidad superficial de entrada" denota la velocidad de flujo volumetrica promediada en el tiempo de la corriente de alimentacion que sale de la abertura de alimentacion dividida por el area de la abertura de alimentacion. Preferentemente, al menos aproximadamente el 50% en peso de la corriente de alimentacion se introduce en la zona de reaccion (28) a una velocidad superficial de entrada elevada. Con la maxima preferencia, sustancialmente toda la corriente de alimentacion se introduce en la zona de reaccion (28) a una velocidad superficial de entrada elevada.

En referencia ahora a las FIG. 6-7, se ilustra un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentacion en fase liquida en la zona de reaccion (28). En esta realizacion, la corriente de alimentacion se introduce en la zona de reaccion (28) en cuatro elevaciones diferentes. Cada elevacion esta equipada con un sistema de distribucion de alimentacion (76a,b,c,d) respectivo. Cada sistema de distribucion de alimentacion (76) incluye un conducto de alimentacion principal (78) y un colector (80). Cada colector (80) se proporciona con al menos dos salidas (82,84) acopladas con conductos de insercion (86,88) respectivos, que se extienden en la zona de reaccion (28) de la cubierta del recipiente (22). Cada conducto de insercion (86,88) presenta una abertura de alimentacion (87,89) respectiva para evacuar la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28). Las aberturas de alimentacion (87,89) tienen preferentemente diametros sustancialmente similares de menos de aproximadamente 7 centfmetros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,25 a aproximadamente 5 centfmetros y con la maxima

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preferencia en el intervalo de 0,4 a 2 centfmetros. Se prefiere que las aberturas de alimentacion (87,89) de cada sistema de distribucion de alimentacion (76a,b,c,d) sean diametralmente opuestas de manera que la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28) se introduzca en direcciones opuestas. Ademas, se prefiere que las aberturas de alimentacion (86,88) diametralmente opuestas de sistemas de distribucion de alimentacion (76) adyacentes esten orientadas en 90 grados de rotacion entre si. En funcionamiento, la corriente de alimentacion en fase lfquida se carga en el conducto de alimentacion principal (78) y posteriormente entra en el colector (80). El colector (80) distribuye la corriente de alimentacion de manera uniforme 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 en bayoneta (90,92) en lugar de conductos de insercion (86,88) (mostrados en la FIG. 7). Los tubos en bayoneta (90,92) se proyectan en la zona de reaccion (28) e incluyen una pluralidad de pequenas aberturas de alimentacion (94,96) para evacuar la alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion (28). Se prefiere que las pequenas aberturas de alimentacion (94,96) de los tubos en bayoneta (90,92) tengan sustancialmente los mismos diametros de menos de aproximadamente 50 milfmetros, mas preferentemente de aproximadamente 2 a aproximadamente 25 milfmetros y con la maxima preferencia de 4 a 15 milfmetros.

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 lugares separados verticalmente y separados lateralmente sin requerir multiples penetraciones de la pared lateral del reactor de columna de burbujas (20). El sistema de introduccion de alimentacion (100) incluye generalmente un unico conducto de entrada (102), un cabezal (104), una pluralidad de tubos de distribucion recta (106), un mecanismo de soporte lateral (108) y un mecanismo de soporte vertical (110). El conducto de entrada (102) penetra en la pared lateral del cuerpo principal (46) de la cubierta del recipiente (22). El conducto de entrada (102) esta acoplado de forma fluida al cabezal (104). El cabezal (104) distribuye la corriente de alimentacion recibida del conducto de entrada (102) de manera uniforme entre los tubos de distribucion recta (106). Cada tubo de distribucion (106) tiene una pluralidad de aberturas de alimentacion separadas verticalmente (112a,b,c,d) para evacuar la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28). El mecanismo de soporte lateral (108) esta acoplado a cada tubo de distribucion (106) e inhibe el movimiento lateral relativo de los tubos de distribucion (106). El mecanismo de soporte vertical (110) esta acoplado preferentemente al mecanismo de soporte lateral (108) y a la parte superior del rociador de oxidante (34). El mecanismo de soporte vertical (110) inhibe sustancialmente el movimiento vertical de los tubos de distribucion (106) en la zona de reaccion (28). Se prefiere que las aberturas de alimentacion (112) tengan sustancialmente los mismos diametros de menos de aproximadamente 50 milfmetros, mas preferentemente de aproximadamente 2 a aproximadamente 25 milfmetros y con la maxima preferencia de 4 a 15 milfmetros. La separacion 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 el descrito anteriormente con referencia al sistema de distribucion de alimentacion de la FIG. 1.

Se ha descubierto que los patrones de flujo del medio de reaccion en muchos reactores de columna de burbujas pueden permitir una distribucion azimutal desigual del compuesto oxidable en el medio de reaccion, especialmente cuando el compuesto oxidable se introduce principalmente a lo largo de un lado del medio de reaccion. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, el termino "azimutal" denotara un angulo o separacion alrededor del eje de elongacion recto de la zona de reaccion. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, "recto" significara en 45° de la vertical. En una realizacion de la presente invencion, la corriente de alimentacion que contiene el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) se introduce en la zona de reaccion a traves de una pluralidad de aberturas de alimentacion separadas azimutalmente. Estas aberturas de alimentacion separadas azimutalmente pueden ayudar a prevenir regiones de concentraciones excesivamente altas y excesivamente bajas de compuesto oxidable en el medio de reaccion. Los diversos sistemas de introduccion de alimentacion ilustrados en las FIG. 6-11 son ejemplos de sistemas que proporcionan una separacion azimutal apropiada de las aberturas de alimentacion.

En referencia de nuevo a la FIG. 7, con el fin de cuantificar la introduccion separada 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 rectos "Q1,Q2,Q3,Q4" de aproximadamente igual volumen. Estos cuadrantes azimutales "Q1,Q2,Q3,Q4" se definen mediante un par de planos verticales perpendiculares de interseccion imaginarios "P1,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 cilfndrico, la lfnea de interseccion de los planos verticales de interseccion imaginarios P1,P2 coincidira aproximadamente con la lfnea central vertical del cilindro, y cada cuadrante azimutal Q1,Q2,Q3,Q4 sera un volumen vertical generalmente en forma de cuna que tiene una altura igual a la altura del medio de reaccion. Se prefiere que una parte sustancial del compuesto oxidable se evacue en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion situadas en al menos dos cuadrantes azimutales diferentes.

En una realizacion preferida de la presente invencion, no mas de aproximadamente el 80% en peso del compuesto oxidable se evacua en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden estar situadas en un

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unico cuadrante azimutal. Mas preferentemente, no mas de aproximadamente el 60% en peso del compuesto oxidable se evacua en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden estar situadas en un unico cuadrante azimutal. Con la maxima preferencia, no mas del 40% en peso del compuesto oxidable se evacua en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden estar situadas en un unico cuadrante azimutal. Estos parametros para la distribucion azimutal del compuesto oxidable se miden cuando los cuadrantes azimutales estan orientados azimutalmente de tal manera que se evacua la maxima cantidad posible de compuesto oxidable en uno de los cuadrantes azimutales. Por ejemplo, si toda la corriente de alimentacion se evacua en el medio de reaccion a traves de dos aberturas de alimentacion que estan separadas azimutalmente entre si por 89 grados, para determinar la distribucion azimutal en cuatro cuadrantes azimutales, se evacua el 100% en peso de la corriente de alimentacion en el medio de reaccion en un unico cuadrante azimutal dado que los cuadrantes azimutales pueden estar orientados azimutalmente de tal manera que las dos aberturas de alimentacion estan situadas en un unico cuadrante azimutal.

Ademas de las ventajas asociadas con la separacion azimutal adecuada de las aberturas de alimentacion, se ha descubierto que tambien puede ser importante una separacion radial adecuada de las aberturas de alimentacion en un reactor de columna de burbujas. Se prefiere que una parte sustancial del compuesto oxidable introducido en el medio de reaccion se evacue a traves de aberturas de alimentacion que estan separadas radialmente hacia el interior desde la pared lateral del recipiente. Asf, en una realizacion de la presente invencion, una parte sustancial del compuesto oxidable entra en la zona de reaccion a traves de las aberturas de alimentacion situadas en una "zona de alimentacion radial preferida" que esta separada hacia el interior desde las paredes laterales rectas que definen la zona de reaccion.

En referencia de nuevo a la FIG. 7, la zona de alimentacion radial preferida "FZ" puede adoptar la forma de un cilindro teorico recto centrado en la zona de reaccion (28) y que tiene un diametro externo "Do" de 0,9 D, donde "D" es el diametro de la zona de reaccion (28). Asf, se define un anillo externo "OA" que tiene a grosor de 0,05 D entre la zona de alimentacion radial preferida FZ y el interior de la pared lateral que define la zona de reaccion (28). Se prefiere que poca o ninguna cantidad del compuesto oxidable se introduzca en la zona de reaccion (28) a traves de aberturas de alimentacion situadas en este anillo externo OA.

En otra realizacion, se prefiere que poca o ninguna cantidad del compuesto oxidable se introduzca en el centro de la zona de reaccion (28). Asf, tal como se ilustra en la FIG. 8, la zona de alimentacion radial preferida FZ puede adoptar la forma de un anillo teorico recto centrado en la zona de reaccion (28) que tiene un diametro externo Do de 0,9 D, y que tiene un diametro interno Di de 0,2 D. Asf, en esta realizacion, se “corta” un cilindro interno IC que tiene un diametro de 0,2 D del centro de la zona de alimentacion radial preferida FZ. Se prefiere que poca o ninguna cantidad del compuesto oxidable se introduzca en la zona de reaccion (28) a traves de aberturas de alimentacion situadas en este cilindro interno IC.

En una realizacion preferida, una parte sustancial del compuesto oxidable se introduce en el medio de reaccion (36) a traves de aberturas de alimentacion situadas en la zona de alimentacion radial preferida, con independencia de si la zona de alimentacion radial preferida tiene la forma cilfndrica o anular descrita anteriormente. Mas preferentemente, al menos aproximadamente el 25% en peso del compuesto oxidable se evacua en el medio de reaccion (36) a traves de aberturas de alimentacion situadas en la zona de alimentacion radial preferida. Mas preferentemente todavfa, al menos aproximadamente el 50% en peso del compuesto oxidable se evacua en el medio de reaccion (36) a traves de aberturas de alimentacion situadas en la zona de alimentacion radial preferida. Con la maxima preferencia, al menos el 75% en peso del compuesto oxidable se evacua en el medio de reaccion (36) a traves de aberturas de alimentacion situadas en la zona de alimentacion radial preferida.

Aunque los cuadrantes azimutales teoricos y la zona de alimentacion radial preferida teorica ilustrados en las FIG. 7 y 8 se describen con referencia a la distribucion de la corriente de alimentacion en fase lfquida, se ha descubierto que una distribucion azimutal y radial adecuada de la corriente de oxidante en fase gaseosa puede proporcionar tambien algunas ventajas. Asf, 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 que la corriente de oxidante en fase gaseosa se introduce en el medio de reaccion (36).

En referencia ahora a las FIG. 12-15, un rociador de oxidante alternativo (200) se ilustra de manera que generalmente comprende un elemento anular (202) y un par de conductos de entrada de oxidante (204,206). El rociador de oxidante (200) de las FIG. 12-15 es similar al rociador de oxidante (34) de las FIG. 1-11 con las tres siguientes diferencias principales: (1) el rociador de oxidante (200) no incluye un elemento transversal diagonal; (2) la parte superior del elemento anular (202) no tiene aberturas para evacuar el oxidante en una direccion ascendente; y (3) el rociador de oxidante (200) tiene muchas mas aberturas en la parte inferior del elemento anular (202).

Como tal vez se ilustra mejor en las FIG. 14 y 15, la parte inferior del anillo del rociador de oxidante (202) presenta una pluralidad de aberturas de oxidante (208). Las aberturas de oxidante (208) estan configuradas preferentemente de tal manera que al menos aproximadamente el 1% del area abierta total definida por las aberturas de oxidante

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(208) esta situada por debajo de la linea central (210) (FIG. 15) del elemento anular (202), donde la linea central (210) esta situada en la elevacion del centroide volumetrico del elemento anular (202). Mas preferentemente, al menos aproximadamente el 5% del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante (208) esta situado por debajo de la linea central (210), de manera que al menos aproximadamente el 2% del area abierta total definida por las aberturas (208) evacua la corriente de oxidante en una direccion generalmente descendente en aproximadamente 30 grados de la vertical. Mas preferentemente todavia, al menos aproximadamente el 20% del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante (208) esta situado por debajo de la linea central (210), de manera que al menos aproximadamente el 10% del area abierta total definida por las aberturas (208) evacua la corriente de oxidante en una direccion generalmente descendente en 30 grados desde la vertical. Con la maxima preferencia, al menos aproximadamente el 75% del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante (208) esta situado por debajo de la linea central (210), de manera que al menos aproximadamente el 40% del area abierta total definida por las aberturas (208) evacua la corriente de oxidante en una direccion generalmente descendente en 30 grados desde la vertical. La fraccion del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante (208) que estan situadas por encima de la linea central (210) es preferentemente menor que aproximadamente el 75%, mas preferentemente menor que aproximadamente el 50%, mas preferentemente todavia menor que aproximadamente el 25% y con la maxima preferencia inferior al 5%.

Tal como se ilustra en las FIG. 14 y 15, las aberturas de oxidante (208) incluyen aberturas descendentes (208a) y aberturas oblicuas (208b). Las aberturas descendentes (208a) estan configuradas para evacuar la corriente de oxidante generalmente hacia abajo en un angulo en aproximadamente 30 grados desde la vertical, mas preferentemente en aproximadamente 15 grados desde la vertical y con la maxima preferencia en 5 grados desde la vertical. Las aberturas oblicuas (208b) estan configuradas para evacuar la corriente de oxidante generalmente hacia el exterior y hacia abajo en un angulo "A" que esta en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 75 grados desde la vertical, mas preferentemente el angulo A esta en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 60 grados desde la vertical y con la maxima preferencia el angulo A esta en el intervalo de 40 a 50 grados desde la vertical.

Se prefiere que sustancialmente todas las aberturas de oxidante (208) tengan aproximadamente el mismo diametro. El diametro de las aberturas de oxidante (208) esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 300 milfmetros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 120 milfmetros y con la maxima preferencia en el intervalo de 8 a 60 milfmetros. El numero total de aberturas de oxidante (208) en el elemento anular (202) se selecciona de manera que cumpla los criterios de cafda de baja presion detallados mas adelante. Preferentemente, el numero total de aberturas de oxidante (208) formadas en el elemento anular (202) es de al menos aproximadamente 10, mas preferentemente el numero total de aberturas de oxidante (208) esta en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 200 y con la maxima preferencia el numero total de aberturas de oxidante (208) esta en el intervalo de 40 a 100.

Aunque las FIG. 12-15 ilustran una configuracion muy especffica para el rociador de oxidante (200), a continuacion se observa que puede emplearse una diversidad de configuraciones de rociador de oxidante para conseguir las ventajas descritas en la presente memoria descriptiva. Por ejemplo, el rociador de oxidante no debe tener necesariamente la configuracion de elemento anular octogonal ilustrada en las FIG. 12-13. Al contrario, es posible que el rociador de oxidante se forme en cualquier configuracion de conducto o conductos de flujo que empleen una pluralidad de aberturas separadas para evacuar la corriente de oxidante. El tamano, el numero y la direccion de evacuacion de las aberturas de oxidante en el conducto de flujo estan preferentemente dentro de los intervalos indicados anteriormente. Ademas, el rociador de oxidante esta configurado preferentemente para proporcionar la distribucion azimutal y radial de oxfgeno molecular descrita anteriormente.

Con independencia de la configuracion especffica del rociador de oxidante, se prefiere que el rociador de oxidante este configurado ffsicamente y funcione de manera que reduzca al mfnimo la cafda de presion asociada con la evacuacion de la corriente de oxidante fuera del o de los conductos de flujo, a traves de las aberturas de oxidante, y en la zona de reaccion. Dicha cafda de presion se calcula como la presion estatica promediada en el 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 el tiempo en la zona de reaccion en la elevacion donde la mitad de la corriente de oxidante se introduce por encima de esa posicion vertical y la mitad de la corriente de oxidante se introduce por debajo de esa posicion vertical. En una realizacion preferida de la presente invencion, la cafda de presion promediada en el tiempo asociada con la evacuacion de la corriente de oxidante desde el rociador de oxidante es menor que aproximadamente 0,3 megapascales (MPa), mas preferentemente menor que aproximadamente 0,2 MPa, mas preferentemente todavia menor que aproximadamente 0,1 MPa y con la maxima preferencia menor que 0,05 MPa. En las condiciones operativas preferidas del reactor de columna de burbujas descrito en la presente memoria descriptiva, la presion de la corriente de oxidante dentro del o de los conductos de flujo del rociador de oxidante esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,35 a aproximadamente 1 MPa, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,45 a aproximadamente 0,85 MPa y con la maxima preferencia en el intervalo de 0,5 a 0,7 MPa.

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Tal como se indica anteriormente con referencia a la configuracion del rociador de oxidante ilustrada en las FIG. 2-5, puede ser conveniente purgar de forma continua o periodica el rociador de oxidante con un lfquido (por ejemplo, acido acetico, agua y/o para-xileno) para prevenir que el rociador de oxidante se ensucie con solidos. Cuando se emplea dicha purga con lfquido, se prefiere hacer pasar una cantidad efectiva del lfquido (es decir, no solo la cantidad menor de gotas de lfquido que podrfa estar presente naturalmente en la corriente de oxidante) a traves del rociador de oxidante y de las aberturas de oxidante durante al menos un periodo de mas de un minuto al dfa. Cuando se evacua un lfquido de forma continua o periodica desde el rociador de oxidante, se prefiere que la relacion entre la velocidad de flujo de masa promediada en el tiempo del lfquido a traves del rociador de oxidante y la velocidad de flujo de masa 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 de 0,2:1 a 1:1.

En una realizacion de la presente invencion, una parte importante del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) puede introducirse en la zona de reaccion a traves del rociador de oxidante. En dicha configuracion, se prefiere que el compuesto oxidable y el oxfgeno molecular se evacuen desde el rociador de oxidante a traves de las mismas aberturas en el rociador de oxidante. Tal como se indica anteriormente, el compuesto oxidable es normalmente un lfquido a STP. Por tanto, en esta realizacion, puede evacuarse una corriente en dos fases desde el rociador de oxidante, donde la fase lfquida comprende el compuesto oxidable y la fase gaseosa comprende el oxfgeno molecular. Debe reconocerse, sin embargo, que al menos una parte del compuesto oxidable puede encontrarse en un estado gaseoso cuando se evacua desde el rociador de oxidante. En una realizacion, la fase lfquida evacuada desde el rociador de oxidante esta formada predominantemente por el compuesto oxidable. En otra realizacion, la fase lfquida evacuada desde el rociador de oxidante tiene sustancialmente la misma composicion que la corriente de alimentacion, descrita anteriormente. Cuando la fase lfquida evacuada desde el rociador de oxidante tiene sustancialmente la misma composicion que la corriente de alimentacion, dicha fase lfquida puede comprender un disolvente y/o un sistema de catalizador en las cantidades y las relaciones descritas anteriormente con referencia a la composicion de la corriente de alimentacion.

En una realizacion, se prefiere que al menos aproximadamente el 10% en peso de todo el compuesto oxidable introducido en la zona de reaccion sea introducido a traves del rociador de oxidante, mas preferentemente al menos aproximadamente el 40% en peso del compuesto oxidable sea introducido en la zona de reaccion a traves del rociador de oxidante y con la maxima preferencia al menos el 80% en peso del compuesto oxidable sea introducido en la zona de reaccion a traves del rociador de oxidante. Cuando parte o la totalidad del compuesto oxidable se introduce en la zona de reaccion a traves del rociador de oxidante, se prefiere que al menos aproximadamente el 10% en peso de todo el oxfgeno molecular introducido en la zona de reaccion sea introducido a traves del mismo rociador de oxidante, mas preferentemente al menos aproximadamente el 40% en peso del compuesto oxidable sea introducido en la zona de reaccion a traves del mismo rociador de oxidante y con la maxima preferencia al menos el 80% en peso del compuesto oxidable sea introducido en la zona de reaccion a traves del mismo rociador de oxidante. Cuando una parte importante del compuesto oxidable se introduce en la zona de reaccion a traves del rociador de oxidante, se prefiere que uno o mas dispositivos de deteccion de la temperatura (por ejemplo, termopares) esten dispuestos en el rociador de oxidante. Estos sensores de temperatura pueden emplearse para ayudar a asegurarse de que la temperatura en el rociador de oxidante no se hace peligrosamente elevada.

En referencia ahora a las FIG. 16-18, el reactor de columna de burbujas (20) se ilustra como poseedor de un recipiente de desaireacion interno (300) dispuesto en la parte inferior de la zona de reaccion (28) cerca de la salida de suspension (38). Se ha descubierto que durante la desaireacion del medio de reaccion (36) tienen lugar reacciones secundarias de formacion de impurezas a una tasa relativamente elevada. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, "desaireacion" denotara el desacoplamiento de una fase gaseosa del medio de reaccion multifase. Cuando el medio de reaccion (36) esta muy aireado (> 0,3 de retencion de gas), la formacion de impurezas es minima. Cuando el medio de reaccion (36) esta altamente no aireado (< 0,01 de retencion de gas), la formacion de impurezas tambien es minima. Sin embargo, cuando el medio de reaccion esta parcialmente aireado (0,01-0,3 de retencion de gas), se promueven reacciones secundarias no deseables y se genera un aumento de las impurezas. El recipiente de desaireacion (300) aborda este y otros problemas al reducir al mfnimo el volumen del medio de reaccion (36) en un estado parcialmente aireado, y al reducir al mfnimo el tiempo que se tarda en desairear el medio de reaccion (36). Se produce una suspension sustancialmente desaireada desde la parte inferior del recipiente de desaireacion (300) y sale del reactor (20) a traves de la salida de suspension (38). La suspension sustancialmente desaireada contiene preferentemente menos de aproximadamente el 5% en volumen de fase gaseosa, mas preferentemente menos de aproximadamente el 2% en volumen de fase gaseosa y con la maxima preferencia menos del 1% en volumen de fase gaseosa.

En la FIG. 16, el reactor de columna de burbujas (20) se ilustra como poseedor de un controlador de nivel (302) y una valvula de control de flujo (304). El controlador de nivel (302) y la valvula de control de flujo (304) cooperan para mantener el medio de reaccion (36) a una elevacion sustancialmente constante en la zona de reaccion (28). El controlador de nivel (302) puede accionarse para detectar (por ejemplo, por deteccion del nivel de presion diferencial o por deteccion del nivel nuclear) la elevacion de la superficie superior (44) del medio de reaccion (36) y generar una

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senal de control (306) que responde a la elevacion del medio de reaccion (36). La valvula de control de flujo (304) recibe la senal de control (306) y ajusta la velocidad de flujo de una suspension a traves de un conducto de salida de la suspension (308). Asf, la velocidad de flujo de la suspension que sale de la salida de suspension (38) puede variar entre una velocidad de flujo volumetrico de suspension maxima (Fmax) cuando la elevacion del medio de reaccion (36) es demasiado elevada y una velocidad de flujo volumetrico de suspension minima (Fmin) cuando la elevacion del medio de reaccion (36) es demasiado baja.

Con el fin de eliminar el producto de oxidacion en fase solida de la zona de reaccion (28), una parte debe pasar primero a traves del recipiente de desaireacion (300). El recipiente de desaireacion (300) proporciona un volumen interno de baja turbulencia que permite que la fase gaseosa del medio de reaccion (36) ascienda naturalmente de las fases liquida y solida del medio de reaccion (36) cuando los liquidos y los solidos fluyen hacia abajo hacia la salida de suspension (38). El ascenso de la fase gaseosa desde las fases liquida y solida esta provocado por fuerza ascensional natural de la fase gaseosa en las fases liquida y solida. Cuando se emplea el recipiente de desaireacion (300), la transicion del medio de reaccion (36) desde el medio en tres fases totalmente aireado a la suspension en dos fases totalmente desaireada es rapida y eficiente.

En referencia ahora a las FIG. 17 y 18, el recipiente de desaireacion (300) incluye una pared lateral generalmente recta (308) que define una zona de desaireacion (312) intermedia. Preferentemente, la pared lateral (308) se extiende hacia arriba en aproximadamente 30 grados desde la vertical, mas preferentemente en aproximadamente 10 grados desde la vertical. Con la maxima preferencia, la pared lateral (308) es sustancialmente vertical. La zona de desaireacion (312) esta separada de la zona de reaccion (28) y tiene una altura "h" y un diametro "d”. Un extremo superior (310) de la pared lateral (308) esta abierto de manera que recibe el medio de reaccion de la zona de reaccion (28) en el volumen interno (312). El extremo inferior de la pared lateral (308) esta acoplado de forma fluida a la salida de suspension (38) a traves de una seccion de transicion (314). En ciertos aspectos, por ejemplo cuando la abertura de salida de suspension (38) es grande o cuando el diametro "d" de la pared lateral (308) es pequeno, la seccion de transicion (314) puede eliminarse. Como tal vez se ilustra mejor en la FIG. 18, el recipiente de desaireacion (300) puede incluir tambien un rompedor de la corriente vorticial (316) dispuesto en la zona de desaireacion (312). El rompedor de la corriente vorticial (316) puede ser cualquier estructura accionable para inhibir la formacion de vortices cuando las fases solida y liquida fluyen hacia abajo en direccion a la salida de suspension (38).

Con el fin de permitir un desacoplamiento apropiado de la fase gaseosa desde las fases solida y liquida en el recipiente de desaireacion (300), la altura "h" y el area en seccion transversal horizontal de la zona de desaireacion interna (312) se seleccionan minuciosamente. La altura "h" y el area en seccion transversal horizontal de la zona de desaireacion interna (312) deben proporcionar suficiente distancia y tiempo de manera que aun cuando se retire la cantidad de suspension maxima (es decir, cuando se retire la suspension en Fmax), sustancialmente la totalidad del volumen de burbujas de gas puede ascender desde las fases solida y liquida antes de que las burbujas de gas lleguen a la salida inferior del recipiente de desaireacion (300). Asf, se prefiere que el area en seccion transversal de la zona de desaireacion (312) sea tal que la velocidad descendente maxima (Vdmax) de las fases liquida y solida a traves de la zona de desaireacion (312) sea sustancialmente menor que la velocidad de ascenso natural (Vu) de las burbujas de la fase gaseosa a traves de las fases liquida y solida. La velocidad descendente maxima (Vdmax) de las fases liquida y solida a traves de la zona de desaireacion (312) tiene lugar a la velocidad de flujo volumetrico de suspension maxima (Fmax), expuesta anteriormente. La velocidad de ascenso natural (Vu) de las burbujas de gas a traves de las fases liquida y solida varfa dependiendo del tamano de las burbujas; sin embargo, la velocidad de ascenso natural (Vu0,5) de las burbujas de gas de 0,5 centfmetros de diametro a traves de las fases liquida y solida puede usarse como valor de corte dado que sustancialmente la totalidad del volumen de las burbujas inicialmente en el medio de reaccion (36) sera superior a 0,5 centfmetros. Preferentemente, el area en seccion transversal de la zona de desaireacion (312) es tal que Vdmax es inferior a aproximadamente el 75% de Vu0,5, mas preferentemente Vdmax es inferior a aproximadamente el 40% de Vu0,5, con la maxima preferencia Vdmax es inferior al 20% de Vu0,5.

La velocidad descendente de las fases liquida y solida en la zona de desaireacion (312) del recipiente de desaireacion (300) se calcula como la velocidad de flujo volumetrica de la suspension desaireada a traves de la salida de suspension (38) dividida por el area en seccion transversal minima de la zona de desaireacion (312). La velocidad descendente de las fases liquida y solida en la zona de desaireacion (312) del recipiente de desaireacion (300) es preferentemente menor que aproximadamente 50 centfmetros por segundo, mas preferentemente menor que aproximadamente 30 centfmetros por segundo y con la maxima preferencia menor que 10 centfmetros por segundo.

A continuacion, se observa que aunque la pared lateral recta (308) del recipiente de desaireacion (300) se ilustra como poseedora de una configuracion cilfndrica, la pared lateral (308) podrfa comprender una pluralidad de paredes laterales que forman una diversidad de configuraciones (por ejemplo, triangulares, cuadradas u ovaladas), siempre que las paredes definan un volumen interno que tenga un volumen, una area en seccion transversal, una anchura "d" y una altura "h" apropiadas. En una realizacion preferida de la presente invencion, "d" esta en el intervalo de aproximadamente 0,2 a aproximadamente 2 metros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,3 a

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aproximadamente 1,5 metros y con la maxima preferencia en el intervalo de 0,4 a 1,2 metros. En una realizacion preferida de la presente invencion, "h" esta en el intervalo de aproximadamente 0,3 metros a aproximadamente 5 metros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 3 metros y con la maxima preferencia en el intervalo de 0,75 a 2 metros.

En una realizacion preferida, la pared lateral (308) es sustancialmente vertical de manera que el area en seccion transversal horizontal de la zona de desaireacion (312) es sustancialmente constante a lo largo de toda la altura "h" de la zona de desaireacion (312). Preferentemente, el area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de desaireacion (312) es inferior a aproximadamente el 25% del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de reaccion (28). Mas preferentemente, el area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de desaireacion (312) esta en el intervalo de aproximadamente el 0,1 a aproximadamente el 10% del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de reaccion (28). Con la maxima preferencia, el area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de desaireacion (312) esta en el intervalo del 0,25 al 4% del area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de reaccion (28). Preferentemente, el area en seccion transversal horizontal maxima de la zona de desaireacion (312) esta en el intervalo de aproximadamente 0,02 a aproximadamente 3 metros cuadrados, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,05 a aproximadamente 2 metros cuadrados y con la maxima preferencia en el intervalo de 0,1 a 1,2 metros cuadrados. El volumen de la zona de desaireacion (312) es preferentemente menor que aproximadamente el 5% del volumen total del medio de reaccion (36) o la zona de reaccion (28). Mas preferentemente, el volumen de la zona de desaireacion (312) esta en el intervalo de aproximadamente el 0,01 a aproximadamente el 2% del volumen total del medio de reaccion (36) o la zona de reaccion (28). Con la maxima preferencia, el volumen de la zona de desaireacion (312) esta en el intervalo del 0,05 a aproximadamente el 1% del volumen total del medio de reaccion (36) o la zona de reaccion (28). El volumen de la zona de desaireacion (312) es preferentemente menor que aproximadamente 2 metros cubicos, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,01 a aproximadamente 1 metros cubicos y con la maxima preferencia en el intervalo de 0,05 a 0,5 metros cubicos.

En referencia de nuevo a la FIG. 19, el reactor de columna de burbujas (20) se ilustra como poseedor de un recipiente de desaireacion externo (400). En esta configuracion, el medio de reaccion aireado (36) se retira de la zona de reaccion (28) a traves de una abertura elevada en el lado de la cubierta del recipiente (22). El medio aireado retirado es transportado al recipiente de desaireacion externo (400) a traves de un conducto de salida (402) para el desacoplamiento de la fase gaseosa desde las fases solida y lfquida. La fase gaseosa desacoplada sale del recipiente de desaireacion (400) a traves del conducto (404), mientras que la suspension sustancialmente desaireada sale del recipiente de desaireacion (400) a traves del conducto (406).

En la FIG. 19, el conducto de salida (402) se muestra como aproximadamente recto, horizontal y ortogonal con la cubierta del recipiente (22). Esta es tan solo una configuracion conveniente; y el conducto de salida (402) puede tener cualquier otra forma en cualquier aspecto, siempre que conecte de manera util el reactor de columna de burbujas (20) con el recipiente de desaireacion externo (400). En referencia de nuevo al conducto (404), es util que este conducto se conecte en o cerca del recipiente de desaireacion superior (400) con el fin de controlar las cuestiones de seguridad relativas al estancamiento de una bolsa de gas que contiene el compuesto oxidable y el oxidante. Ademas, los conductos (402) y (404) pueden comprender de forma util medios de aislamiento de flujo, tales como valvulas.

Cuando el medio de reaccion (36) se retira del reactor (20) a traves de una salida elevada, tal como se muestra en la FIG. 19, se prefiere que un reactor de columna de burbujas (20) este equipado con una salida inferior (408) cerca de la parte inferior (52) de la zona de reaccion (28). La salida inferior (408) y un conducto inferior (410), acoplado a la misma, pueden usarse para desinventariar (es decir, vaciar) el reactor (20) durante las paradas. Preferentemente, se proporciona una o mas salidas inferiores (408) en el tercio inferior de la altura del medio de reaccion (36), mas preferentemente en el cuarto inferior del medio de reaccion (36) y con la maxima preferencia en el punto mas bajo de la zona de reaccion (28).

Con el sistema de retirada de la suspension y desaireacion elevado mostrado en la FIG. 19, el conducto inferior (410) y la salida (408) no se usan para retirar la suspension de la zona de reaccion (28) durante la oxidacion. En la tecnica se sabe que los solidos tienden a sedimentarse por las fuerzas de la gravedad en las partes no aireadas y no agitadas por otros medios de la suspension, lo que incluye los conductos de flujo estancado. Ademas, los solidos sedimentados (por ejemplo, acido tereftalico) pueden tender a solidificarse en grandes aglomerados mediante la precipitacion continua y/o la reorganizacion cristalina. Asf, con el fin de evitar taponar el conducto de flujo inferior (410), puede usarse una fraccion de la suspension desaireada de la parte inferior del recipiente de desaireacion (400) para purgar de forma continua o intermitente el conducto inferior (410) durante el funcionamiento normal del reactor (20). Un medio preferido para proporcionar dicha purga de la suspension en el conducto (410) consiste en abrir periodicamente una valvula (412) en el conducto (410) y dejar que una fraccion de la suspension desaireada fluya a traves del conducto (410) y por la zona de reaccion (28) por medio de la abertura inferior (408). Aun cuando la valvula (412) este total o parcialmente abierta, solo una fraccion de la suspension desaireada circula a traves del conducto inferior (410) y retrocede a la zona de reaccion (28). La fraccion restante de la suspension desaireada no

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usada para purgar el conducto inferior (410) es conducida a traves del conducto (414) fuera del reactor (20) para su posterior procesamiento corriente abajo (por ejemplo, purificacion).

Durante el funcionamiento normal del reactor de columna de burbujas (20) en una duracion de tiempo sustancial (por ejemplo, > 100 horas), se prefiere que la cantidad de suspension desaireada usada para purgar el conducto inferior (410) sea de menos del 50% en peso de la suspension desaireada total producida de la parte inferior del recipiente de desaireacion (400), mas preferentemente menos del 20% en peso y con la maxima preferencia menos del 5% en peso. Ademas, se prefiere que durante una duracion de tiempo sustancial la velocidad de flujo de masa media de suspension desaireada usada para purgar el conducto inferior (410) sea inferior a aproximadamente 4 veces la velocidad de flujo de masa media del compuesto oxidable en la zona de reaccion (28), mas preferentemente menor que aproximadamente 2 veces la velocidad de flujo de masa media del compuesto oxidable en la zona de reaccion (28), mas preferentemente todavfa menor que la velocidad de flujo de masa media del compuesto oxidable en la zona de reaccion (28) y con la maxima preferencia menor que 0,5 veces la velocidad de flujo de masa media del compuesto oxidable en la zona de reaccion (28).

En referencia de nuevo a la FIG. 19, el recipiente de desaireacion (400) incluye una pared lateral sustancialmente recta y preferentemente cilfndrica (416) que define una zona de desaireacion (418). La zona de desaireacion (418) tiene un diametro "d" y una altura "h”. La altura "h" se mide como la distancia vertical entre el lugar donde el medio de reaccion aireado entra en el recipiente de desaireacion (400) y la parte inferior de la pared lateral (416). La altura "h", el diametro "d", el area y el volumen de la zona de desaireacion (418) son preferentemente sustancialmente los mismos que se han descrito anteriormente con referencia a la zona de desaireacion (312) del recipiente de desaireacion (300) ilustrado en las FIG. 16-18. Ademas, el recipiente de desaireacion (400) incluye una seccion superior (420) formada por la cual se extiende la pared lateral (416) por encima de la zona de desaireacion (418). La seccion superior (420) del recipiente de desaireacion (400) puede ser de cualquier altura, aunque preferentemente se extiende hacia arriba en o por encima del nivel del medio de reaccion (36) en la zona de reaccion (28). La seccion superior (420) asegura que la fase gaseosa tiene espacio para desacoplarse adecuadamente de las fases lfquida y solida antes de salir del recipiente de desaireacion (400) a traves del conducto (404). A continuacion se observa que aunque el conducto (404) se ilustra como retorno de la fase gaseosa desacoplada a la zona de desacoplamiento del reactor (20), el conducto (404) podrfa acoplarse alternativamente a la cubierta del recipiente (22) en cualquier elevacion por encima del conducto de salida (402). Opcionalmente, el conducto (404) podrfa acoplarse al conducto de salida de gas (40) de manera que la fase gaseosa desacoplada del recipiente de desaireacion (400) se combina con las corriente de vapor superior eliminada en conducto (40) y se envfa corriente abajo para su procesamiento posterior.

En referencia de nuevo a la FIG. 20, el reactor de columna de burbujas (20) se ilustra como poseedor de un recipiente de desaireacion interno-externo hfbrido (500). En esta configuracion, una parte del medio de reaccion (36) se retira de la zona de reaccion (28) a traves de una abertura elevada relativamente grande (502) en la pared lateral de la cubierta del recipiente (22). El medio de reaccion retirado (36) se transporta a continuacion a traves de un conducto en forma de codo (504) de diametro relativamente grande y entra en la parte superior del recipiente de desaireacion (500). En la FIG. 20, el conducto en forma de codo (504) se muestra como conectado ortogonalmente a la pared lateral de la cubierta del recipiente (22) y comprendiendo un giro suave a traves de un angulo de aproximadamente 90 grados. Se trata simplemente de una configuracion comoda; y el conducto en forma de codo (504) puede ser de otro modo en cualquier aspecto, siempre que conecte de forma util el reactor de columna de burbujas (20) con el recipiente de desaireacion externo (500), tal como se describe. Ademas, el conducto en forma de codo (504) puede comprender de forma util medios de aislamiento de flujo, tales como valvulas.

En el recipiente de desaireacion (500), la fase gaseosa se mueve hacia arriba, mientras que las fases solida y lfquida se mueven hacia abajo. La fase gaseosa en movimiento hacia arriba puede volver a entrar en el conducto en forma de codo (504) y despues escapar a traves de la abertura (502) de nuevo a en la zona de reaccion (28). Asf, en la abertura (502) puede producirse un flujo a contracorriente del medio de reaccion de entrada (36) y la salida de gas desacoplado. La suspension desaireada sale del recipiente de desaireacion (500) a traves del conducto (506). El recipiente de desaireacion (500) incluye una pared lateral sustancialmente recta y preferentemente cilfndrica (508) que define una zona de desaireacion (510). La zona de desaireacion (510) tiene una altura "h" y un diametro "d”. Se prefiere que la abertura elevada (502) y el conducto en forma de codo (504) tengan un diametro igual a, o mayor que, el diametro "d" de la zona de desaireacion (510). La altura "h", el diametro "d", el area y el volumen de la zona de desaireacion (510) son preferentemente sustancialmente el mismo tal como se describe anteriormente con referencia a la zona de desaireacion (312) del recipiente de desaireacion (300) ilustrado en las FIG. 16-18.

Las FIG. 19 y 20 ilustran una realizacion del reactor de columna de burbujas (20) donde el producto solido (por ejemplo, acido tereftalico en bruto) producido en la zona de reaccion (28) se retira de la zona de reaccion (28) a traves de una salida elevada. La retirada del medio de reaccion aireado (36) de un lugar elevado por encima de la parte inferior del reactor de columna de burbujas (20) puede ayudar a evitar la acumulacion y el estancamiento de un medio de reaccion aireado deficientemente (36) en la parte inferior (52) de la zona de reaccion (28). De acuerdo con otros aspectos de la presente invencion, las concentraciones de oxfgeno y el compuesto oxidable (por ejemplo, para-

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xileno) en el medio de reaccion (36) cerca de la parte superior del medio de reaccion (36) son preferentemente menores que cerca de la parte inferior. Asf, la retirada del medio de reaccion (36) en un lugar elevado puede aumentar el rendimiento al reducir la cantidad de reactivos sin reaccionar retirados del reactor (20). Ademas, la temperatura del medio de reaccion (36) vana significativamente en la direccion vertical cuando el reactor de columna de burbujas (20) se hace funcionar con la RET elevada y los gradientes de composicion qmmica que se divulgan en la presente memoria descriptiva. En estas condiciones, la temperatura del medio de reaccion (36) tendra normalmente mmimos locales cerca del extremo inferior y el extremo superior de la zona de reaccion (28). Cerca del extremo inferior, el mmimo se refiere a la evaporacion de disolvente cerca de donde se admite parte o la totalidad del oxidante. Cerca del extremo superior, el mmimo se debe de nuevo a la evaporacion de disolvente, aun cuando en este caso se deba al descenso de presion dentro del medio de reaccion. Ademas, pueden aparecer otros mmimos locales entre los extremos superior e inferior siempre que se admita alimentacion u oxidante adicional en el medio de reaccion. Asf, existe uno o mas maximos de temperatura, alimentados por el calor exotermico de las reacciones de oxidacion, entre el extremo inferior y el extremo superior de la zona de reaccion (28). La retirada del medio de reaccion (36) en un lugar elevado de mayor temperatura puede ser especialmente ventajosa cuando el procesamiento corriente abajo tiene lugar a temperaturas mas elevadas, debido a que se reducen los costes de energfa asociados con el calentamiento del medio retirado para el procesamiento corriente abajo.

Asf, en una realizacion preferida de la presente invencion y especialmente cuando el procesamiento corriente abajo tiene lugar a temperaturas mas elevadas, el medio de reaccion (36) se retira del reactor de columna de burbujas (20) a traves de una o varias salidas elevadas colocada sobre el lugar o los lugares donde al menos el 50% en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida y/o la corriente de oxidante en fase gaseosa entran en la zona de reaccion (28). Mas preferentemente, el medio de reaccion (36) se retira del reactor de columna de burbujas (20) a traves de una o varias salidas elevadas colocadas encima del lugar o los lugares donde sustancialmente la totalidad de la corriente de alimentacion en fase lfquida y/o la corriente de oxidante en fase gaseosa entran en la zona de reaccion (28). Preferentemente, al menos el 50% en peso de los componentes en fase solida y fase lfquida retirados del reactor de columna de burbujas (20) son retirados a traves de una o varias salidas elevadas. Mas preferentemente, sustancialmente la totalidad de los componentes en fase solida y fase lfquida retirados del reactor de columna de burbujas (20) son retirados a traves de una o varias salidas elevadas. Preferentemente, la salida o salidas elevadas estan situadas al menos aproximadamente 1 D por encima del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Mas preferentemente, la salida o salidas elevadas estan situadas al menos aproximadamente 2 D por encima del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Con la maxima preferencia, la salida o salidas elevadas estan situadas al menos 3 D por encima del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Dada una altura "H" del medio de reaccion (36), se prefiere que la salida o salidas elevadas este situada verticalmente entre aproximadamente 0,2 H y aproximadamente 0,8 H, mas preferentemente entre aproximadamente 0,3 H y aproximadamente 0,7 H y con la maxima preferencia entre 0,4 H y 0,6 H. Ademas, se prefiere que la temperatura del medio de reaccion (36) en una salida elevada de la zona de reaccion (28) sea al menos 1 °C mayor que la temperatura del medio de reaccion (36) en el extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Mas preferentemente, la temperatura del medio de reaccion (36) en la salida elevada de la zona de reaccion (28) esta en el intervalo de aproximadamente 1,5 a aproximadamente 16 °C mas caliente que la temperatura del medio de reaccion (36) en el extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Con la maxima preferencia, la temperatura del medio de reaccion (36) en la salida elevada de la zona de reaccion (28) esta en el intervalo de 2 a 12 °C mas caliente que la temperatura del medio de reaccion (36) en el extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28).

En referencia ahora a la FIG. 21, el reactor de columna de burbujas (20) se ilustra como poseedor de un recipiente de desaireacion tnbrido alternativo (600) colocado en la parte inferior del reactor (20). En esta configuracion, el medio de reaccion aireado (36) se retira de la zona de reaccion (28) a traves de una abertura relativamente grande (602) en el extremo inferior (52) de la cubierta del recipiente (22). La abertura (602) define el extremo superior abierto del recipiente de desaireacion (600). En el recipiente de desaireacion (600), la fase gaseosa se mueve hacia arriba, mientras que las fases solida y lfquida se mueven hacia abajo. La fase gaseosa en movimiento hacia arriba puede volver a entrar en la zona de reaccion (28) a traves de la abertura (602). Asf, en la abertura (602) puede producirse un flujo a contracorriente del medio de reaccion de entrada (36) y la salida de gas desacoplado. La suspension desaireada sale del recipiente de desaireacion (600) a traves del conducto (604). El recipiente de desaireacion (600) incluye una pared lateral sustancialmente recta y preferentemente cilmdrica (606) que define una zona de desaireacion (608). La zona de desaireacion (608) tiene una altura "h" y un diametro "d”. Se prefiere que la abertura (602) tenga un diametro igual, o mayor, que el diametro "d" de la zona de desaireacion (608). La altura "h", el diametro "d", el area y el volumen de la zona de desaireacion (608) son preferentemente sustancialmente iguales tal como se describe anteriormente con referencia a la zona de desaireacion (312) del recipiente de desaireacion (300) ilustrado en las FIG. 16-18.

En referencia ahora a la FIG. 22, el reactor de columna de burbujas (20) de la FIG. 21 se ilustra como poseedor de un rociador de oxidante alternativo (620). El rociador de oxidante (620) incluye un elemento anular (622) y un par de conductos de entrada (624,626). El elemento anular (622) tiene preferentemente sustancialmente la misma configuracion que el elemento anular (202), descrito anteriormente con referencia a las FIG. 12-15. Los conductos de entrada (624,626) se extienden hacia arriba a traves de las aberturas en el cabezal inferior (48) de la cubierta del

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recipiente (22) y proporcionan la corriente de oxidante al elemento anular (622).

En referencia ahora a la FIG. 23, el reactor de columna de burbujas (20) de la FIG. 21 se ilustra como poseedor de un medio sin rociador para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28). En la configuracion de la FIG. 23, la corriente de oxidante se proporciona al reactor (20) a traves de los conductos de oxidante (630,632). Los conductos de oxidante (630,632) estan acoplados a las aberturas de oxidante (634,636) respectivas en el cabezal inferior (48) de la cubierta del recipiente (22). La corriente de oxidante se introduce directamente en la zona de reaccion (28) a traves de las aberturas de oxidante (634,636). Pueden proporcionarse placas de impacto (638,640) opcionales para desviar el flujo de la corriente de oxidante una vez que ha entrado inicialmente en la zona de reaccion (28).

Tal como se menciona anteriormente, se prefiere que el reactor de oxidacion este configurado y operado de manera que evite zonas de alta concentracion de compuesto oxidable en el medio de reaccion dado que dichas zonas pueden conducir a la formacion de impurezas. Una forma de mejorar la dispersion inicial del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) en el medio de reaccion consiste en diluir el compuesto oxidable con un lfquido. El lfquido usado para diluir el compuesto oxidable puede originarse en una parte del medio de reaccion situada a una distancia sustancial del lugar o lugares donde se suministra el compuesto oxidable a la zona de reaccion. Este lfquido de una parte distante del medio de reaccion puede hacerse circular a un lugar proximo al lugar de entrada del compuesto oxidable a traves de un conducto de flujo que esta dispuesto interna y/o externamente al recipiente de reaccion principal.

Las FIG. 24 y 25 ilustran dos procedimientos preferidos de circulacion de lfquido desde una parte distante del medio de reaccion a un lugar cerca de la entrada del compuesto oxidable usando un conducto interno (FIG. 24) o externo (FIG. 25). Preferentemente, la longitud del conducto de flujo desde su entrada (es decir, la abertura o aberturas donde el lfquido entra en el conducto) a su salida (es decir, abertura o aberturas donde el lfquido es evacuado del conducto) es mayor que aproximadamente 1 metro, mas preferentemente mayor que aproximadamente 3 metros, mas preferentemente todavfa mayor que aproximadamente 6 metros y con la maxima preferencia mayor que 9 metros. Sin embargo, la longitud real del conducto se hace menos relevante si el lfquido se obtiene de un recipiente separado, tal vez situado inmediatamente por encima o al lado del recipiente en el que la alimentacion del compuesto oxidable se libera inicialmente. El lfquido de cualquier recipiente separado que contiene al menos parte del medio de reaccion es una fuente preferida de dilucion inicial del compuesto oxidable.

Se prefiere que el lfquido que circula a traves del conducto, con independencia de la fuente, tenga una concentracion estatica de compuesto oxidable inferior que el medio de reaccion inmediatamente adyacente a al menos una salida del conducto. Ademas, se prefiere que el lfquido que circula a traves del conducto tenga una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida por debajo de aproximadamente 100.000 ppmp, mas preferentemente por debajo de aproximadamente 10.000 ppmp, mas preferentemente todavfa por debajo de aproximadamente 1.000 ppmp y con la maxima preferencia por debajo de 100 ppmp, donde las concentraciones se miden antes de la adicion al conducto del incremento de alimentacion del compuesto oxidable y de cualquier alimentacion de disolvente separada opcional. Cuando se mide despues de anadir el incremento de la alimentacion del compuesto oxidable y la alimentacion de disolvente opcional, es preferible que la corriente de lfquido combinada que entra en el medio de reaccion tenga una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida por debajo de aproximadamente 300.000 ppmp, mas preferentemente por debajo de aproximadamente 50.000 ppmp y con la maxima preferencia por debajo de 10.000 ppmp.

Es deseable mantener el flujo a traves del conducto a una velocidad suficientemente baja para que el lfquido que circula suprima el gradiente global deseable de compuesto oxidable en el medio de reaccion. A este respecto, es preferible que la relacion entre la masa de la fase lfquida en la zona de reaccion a la que se libera inicialmente el incremento de compuesto oxidable y la velocidad de flujo de masa de lfquido que circula a traves del conducto sea mayor que aproximadamente 0,3 minutos, mas preferentemente mayor que aproximadamente 1 minuto, mas preferentemente todavfa entre aproximadamente 2 minutos y aproximadamente 120 minutos y con la maxima preferencia entre 3 minutos y 60 minutos.

Existen muchos medios para impulsar el lfquido para que circule flujo a traves del conducto. Los medios preferidos incluyen la gravedad, dispositivos de expulsion de todos los tipos que emplean gas o lfquido o el fluido motor y bombas mecanicas de cualquier tipo. Cuando se usa un dispositivo de expulsion, una realizacion de la invencion usa como fluido motor al menos un fluido seleccionado de entre el grupo que consiste en: alimentacion de compuesto oxidable (lfquido o gas), alimentacion de oxidante (gas), alimentacion de disolvente (lfquido) y una fuente bombeada del medio de reaccion (suspension). Otra realizacion usa como fluido motor al menos dos fluidos seleccionados de entre el grupo que consiste en: alimentacion de compuesto oxidable, alimentacion de oxidante y alimentacion de disolvente. Otra realizacion mas usa como fluido motor una combinacion de alimentacion de compuesto oxidable, alimentacion de oxidante y alimentacion de disolvente.

El diametro o diametros apropiados del conducto de circulacion pueden variar de acuerdo con la cantidad y las

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propiedades de material que se transporta, la energfa disponible para impulsar el movimiento de flujo y la consideracion de los costes de capital. Es preferible que el diametro mfnimo para dicho conducto sea mayor que aproximadamente 0,02 metros, mas preferentemente entre aproximadamente 0,06 metros y aproximadamente 2 metros y con la maxima preferencia entre 0,12 y 0,8 metros

Tal como se indica anteriormente, es deseable controlar el flujo a traves del conducto en ciertos intervalos preferidos. Existen muchos medios conocidos en la tecnica para influir en este control ajustando una geometrfa fija apropiada durante la construccion del conducto de flujo. Otra realizacion preferida consiste en usar geometrfas que son variables durante el funcionamiento, que incluyen especialmente valvulas de todas las clases y descripciones, que incluyen de funcionamiento manual y operacion electrica por cualquier medio, lo que incluye bucles de control de retroalimentacion desde un elemento detector o sin ellos. Otro medio preferido de control del flujo del lfquido de dilucion consiste en variar la entrada de energfa entre la entrada y la salida del conducto. Los medios preferidos incluyen el cambio de la velocidad de flujo de uno o mas motores de fluido a un dispositivo de expulsion, el cambio de la entrada de energfa para bombear un impulsor y el cambio de la diferencia de densidad o la diferencia de elevacion cuando se usa fuerza gravitatoria. Estos medios preferidos pueden usarse tambien en todas las combinaciones.

El conducto usado para la circulacion de lfquido desde el medio de reaccion puede ser de cualquier tipo conocido en la tecnica. Una realizacion emplea un conducto construido en parte o en su totalidad usando materiales de tuberfas convencionales. Otra realizacion emplea un conducto construido en parte o en su totalidad usando la pared del recipiente de reaccion como parte del conducto. Un conducto puede estar construido enteramente dentro de los lfmites del recipiente de reaccion (FIG. 24) o puede estar construido completamente fuera del recipiente de reaccion (FIG. 25) o puede comprender secciones con y sin el recipiente de reaccion.

Los autores de la invencion contemplan que, en especial en los reactores mas grandes, puede ser conveniente tener multiples conductos y de diversos disenos para el movimiento del lfquido a traves del conducto. Ademas, puede ser conveniente proporcionar multiples salidas en multiples posiciones en uno o en la totalidad de los conductos. Las particularidades del diseno equilibraran el gradiente global deseable en las concentraciones en equilibrio de compuesto oxidable con la dilucion inicial deseable de la alimentacion del compuesto oxidable, de acuerdo con otros aspectos de la invencion actual.

Las FIG. 24 y 25 ilustran disenos que emplean un recipiente de desaireacion acoplado al conducto. Este recipiente de desaireacion asegura que la parte del medio de reaccion usada para diluir el compuesto oxidable de entrada es sustancialmente suspension desaireada. Debe observarse ahora, sin embargo, que el lfquido o suspension usados para diluir el compuesto oxidable de entrada puede estar en forma aireada asf como en forma desaireada.

El uso de un lfquido que circula a traves de un conducto para proporcionar una dilucion de la alimentacion del compuesto oxidable es especialmente util en reactores de columna de burbujas. Ademas, en reactores de columna de burbujas, puede conseguirse un beneficio adecuado para la dilucion inicial de la alimentacion del compuesto oxidable incluso sin anadir la alimentacion del compuesto oxidable directamente en el conducto, siempre que la salida del conducto este situada suficientemente cerca de la posicion de adicion del compuesto oxidable. En dicha realizacion, es preferible que la salida del conducto este situada en aproximadamente 27 diametros del conducto de salida de la posicion de adicion mas cercana para el compuesto oxidable, mas preferentemente en aproximadamente 9 diametros del conducto de salida, mas preferentemente todavfa en aproximadamente 3 diametros del conducto de salida y con la maxima preferencia dentro de un 1 diametro del conducto de salida.

Se ha descubierto tambien que los dispositivos de expulsion de flujo pueden ser utiles para la dilucion inicial de la alimentacion del compuesto oxidable en columnas de burbujas de oxidacion de acuerdo con una realizacion de la presente invencion, incluso sin el uso de conductos para obtener el lfquido de dilucion desde una parte distante del medio de reaccion. En dichos casos, el dispositivo de expulsion esta situado en el medio de reaccion y tiene una via abierta desde el medio de reaccion en la garganta del dispositivo de expulsion, donde se extrae baja presion en el medio de reaccion adyacente. En las FIG. 26 y 27 se ilustran ejemplos de dos posibles configuraciones de dispositivos de expulsion. En una realizacion preferida de estos dispositivos de expulsion, la posicion mas proxima de alimentacion de compuesto oxidable esta en aproximadamente 4 metros, mas preferentemente en aproximadamente 1 metro y con la maxima preferencia 0,3 metros de la garganta del dispositivo de expulsion. En otra realizacion, el compuesto oxidable se suministra bajo presion como fluido motor. En otra realizacion mas, el disolvente o el oxidante se suministran bajo presion como fluido motor adicional junto con el compuesto oxidable. En otra realizacion mas, el disolvente y un oxidante se suministran bajo presion como fluido motor adicional junto con el compuesto oxidable.

Los autores de la invencion contemplan que, en especial en reactores grandes, puede ser conveniente tener multiples dispositivos de expulsion y diversos disenos situados en distintas posiciones en el medio de reaccion. Las particularidades del diseno equilibraran el gradiente global deseable en concentraciones en equilibrio del compuesto oxidable con la dilucion inicial conveniente de la alimentacion del compuesto oxidable, de acuerdo con otros

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aspectos de la presente invencion. Ademas, los autores de la invencion contemplan que las trayectorias del flujo de salida desde un dispositivo de expulsion pueden estar orientadas en cualquier direccion. Cuando se usan multiples dispositivos de expulsion, cada dispositivo de expulsion puede estar orientado por separado, de nuevo en cualquier direccion.

Tal como se menciona anteriormente, ciertas caracterfsticas ffsicas y operativas del reactor de columna de burbujas (20), descrito anteriormente con referencia a las FIG. 1-27, proporcionan gradientes verticales en las concentraciones de presion, temperatura y reactivo (es decir, oxfgeno y compuesto oxidable) del medio de reaccion (36). Tal como se expone anteriormente, estos gradientes verticales pueden proporcionar un proceso de oxidacion mas efectivo y economico que los procesos de oxidacion convencionales, lo que favorece un medio de reaccion bien mezclado de presion, temperatura y concentracion de reactivo relativamente uniforme en el mismo. A continuacion se abordaran en mayor detalle los gradientes verticales de oxfgeno, compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) y temperatura hechos posibles empleando un sistema de oxidacion de acuerdo con una realizacion de la presente invencion.

En referencia ahora a la FIG. 28, con el fin de cuantificar los gradientes de concentracion de reactivos que existen en el medio de reaccion (36) durante la oxidacion en el reactor de columna de burbujas (20), el volumen completo del medio de reaccion (36) puede dividirse teoricamente en 30 cortes discretos horizontales de igual volumen. La FIG. 28 ilustra el concepto de division del medio de reaccion (36) en 30 cortes discretos horizontales de igual volumen. Con la excepcion de los cortes horizontales mas alto y mas bajo, cada corte horizontal es un volumen discreto delimitado en su parte superior e inferior por planos horizontales imaginarios y delimitado en sus laterales por la pared del reactor (20). El corte horizontal mas elevado esta unido en su parte inferior por un plano horizontal imaginario y en su parte superior por la superficie superior del medio de reaccion (36). El corte horizontal mas bajo esta unido en su parte superior por un plano horizontal imaginario y en su parte inferior por la parte inferior de la cubierta del recipiente. Una vez que el medio de reaccion (36) ha sido dividido teoricamente en 30 cortes discretos horizontales de igual volumen, puede determinarse la concentracion promediada en el tiempo y promediada en volumen de cada corte horizontal. El corte horizontal individual que tiene la concentracion maxima de los 30 cortes horizontales puede identificarse como "corte horizontal C-max”. El corte horizontal individual situado por encima del corte horizontal C-max y que tiene la concentracion minima de todos los cortes horizontales situados por encima del corte horizontal C-max puede identificarse como "corte horizontal C-min”. Entonces puede calcularse el gradiente de concentracion vertical como la relacion entre la concentracion en el corte horizontal C-max y la concentracion en el corte horizontal C-min.

Con respecto a la cuantificacion del gradiente de concentracion de oxfgeno, cuando el medio de reaccion (36) se divide teoricamente en 30 cortes discretos horizontales de igual volumen, se identifica un corte horizontal O2-max como el que tiene la maxima concentracion de oxfgeno de los 30 cortes horizontales y se identifica un corte horizontal O2-mfn como el que tiene la minima concentracion de oxfgeno de los cortes horizontales situados por encima del corte horizontal O2-max. Las concentraciones de oxfgeno de los cortes horizontales se miden en la fase gaseosa del medio de reaccion (36) en una base humeda promediada en el tiempo y promediada en volumen molar. Se prefiere que la relacion entre la concentracion de oxfgeno del corte horizontal O2-max y la concentracion de oxfgeno del corte horizontal O2-mfn este en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 25:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 15:1 y con la maxima preferencia en el intervalo de 4:1 a 10:1.

Normalmente, el corte horizontal O2-max estara situado cerca de la parte inferior del medio de reaccion (36), mientras que el corte horizontal O2-mfn estara situado cerca de la parte superior del medio de reaccion (36). Preferentemente, el corte horizontal O2-mfn es uno de los 5 cortes horizontales mas superiores de los 30 cortes discretos horizontales. Con la maxima preferencia, el corte horizontal O2-mfn es el mas superior de los 30 cortes discretos horizontales, tal como se ilustra en la FIG. 28. Preferentemente, el corte horizontal O2-max es uno de los 10 cortes horizontales mas inferiores de los 30 cortes discretos horizontales. Con la maxima preferencia, el corte horizontal O2-max es uno de los 5 cortes horizontales mas inferiores de los 30 cortes discretos horizontales. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal O2-max como el tercer corte horizontal de la parte inferior del reactor (20). Se prefiere que la separacion vertical entre los cortes horizontales O2-mfn y O2-max sea de al menos aproximadamente 2 W, mas preferentemente al menos aproximadamente 4 W y con la maxima preferencia al menos 6 W. Se prefiere que la separacion vertical entre los cortes horizontales O2-mfn y O2-max sea al menos aproximadamente 0,2 H, mas preferentemente al menos aproximadamente 0,4 H y con la maxima preferencia al menos 0,6 H

La concentracion de oxfgeno promediada en el tiempo y promediada en volumen, sobre una base humeda, del corte horizontal O2-mfn esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 0,1 a aproximadamente el 3% en moles, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 0,3 a aproximadamente el 2% en moles y con la maxima preferencia en el intervalo del 0,5 al 1,5% en moles. La concentracion de oxfgeno promediada en el tiempo y promediada en volumen del corte horizontal O2-max esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 4 a aproximadamente el 20% en moles, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 5 a

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aproximadamente el 15% en moles y con la maxima preferencia en el intervalo del 6 al 12% en moles. La concentracion de oxfgeno promediada en el tiempo, sobre una base seca, en el efluente gaseoso evacuado del reactor (20) a traves de la salida de gas (40) esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 0,5 a aproximadamente el 9% en moles, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 1 a aproximadamente el 7% en moles y con la maxima preferencia en el intervalo del 1,5 al 5% en moles.

Dado que la concentracion de oxfgeno disminuye de forma tan acusada hacia la parte superior del medio de reaccion (36), es deseable que la demanda de oxfgeno se reduzca en la parte superior del medio de reaccion (36). Esta demanda reducida de oxfgeno cerca de la parte superior del medio de reaccion (36) puede conseguirse creando un gradiente vertical en la concentracion del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno), donde la concentracion minima de compuesto oxidable esta situada cerca de la parte superior del medio de reaccion (36).

Con respecto a la cuantificacion del gradiente de concentracion del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno), cuando el medio de reaccion (36) se divide teoricamente en 30 cortes discretos horizontales de igual volumen, se identifica un corte horizontal OC-max como el que tiene la maxima concentracion de compuesto oxidable de los 30 cortes horizontales y se identifica un corte horizontal OC-mm como el que tiene la minima concentracion de compuesto oxidable de los cortes horizontales situados por encima del corte horizontal OC-max. Las concentraciones del compuesto oxidable de los cortes horizontales se miden en la fase lfquida sobre una base de fraccion de masas promediada en el tiempo y promediada en volumen. Se prefiere que la relacion entre la concentracion de compuesto oxidable del corte horizontal OC-max y la concentracion de compuesto oxidable del corte horizontal OC-mm sea mayor que aproximadamente 5:1, mas preferentemente mayor que aproximadamente 10:1, mas preferentemente todavfa mayor que aproximadamente 20:1 y con la maxima preferencia en el intervalo de 40:1 a 1.000:1.

Normalmente, el corte horizontal OC-max estara situado cerca de la parte inferior del medio de reaccion (36), mientras que el corte horizontal OC-mm estara situado cerca de la parte superior del medio de reaccion (36). Preferentemente, el corte horizontal OC-mm es uno de los 5 cortes horizontales mas superiores de los 30 cortes discretos horizontales. Con la maxima preferencia, el corte horizontal OC-mm es el mas superior de los 30 cortes discretos horizontales, tal como se ilustra en la FIG. 28. Preferentemente, el corte horizontal OC-max es uno de los 10 cortes horizontales mas inferiores de los 30 cortes discretos horizontales. Con la maxima preferencia, el corte horizontal OC-max es uno de los 5 cortes horizontales mas inferiores de los 30 cortes discretos horizontales. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal OC-max como el quinto corte horizontal de la parte inferior del reactor (20). Se prefiere que la separacion vertical entre los cortes horizontales OC-mm y OC-max sean de al menos aproximadamente 2 W, donde "W" es la anchura maxima del medio de reaccion (36). Mas preferentemente, la separacion vertical entre los cortes horizontales OC-mm y OC-max es de al menos aproximadamente 4 W y con la maxima preferencia al menos 6 W. Dada una altura "H" del medio de reaccion (36), se prefiere que la separacion vertical entre los cortes horizontales OC-mm y OC-max sean de al menos aproximadamente 0,2 H, mas preferentemente al menos aproximadamente 0,4 H y con la maxima preferencia al menos 0,6 H.

La concentracion de compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) promediada en el tiempo y promediada en volumen en la fase lfquida del corte horizontal OC-mm es preferentemente menor que aproximadamente 5.000 ppmp, mas preferentemente menor que aproximadamente 2.000 ppmp, mas preferentemente todavfa menor que aproximadamente 400 ppmp y con la maxima preferencia en el intervalo de 1 ppmp a 100 ppmp. La concentracion de compuesto oxidable promediada en el tiempo y promediada en volumen en la fase lfquida del corte horizontal OC-max esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 100 ppmp a aproximadamente 10.000 ppmp, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 200 ppmp a aproximadamente 5.000 ppmp y con la maxima preferencia en el intervalo de 500 ppmp a 3.000 ppmp.

Aunque se prefiere que un reactor de columna de burbujas (20) proporcione gradientes verticales en la concentracion del compuesto oxidable, se prefiere tambien que el porcentaje en volumen del medio de reaccion (36) que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida por encima de 1.000 ppmp se reduzca al mmimo. Preferentemente, el porcentaje en volumen promediado en el tiempo del medio de reaccion (36) que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida por encima de 1.000 ppmp es inferior a aproximadamente el 9%, mas preferentemente menor que aproximadamente el 6% y con la maxima preferencia inferior al 3%. Preferentemente, el porcentaje en volumen promediado en el tiempo del medio de reaccion (36) que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida por encima de 2.500 ppmp es inferior a aproximadamente el 1,5%, mas preferentemente menor que aproximadamente el 1% y con la maxima preferencia inferior al 0,5%. Preferentemente, el porcentaje en volumen promediado en el tiempo del medio de reaccion (36) que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida por encima de 10.000 ppmp es inferior a aproximadamente el 0,3%, mas preferentemente menor que aproximadamente el 0,1% y con la maxima preferencia inferior al 0,03%. Preferentemente, el porcentaje en volumen promediado en el tiempo del medio de reaccion (36) que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida por encima de 25.000 ppmp es inferior a aproximadamente el 0,03%, mas preferentemente menor que aproximadamente el 0,015% y con la maxima preferencia menor que el 0,007%. Los autores de la invencion observan que no es necesario que el volumen del

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medio de reaccion (36) que tiene los niveles elevados de compuesto oxidable este situado en un unico volumen contiguo. En muchas ocasiones, los patrones de flujo caoticos en un recipiente de reaccion de columna de burbujas producen simultaneamente dos o mas partes continuas aunque segregadas del medio de reaccion (36) que tiene los niveles elevados de compuesto oxidable. Cada vez que se usan en el promediado temporal, todos aquellos volumenes continuos pero segregados mayores que el 0.0001% en volumen del medio de reaccion total se anaden conjuntamente para determinar el volumen total que tiene los niveles elevados de concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida.

Ademas de los gradientes de concentracion de oxfgeno y compuesto oxidable, expuestos anteriormente, se prefiere que exista un gradiente de temperatura en el medio de reaccion (36). En referencia de nuevo a la FIG. 28, este gradiente de temperatura puede cuantificarse de una forma similar a los gradientes de concentracion dividiendo teoricamente el medio de reaccion (36) en 30 cortes discretos horizontales de igual volumen y midiendo la temperatura promediada en el tiempo y promediada en volumen de cada corte. El corte horizontal con la menor temperatura de los 15 cortes horizontales mas bajos puede identificarse entonces como el corte horizontal T-mfn, y el corte horizontal situado por encima del corte horizontal T-mfn y que tiene la temperatura maxima de todos los cortes por encima corte horizontal T-mfn puede identificarse entonces como el "corte horizontal T-max”. Se prefiere que la temperatura del corte horizontal T-max sea al menos aproximadamente 1 °C superior que la temperatura del corte horizontal T-mfn. Mas preferentemente la temperatura del corte horizontal T-max esta en el intervalo de aproximadamente 1,25 a aproximadamente 12 °C mayor que la temperatura del corte horizontal T-mfn. Con la maxima preferencia la temperatura del corte horizontal T-max esta en el intervalo de 2 a 8 °C mayor que la temperatura del corte horizontal T-mfn. La temperatura del corte horizontal T-max esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200 °C, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180 °C y con la maxima preferencia en el intervalo de 150 a 170 °C.

Normalmente, el corte horizontal T-max estara situado cerca del centro del medio de reaccion (36), mientras que el corte horizontal T-mfn estara situado cerca de la parte inferior del medio de reaccion (36). Preferentemente, el corte horizontal T-mfn es uno de los 10 cortes horizontales mas inferiores de los 15 cortes horizontales mas inferiores. Con la maxima preferencia, el corte horizontal T-mfn es uno de los 5 cortes horizontales mas inferiores de los 15 cortes horizontales mas inferiores. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal T-mfn como el segundo corte horizontal de la parte inferior del reactor (20). Preferentemente, el corte horizontal T-max es uno de los 20 cortes horizontales medios de los 30 cortes discretos horizontales. Con la maxima preferencia, el corte horizontal T-mfn es uno de los 14 cortes horizontales medios de los 30 cortes discretos horizontales. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal T-max como el vigesimo corte horizontal de la parte inferior del reactor (20) (es decir, uno de los 10 cortes horizontales medios). Se prefiere que la separacion vertical entre los cortes horizontales T-mfn y T-max sea al menos aproximadamente 2 W, mas preferentemente al menos aproximadamente 4 W y con la maxima preferencia al menos 6 W. Se prefiere que la separacion vertical entre los cortes horizontales T-mfn y T-max sea al menos aproximadamente 0,2 H, mas preferentemente al menos aproximadamente 0,4 H y con la maxima preferencia al menos 0,6 H.

Tal como se expone anteriormente, cuando existe un gradiente de temperatura vertical en el medio de reaccion (36), puede ser ventajoso retirar el medio de reaccion (36) en un lugar elevado donde la temperatura del medio de reaccion es maxima, especialmente cuando el producto retirado se somete a un procesamiento adicional corriente abajo a temperaturas mas elevadas. Asf, cuando el medio de reaccion (36) se retira de la zona de reaccion (28) a traves de una o mas salidas elevadas, tal como se ilustra en las FIG. 19 y 20, se prefiere que la(s) salida(s) elevada(s) este(n) situada(s) cerca del corte horizontal T-max. Preferentemente, la salida elevada esta situada en 10 cortes horizontales del corte horizontal T-max, mas preferentemente en 5 cortes horizontales del corte horizontal T- max y con la maxima preferencia en 2 cortes horizontales del corte horizontal T-max.

A continuacion se observa que muchas de las caracterfsticas de la invencion descritas en la presente memoria descriptiva pueden emplearse en multiples sistemas de reactores de oxidacion, no solo en sistemas que emplean un unico reactor de oxidacion. Por ejemplo, los autores de la invencion han descubierto algunas ventajas asociadas con la graduacion/variacion de la concentracion de oxfgeno y/o la tasa de consumo de oxfgeno en el medio de reaccion. Las ventajas obtenidas por la graduacion de la concentracion/consumo de oxfgeno en el medio de reaccion pueden obtenerse si el volumen total del medio de reaccion esta contenido en un unico recipiente o en multiples recipientes.

Una forma de cuantificar el grado de graduacion de la concentracion de oxfgeno y/o la tasa de consumo en un medio de reaccion consiste en comparar dos o mas volumenes continuos distintos al 20% del medio de reaccion. No es necesario definir estos volumenes continuos al 20% de ninguna forma en particular. Sin embargo, cada volumen continuo al 20% debe estar formado por un volumen contiguo del medio de reaccion (es decir, cada volumen es "continuo"), y los volumenes continuos al 20% no deben superponerse entre sf (es decir, los volumenes son "distintos"). Las FIG. 29-31 ilustran que estos volumenes continuos al 20% distintos pueden estar situados en el mismo reactor (FIG. 29) o en multiples reactores (FIG. 30 y 31). Debe observarse que los reactores ilustrado en las FIG. 29-31 pueden ser reactores agitados mecanicamente, agitados por flujo y/o agitados por burbujas. En una realizacion, se prefiere que los reactores ilustrados en las FIG. 29-31 sean reactores agitados por burbujas (es decir,

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los reactores de columna de burbujas).

En referenda ahora a la FIG. 29, el reactor (20) se ilustra como poseedor de un medio de reaccion (36). El medio de reaccion (36) incluye un primer volumen continuo al 20% distinto (37) y un segundo volumen continuo al 20% distinto (39).

En referencia ahora a la FIG. 30, un sistema de reactores multiples se ilustra como poseedor de un primer reactor (720a) y un segundo reactor (720b). Los reactores (720a,b) contienen cooperativamente un volumen total de un medio de reaccion (736). El primer reactor (720a) contiene una primera parte del medio de reaccion (736a), mientras que el segundo reactor (720b) contiene una segunda parte del medio de reaccion (736b). Un primer volumen continuo al 20% distinto (737) del medio de reaccion (736) se muestra como definido en el primer reactor (720a), mientras que un segundo volumen continuo al 20% distinto (739) del medio de reaccion (736) se muestra como definido en el segundo reactor (720b).

En referencia ahora a la FIG. 31, un sistema de reactores multiples se ilustra como poseedor de un primer reactor (820a), un segundo reactor (820b) y un tercer reactor (820c). Los reactores (820a,b,c) contienen cooperativamente un volumen total de un medio de reaccion (836). El primer reactor (820a) contiene una primera parte del medio de reaccion (836a); el segundo reactor (820b) contiene una segunda parte del medio de reaccion (836b); y el tercer reactor (820c) contiene una tercera parte del medio de reaccion (836c). Un primer volumen continuo al 20% distinto (837) del medio de reaccion (836) se muestra como definido en el primer reactor (820a); un segundo volumen continuo al 20% distinto (839) del medio de reaccion (836) se muestra como definido en el segundo reactor (820b); y un tercer volumen continuo al 20% distinto (841) del medio de reaccion (836) es muestran como definido en el tercer reactor (820c).

La graduacion de la disponibilidad de oxfgeno en el medio de reaccion puede cuantificarse en referencia al volumen continuo al 20% del medio de reaccion que tiene la fraccion molar mas abundante de oxfgeno en la fase gaseosa y en referencia al volumen continuo al 20% del medio de reaccion que tiene la fraccion molar de oxfgeno mas agotada en la fase gaseosa. En la fase gaseosa del volumen continuo al 20% distinto del medio de reaccion que contiene la mayor concentracion de oxfgeno en la fase gaseosa, la concentracion de oxfgeno promediada en el tiempo y promediada en volumen, sobre una base humeda, esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 3 a aproximadamente el 18% en moles, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 3,5 a aproximadamente el 14% en moles y con la maxima preferencia en el intervalo del 4 al 10% en moles. En la fase gaseosa del volumen continuo al 20% distinto del medio de reaccion que contiene la menor concentracion de oxfgeno en la fase gaseosa, la concentracion de oxfgeno promediada en el tiempo y promediada en volumen, sobre una base humeda, esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 0,3 a aproximadamente el 5% en moles, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente el 0,6 a aproximadamente el 4% en moles y con la maxima preferencia en el intervalo del 0,9 al 3% en moles. Ademas, la relacion entre la concentracion de oxfgeno promediada en el tiempo y promediada en volumen, sobre una base humeda, en el volumen continuo al 20% mas abundante del medio de reaccion comparado con el volumen continuo al 20% mas agotado del medio de reaccion esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 1,5:1 a aproximadamente 20:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1 y con la maxima preferencia en el intervalo de 3:1 a 9:1.

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

Los autores de la invencion han descubierto que es muy util hacer que la RET de oxfgeno varfe en todo el medio de reaccion en armonfa general con los gradientes deseables divulgados en la presente memoria descriptiva en relacion con la presion en el medio de reaccion y con la fraccion molar de oxfgeno molecular en la fase gaseosa del medio de reaccion. Asf, es preferible que la relacion entre la RET de oxfgeno, de un primer volumen continuo al 20% distinto del medio de reaccion comparada con la RET de oxfgeno de un segundo volumen continuo al 20% distinto del medio de reaccion este en el intervalo de aproximadamente 1,5:1 a aproximadamente 20:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1 y con la maxima preferencia en el intervalo de 3:1 a 9:1. En una realizacion el "primer volumen continuo al 20% distinto" esta situado mas cerca que el "segundo volumen continuo al 20% distinto" del lugar donde inicialmente se introduce el oxfgeno molecular en el medio de reaccion. Estos grandes gradientes en la RET de oxfgeno son adecuados. Es decir, cuando existe un gradiente en la presion y/o la fraccion molar de oxfgeno molecular en la fase gaseosa del medio de reaccion, los autores de la invencion han descubierto que es deseable crear un gradiente similar en la demanda qufmica para el oxfgeno disuelto por los medios divulgados en la presente memoria descriptiva.

Un medio preferido para hacer que la RET de oxfgeno local varfe es mediante el control de los lugares de

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alimentacion del compuesto oxidable y mediante el control de la mezcla de la fase liquida del medio de reaccion para gradientes de control en una concentracion de compuesto oxidable de acuerdo con otras descripciones de la presente invencion. Otro medio util para hacer que la RET de oxfgeno local varfe incluye provocar la variacion en la actividad de reaccion causando la variacion de temperatura local y cambiando la mezcla de los componentes de catalizador local y de disolvente (por ejemplo, introduciendo un gas adicional para provocar el enfriamiento por evaporacion en una parte determinada del medio de reaccion y anadiendo una corriente de disolvente que contiene una mayor cantidad de agua para reducir la actividad en una parte determinada del medio de reaccion).

Tal como se expone anteriormente con referencia a las FIG. 30 y 31, la reaccion parcial de oxidacion puede realizarse de forma util en multiples recipientes de reaccion donde al menos una parte, preferentemente al menos el 25%, mas preferentemente al menos el 50% y con la maxima preferencia al menos el 75%, del oxfgeno molecular que sale de un primer recipiente de reaccion es dirigida a uno o mas recipientes de reaccion posteriores para el consumo de un incremento adicional, preferentemente mas del 10%, mas preferentemente mas del 20% y con la maxima preferencia mas del 40%, del oxfgeno molecular que sale del recipiente de reaccion primero/corriente arriba. Cuando se usa dicho flujo en serie de oxfgeno molecular desde un reactor a los demas, es deseable que el primer recipiente de reaccion se maneje con una intensidad de reaccion superior a la de al menos uno de los recipientes de reaccion posteriores, preferentemente donde la relacion entre la rEt de oxfgeno media del recipiente en el primer recipiente de reaccion y la RET de oxfgeno media del recipiente en el recipiente de reaccion posterior este en el intervalo de aproximadamente 1,5:1 a aproximadamente 20:1, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1 y con la maxima preferencia en el intervalo de 3:1 a 9:1.

Tal como se expone anteriormente, todos los tipos de primer recipiente de reaccion (por ejemplo; columna de burbujas, agitacion mecanica, mezcla inversa, graduacion interna, flujo de piston y asf sucesivamente) y todos los tipos de recipientes de reaccion posteriores, que pueden ser o no de un tipo diferente al primer recipiente de reaccion, son utiles para el flujo en serie de oxfgeno molecular en recipientes de reaccion posteriores de acuerdo con la presente invencion. Los medios para provocar una disminucion de la RET de oxfgeno media del recipiente en los recipientes de reaccion posteriores incluyen de forma util reduccion de la temperatura, reduccion de las concentraciones de compuesto oxidable y reduccion de la actividad de reaccion de la mezcla determinada de componentes catalfticos y disolvente (por ejemplo, reduccion de la concentracion de cobalto, aumento de la concentracion de agua y adicion de un retardante catalftico tal como pequenas cantidades de cobre ionico).

En el flujo desde el primer recipiente de reaccion a un recipiente de reaccion posterior, la corriente de oxidante puede ser tratada por cualquier medio conocido en la tecnica tal como compresion o reduccion de la presion, enfriamiento o calentamiento y eliminacion de masa o adicion de masa en cualquier tipo o cantidad. Sin embargo, el uso de una disminucion en la RET de oxfgeno media del recipiente en los recipientes de reaccion posteriores es especialmente util cuando la presion absoluta en la parte superior del primer recipiente de reaccion es inferior a aproximadamente 2,0 megapascales, mas preferentemente menor que aproximadamente 1,6 megapascales y con la maxima preferencia menor que 1,2 megapascales. Ademas, el uso de una disminucion de la RET de oxfgeno media del recipiente en los recipientes de reaccion posteriores es especialmente util cuando la relacion entre la presion absoluta en la parte superior del primer recipiente de reaccion comparada y la presion absoluta en la parte superior de al menos un recipiente de reaccion posterior esta en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a 6:1, mas preferentemente en un intervalo desde aproximadamente 0,6:1 a aproximadamente 4:1 y con la maxima preferencia en un intervalo desde 0,7:1 a 2:1. Las reducciones de presion en los recipientes posteriores por debajo de estos lfmites inferiores reducen en exceso la disponibilidad de oxfgeno molecular, y los aumentos de presion por encima de estos lfmites superiores son cada vez mas costosos en comparacion con el uso de un suministro nuevo de oxidante.

Cuando se usa flujo en serie de oxfgeno molecular en recipientes de reaccion posteriores que tienen una RET de oxfgeno media del recipiente en disminucion, las nuevas corrientes de alimentacion de compuesto oxidable, disolvente y oxidante pueden circular a recipientes de reaccion posteriores y/o al primer recipiente de reaccion. Los flujos de la fase liquida y la fase solida, si estan presentes, del medio de reaccion pueden circular en cualquier direccion entre los recipientes de reaccion. Parte o la totalidad de la fase gaseosa que sale del primer recipiente de reaccion y entra en un recipiente de reaccion posterior puede circular de forma separada o combinada con las partes de la fase liquida o la fase solida, si estan presentes, del medio de reaccion desde el primer recipiente de reaccion. Un flujo de corriente del producto que comprende fase liquida y fase solida, si esta presente, puede retirarse del medio de reaccion en cualquier recipiente de reaccion en el sistema.

En referencia de nuevo a las FIG. 1-29, la oxidacion se lleva a cabo preferentemente en el reactor de columna de burbujas (20) en condiciones que son marcadamente diferentes, de acuerdo con las realizaciones preferidas divulgadas en la presente memoria descriptiva, que en los reactores de oxidacion convencionales. Cuando el reactor de columna de burbujas (20) se usa para llevar a cabo la oxidacion parcial en fase liquida de para-xileno en acido tereftalico en bruto (CTA) de acuerdo con realizaciones preferidas divulgadas en la presente memoria descriptiva, los perfiles espaciales de intensidad de reaccion local, de intensidad de evaporacion local y de temperatura local combinados con los patrones de flujo de lfquido en el medio de reaccion y las temperaturas de oxidacion preferidas

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relativamente bajas contribuyen a la formacion de partfculas de CTA que tienen propiedades unicas y ventajosas.

Las FIG. 32A y 32B ilustran partfculas de CTA de base producidas de acuerdo con una realizacion de la presente invencion. La FlG. 32A muestra las partfculas de base de CTA con un aumento de 500 veces, mientras que la FIG. 32B amplfa una de las partfculas de base de CTA y muestra dicha partfcula con un aumento de 2.000 veces. Como tal vez se ilustra mejor en la FIG. 32B, cada partfcula de base de CTA esta formada normalmente por un gran numero de pequenas subpartfculas de CTA aglomeradas, lo que confiere a la partfcula de base de CTA un area superficial relativamente alta, alta porosidad, baja densidad y buena solvabilidad. Las partfculas de base de CTA tienen normalmente un tamano de partfcula medio en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 150 micrometros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 120 micrometros y con la maxima preferencia en el intervalo de 40 a 90 micrometros. Las subpartfculas de CTA tienen normalmente un tamano de partfcula medio en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 30 micrometros, mas preferentemente de aproximadamente 1 a aproximadamente 15 micrometros y con la maxima preferencia en el intervalo de 2 a 5 micrometros. El area superficial relativamente elevada de las partfculas de CTA ilustradas en las FIG. 32A y 32B, puede cuantificarse usando un metodo de medida de areas superficiales de Braunauer-Emmett- Teller (BET). Preferentemente, las partfculas de base de CTA tienen una superficie BET media de al menos aproximadamente 0,6 metros cuadrados por gramo (m2/g). Mas preferentemente, las partfculas de base de CTA tienen un area superficial BET media en el intervalo de aproximadamente 0,8 a aproximadamente 4 m2/g. Con la maxima preferencia, las partfculas de base de CTA tienen un area superficial BET media en el intervalo de 0,9 a 2 m2/g. Las propiedades ffsicas (por ejemplo, tamano de partfcula, area superficial BET, porosidad y solvabilidad) de las partfculas de base de CTA formadas por el proceso de oxidacion optimizado de una realizacion preferida de la presente invencion permiten la purificacion de las partfculas de CTA mediante procedimientos mas efectivos y/o economicos, tal como se describe en mas detalle mas adelante con respecto a la FIG. 35.

Los valores de tamano medio de partfculas proporcionados anteriormente se determinaron usando microscopio de luz polarizada y analisis de imagenes. El equipo empleado en el analisis del tamano de partfculas incluyo un microscopio optico Nikon E800 con un objetivo 4x Plan Flour A.N. 0.13, una camara digital Spot RT™ y un ordenador personal con el software de analisis de imagenes Image Pro Plus™ V4.5.0.19. El procedimiento de analisis del tamano de partfculas incluyo las siguientes etapas principales: (1) dispersion de los polvos de CTA en aceite mineral; (2) preparacion de un portaobjetos/cubreobjetos de microscopio de la dispersion; (3) examen del portaobjetos usando microscopio de luz polarizada (condicion de nicoles cruzados; las partfculas aparecen como objetos brillantes sobre fondo oscuro); (4) captura de diferentes imagenes para cada preparacion de muestra (tamano de campo = 3 x 2,25 mm; tamano de pixel = 1,84 micrometros/pfxel); (5) realizacion de analisis de imagen con software Image Pro Plus™; (6) exportacion de las medidas de las partfculas a una hoja de calculo; y (7) realizacion de caracterizacion estadfstica en la hoja de calculo. La etapa (5) de "realizacion de analisis de imagen con el software Image Pro Plus™" incluyo las subetapas de: (a) establecimiento del umbral de imagen para detectar partfculas blancas sobre fondo oscuro; (b) creacion de una imagen binaria; (c) ejecucion de un filtro abierto de paso unico para filtrar el ruido de pfxeles; (d) medidas de todas las partfculas en la imagen; y (e) comunicacion del diametro medio medido para cada partfcula. El software Image Pro Plus™ define el diametro medio de las partfculas individuales como la longitud media en numero de los diametros de una partfcula medida en intervalos de 2 grados y el paso a traves del centroide de la partfcula. La etapa 7 de "realizacion de caracterizacion estadfstica en la hoja de calculo" comprende el calculo del tamano de partfcula ponderado en volumen del modo siguiente. El volumen de cada una de las n partfculas en una muestra se calcula como si fueran esfericas usando pi/6 * diA3; multiplicando el volumen de cada partfcula por su diametro para calcular pi/6 * diA4; sumando para todas las partfculas en la muestra los valores de pi/6 * diA4; sumando los volumenes de todas las partfculas en la muestra; y calculando el diametro de partfculas ponderado en volumen como la suma de las n partfculas de la muestra de (pi/6 *diA4) dividido por la suma de las n partfculas de la muestra de (pi/6 * diA3). Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, "tamano de partfcula medio" se refiere al tamano de partfcula medio ponderado en volumen determinado de acuerdo con el procedimiento de prueba descrito anteriormente; y tambien se refiere como D(4,3).

imagen1

Ademas, la etapa 7 comprende la determinacion del tamano de partfculas para el cual varias fracciones del volumen total de muestra son menores. Por ejemplo, D(v,0.1) es el tamano de partfcula para el cual el 10% del volumen total de muestra es menor y el 90% es mayor; D(v,0.5) es el tamano de partfcula para el cual la mitad del volumen de la muestra es mayor y la mitad es menor; D(v,0.9) es el tamano de partfcula para el cual el 90% del volumen total de la muestra; y asf sucesivamente. Ademas, la etapa 7 comprende el calculo del valor de D(v,0.9) menos D(v,0.1), que en la presente memoria descriptiva se define como la "extension del tamano de partfcula"; y la etapa 7 comprende el calculo del valor de la extension del tamano de partfcula dividido por D(4,3), que en la presente memoria descriptiva se define como la "extension relativa del tamano de partfcula”.

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Ademas, es preferible que el D(v,0.1) de las partfculas de CTA tal como se mide anteriormente este en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 65 micrometros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 55 micrometros y con la maxima preferencia en el intervalo de 25 a 45 micrometros. Es preferible que el D(v,0.5) de las partfculas de CTA tal como se mide anteriormente este en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 90 micrometros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 80 micrometros y con la maxima preferencia en el intervalo de 30 a 70 micrometros. Es preferible que el D(v,0.9) de las partfculas de CTA tal como se mide anteriormente este en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 150 micrometros, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 130 micrometros y con la maxima preferencia en el intervalo de 50 a 110 micrometros. Es preferible que el tamano de dispersion relativa de partfculas este en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 2,0, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,6 a aproximadamente 1,5 y con la maxima preferencia en el intervalo de 0,7 a 1,3.

Los valores de area superficial BET proporcionados anteriormente fueron medidos con Micromeritics ASAP2000 (disponible en Micromeritics Instrument Corporation de Norcross, GA). En la primera etapa del proceso de medicion, se pesaron de 2 a 4 gramos de muestra de las partfculas y se secaron al vacfo a 50 °C. A continuacion se coloco la muestra en el colector de gas de analisis y se enfrio a 77°K. Se midio una isoterma de adsorcion de nitrogeno a un mfnimo de 5 presiones de equilibrio por exposicion de la muestra a volumenes conocidos de gas nitrogeno y midiendo la disminucion de presion. Las presiones de equilibrio se situaron de manera apropiada 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. A continuacion se represento graficamente la isoterma resultante de acuerdo con la siguiente ecuacion BET:

P _ 1 C-lf P']

V«(Po-P) ~ VX+ PmC yPoJ

donde Va es el volumen de gas adsorbido por la muestra en 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 representacion grafica se determinaron Vm y C. A continuacion Vm se convirtio en un area superficial usando el area en seccion transversal del nitrogeno a 77°K mediante:

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

Tal como se indica anteriormente, el CTA formado de acuerdo con una realizacion de la presente invencion muestra propiedades de disolucion superiores que el CTA convencional obtenido por otros procesos. Esta tasa de disolucion mejorada permite que el CTA de la invencion sea purificado por procesos de purificacion mas eficientes y/o mas efectivos. La siguiente descripcion aborda la manera en que puede cuantificarse la velocidad de disolucion de CTA.

La velocidad de disolucion de una cantidad conocida de solidos en una cantidad conocida de disolvente en una mezcla agitada puede medirse mediante diversos protocolos. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, un procedimiento de medicion denominado "prueba de disolucion con el tiempo" se define del modo siguiente. Durante toda la prueba de disolucion con el tiempo se usa una presion ambiente de aproximadamente 0,1 megapascales. La temperatura ambiente usada durante toda la prueba de disolucion con el tiempo es de aproximadamente 22 °C. Ademas, los solidos, el disolvente y todo el aparato de disolucion estan totalmente equilibrados termicamente a esta temperatura antes de iniciar la prueba, y no existe un calentamiento o enfriamiento apreciable del vaso de precipitado o de su contenido durante el periodo de tiempo de disolucion. Se coloca una parte de disolvente de calidad analftica HPLC nuevo de tetrahidrofurano (> 99,9% de pureza), y despues THF, que mide 250 gramos en un vaso de precipitado de vidrio de 400 mililitros alto KIMAX limpio (Kimble® numero de pieza 14020, Kimble / Kontes, Vineland, NJ), que esta sin aislar, de lado liso y generalmente de forma cilfndrica. Se coloca una barra de agitacion magnetica recubierta con Teflon (VWR numero de pieza 58948-230, aproximadamente 1 pulgada de longitud con 3/8 pulgadas de diametro, seccion transversal octogonal, VWR International, West Chester, PA 19380) en el vaso de precipitado, donde se sedimenta en el fondo de forma natural. Se agita la muestra usando un agitador magnetico 15 multipunto Variomag® (H&P Labortechnik AG, Oberschleissheim, Alemania) ajustado a 800 revoluciones por minuto. Esta agitacion comienza no mas de 5 minutos antes de la adicion de solidos y continua de forma constante durante al menos 30 minutos despues de anadir los solidos. Se pesa una muestra de solido de TPA en bruto o purificadas que suman 250 miligramos en una bandeja de pesada de muestras no adherente. En el instante de partida designado como t = 0, se vierten los solidos pesados todos de una vez en el THF agitado, y al mismo tiempo se pone en marcha un temporizador. Si se lleva a cabo de forma adecuada, el THF humidifica muy rapidamente los solidos y forma una suspension diluida y bien agitada en 5 segundos. Posteriormente, las muestras de esta mezcla se obtienen en los siguientes instantes, medidos en minutos desde t = 0: 0,08, 0,25, 0,50, 0,75, 1,00,

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Cuando el CTA de acuerdo con la presente invencion se somete a la prueba de disolucion con el tiempo descrita anteriormente, se prefiere que una muestra tomada un minuto despues de t = 0 se disuelva a una concentracion de al menos aproximadamente 500 ppm en THF, mas preferentemente a al menos 600 ppm en THF. Para una muestra tomada dos minutos despues de t = 0, se prefiere que el CTA de acuerdo con la presente invencion se disuelva hasta una concentracion de al menos aproximadamente 700 ppm en THF, mas preferentemente a al menos 750 ppm en THF. Para una muestra tomada cuatro minutos despues de t = 0, se prefiere que el CTA de acuerdo con la presente invencion se disuelva a una concentracion de al menos aproximadamente 840 ppm en THF, mas preferentemente a al menos 880 ppm en THF.

Los autores de la invencion han encontrado que un modelo de crecimiento exponencial negativo relativamente simple resulta util para describir la dependencia con el tiempo de todo el conjunto de datos obtenido de una prueba de disolucion con el tiempo completa, con independencia de cual sea la complejidad de las muestras de partfculas y el proceso de disolucion. La forma de la ecuacion, en lo sucesivo el "modelo de disolucion con el tiempo", es la siguiente:

S = A + B*(l-exp(-C*t)),

donde

t = tiempo en unidades de minutos;

S = solubilidad, en unidades de ppm en THF, en el instante 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 relaciona principalmente con la rapida disolucion de las partfculas mas pequenas en tiempos muy breves, y donde la suma de A + B se relaciona principalmente con 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 recfprocos.

Las constantes de regresion se ajustan para reducir al mfnimo la suma de los cuadrados de los errores entre los puntos de datos reales y los valores del modelo correspondientes, un procedimiento que suele denominarse ajuste de "mfnimos cuadrados". Un paquete de software preferido para ejecutar esta regresion de datos es JMP Release 5.1.2 (SAS Institute Inc., JMP Software, SAS Campus Drive, Cary, NC 27513).

Cuando se prueba el CTA de acuerdo con la presente invencion con la prueba de disolucion con el tiempo y se ajusta al modelo de disolucion con el tiempo descrito anteriormente, se prefiere que el CTA tenga una constante de tiempo "C" mayor que aproximadamente 0,5 minutos recfprocos, mas preferentemente mayor que aproximadamente 0,6 minutos recfprocos y con la maxima preferencia mayor que 0,7 minutos recfprocos.

Las FIG. 33A y 33B ilustran una partfcula de CTA convencional formada por un proceso de oxidacion convencional a alta temperatura en un reactor en depositos en agitacion continua (RDAC). La FIG. 33A muestra la partfcula de CTA convencional con un aumento de 500 veces, mientras que la FIG. 33B lo amplfa y muestra la partfcula de CTA con un aumento de 2.000 veces. Una comparacion visual de las partfculas de CTA de la invencion ilustradas en las FIG. 32A y 32B y la partfcula de CTA convencional ilustrada en las FIG. 33A y 33B muestra que la partfcula de CTA

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convencional tiene mayor densidad, menor area superficial, menor porosidad y mayor tamano de partfcula que las partfculas de CTA de la invencion. De hecho, la CTA convencional representada en las FIG. 33A y 33B tiene un tamano de partfcula medio de aproximadamente 205 micrometros y un area superficial BET de aproximadamente 0,57 m2/g.

La FIG. 34 ilustra un proceso convencional para preparar acido tereftalico purificado (PTA). En el proceso de PTA convencional, se oxida para-xileno parcialmente en un reactor de oxidacion de alta temperatura con agitacion mecanica (700). Una suspension que comprende CTA se retira del reactor (700) y despues se purifica en un sistema de purificacion (702). El producto de PTA del sistema de purificacion (702) se introduce en un sistema de separacion (706) para la separacion y el secado de las partfculas de PTA. El sistema de purificacion (702) representa una gran parte de los costes asociados con la produccion de partfculas de PTA por procedimientos convencionales. El sistema de purificacion (702) incluye generalmente un sistema de adicion de agua/intercambio (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 de agua/intercambio (708), una parte sustancial de las aguas madres se desplaza con agua. Despues de la adicion de agua, la suspension de agua/CTA se introduce en el sistema de disolucion (710) donde la mezcla de agua/CTA se calienta hasta que las partfculas de CTA se disuelven totalmente en el agua. Despues de la disolucion de CTA, la solucion de CTA en agua se somete a hidrogenacion en el sistema de hidrogenacion (712). El efluente hidrogenado del sistema de hidrogenacion (712) se somete a continuacion a tres etapas de cristalizacion en los recipientes de cristalizacion (704a,b,c), seguido por separacion de PTA en el sistema de separacion (706).

La FIG. 35 ilustra un proceso mejorado proceso para producir PTA que emplea un reactor de oxidacion de columna de burbujas (800) configurado de acuerdo con una realizacion de la presente invencion. Una suspension inicial que comprende partfculas solidas de CTA y aguas madres lfquidas se retira del reactor (800). Normalmente, la suspension inicial puede contener un intervalo de aproximadamente el 10 a aproximadamente el 50% en peso de partfculas de CTA solidas, equilibrado con aguas madres lfquidas. Las partfculas de CTA solidas presentes en la suspension inicial contienen normalmente al menos aproximadamente 400 ppmp de 4-carboxibenzaldehfdo (4-CBA), mas normalmente al menos aproximadamente 800 ppmp de 4-CBA y con la maxima normalidad en el intervalo de 1.000 a 15.000 ppmp de 4-CBA. La suspension inicial retirada del reactor (800) se introduce en un sistema de purificacion (802) para reducir la concentracion de 4-CBA y otras impurezas presentes en el CTA. Se produce una suspension mas pura/purificada a partir del sistema de purificacion (802) y se somete a separacion y secado en un sistema de separacion (804) para producir asf partfculas de acido tereftalico solido mas puro que comprende menos de aproximadamente 400 ppmp de 4-CBA, mas preferentemente menos de aproximadamente 250 ppmp de 4-CBA y con la maxima preferencia en el intervalo de 10 a 200 ppmp de 4-CBA.

El sistema de purificacion (802) del sistema de produccion de PTA ilustrado en la FIG. 35 proporciona una serie de ventajas con respecto al sistema de purificacion (802) del sistema del estado de la tecnica ilustrado en la FIG. 34. Preferentemente, el sistema de purificacion (802) incluye generalmente un sistema de intercambio de aguas madres (806), un digestor (808) y un cristalizador unico (810). En el sistema de intercambio de aguas madres (806), al menos aproximadamente el 50% en peso de las aguas madres presentes en la suspension inicial es sustituido por un disolvente de sustitucion nuevo para proporcionar asf una suspension de intercambio de disolvente que comprende las partfculas de CTA y el disolvente de sustitucion. La suspension de intercambio de disolvente que sale del sistema de intercambio de aguas madres (806) se introduce en el digestor (o reactor de oxidacion secundario) (808). En el digestor (808) se lleva a cabo una reaccion de oxidacion secundaria a temperaturas ligeramente superiores a las que se usaron en la reaccion de oxidacion inicial/primaria realizada en el reactor de columna de burbujas (800). Tal como se expone anteriormente, la alta area superficial, el pequeno tamano de partfcula y la baja densidad de las partfculas de CTA producidas en el reactor (800) provocan el atrapamiento de impurezas en las partfculas de CTA que quedan a disposicion para oxidacion en el digestor (808) sin requerir la disolucion completa de las partfculas de CTA en el digestor (808). Asf, la temperatura en el digestor (808) puede ser inferior a muchos procesos similares del estado de la tecnica. La oxidacion secundaria llevada a cabo en el digestor (808) reduce preferentemente la concentracion de 4-CBA en el CTA en al menos 200 ppmp, mas preferentemente al menos aproximadamente 400 ppmp y con la maxima preferencia en el intervalo de 600 a 6.000 ppmp. Preferentemente, la temperatura de oxidacion secundaria en el digestor (808) es de al menos aproximadamente 10 °C mayor que la temperatura de oxidacion primaria en el reactor de columna de burbujas 800, mas preferentemente aproximadamente 20 a aproximadamente 80 °C mayor que la temperatura de oxidacion primaria en el reactor (800) y con la maxima preferencia 30 a 50 °C mayor que la temperatura de oxidacion primaria en el reactor (800). La temperatura de oxidacion secundaria esta preferentemente en el intervalo de aproximadamente 160 a aproximadamente 240 °C, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 180 a aproximadamente 220 °C y con la maxima preferencia en el intervalo de 190 a 210 °C. El producto purificado del digestor (808) requiere una unica etapa de cristalizacion en el cristalizador (810) antes de la separacion en el sistema de separacion (804). Las tecnicas de oxidacion/digestion secundarias adecuadas se exponen en mayor detalle en la solicitud de patente de EE. UU. n° publicacion 2005/0.065.373.

El acido tereftalico (es decir, PTA) producido por el sistema ilustrado en la FIG. 35 esta formado preferentemente por partfculas de PTA que tienen un tamano de partfcula medio de al menos aproximadamente 40 micrometres, mas

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preferentemente en el intervalo de aproximadamente 50 a aproximadamente 2.000 micrometros y con la maxima preferencia en el intervalo de 60 a 200 micrometros. Las partfculas de PTA tienen preferentemente un area superficial BET media inferior a aproximadamente 0,25 m2/g, mas preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,005 a aproximadamente 0,2 m2/g y con la maxima preferencia en el intervalo de 0,01 a 0,18 m2/g. El PTA producido por el sistema ilustrado en la FIG. 35 es adecuado para su uso como materia prima en la preparacion de PET. Normalmente, el PET se prepara a traves de esterificacion de acido tereftalico con etilenglicol, seguido por policondensacion. Preferentemente, el acido tereftalico producido por una realizacion de la presente invencion se emplea como alimentacion al proceso PET de reactor de tubenas descrito en la solicitud de patente de EE. UU. n° serie 10/013.318, presentada el 7 de diciembre de 2001, cuya descripcion completa se incorpora en la presente memoria descriptiva como referencia.

Las partfculas de CTA con la morfologfa preferida divulgada en la presente memoria descriptiva son utiles especialmente 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 una amplia gama de otros procesos posteriores que implican la disolucion y/o la reaccion qmmica de las partfculas. Estos procesos posteriores adicionales incluyen, pero no se limitan a, la reaccion con al menos un compuesto que contiene hidroxilo para formar compuestos de ester, especialmente la reaccion de CTA con metanol para formar tereftalato de dimetilo y esteres de impurezas; la reaccion con al menos un diol para formar compuestos de monomeros y/o polfmeros de esteres, especialmente la reaccion de CTA con etilenglicol para formar tereftalato de polietileno (PET); y la disolucion total o parcial en disolventes, lo que incluye, pero no se limita a, agua, acido acetico y N-metil-2-pirrolidona, que puede incluir su procesamiento posterior, lo que incluye, pero no se limita a, reprecipitacion de un acido tereftalico mas puro y/o reduccion qmmica selectiva de grupos carbonilo distintos de los grupos de acido carboxflico. Notablemente se incluye la disolucion sustancial de CTA en un disolvente que comprende agua acoplada con la hidrogenacion parcial que reduce la cantidad de aldehfdos, especialmente 4-CBA, fluorenonas, fenonas y/o antraquinonas.

Los autores de la invencion tambien contemplan que las partfculas de CTA que tienen las propiedades preferidas divulgadas en la presente memoria descriptiva pueden producirse a partir de partfculas de CtA no conformes con las propiedades preferidas divulgadas en la presente memoria descriptiva (partfculas de CTA no conformes) por medios que incluyen, pero no se limitan a, conminucion mecanica de partfculas de CTA no conformes y disolucion total o parcial de partfculas de CTA no conformes seguido por reprecipitacion total o parcial.

De acuerdo con una realizacion, se proporciona un proceso para oxidar parcialmente un compuesto oxidable aromatico con uno o mas tipos de acido carboxflico aromatico donde la pureza de la parte del disolvente de la alimentacion (es decir, la "alimentacion de disolvente") y la pureza de la parte del compuesto oxidable de la alimentacion (es decir, la "alimentacion del compuesto oxidable") estan controladas dentro de ciertos intervalos especificados mas adelante. Junto con otras realizaciones, esto permite que la pureza de la fase lfquida y, si esta presente, la fase solida y la fase de suspension combinada (es decir, solido mas lfquido) del medio de reaccion sea controlada en determinados intervalos preferidos, que se exponen mas adelante.

Con respecto a la alimentacion de disolvente, se sabe como oxidar uno o varios compuestos oxidables aromaticos para producir un acido carboxflico aromatico donde la alimentacion de disolvente introducido en el medio de reaccion es una mezcla de acido acetico de pureza analftica y agua, como se emplea a menudo a escala de laboratorio y escala piloto. Analogamente, se sabe como realizar la oxidacion de compuesto oxidable aromatico en acido carboxflico aromatico donde el disolvente que sale del medio de reaccion se separa del acido carboxflico aromatico producido y despues se recicla al medio de reaccion como disolvente de alimentacion, principalmente por motivos de coste de fabricacion. Este reciclado del disolvente provoca la acumulacion con el tiempo de ciertas impurezas de alimentacion y subproductos del proceso en el disolvente reciclado. En la tecnica se conocen varios medios para ayudar a purificar el disolvente reciclado antes de la reintroduccion en el medio de reaccion. En general, un mayor grado de purificacion del disolvente reciclado conduce a un coste de fabricacion significativamente mayor que un grado de purificacion menor por medios similares. Una realizacion de la presente invencion se refiere a la comprension y a la definicion de los intervalos preferidos de un gran numero de impurezas en la alimentacion de disolvente, muchas de las cuales se cree que son en gran medida benignas, con el fin de encontrar un equilibrio optimo entre el coste de fabricacion global y la pureza global de los productos.

La "alimentacion de disolvente reciclado" se define en la presente memoria descriptiva como la alimentacion de disolvente que comprende al menos aproximadamente el 5% en peso de masa que ha pasado anteriormente a traves de un medio de reaccion que contiene uno o mas compuestos oxidables aromaticos que se someten a oxidacion parcial. Por motivos de inventario del disolvente y de tiempo en la corriente en una unidad de fabricacion, es preferible que las partes de disolvente reciclado pasen a traves del medio de reaccion al menos una vez al dfa de funcionamiento, mas preferentemente al menos una vez al dfa durante al menos siete dfas consecutivos de operacion y con la maxima preferencia al menos una vez al dfa durante al menos 30 dfas consecutivos de funcionamiento. Por motivos economicos, es preferible que al menos aproximadamente el 20% en peso de la alimentacion de disolvente en el medio de reaccion de la presente invencion sea disolvente reciclado, mas preferentemente al menos aproximadamente el 40% en peso, mas preferentemente todavfa al menos

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aproximadamente el 80% en peso y con la maxima preferencia al menos el 90% en peso.

Los autores de la invencion han descubierto que, por motivos de actividad de reaccion y en consideracion de las impurezas metalicas que quedan en el producto de oxidacion, las concentraciones de metales multivalentes seleccionados en la alimentacion de disolvente reciclado estan preferentemente en los intervalos que se especifican inmediatamente a continuacion. La concentracion de hierro en disolvente reciclado esta preferentemente por debajo de aproximadamente 150 ppmp, mas preferentemente por debajo de aproximadamente 40 ppmp y con la maxima preferencia entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de nfquel en disolvente reciclado esta preferentemente por debajo de aproximadamente 150 ppmp, mas preferentemente por debajo de aproximadamente 40 ppmp y con la maxima preferencia entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de cromo en disolvente reciclado esta preferentemente por debajo de aproximadamente 150 ppmp, mas preferentemente por debajo de aproximadamente 40 ppmp y con la maxima preferencia entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de molibdeno en disolvente reciclado esta preferentemente por debajo de aproximadamente 75 ppmp, mas preferentemente por debajo de aproximadamente 20 ppmp y con la maxima preferencia entre 0 y 4 ppmp. La concentracion de titanio en disolvente reciclado esta preferentemente por debajo de aproximadamente 75 ppmp, mas preferentemente por debajo de aproximadamente 20 ppmp y con la maxima preferencia entre 0 y 4 ppmp. La concentracion de cobre en disolvente reciclado esta preferentemente por debajo de aproximadamente 20 ppmp, mas preferentemente por debajo de aproximadamente 4 ppmp y con la maxima preferencia entre 0 y 1 ppmp. Otras impurezas metalicas estan presentes tambien normalmente en el disolvente reciclado, generalmente variando en los niveles inferiores en proporcion con uno o mas de los metales enumerados anteriormente. El control de los metales enumerados anteriormente en los intervalos preferidos mantendra otras impurezas metalicas en niveles adecuados.

Estos metales pueden aparecer como impurezas en cualquiera de las alimentaciones del proceso de entrada (por ejemplo, en compuesto oxidable, disolvente, oxidante y compuestos de catalizador de entrada). Alternativamente, los metales pueden aparecer como productos de corrosion de cualquiera de las unidades del 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 divulgados incluyen la especificacion y el seguimiento apropiados de la pureza de diversas alimentaciones y el uso apropiado de materiales de construccion, lo que incluye, pero no se limita a, muchas calidades comerciales de titanio y de aceros inoxidables incluidas las calidades conocidas como aceros inoxidables duplex y aceros inoxidables ricos en molibdeno.

Los autores de la invencion han descubierto tambien intervalos preferidos para compuestos aromaticos seleccionados en el disolvente reciclado. Entre ellos se incluyen compuestos precipitados y disueltos en el disolvente reciclado.

Sorprendentemente, incluso el producto precipitado (por ejemplo, TPA) a partir de una oxidacion parcial de para- xileno es un contaminante que debe manejarse en el disolvente reciclado. Debido a que existen intervalos sorprendentemente preferidos para los niveles de solidos en el medio de reaccion, cualquier producto precipitado en la alimentacion de disolvente se resta directamente de la cantidad de compuesto oxidable que puede suministrarse de forma concertada. Ademas, se ha descubierto que el suministro de solidos de TPA precipitados en el disolvente reciclado a niveles elevados influye adversamente en el caracter de las partfculas formadas en el medio de oxidacion de precipitacion, lo que conduce a un caracter indeseable en las operaciones corriente abajo (por ejemplo, filtrado del producto, lavado del disolvente, digestion oxidativa de producto en bruto, disolucion de producto en bruto para su procesamiento posterior, y asf sucesivamente). Otra caracterfstica no deseable de los solidos precipitados en la alimentacion de disolvente reciclado es que a menudo contienen niveles muy elevados de impurezas precipitadas, en comparacion con las concentraciones de impurezas en el grueso de los solidos dentro de las suspensiones de TPA a partir de las cuales se obtiene buena parte del disolvente reciclado. Posiblemente, los niveles elevados de impurezas observados en los solidos suspendidos en el filtrado reciclado pueden estar relacionados con los tiempos de nucleacion para la precipitacion de determinadas impurezas desde el disolvente reciclado y/o el enfriamiento del disolvente reciclado, ya sea intencionado o debido a perdidas ambientales. Por ejemplo, se han observado concentraciones de 2,6-dicarboxifluorenona altamente coloreada y no deseable en niveles muy superiores en los solidos presentes en disolvente reciclado a 80 °C que las que se observan en solidos de TPA separados del disolvente reciclado a 160 °C. Analogamente, se han observado concentraciones de acido isoftalico a niveles muy superiores de solidos presentes en el disolvente reciclado en comparacion con los niveles observados en los solidos de TPA del medio de reaccion. Exactamente el modo en el que se comportan las impurezas precipitadas especfficas arrastradas con el disolvente reciclado cuando se reintroducen en el medio de reaccion parece variar. Esto depende tal vez de la solubilidad relativa de la impureza en la fase lfquida del medio de reaccion, tal vez del modo en que se distribuye en capas la impureza precipitada en los solidos precipitados, y tal vez de la velocidad local de precipitacion de TPA con que el solido vuelve a entrar primero en el medio de reaccion. Asf, los autores de la invencion han encontrado util controlar el nivel de ciertas impurezas en el disolvente reciclado, tal como se describe mas adelante, sin que importe si estas impurezas estan presentes en el disolvente reciclado en forma disuelta o son partfculas arrastradas en el mismo.

La cantidad de solidos precipitados presente en el filtrado reciclado se determina por un metodo gravimetrico del

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modo siguiente. Se retira una muestra representativa del suministro de disolvente en el medio de reaccion mientras que el disolvente se hace circular en un conducto hacia el medio de reaccion. Un tamano de muestra util es de aproximadamente 100 gramos capturado en un contenedor de vidrio que tiene aproximadamente 250 mililitros de volumen interno. Antes de ser liberado a presion atmosferica, pero mientras circula de forma continua hacia el contenedor de muestras, el filtrado reciclado se enfrfa a menos de 100 °C; este enfriamiento tiene la finalidad de limitar la evaporacion de disolvente durante el breve intervalo antes de ser cerrado hermeticamente en el contenedor de vidrio. Despues de la captura de la muestra a presion atmosferica, el contenedor de vidrio se cierra hermeticamente de inmediato. A continuacion se deja enfriar la muestra a aproximadamente 20 °C mientras esta rodeada por aire a aproximadamente 20 °C y sin conveccion forzada. Despues de alcanzar aproximadamente 20 °C, se mantiene la muestra en este estado durante al menos aproximadamente 2 horas. Despues, el contenedor cerrado se agita vigorosamente hasta que se obtiene una distribucion de solidos visiblemente uniforme. Inmediatamente despues, se anade una barra de agitacion magnetica al contenedor de muestra y se hace girar a suficiente velocidad para mantener una distribucion de solidos efectivamente uniforme. Se retira una parte alfcuota de 10 mililitros del lfquido mezclado con solidos en suspension mediante pipeta y se pesa. A continuacion se separa el grueso de la fase lfquida de esta parte alfcuota mediante filtrado al vacfo, todavfa aproximadamente a 20 °C y efectivamente sin perdida de solidos. A continuacion se secan los solidos humedos filtrados a partir de esta parte alfcuota, efectivamente sin sublimacion de solidos, y estos solidos secados se pesan. La relacion entre el peso de los solidos secados y el peso de la parte alfcuota de suspension original es la fraccion de solidos, expresada normalmente como un porcentaje y referida en la presente memoria descriptiva como el contenido de filtrado reciclado de los solidos precipitados a 20 °C.

Los autores de la invencion 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 (por ejemplo, acido isoftalico, acido benzoico, acido ftalico, 2,5,4'-tricarboxibifenilo) son sorprendentemente componentes perniciosos. Aunque estos compuestos tienen una actividad qufmica muy reducida en el medio de reaccion objeto en comparacion con los compuestos oxidables que tienen grupos hidrocarbilo no aromaticos, los autores de la invencion han descubierto que estos compuestos experimentan no obstante numerosas reacciones perjudiciales. Asf, resulta 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 del compuesto oxidable aromatico.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno en acido tereftalico (TPA), los autores de la invencion han descubierto que la impureza no deseable y altamente coloreada 2,7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF) es virtualmente indetectable en el medio de reaccion y el tubo de descarga del producto cuando los compuestos aromaticos sustituidos en meta estan a niveles muy bajos en el medio de reaccion. Los autores de la invencion han descubierto que cuando las impurezas de acido isoftalico estan presentes en niveles aumentados en la alimentacion de disolvente, la formacion de 2,7-DCF aumenta casi en proporcion directa. Los autores de la invencion han descubierto tambien que cuando existen impurezas de meta-xileno en la alimentacion de para-xileno, la formacion de 2,7-DCF aumenta de nuevo casi en proporcion directa. Ademas, incluso si la alimentacion de disolvente y la alimentacion del compuesto oxidable estan desprovistas de compuestos aromaticos sustituidos en meta, los autores de la invencion han descubierto que se forma algo de acido isoftalico durante una oxidacion parcial tfpica de para- xileno muy puro, en particular cuando el acido benzoico esta presente en la fase lfquida del medio de reaccion. Este acido isoftalico autogenerado puede acumularse con el tiempo, debido a su mayor solubilidad que el TPA en el disolvente que comprende acido acetico y agua, en unidades comerciales que emplean disolvente reciclado. Asf, la cantidad de acido isoftalico en la alimentacion de disolvente, la cantidad de meta-xileno en la alimentacion del compuesto oxidable aromatico y la velocidad de la autocreacion de acido isoftalico en el medio de reaccion se consideran apropiadamente en equilibrio entre sf y en equilibrio con cualquier reaccion que consume acido isoftalico. Se ha descubierto que el acido isoftalico experimenta reacciones de consuncion ademas de la formacion de 2,7- DCF, tal como se describe mas adelante. Ademas, los autores de la invencion han descubierto que existen otras cuestiones que deben tenerse en cuenta cuando se establecen los intervalos apropiados para las especies aromaticas sustituidas en meta en la oxidacion parcial de para-xileno en TPA. Otras impurezas altamente coloreadas e indeseables, tales como 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), parecen guardar relacion en gran medida con las especies aromaticas disueltas sustituidas en para, que estan siempre presentes con la alimentacion de para-xileno a la oxidacion en fase lfquida. Asf, la supresion de 2,7-DCF se considera mejor en perspectiva con el nivel de produccion de otras impurezas coloreadas.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno en TPA, los autores de la invencion han descubierto que la formacion de acido trimelftico aumenta cuando los niveles acido isoftalico y acido ftalico ascienden en el medio de reaccion. El acido trimelftico es un acido carboxflico trifuncional que conduce a la ramificacion de cadenas de polfmeros durante la produccion de PET a partir de TPA. En muchas aplicaciones de PET, los niveles de ramificacion deben controlarse en niveles bajos y por ello es preciso controlar el acido trimelftico en niveles bajos en el TPA purificado. Ademas de conducir a acido trimelftico, la presencia de especies sustituidas en meta y sustituidas en orto en el medio de reaccion tambien da lugar a otros acidos tricarboxflicos (por ejemplo,

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Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno en TPA, los autores de la invencion han descubierto que el aumento en los niveles en la fase lfquida del medio de reaccion de varios acidos carboxflicos aromaticos disueltos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos conduce directamente al aumento en la produccion de monoxido de carbono y dioxido de carbono. Este aumento en la produccion de oxidos de carbono representa una perdida de rendimiento en oxidante y en compuesto oxidable, el segundo porque muchos de los acidos carboxflicos aromaticos coproducidos, que por una parte pueden verse como impurezas, por otra parte tambien tienen valor comercial. Asf, la eliminacion apropiada de acidos carboxflicos relativamente solubles que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos de disolvente reciclado tiene un valor economico para prevenir la perdida de rendimiento de compuesto oxidable aromatico 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 lfquida de para-xileno en TPA, los autores de la invencion han descubierto que la formacion de 2,5,4'-tricarboxibifenilo es aparentemente inevitable. El 2,5,4'-tricarboxibifenilo es un acido tricarboxflico aromatico formado por el acoplamiento de dos anillos aromaticos, tal vez por el acoplamiento de una especie aromatica sustituida disuelta en para con un radical arilo, tal vez un radical arilo formado por descarboxilacion o descarbonilacion de una especie aromatica sustituida en para. Por suerte, el 2,5,4'- tricarboxibifenilo es producido normalmente a niveles inferiores que el acido trimelftico y normalmente no conduce a un aumento significativo de las dificultades en la ramificacion de moleculas de polfmeros durante la produccion de PET. Sin embargo, los autores de la invencion han descubierto que niveles elevados de 2,5,4'-tricarboxibifenilo en un medio de reaccion que comprende la oxidacion de productos aromaticos de alquilo de acuerdo con realizaciones preferidas de la presente invencion conducen a un aumento en los niveles de 2,6-DCF altamente coloreado e indeseable. El aumento de 2,6-DCF se genera posiblemente a partir del 2,5,4'-tricarboxibifenilo por el cierre de los anillos con perdida de una molecula de agua, aunque el mecanismo exacto de reaccion no se conoce con certeza. Si se deja que el 2,5,4'-tricarboxibifenilo, que es mas soluble en disolvente que comprende acido acetico y agua que el TPA, se acumule demasiado en el disolvente reciclado, las tasas de conversion en 2,6-DCF pueden hacerse inaceptablemente grandes.

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

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno en TPA, los autores de la invencion han descubierto que muy a menudo la precipitacion no es ideal (es decir, no esta en equilibrio) con respecto a las concentraciones relativas de diferentes especies qufmicas en la fase solida y en la fase lfquida. Tal vez, esto se deba a que la velocidad de precipitacion es muy rapida para las velocidades de reaccion de espacio-tiempo preferidas en la presente memoria descriptiva, lo que conduce a una coprecipitacion de impurezas no ideal, o incluso a la oclusion. Asf, cuando se desea limitar la concentracion de ciertas impurezas (por ejemplo, acido trimelftico y 2,6- DCF) en TPA en bruto, debido a la configuracion de las operaciones en unidades corriente abajo, es preferible controlar su concentracion en la alimentacion de disolvente asf como su tasa de generacion en el medio de reaccion.

Por ejemplo, los autores de la invencion han descubierto que los compuestos de benzofenona (por ejemplo, 4,4'- dicarboxibenzofenona y 2,5,4'-tricarboxibenzofenona) preparados durante la oxidacion parcial de para-xileno tienen efectos no deseables en un medio de reaccion PET aun cuando los compuestos de benzofenona no estan tan coloreados en TPA de por sf como las fluorenonas y las antraquinonas. En consecuencia, es deseable limitar la presencia de benzofenonas y precursores seleccionados en disolvente reciclado y en la alimentacion del compuesto oxidable. Ademas, los autores de la invencion han descubierto que la presencia de niveles de acido benzoico elevados, ya se admitan en disolvente reciclado o se formen en el medio de reaccion, conduce a tasas elevadas de produccion de 4,4'-dicarboxibenzofenona.

En la revision, los autores de la invencion han descubierto y cuantificado suficientemente una matriz sorprendente de reacciones para compuestos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos que estan presentes en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno en TPA. Recapitulando tan solo el caso unico del acido benzoico, los autores de la invencion han descubierto que un aumento en los niveles de acido benzoico en el medio de reaccion de ciertas realizaciones de la presente invencion conduce a un aumento importante de la produccion del altamente coloreado e indeseable acido 9-fluorenona-2-carboxflico, a un aumento importante de los niveles de 4,4'- dicarboxibifenilo, a un aumento en los niveles de 4,4'-dicarboxibenzofenona, a una ligera supresion de la actividad

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qufmica de la oxidacion pretendida de para-xileno y a un aumento en los niveles de oxidos de carbono y las perdidas de rendimiento consiguientes. Los autores de la invencion han descubierto que el aumento en los niveles de acido benzoico en el medio de reaccion tambien conduce a un aumento en la produccion de acido isoftalico y acido ftalico, cuyos niveles estan controlados de forma deseable en bajos intervalos de acuerdo con aspectos similares de la presente invencion. El numero y la importancia de las reacciones que afectan al acido benzoico son tal vez todavfa mas sorprendentes dado que algunos autores de invenciones recientes contemplan el uso de acido benzoico en lugar de acido acetico como componente primario del disolvente (vease, por ejemplo, patente de EE. UU. n° 6.562.997). Ademas, los autores de la presente invencion han observado que el acido benzoico se autogenera durante la oxidacion de para-xileno a tasas que son bastante importantes en relacion con su formacion de impurezas, tales como tolueno y etilbenceno, encontradas comunmente en la alimentacion del compuesto oxidable que comprende para-xileno de pureza comercial.

Por otra parte, los autores de la invencion han descubierto escaso valor en la regulacion adicional de la composicion de disolvente reciclado en lo que se refiere a la presencia de compuesto oxidable aromatico y en lo relativo a los productos intermedios de reaccion aromaticos, donde los dos retienen grupos hidrocarbilo no aromaticos y son tambien relativamente solubles en el disolvente reciclado. En general, estos compuestos son suministrados o bien se crean en el medio de reaccion a velocidades sustancialmente mayores que su presencia en el disolvente reciclado; y la tasa de consumo de estos compuestos en el medio de reaccion es suficientemente elevada, reteniendo uno o mas grupos hidrocarbilo no aromaticos, para limitar de forma apropiada su acumulacion en el disolvente reciclado. Por ejemplo, durante la oxidacion parcial de para-xileno en un medio de reaccion multifase, el para-xileno se evapora en una magnitud limitada junto con grandes cantidades de disolvente. Cuando este disolvente evaporado sale del reactor como parte del gas desprendido y se condensa para su recuperacion como disolvente reciclado, una parte sustancial del para-xileno evaporado se condensa tambien en el. No es necesario limitar la concentracion de este para-xileno en disolvente reciclado. Por ejemplo, si el disolvente se separa de los solidos tras la suspension que sale de un medio de reaccion de oxidacion de para-xileno, este disolvente recuperado contendra una concentracion similar de acido para-toluico disuelto al presente en el punto de eliminacion del medio de reaccion. Aunque puede ser importante limitar la concentracion estacionaria de acido para-toluico en la fase lfquida del medio de reaccion, vease mas adelante, no es necesario regular por separado el acido para-toluico en esta parte de disolvente reciclado debido a su relativamente buena solubilidad y a su baja velocidad de flujo de masa con respecto a la creacion de acido para-toluico en el medio de reaccion. Analogamente, los autores de la invencion han descubierto pocas razones para limitar las concentraciones en disolvente reciclado de compuestos aromaticos con sustituyentes de metilo (por ejemplo, acidos toluicos), aldehfdos aromaticos (por ejemplo, tereftaldehfdo), de compuestos aromaticos con sustituyentes de hidroxi-metilo (por ejemplo, acido 4-hidroximetilbenzoico) y de compuestos aromaticos bromados que retienen al menos un grupo hidrocarbilo no aromatico (por ejemplo, acido alfa-bromo-para-toluico) por debajo de las encontradas inherentemente en la fase lfquida que sale del medio de reaccion que tiene lugar en la oxidacion parcial de xileno de acuerdo con realizaciones preferidas de la presente invencion. Sorprendentemente, los autores de la invencion han descubierto tambien que tampoco es necesario regular en disolvente reciclado la concentracion de fenoles seleccionados producidos intrfnsecamente durante la oxidacion parcial de xileno, ya que estos compuestos se crean y se destruyen en el medio de reaccion a velocidades muy superiores a su presencia en el disolvente reciclado. Por ejemplo, los autores de la invencion han descubierto que el acido 4-hidroxibenzoico tiene efectos relativamente reducidos en la actividad qufmica en las realizaciones preferidas de la presente invencion cuando se suministra conjuntamente a velocidades de mas de 2 gramos de acido 4-hidroxibenzoico por 1 kilogramo de para-xileno, muy por encima de la presencia natural en disolvente reciclado, a pesar de que en otras fuentes se ha referido como un toxico importante en un medio de reaccion similar (vease, por ejemplo, W. Partenheimer, Catalysis Today 23 (1995) p. 8l).

Asf, existen numerosas reacciones y numerosas consideraciones en el establecimiento de los intervalos preferidos de diversas impurezas aromaticas en la alimentacion de disolvente tal como se describe actualmente. Estos descubrimientos se enuncian en terminos de la composicion media en peso agregada de todas las corrientes de disolvente que se suministran al medio de reaccion durante el transcurso de un periodo de tiempo establecido, preferentemente un dfa, mas preferentemente una hora y con la maxima preferencia un minuto. Por ejemplo, si una alimentacion de disolvente circula sustancialmente de forma continua con una composicion de 40 ppmp de acido isoftalico a una velocidad de flujo de 7 kilogramos por minuto, una segunda alimentacion de disolvente circula sustancialmente de forma continua con una composicion de 2.000 ppmp de acido isoftalico a una velocidad de flujo de 10 kilogramos por minuto, y no existen otras corrientes de disolventes de alimentacion que entren en el medio de reaccion, y despues la composicion media en peso agregada de la alimentacion de disolvente se calcula como (40 * 7 + 2.000 * 10)/(7 +10) = 1.193 ppmp de acido isoftalico. Es significativo el hecho de que el peso de cualquier alimentacion del compuesto oxidable o de cualquier alimentacion de oxidante que tal vez esten mezcladas con la alimentacion de disolvente antes de entrar en el medio de reaccion no se consideren en el calculo de la composicion media en peso agregada de la alimentacion de disolvente.

La Tabla 1, mostrada a continuacion, recoge los valores preferidos para ciertos componentes en la alimentacion de disolvente introducida en el medio de reaccion. Los componentes de la alimentacion de disolvente enumerados en la Tabla 1 son los siguientes: 4-carboxibenzaldehfdo (4-CBA), 4,4'-dicarboxiestilbeno (4,4'-DCS), 2,6-

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dicarboxiantraquinona (2,6-DCA), 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), 2,7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF), 3,5- dicarboxifluorenona (3,5-DCF), acido 9-fluorenona-2-carboxflico (9F-2CA), acido 9-fluorenona-4-carboxflico (9F- 4CA), fluorenonas totales que incluyen otras fluorenonas no recogidas 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 trimelftico (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 mostrada a continuacion proporciona las cantidades preferidas de estas impurezas en el CTA producido de acuerdo con una realizacion de la presente invencion.

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

Identificacion de componente: Ctd. preferida (ppmp) Ctd. mas preferida (ppmp) La ctd. 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 presentes normalmente en disolvente reciclado, que varfa generalmente en niveles todavfa inferiores y/o en proporcion con uno o mas de los compuestos aromaticos divulgados. Los procedimientos para controlar los compuestos aromaticos divulgados en los intervalos preferidos mantendran normalmente otras impurezas aromaticas en niveles adecuados.

Cuando se usa bromo en el medio de reaccion, se conoce la existencia de un gran numero de formas ionicas y organicas en un equilibrio dinamico. Estas diversas formas de bromo tienen diferentes caracterfsticas de estabilidad una vez que salen del medio de reaccion y pasan a traves de diversas operaciones unitarias relativas al disolvente reciclado. Por ejemplo, el acido alfa-bromo-para-toluico puede persistir como tal en algunas condiciones o bien puede hidrolizarse rapidamente en otras condiciones para formar acido 4-hidroximetilbenzoico y bromuro de hidrogeno. Es preferible que al menos aproximadamente el 40% en peso, mas preferible que al menos aproximadamente el 60% en peso, y con la maxima preferencia que al menos aproximadamente el 80% en peso de la masa total de bromo presente en la alimentacion de disolvente agregado al medio de reaccion se encuentre en una o mas de las siguientes formas qufmicas: bromo ionico, acido alfa-bromo-para-toluico y acido bromoacetico.

Aunque la importancia y el valor de controlar la pureza media en peso agregada de la alimentacion de disolvente en los intervalos deseados divulgados de la presente invencion no se ha descubierto y/o divulgado anteriormente, los medios adecuados para controlar la pureza de la alimentacion de disolvente pueden reunirse a partir de diversos procedimientos ya conocidos en la tecnica. En primer lugar, cualquier disolvente evaporado del medio de reaccion es normalmente de pureza adecuada siempre que el lfquido o los solidos del medio de reaccion no sean arrastrados junto con el disolvente evaporado. La alimentacion de gotas de disolvente de reflujo en el gas desprendido que se desacopla del espacio por encima del medio de reaccion, tal como se describe en la presente memoria descriptiva, limita de forma apropiada dicho arrastre; y el disolvente reciclado de pureza adecuada con respecto al compuesto aromatico puede condensarse a partir de dicho gas desprendido. En segundo lugar, la mas diffcil y costosa purificacion de la alimentacion de disolvente reciclado se refiere normalmente al disolvente tomado del medio de

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reaccion en forma liquida y al disolvente que posteriormente entra en contacto con las fases liquida y/o solida del medio de reaccion retirado del recipiente de reaccion (por ejemplo, disolvente reciclado obtenido de un filtro en el que se concentran y/o lavan los solidos, disolvente reciclado obtenido de una centrffuga en la que se concentran y/o lavan los solidos, disolvente reciclado tornado de una operacion de cristalizacion, y asf sucesivamente). Sin embargo, en la tecnica se conocen tambien medios para efectuar la purificacion necesaria de estas corrientes de disolvente reciclado usando una o mas descripciones anteriores. Con respecto al control de que los solidos precipitados en disolvente reciclado esten dentro de los intervalos especificados, los medios de control adecuados incluyen, pero no se limitan a, sedimentacion gravimetrica, filtrado mecanico usando tela de filtro en filtros de correa rotatorios y filtros de tambor rotatorios, filtrado mecanico usando medio de filtro estacionario en recipientes de presion, hidrociclones y centrffugas. Con respecto al control para que las especies aromaticas disueltas en disolvente reciclado esten dentro de los intervalos especificados, los medios de control incluyen, pero no se limitan a, los divulgados en la patente de EE. UU. n° 4.939.297 y la solicitud de patente de EE. UU. n° publicacion 20050.038.288. Sin embargo, ninguna de estas invenciones anteriores descubrieron y divulgaron los niveles preferidos de pureza en la alimentacion de disolvente agregada tal como se describe en la presente memoria descriptiva. Al contrario, estas invenciones anteriores simplemente proporcionaron medios para purificar corrientes seleccionadas y parciales de disolvente reciclado sin deducir los valores optimos de la presente invencion de la composicion de la alimentacion de disolvente media en peso agregada al medio de reaccion.

En referencia de nuevo a la pureza de la alimentacion de compuesto oxidable, se sabe que ciertos niveles de acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico estan presentes y son tolerables a bajos niveles en TPA purificado usado para la produccion de polfmeros. Por otra parte, se sabe que estas especies son relativamente mas solubles en muchos disolventes y pueden eliminarse ventajosamente del TPA purificado por procesos de cristalizacion. Sin embargo, a partir de una realizacion de la invencion divulgada en la presente memoria descriptiva, se sabe ahora que el control del nivel de varias especies aromaticas relativamente solubles, lo que incluye en particular acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico, en la fase liquida del medio de reaccion es sorprendentemente importante para controlar el nivel de compuestos aromaticos policiclicos y coloreados creados en el medio de reaccion, para controlar los compuestos con mas de 2 funciones de acido carboxilico por molecula, para controlar la actividad de reaccion en el medio de reaccion de oxidacion parcial y para controlar perdidas de rendimiento de oxidante y de compuesto aromatico.

En la tecnica se sabe que el acido isoftalico, el acido ftalico y el acido benzoico se forman en el medio de reaccion del modo siguiente. La impureza de la alimentacion de meta-xileno se oxida en buena conversion y rendimiento en IPA. La impureza de alimentacion de orto-xileno se oxida en buena conversion y rendimiento en acido ftalico. Las impurezas de alimentacion de etilbenceno y tolueno se oxidan en buena conversion y rendimiento en acido benzoico. Sin embargo, los autores de la invencion han observado que se forman tambien cantidades importantes de acido 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 quimicas intrinsecas incluyen posiblemente descarbonilacion, descarboxilacion, la reorganizacion de los estados de transicion y la adicion de radicales metilo y carbonilo en anillos aromaticos.

En la determinacion de los intervalos preferidos de impurezas en la alimentacion de compuesto oxidable son relevantes muchos factores. Cualquier impureza en la alimentacion se traduce probablemente en una perdida directa de rendimiento y en un coste de purificacion del producto si los requisitos de pureza del producto oxidado son suficientemente estrictos (por ejemplo, en un medio de reaccion para oxidacion parcial de para-xileno, el tolueno y el etilbenceno presentes normalmente en para-xileno de pureza comercial conducen a acido benzoico, y este acido benzoico se elimina en gran medida del TPA mas comercial). Cuando el producto de oxidacion parcial de una impureza de la alimentacion participa en reacciones adicionales, factores distintos que la simple perdida de rendimiento y la eliminacion se convierten en apropiados cuando se considera la magnitud del coste de purificacion de la alimentacion en que se incurre (por ejemplo, en un medio de reaccion para oxidacion parcial de para-xileno, el etilbenceno conduce a acido benzoico y el acido benzoico conduce posteriormente a un acido 9-fluorenona-2- carboxilico altamente coloreado, a acido isoftalico, a acido ftalico y a un aumento de los oxidos de carbono, entre otros). Cuando el medio de reaccion autogenera cantidades adicionales de una impureza por mecanismos quimicos no relacionados directamente con las impurezas de la alimentacion, el analisis se hace todavia mas complejo (por ejemplo, en un medio de reaccion para la oxidacion parcial de para-xileno, el acido benzoico tambien se autogenera a partir del para-xileno en si). Ademas, el procesamiento corriente abajo del producto de oxidacion en bruto puede afectar a las consideraciones sobre la pureza de alimentacion preferida. Por ejemplo, el coste de eliminar hasta niveles adecuados una impureza directa (acido benzoico) y las posteriores impurezas (acido isoftalico, acido ftalico, acido 9-fluorenona-2-carboxflico y asf sucesivamente) puede ser uno y el mismo, puede ser diferente para cada caso y puede ser diferente de los requisitos de la eliminacion de una impureza en gran medida no relacionada (por ejemplo, producto de oxidacion 4-CBA incompleto en la oxidacion de para-xileno en TPA).

Se prefieren los siguientes intervalos de pureza de la alimentacion descrita de para-xileno donde el para-xileno se suministra con disolvente y oxidante a un medio de reaccion para su oxidacion parcial con el fin de producir TPA. Estos intervalos son mas preferidos en el proceso de produccion de TPA que tiene etapas posteriores a la oxidacion

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para la eliminacion de las impurezas del medio de reaccion distintas del oxidante y el disolvente (por ejemplo, metales catalizadores). Estos intervalos siguen siendo mas preferidos en los procesos de produccion de TPA que eliminan 4-CBA adicional de CTA (por ejemplo, por conversion de CTA en tereftalato de dimetilo mas esteres de impurezas y la posterior separacion del ester metflico de 4-CBA por destilacion, mediante procedimientos de digestion oxidativa para convertir 4-CBA en TPA, por procedimientos de hidrogenacion para convertir 4-CBA en acido para-toluico, que despues se separa por procedimientos de cristalizacion parcial). Estos intervalos son mas preferidos en procesos de produccion de TPA que eliminan 4-CBA adicional de CTA por procedimientos de digestion oxidativa para convertir 4-CBA en TPA.

Usando el nuevo conocimiento de intervalos preferidos de compuestos aromaticos reciclados y las cantidades relativas de los compuestos aromaticos formados directamente a partir de la oxidacion de impurezas de alimentacion en comparacion con otras vfas qufmicas intrfnsecas, se han descubierto intervalos mejorados para impurezas para para-xileno impuro que se suministra a un proceso de oxidacion parcial para la produccion de TPA. La Tabla 2, mostrada a continuacion, proporciona valores preferidos para la cantidad de meta-xileno, orto-xileno y etilbenceno + tolueno en la alimentacion de para-xileno.

TABLA 2 - Componentes de suministro de para-xileno impuro

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

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

etilbenceno + tolueno*: 20 - 700 5 - 500 100 - 300

total: 50 - 900 100 - 800 200 - 700

* La especificacion para etilbenceno + tolueno se ofrece por separado y en forma de suma

Los expertos en la materia reconoceran ahora que las impurezas anteriores dentro del para-xileno impuro pueden tener su mayor efecto en el medio de reaccion despues de que sus productos de oxidacion parcial se han acumulado en el disolvente reciclado. Por ejemplo, el suministro de la cantidad superior del intervalo mas preferido de meta-xileno, 400 ppmp, producira de inmediato aproximadamente 200 ppmp de acido isoftalico en la fase lfquida del medio de reaccion cuando se maneja con aproximadamente el 33% en peso de solidos en el medio de reaccion. Este valor se compara con una entrada desde la cantidad superior del intervalo mas preferido para acido isoftalico en disolvente reciclado de 400 ppmp que, despues de permitir la evaporacion tfpica del disolvente para enfriar el medio de reaccion, se eleva a aproximadamente 1.200 ppmp de acido isoftalico en la fase lfquida del medio de reaccion. Asf, es la acumulacion de productos de oxidacion parcial con el tiempo en el disolvente reciclado la que representa el impacto mas probable de las impurezas de meta-xileno, orto-xileno, etilbenceno y tolueno en la alimentacion de para-xileno impuro. En consecuencia, se prefiere que los intervalos anteriores de impurezas en la alimentacion de para-xileno impuro se mantengan durante al menos la mitad de cada dfa de operacion de cualquier medio de reaccion de oxidacion parcial en una unidad de fabricacion en particular, mas preferentemente durante al menos tres cuartos de cada dfa durante al menos siete dfas consecutivos de operacion y con la maxima preferencia cuando las medias ponderadas en masa de la composicion de alimentacion de para-xileno impura estan dentro de los intervalos preferidos durante al menos 30 dfas consecutivos de operacion.

Los medios para obtener para-xileno impuro de pureza preferida son ya conocidos en la tecnica e incluyen, pero no se limitan a, destilacion, procedimientos de cristalizacion parcial a temperaturas subambiente y procedimientos de cribado molecular usando adsorcion selectiva de tamano de poro. Sin embargo, los intervalos preferidos de pureza especificados en la presente memoria descriptiva son, en su extremo superior, mas exigentes y costosos de lo que se practica de forma caracterfstica entre proveedores comerciales de para-xileno; y todavfa en el extremo inferior, los intervalos preferidos evitan una costosa purificacion en exceso de para-xileno para su suministro a un medio de reaccion de oxidacion parcial mediante el descubrimiento y la descripcion de donde los efectos combinados de autogeneracion de impurezas a partir del para-xileno en sf y las reacciones de consumo de las impurezas en el medio de reaccion se hacen 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 etil-benceno y/o tolueno, la oxidacion de estas impurezas puede generar acido benzoico. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, el termino "acido benzoico generado por impurezas" denotara acido benzoico obtenido de cualquier fuente distinta del xileno durante la oxidacion del xileno.

Tal como se describe en la presente memoria descriptiva, una parte del acido benzoico producida durante la oxidacion de xileno se obtiene del xileno en sf. Esta produccion de acido benzoico a partir de xileno es distinta ademas a cualquier parte de produccion de acido benzoico que puede ser acido benzoico generado por impurezas. Sin verse limitado por ninguna teorfa, se cree que el acido benzoico procede del xileno en el medio de reaccion cuando varios productos de oxidacion intermedios de xileno se descarbonilan espontaneamente (perdida de monoxido de carbono) o se decarboxilan (perdida de dioxido de carbono) para producir asf radicales arilo. Estos

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radicales arilo pueden extraer entonces un atomo de hidrogeno de una de las muchas fuentes disponibles en el medio de reaccion y producen acido benzoico autogenerado. Con independencia del mecanismo qmmico, el termino "acido benzoico autogenerado", tal como se usa en la presente memoria descriptiva, denotara acido benzoico derivado de xileno durante la oxidacion de xileno.

Como tambien se divulga en la presente memoria descriptiva, cuando el para-xileno se oxida para producir acido tereftalico (TPA), la produccion de acido benzoico autogenerado provoca 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 guarda correlacion con el incremento de muchas reacciones secundarias no deseables, lo que incluye en particular la generacion de compuestos altamente coloreados denominados mono-carboxi-fluorenonas. El acido benzoico autogenerado tambien contribuye a la acumulacion no deseable de acido benzoico en el filtrado reciclado lo que eleva aun mas la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion. Asf, la formacion de acido benzoico autogenerado se reduce al mmimo de forma deseable, pero esto se considera tambien de forma apropiada simultaneamente con el acido benzoico generado por impurezas, con factores que influyen en el consumo de acido benzoico, con factores que corresponden a otras cuestiones relacionadas con la selectividad de la reaccion y con el enfoque economico general.

Los autores de la invencion han descubierto que la autogeneracion de acido benzoico puede controlarse en niveles bajos mediante la seleccion apropiada, por ejemplo, de la temperatura, la distribucion del xileno y la disponibilidad de oxfgeno en el medio de reaccion durante la oxidacion. Sin desear verse limitado por ninguna teona, las menores temperaturas y la mejora en la disponibilidad de oxfgeno parecen suprimir las tasas de descarbonilacion y/o descarboxilacion, evitando asf el aspecto de la perdida de rendimiento del acido benzoico autogenerado. Una suficiente disponibilidad de oxfgeno 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 los radicales arilo en acido benzoico o en acidos hidroxibenzoicos. Con independencia de los mecanismos qmmicos, los autores de la invencion han descubierto condiciones de reaccion que, aunque suficientemente ligeras para reducir la produccion de acido benzoico, son suficientemente intensas para oxidar una alta fraccion de la produccion de acido hidroxibenzoico en monoxido de carbono y/o dioxido de carbono, que se eliminan facilmente del producto de oxidacion.

En una realizacion preferida, el reactor de oxidacion esta configurado y accionado de tal manera que la formacion de acido benzoico autogenerado se reduce al mmimo y la oxidacion de acidos hidroxibenzoicos en monoxido de carbono y/o dioxido de carbono se eleva al maximo. Cuando el reactor de oxidacion se emplea para oxidar el para- xileno en acido tereftalico, se prefiere que el para-xileno constituya al menos aproximadamente el 50% en peso del xileno total en la corriente de alimentacion introducida en el reactor. Mas preferentemente, el para-xileno constituye al menos aproximadamente el 75% en peso del xileno total en la corriente de alimentacion. Mas preferentemente todavfa, el para-xileno constituye al menos el 95% en peso del xileno total en la corriente de alimentacion. Con la maxima preferencia, el para-xileno constituye sustancialmente la totalidad del xileno total en la corriente de alimentacion.

Cuando el reactor se emplea para oxidar el para-xileno en acido tereftalico, se prefiere que la tasa de produccion de acido tereftalico se eleve al maximo, mientras que la tasa de produccion de acido benzoico autogenerado se reduce al mmimo. Preferentemente, la relacion entre la tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico y la tasa de produccion (en peso) de acido benzoico autogenerado es de al menos aproximadamente 500:1, mas preferentemente al menos aproximadamente 1.000:1 y con la maxima preferencia al menos 1.500:1. Tal como se vera mas adelante, la tasa de produccion de acido benzoico autogenerado se mide preferentemente cuando la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion esta por debajo de 2.000 ppmp, mas preferentemente por debajo de 1.000 ppmp y con la maxima preferencia por debajo de 500 ppmp, dado que estas bajas concentraciones suprimen a tasas adecuadamente bajas las reacciones que convierten el acido benzoico en otros compuestos.

Combinando el acido benzoico autogenerado y el acido benzoico generado por impurezas, la relacion entre la tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico y la tasa de produccion (en peso) de acido benzoico total es preferentemente de al menos aproximadamente 400:1, mas preferentemente al menos aproximadamente 700:1 y con la maxima preferencia al menos 1,100:1. Tal como se vera mas adelante, la suma de la tasa de produccion de acido benzoico autogenerado mas acido benzoico generado por impurezas se mide preferentemente cuando la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion esta por debajo de 2.000 ppmp, mas preferentemente por debajo de 1.000 ppmp y con la maxima preferencia por debajo de 500 ppmp, dado que estas bajas concentraciones suprimen a tasas adecuadamente bajas las reacciones que convierten el acido benzoico en otros compuestos.

Tal como se describe en la presente memoria descriptiva, las concentraciones elevadas de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion conducen a un aumento en la formacion de otros muchos compuestos aromaticos, varios de los cuales son impurezas perjudiciales en TPA; y, tal como se describe en la presente memoria descriptiva,

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las concentraciones elevadas de acido benzoico en la fase liquida del medio de reaccion conducen a un aumento en la formacion de gases de oxidos de carbono, cuya formacion representa una perdida de rendimiento en el oxidante y en los compuestos aromaticos y/o el disolvente. Ademas, se describe ahora que los autores de la invencion han descubierto que una parte considerable de este aumento en la formacion de otros compuestos aromaticos y de oxidos de carbono procede de reacciones que convierten parte de las moleculas del acido benzoico en si, en contraste con el acido benzoico que cataliza otras reacciones sin ser consumido en si mismo. En consecuencia, la "generacion neta de acido benzoico" se define en la presente memoria descriptiva como el peso promediado en el tiempo de todo el acido benzoico que sale del medio de reaccion menos el peso promediado en el tiempo de todo el acido benzoico que entra en el medio de reaccion durante el mismo periodo de tiempo. Esta generacion neta de acido benzoico es a menudo positiva, impulsada por las tasas de formacion de acido benzoico generado por impurezas y de acido benzoico autogenerado. Sin embargo, los autores de la invencion han descubierto que la tasa de conversion de acido benzoico en oxidos de carbono, y en otros varios compuestos, parece aumentar de forma aproximadamente lineal cuando la concentracion de acido benzoico se incrementa en la fase liquida del medio de reaccion, medida cuando otras condiciones de reaccion que comprenden temperatura, disponibilidad de oxfgeno, RET y actividad de reaccion se mantienen adecuadamente constantes. Asf, cuando la concentracion de acido benzoico en la fase liquida del medio de reaccion es suficientemente alta, tal vez debido a una concentracion elevada de acido benzoico en disolvente reciclado, entonces la conversion de moleculas de acido benzoico en otros compuestos, incluidos los oxidos de carbono, puede hacerse igual o mayor que la generacion qufmica de nuevas moleculas de acido benzoico. En este caso, la generacion neta de acido benzoico puede equilibrarse cerca de cero o hacerse incluso negativa. Los autores de la invencion han descubierto que cuando la generacion neta de acido benzoico es positiva, entonces la relacion entre la tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico en el medio de reaccion comparada con la tasa de generacion neta de acido benzoico en el medio de reaccion esta preferentemente por encima de aproximadamente 700:1, mas preferentemente por encima de aproximadamente 1.100:1 y con la maxima preferencia por encima de 4.000:1. Los autores de la invencion han descubierto que cuando la generacion neta de acido benzoico es negativa, la relacion entre la tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico en el medio de reaccion comparada con la tasa de generacion neta de acido benzoico en el medio de reaccion esta preferentemente por encima de aproximadamente 200:(-1), mas preferentemente por encima de aproximadamente 1.000:(-1) y con la maxima preferencia por encima de 5.000:(-1).

Los autores de la invencion han descubierto tambien intervalos preferidos para la composicion de la suspension (lfquido + solido) retirada del medio de reaccion y para la parte de CTA solido de la suspension. La suspension preferida y las composiciones de CTA preferidas son sorprendentemente superiores y utiles. Por ejemplo, el TPA purificado producido a partir de este CTA preferido por digestion oxidativa tiene un nivel suficientemente bajo de impurezas totales y de impurezas coloreadas de forma que el TPA purificado es adecuado, sin hidrogenacion de 4- CBA adicional y/o impurezas coloreadas, para una amplia variedad de aplicaciones en fibras de PET y aplicaciones de envasado en PET. Por ejemplo, la composicion de suspension preferida proporciona una fase liquida del medio de reaccion que es relativamente baja en concentracion de impurezas importantes y esto reduce enormemente la creacion de otras impurezas todavfa mas indeseables tal como se describe en la presente memoria descriptiva. Ademas, la composicion de suspension preferida ayuda de forma importante al posterior procesamiento de lfquido a partir de la suspension para volverse disolvente reciclado adecuadamente puro.

El CTA producido de acuerdo con una realizacion de la presente invencion contiene menos impurezas de tipos seleccionados que el CTA producido por procesos y aparatos convencionales, en particular aquellas que emplean disolvente reciclado. Las impurezas que pueden estar presentes en CTA incluyen las siguientes: 4- carboxibenzaldehfdo (4-CBA), 4,4'-dicarboxiestilbeno (4,4'-DCS), 2,6-dicarboxiantraquinona (2,6-DCA), 2,6- dicarboxifluorenona (2,6-DCF), 2,7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF), 3,5-dicarboxifluorenona (3,5-DCF), acido 9- fluorenona-2-carboxflico (9F-2CA), acido 9-fluorenona-4-carboxflico (9F-4CA), 4,4'-dicarboxibifenilo (4,4'-DCB), 2,5,4'-tricarboxibifenilo (2,5,4'-TCB), acido ftalico (PA), acido isoftalico (IPA), acido benzoico (BA), acido trimelftico (TMA), acido para-toluico (PTAC), 2,6-dicarboxibenzocumarina (2,6-DCBC), 4,4'-dicarboxibencilo (4,4'-DCBZ), 4,4'- dicarboxibenzofenona (4,4'-DCBP), 2,5,4'-tricarboxibenzofenona (2,5,4'-TCBP). La Tabla 3, mostrada a continuacion, proporciona las cantidades preferidas de estas impurezas en CTA producido de acuerdo con una realizacion de la presente invencion.

TABLA 3 - Impurezas de CTA

Identificacion de impurezas: Ctd. preferida (ppmp) Ctd. mas preferida (ppmp) La ctd. mas preferida (ppmp)

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

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

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

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

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

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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 5 - 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 con respecto al CTA producido por procesos y aparatos convencionales, en particular los que emplean disolvente reciclado. Asf, 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 el 25%, mas preferentemente de al menos aproximadamente el 50% y con la maxima preferencia de al menos el 60%. Se prefiere ademas que el CTA producido de acuerdo con una realizacion de la presente invencion tenga una transmitancia porcentual a 400 nanometros (nm) de al menos aproximadamente el 88%, mas preferentemente de al menos aproximadamente el 90% y con la maxima preferencia de al menos el 92%.

La prueba de la transmitancia porcentual proporciona una medida de las impurezas coloreadas de absorcion de luz presentes en TPA o CTA. Tal como se usa en la presente memoria descriptiva, la prueba se refiere a mediciones realizadas en una parte de una solucion preparada disolviendo 2,00 gramos de TpA o CTA solido seco en 20,0 mililitros de sulfoxido de dimetilo (DMSO), de calidad analftica o superior. Una parte de esta solucion se coloca a continuacion en una celula de flujo semi-micro Hellma, PN 176.700, que esta hecha de cuarzo y tiene un camino luminoso de 1,0 cm y un volumen de 0,39 mililitros (Hellma USA, 80 Skyline Drive, Plainview, NY 11803). Se usa un espectrofotometro de matrices de diodos Agilent 8453 para medir la transmitancia de diferentes longitudes de onda de la luz a traves de esta celula de flujo rellena (Agilent Technologies, 395 Page Mill Road, Palo Alto, CA 94303). Despues de la correccion apropiada para la absorbancia con respecto al fondo, lo que incluye pero no se limita a la celula y el disolvente usados, los resultados de transmitancia porcentual, que caracterizan a la fraccion de luz incidente que se transmite a traves de la solucion, son comunicados directamente por la maquina. Los valores de transmitancia porcentual en las longitudes de onda de luz de 340 nanometros y 400 nanometros son utiles especialmente para discriminar el TPA puro de muchas de las impurezas presentes normalmente en el mismo.

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

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4-CBA: < 8.000 < 5.000 < 2.500

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

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

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

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

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

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

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

Fluorenonas totales: < 90 2 - 60 5 - 30

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

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

PA: < 3.000 25 - 1.500 75 - 500

IPA: 9.000 75 - 4.500 225 - 1.500

BA: < 15.000 100 - 6.000 300 - 2.000

TMA: < 3.000 25 - 1.500 75 - 500

PTAC: < 8.000 100 - 4.000 200 - 2.000

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

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

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

Estas composiciones preferidas para la suspension comprenden la composicion preferida de la fase liquida del medio de reaccion mientras que evitan de forma util las dificultades experimentales relativas a la precipitacion de los componentes de fase liquida adicionales de los componentes en fase solida del medio de reaccion durante el muestreo del medio de reaccion, la separacion de lfquidos y solidos y el desplazamiento en las condiciones analfticas.

En la fase de suspension del medio de reaccion y en el CTA del medio de reaccion estan presentes tambien normalmente muchas otras impurezas aromaticas, que varfan generalmente a niveles todavfa inferiores y/o en proporcion con uno o mas de los compuestos aromaticos divulgados. El control de los compuestos aromaticos divulgados en los intervalos preferidos mantendra otras impurezas aromaticas en niveles adecuados. Se permite que estas composiciones ventajosas para la fase de suspension en el medio de reaccion y para el CTA solido tomado directamente de la suspension actuen con realizaciones de la invencion divulgada en la presente memoria descriptiva para la oxidacion parcial de para-xileno en TPA.

La medida de la concentracion de los componentes de bajo nivel en el disolvente, el disolvente reciclado, el CTA, la suspension del medio de reaccion y el PTA se realiza usando procedimientos de cromatografia liquida. A continuacion se describen dos realizaciones intercambiables.

El procedimiento al que se refiere la presente memoria descriptiva como HPLC-DAD comprende cromatografia liquida de alta presion (HPLC) unida a detector de matrices de diodos (DAD) para proporcionar la separacion y la cuantificacion de diversas especies moleculares en una muestra dada. El instrumento usado en esta medicion es un modelo 1100 HPLC equipado con un DAD, proporcionado por Agilent Technologies (Palo Alto, CA), aun cuando tambien existen en el comercio otros instrumentos adecuados y de otros proveedores. Tal como se conoce en la tecnica, el tiempo de elucion y la respuesta del detector se calibran usando compuestos conocidos presentes en cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiados para los que aparecen en las muestras desconocidas reales.

El procedimiento al que se refiere la presente memoria descriptiva como HPLC-MS comprende cromatografia liquida de alta presion (HPLC) junto con espectrometrfa de masas (MS) para proporcionar la separacion, la identificacion y la cuantificacion de diversas especies moleculares en una muestra dada. Los instrumentos usados en esta medicion son Alliance HPLC y ZQ MS proporcionados por Waters Corp. (Milford, MA), aun cuando existen en el comercio otros instrumentos adecuados y de otros proveedores. Tal como se conoce en la tecnica, el tiempo de elucion y la respuesta de espectrometrfa de masas se calibran usando compuestos conocidos presentes en cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiados para los que aparecen en las muestras desconocidas reales.

Otra realizacion se refiere a la oxidacion parcial de un compuesto aromatico oxidable con equilibrio apropiado de la supresion de impurezas aromaticas perjudiciales, por una parte, frente a la produccion de dioxido de carbono y monoxido de carbono, colectivamente oxidos de carbono (COx), por otra. Estos oxidos de carbono salen

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normalmente del recipiente de reaccion en el gas desprendido, y corresponden a la perdida destructiva de disolvente y de compuesto oxidable, lo que incluye los derivados oxidados preferidos en ultima instancia (por ejemplo, acido acetico, para-xileno y TPA). Los autores de la invencion han descubierto lfmites inferiores para la produccion de oxidos de carbono por debajo de los cuales parece que la creacion elevada de impurezas aromaticas perjudiciales, tal como se describe mas adelante, y el bajo nivel global de conversion nivel son inevitablemente demasiado bajos para tener utilidad economica. Los autores de la invencion han descubierto tambien lfmites superiores de oxidos de carbono por encima de los cuales la generacion de oxidos de carbono sigue aumentando con escaso valor adicional proporcionado por la reduccion en la generacion de impurezas aromaticas perjudiciales.

Los autores de la invencion han descubierto que la reduccion de las concentraciones en fase lfquida de la alimentacion de compuesto aromatico oxidable y de las especies intermedias aromaticas en un medio de reaccion conduce a menores tasas de generacion de impurezas perjudiciales durante la oxidacion parcial del compuesto oxidable aromatico. Estas impurezas perjudiciales incluyen anillos aromaticos acoplados y/o moleculas aromaticas que contienen mas que el numero deseado de grupos de acidos carboxflicos (por ejemplo, en la oxidacion de para- xileno las impurezas perjudiciales incluyen 2,6-dicarboxiantraquinona, 2,6-dicarboxifluorenona, acido trimelftico, 2,5,4'-tricarboxibifenilo y 2,5,4'-benzofenona). Las especies intermedias aromaticas incluyen compuestos aromaticos procedentes de la alimentacion de compuesto oxidable aromatico y que todavfa conservan grupos hidrocarbilo no aromaticos (por ejemplo, en la oxidacion de para-xileno las especies intermedias aromaticas comprenden para- tolualdehfdo, tereftaldehfdo, acido para-toluico, 4-CBA, acido 4-hidroximetilbenzoico y acido alfa-bromo-para-toluico). La alimentacion del compuesto aromatico oxidable y las especies intermedias aromaticas que conservan grupos hidrocarbilo no aromaticos, cuando estan presentes en la fase lfquida del medio de reaccion, parecen conducir a impurezas perjudiciales de una forma semejante a la ya descrita en la presente memoria descriptiva para especies aromaticas disueltas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (por ejemplo, acido isoftalico).

En contra de esta necesidad de una mayor actividad de reaccion para suprimir la formacion de impurezas aromaticas perjudiciales durante la oxidacion parcial del compuesto oxidable aromatico, los autores de la invencion han descubierto que el resultado esperado no deseable es un aumento en la produccion de oxidos de carbono. Es importante comprender que estos oxidos de carbono representan una perdida de rendimiento de compuesto oxidable y oxidante, no solo de disolvente. Explfcitamente, una fraccion sustancial y a veces principal de los oxidos de carbono procede del compuesto oxidable, y sus derivados, mas que del disolvente; y a menudo el compuesto oxidable cuesta mas por unidad de carbono que el disolvente. Ademas, es importante comprender que el producto deseado de acido carboxflico (por ejemplo, TPA) tambien esta sometido a exceso de oxidacion en oxidos de carbono cuando esta en la fase lfquida del medio de reaccion.

Tambien es importante comprender que la presente invencion se refiere a reacciones en la fase lfquida del medio de reaccion y a concentraciones del reactivo que contiene. Esto contrasta con algunas invenciones anteriores que se refieren directamente a la creacion en forma solida precipitada de un compuesto aromatico que conserva grupos hidrocarbilo no aromaticos. Especfficamente, para la oxidacion parcial de para-xileno en TPA, algunas invenciones anteriores se refieren a la cantidad de 4-CBA precipitado en la fase solida de CTA. Sin embargo, los autores de la presente invencion han descubierto una variacion de mas de dos a uno para la relacion entre 4-CBA en la fase solida y 4-CBA en la fase lfquida, usando las mismas especificaciones de temperatura, presion, catalisis, composicion de disolvente y velocidad de reaccion de espacio-tiempo de para-xileno, dependiendo de si la oxidacion parcial se realiza en un autoclave bien mezclado o en un medio de reaccion con graduacion de oxfgeno y para-xileno de acuerdo con la presente invencion. Ademas, los autores de la invencion han observado que la relacion entre 4- CBA en la fase solida y 4-CBA en la fase lfquida puede variar tambien en dos a uno en medio de reaccion bien mezclado o graduado dependiendo de la velocidad de reaccion de espacio-tiempo de para-xileno con especificaciones similares de temperatura, presion, catalisis y composicion de disolvente. Ademas, el 4-CBA en la fase solida CTA no parece contribuir a la formacion de impurezas perjudiciales, y el 4-CBA en la fase solida puede recuperarse y oxidarse en TPA de forma sencilla y con alto rendimiento (por ejemplo, mediante digestion oxidativa de la suspension de CTA tal como se describe en la presente memoria descriptiva); mientras que la eliminacion de impurezas perjudiciales es bastante mas diffcil y costosa que la eliminacion de 4-CBA de la fase solida, y la produccion de oxidos de carbono representa una perdida de rendimiento permanente. Asf, es importante distinguir que este aspecto de la presente invencion se refiere a composiciones en fase lfquida en el medio de reaccion.

Con independencia de que proceda de disolvente o de compuesto oxidable, los autores de la invencion han descubierto que en las conversiones de utilidad comercial la produccion de oxidos de carbono esta relacionada intensamente con el nivel de actividad de reaccion global a pesar de la amplia variacion en la combinacion especffica de temperatura, metales, halogenos, temperatura, acidez del medio de reaccion medida por pH, concentracion de agua empleada para obtener el nivel de actividad de reaccion global. Los autores de la invencion han encontrado util la oxidacion parcial de xileno para evaluar el nivel de actividad de reaccion global usando la concentracion en fase lfquida de acidos toluicos a media altura del medio de reaccion, en la parte inferior del medio de reaccion y en la parte superior del medio de reaccion.

Asf, aparece un importante equilibrado simultaneo para reducir al mfnimo la creacion de impurezas perjudiciales

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aumentando la actividad de reaccion y ademas minimizar la creacion de oxidos de carbono reduciendo la actividad de reaccion. Es decir, si la produccion global de oxidos de carbono se suprime a niveles demasiado bajos, se forman entonces niveles excesivos de impurezas perjudiciales, y a la inversa.

Ademas, los autores de la invencion han descubierto que la solubilidad y la reactividad relativa del acido carboxflico deseado (por ejemplo, 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 equilibrado de oxidos de carbono frente a impurezas perjudiciales. El producto deseado de acido carboxflico se disuelve normalmente en la fase lfquida del medio de reaccion, aun cuando este 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 en niveles comprendidos entre aproximadamente mil ppmp y un exceso del 1% en peso, donde la solubilidad aumenta al aumentar la temperatura. Aun cuando existan diferencias en las velocidades de reaccion hacia la formacion de diversas impurezas perjudiciales a partir de la alimentacion del compuesto oxidable aromatico (por ejemplo, para- xileno), de productos intermedios de reaccion aromaticos (por ejemplo, acido para-toluico), del producto deseado de acido carboxflico aromatico (por ejemplo, TPA) y de especies aromaticas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (por ejemplo, acido isoftalico), la presencia y reactividad de los dos ultimos grupos establece una region de retornos en disminucion en lo relativo a la supresion adicional de los dos primeros grupos, la alimentacion del compuesto oxidable aromatico y los productos intermedios de reaccion aromaticos. Por ejemplo, en una oxidacion parcial de para-xileno en TPA, si el TPA disuelto suma 7.000 ppmp en la fase lfquida del medio de reaccion en condiciones dadas, el acido benzoico disuelto suma 8.000 ppmp, el acido isoftalico disuelto suma 6.000 ppmp y el acido ftalico disuelto suma 2.000 ppmp, entonces el valor hacia una reduccion adicional de los compuestos perjudiciales totales empieza a disminuir cuando se incrementa 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 la concentracion en la fase lfquida del medio de reaccion de especies aromaticas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos se altera muy poco al aumentar la actividad de reaccion, y su presencia sirve para ampliar hacia arriba la region de disminucion de retornos para reducir la concentracion de productos intermedios de reaccion con el fin de suprimir la formacion de impurezas perjudiciales.

Asf, una realizacion de la presente invencion proporciona intervalos preferidos de oxidos de carbono, unidos en el extremo inferior por una baja actividad de reaccion y una formacion excesiva de impurezas perjudiciales y en el extremo superior por perdidas excesivas de carbono, pero a niveles inferiores a los descubiertos anteriormente y descritos como comercialmente utiles. En consecuencia, la formacion de oxidos de carbono se controla preferentemente del modo siguiente. La relacion entre moles de oxidos de carbono totales producidos y moles de compuesto oxidable aromatico suministrado es preferentemente mayor que aproximadamente 0,02:1, mas preferentemente mayor que aproximadamente 0,04:1, mas preferentemente todavfa mayor que aproximadamente 0,05:1 y con la maxima preferencia mayor que 0,06:1. Al mismo tiempo, la relacion entre moles de oxidos de carbono totales producidos y moles de compuesto oxidable aromatico suministrado es preferentemente mayor que aproximadamente 0,24:1, mas preferentemente mayor que aproximadamente 0,22:1, mas preferentemente todavfa mayor que aproximadamente 0,19:1 y con la maxima preferencia menor que 0,15:1. La relacion entre moles de dioxido de carbono producidos y moles de compuesto oxidable aromatico suministrado es preferentemente mayor que aproximadamente 0,01:1, mas preferentemente mayor que aproximadamente 0,03:1, mas preferentemente todavfa mayor que aproximadamente 0,04:1 y con la maxima preferencia mayor que 0,05:1. Al mismo tiempo, la relacion entre moles de dioxido de carbono producidos y moles de compuesto oxidable aromatico suministrado es preferentemente mayor que aproximadamente 0,21:1, mas preferentemente mayor que aproximadamente 0,19:1, mas preferentemente todavfa mayor que aproximadamente 0,16:1 y con la maxima preferencia menor que 0,11. La relacion entre moles de monoxido de carbono producidos y moles de compuesto oxidable aromatico suministrado es preferentemente mayor que aproximadamente 0,005:1, mas preferentemente mayor que aproximadamente 0,010:1, mas preferentemente todavfa mayor que aproximadamente 0,015:1 y con la maxima preferencia mayor que 0,020:1. Al mismo tiempo, la relacion entre moles de monoxido de carbono producidos y moles de compuesto oxidable aromatico suministrado es preferentemente mayor que aproximadamente 0,09:1, mas preferentemente mayor que aproximadamente 0,07:1, mas preferentemente todavfa mayor que aproximadamente 0,05:1 y con la maxima preferencia menor que 0,04:1

El contenido de dioxido de carbono en gas seco desprendido del reactor de oxidacion es preferentemente mayor que aproximadamente el 0,10% en moles, mas preferentemente mayor que aproximadamente el 0,20% en moles, mas preferentemente todavfa mayor que aproximadamente el 0,25% en moles y con la maxima preferencia mayor que el 0,30% en moles. Al mismo tiempo, el contenido de dioxido de carbono en gas seco desprendido del reactor de oxidacion es preferentemente menor que aproximadamente el 1,5% en moles, mas preferentemente menor que aproximadamente el 1,2% en moles, mas preferentemente todavfa menor que aproximadamente el 0,9% en moles y con la maxima preferencia menor que el 0,8% en moles. El contenido de monoxido de carbono en gas seco desprendido del reactor de oxidacion es preferentemente mayor que aproximadamente el 0,05% en moles, mas preferentemente mayor que aproximadamente el 0,10% en moles, mas preferentemente todavfa mayor que el 0,15% y con la maxima preferencia mayor que el 0,18% en moles. Al mismo tiempo, el contenido de monoxido de carbono en gas seco desprendido del reactor de oxidacion es preferentemente menor que aproximadamente el 0,60% en

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moles, mas preferentemente menor que aproximadamente el 0,50% en moles, mas preferentemente todavfa menor que aproximadamente el 0,35% en moles y con la maxima preferencia menor que el 0,28% en moles.

Los autores de la invencion han descubierto que un factor importante para reducir la produccion de oxidos de carbono a estos intervalos preferidos consiste en mejorar la pureza del filtrado reciclado y de la alimentacion de compuesto oxidable para reducir la concentracion de compuestos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos de acuerdo con descripciones de la presente invencion, lo cual reduce simultaneamente la formacion de oxidos de carbono y de impurezas perjudiciales. Otro factor es la mejora de la distribucion de para-xileno y oxidante en el recipiente de reaccion de acuerdo con las descripciones de la presente invencion. Otros factores que permiten los niveles preferidos anteriores de oxidos de carbono son operar con los gradientes en el medio de reaccion tal como se describe en la presente memoria descriptiva para presion, temperatura, concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida y oxidante en la fase gaseosa. Otros factores que permiten los niveles preferidos anteriores de oxidos de carbono son operar en las descripciones en la presente memoria descriptiva preferidas para velocidad de reaccion de espacio-tiempo, presion, temperatura, composicion de disolvente, composicion del catalizador y geometrfa mecanica del recipiente de reaccion.

Una ventaja importante de trabajar en los intervalos preferidos de formacion de oxidos de carbono es que el uso de oxfgeno molecular puede reducirse, aunque no a valores estequiometricos. Con independencia de la buena graduacion de oxidante y compuesto oxidable de acuerdo con la presente invencion, un exceso de oxfgeno debe conservarse por encima del valor estequiometrico, tal como se calcula para la alimentacion de compuesto oxidable en solitario, con el fin de permitir algunas perdidas en oxidos de carbono y de proporcionar un exceso de oxfgeno molecular para controlar la formacion de impurezas perjudiciales. Especfficamente para el caso en que el xileno es la alimentacion de compuesto oxidable, la relacion de alimentacion entre el peso de oxfgeno molecular y el peso de xileno es preferentemente mayor que aproximadamente 0,91:1,00, mas preferentemente mayor que aproximadamente 0,95:1,00 y con la maxima preferencia mayor que 0,99:1,00. Al mismo tiempo, la relacion de alimentacion entre el peso de oxfgeno molecular y el peso de xileno es preferentemente menor que aproximadamente 1,20:1,00, mas preferentemente menor que aproximadamente 1,12:1,00 y con la maxima preferencia menor que 1,06:1,00. Especfficamente para alimentacion de xileno, el contenido promediado en el tiempo de oxfgeno molecular en el gas seco desprendido del reactor de oxidacion es preferentemente mayor que aproximadamente el 0,1% en moles, mas preferentemente mayor que aproximadamente el 1% en moles y con la maxima preferencia mayor que el 1,5% en moles. Al mismo tiempo, el contenido promediado en el tiempo de oxfgeno molecular en el gas seco desprendido del reactor de oxidacion es preferentemente menor que aproximadamente el 6% en moles, mas preferentemente menor que aproximadamente el 4% en moles y con la maxima preferencia menor que el 3% en moles.

Otra ventaja importante de trabajar en los intervalos preferidos de formacion de oxidos de carbono es que se convierte menos compuesto aromatico en oxidos de carbono y otras formas menos valiosas. Esta ventaja se evalua usando la suma de los moles de todos los compuestos aromaticos que salen del medio de reaccion dividido por la suma de los moles de todos los compuestos aromaticos que entran en el medio de reaccion durante un periodo continuo de tiempo, preferentemente una hora, mas preferentemente un dfa y con la maxima preferencia 30 dfas consecutivos. Esta relacion se refiere en lo sucesivo como la "relacion de supervivencia molar" para compuestos aromaticos a traves del medio de reaccion y se expresa como un porcentaje numerico. Si todos los compuestos aromaticos de entrada salen del medio de reaccion como compuestos aromaticos, aunque principalmente en formas oxidadas de los compuestos aromaticos de entrada, entonces la relacion de supervivencia molar tiene su valor maximo del 100%. Si exactamente 1 de cada 100 moleculas aromaticas de entrada se convierte en oxidos de carbono y/u otras moleculas no aromaticas (por ejemplo, acido acetico) mientras pasan a traves del medio de reaccion, entonces la relacion de supervivencia molar es del 99%. Especfficamente para el caso en que el xileno es la principal alimentacion de compuesto oxidable aromatico, la relacion de supervivencia molar para compuestos aromaticos a traves del medio de reaccion es preferentemente mayor que aproximadamente el 98%, mas preferentemente mayor que aproximadamente el 98,5% y con la maxima preferencia mayor que el 99,0%. Al mismo tiempo y con el fin de que este presente una actividad de reaccion global suficiente, la relacion de supervivencia molar para compuestos aromaticos a traves del medio de reaccion es preferentemente menor que aproximadamente el 99,9%, mas preferentemente menor que aproximadamente el 99,8% y con la maxima preferencia menor que el 99,7% cuando el xileno es la principal alimentacion de compuesto oxidable aromatico.

Otro aspecto implica la produccion de acetato de metilo en un medio de reaccion que comprende acido acetico y uno o mas compuestos oxidables aromaticos. Este acetato de metilo es relativamente volatil en comparacion con el agua y el acido acetico y tiende asf a seguir al gas desprendido salvo que se emplee un enfriamiento adicional u otras operaciones en la unidad para recuperarlo y/o destruirlo antes de que libere el gas desprendido de nuevo en el ambiente. La formacion de acetato de metilo representa asf un coste operativo y tambien un coste de capital. Tal vez el acetato de metilo se forma combinando primero un radical metilo, tal vez a partir de la descomposicion de acido acetico, con oxfgeno para producir hidroperoxido de metilo, de la descomposicion posterior para formar metanol y finalmente de la reaccion del metanol producido con el acido acetico restante para formar acetato de metilo. Con independencia de la via qufmica, los autores de la invencion han descubierto que cuando la produccion de acetato

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de metilo tiene lugar a una velocidad demasiado baja, entonces la produccion de oxidos de carbono es tambien demasiado baja y la produccion de impurezas aromaticas perjudiciales es demasiado alta. Si la produccion de acetato de metilo tiene lugar a una velocidad demasiado baja, entonces la produccion de oxidos de carbono es tambien innecesariamente alta lo que conduce a perdidas de rendimiento de disolvente, compuesto oxidable y oxidante. Cuando se emplean las realizaciones preferidas descritas en la presente memoria descriptiva, la relacion de produccion entre moles de acetato de metilo producidos y moles de compuesto oxidable aromatico suministrados es preferentemente mayor que aproximadamente 0,005:1, mas preferentemente mayor que aproximadamente 0,010:1 y con la maxima preferencia mayor que 0,020:1. Al mismo tiempo, la relacion de produccion entre moles de acetato de metilo producidos y moles de compuesto oxidable aromatico suministrados es preferentemente menor que aproximadamente 0,09:1, mas preferentemente menor que aproximadamente 0,07:1, mas preferentemente todavfa menor que aproximadamente 0,05:1 y con la maxima preferencia menor que 0,04:1.

EJEMPLO 1 (Estado de la tecnica)

Este es un ejemplo operativo de una oxidacion comercial de para-xileno en un reactor de columna de burbujas. Este ejemplo demuestra, por ejemplo, que existen gradientes verticales importantes para concentraciones de para-xileno cuando se emplean condiciones geometricas y de proceso apropiadas de acuerdo con los aspectos de la presente invencion.

Este ejemplo empleo un recipiente de oxidacion de columna de burbujas comercial que tenia un cuerpo casi vertical esencialmente cilfndrico con un diametro interior de aproximadamente 2,44 metros. La altura de la columna del recipiente de oxidacion de burbujas era de aproximadamente 32 metros desde la lfnea tangente (LT) inferior a la LT superior. El recipiente estaba provisto de aproximadamente 2:1 cabezales elfpticos en la parte superior e inferior del cilindro. El nivel operativo era de aproximadamente 25 metros del medio de reaccion por encima de la LT inferior. La velocidad de alimentacion de para-xileno de pureza comercial era efectivamente estacionaria a una velocidad de aproximadamente 81 kilogramos por minuto, para entrar en el recipiente de reaccion a traves de un orificio circular situado en la pared de la seccion cilfndrica a una elevacion de aproximadamente 4,35 metros por encima de la LT inferior. El diametro interno de dicho orificio en la pared era de aproximadamente 0,076 metros. Se suministro un disolvente de filtrado a una velocidad efectivamente estacionaria de aproximadamente 777 kilogramos por minuto. Una fraccion no medida de este disolvente de filtrado, estimada por los tamanos de los conductos y las cafdas de presion en aproximadamente 20 kilogramos por minuto, se suministro como un purgante lfquido al rociador de oxidante. El equilibrio del disolvente de filtrado, aproximadamente 757 kilogramos por minuto, se suministro mezclado fntimamente con el para-xileno de pureza comercial. La corriente de alimentacion en fase liquida combinada de disolvente de filtrado y para-xileno de pureza comercial se cuantifico asf como aproximadamente 838 kilogramos por minuto para producir una velocidad superficial del flujo de entrada a traves de dicho orificio en la pared de aproximadamente 3 metros por segundo. Este disolvente de filtrado procedia de un sistema de reciclado de planta y estaba formado por mas de aproximadamente el 97% en peso de acido acetico y agua. La concentracion de componentes de catalizador en el disolvente de filtrado fue tal que la composicion en la fase liquida del medio de reaccion fue de aproximadamente 1.777 ppmp de cobalto, aproximadamente 1.518 ppmp de bromo y aproximadamente 107 ppmp de manganeso. Se suministro una corriente de disolvente de reflujo separada en forma de gotas en la zona de desacoplamiento de gases por encima del nivel operativo del medio de reaccion a una velocidad efectivamente estacionaria de aproximadamente 572 kilogramos por minuto. Este disolvente de reflujo estaba formado por mas de aproximadamente el 99% en peso de acido acetico y agua; y el disolvente de reflujo procedia de un sistema de reciclado de planta separado que no tenia niveles significativos de componentes de catalizador. El contenido de agua combinado de la alimentacion de disolvente de filtrado y de la alimentacion de disolvente de reflujo fue tal que la concentracion de agua en la fase liquida del medio de reaccion fue de aproximadamente el 6,0% en peso. El oxidante era aire comprimido suministrado a una velocidad efectivamente estacionaria de aproximadamente 384 kilogramos por minuto a traves de un rociador de oxidante similar al ilustrado en las FIG. 2-5. Este rociador de oxidante estaba formado por un conducto de flujo medido que era aproximadamente un octagono de lados iguales con un elemento transversal que conectaba desde un lado al lado opuesto y atravesaba el eje de simetrfa vertical del recipiente de reaccion. El conducto de flujo medido estaba hecho de componentes de tuberfa Schedule 10S de 12 pulgadas nominales. La anchura del octagono desde el centroide de un lado del conducto de flujo al centroide del lado opuesto era de aproximadamente 1,83 metros. El octagono se tiende aproximadamente en horizontal, y la elevacion media del conducto octogonal era de aproximadamente 0,11 metros por encima de la LT inferior del recipiente de reaccion. El rociador de oxidante contenfa 75 orificios circulares que tenfan aproximadamente 0,025 metros de diametro. Los orificios estaban situados aproximadamente de manera uniforme en torno al octagono y el elemento transversal, tendidos cerca de la parte superior de dicha tuberfa de 12 pulgadas. Habfa un orificio circular con un diametro de aproximadamente 0,012 metros cerca de la parte inferior de un lado solo del conducto octogonal. La presion operativa en el gas superior del recipiente de reaccion era estacionaria a aproximadamente 0,52 megapascal gauge. La reaccion se llevo a cabo de una forma sustancialmente adiabatica de manera que el calor de reaccion elevo la temperatura de las alimentaciones de entrada y evaporo buena parte del disolvente de entrada. Medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion, la temperatura operativa era de aproximadamente 160 °C. Una suspension de salida que comprendfa acido tereftalico en bruto (CTA) se elimino de cerca de la parte inferior del cabezal elfptico inferior del recipiente de reaccion a una velocidad

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efectivamente estacionaria. La velocidad de flujo de la suspension de salida era de aproximadamente 408 kilogramos por minuto.

Las muestras de suspension del medio de reaccion se obtuvieron de tres elevaciones en el recipiente de reaccion, tal como se describe mas adelante. Para determinar la concentracion de diversas especies en distintas posiciones en el medio de reaccion fue necesario tener en cuenta la naturaleza estocastica del sistema tomando suficientes muestras para determinar un valor promediado en el tiempo de suficiente resolucion.

Se tomo un conjunto de cinco muestras del conducto de suspension de salida de cerca de la parte inferior del cabezal elfptico inferior del recipiente de reaccion. Se obtuvo otro conjunto de cinco muestras de un orificio en la pared situada en una elevacion de aproximadamente 12,4 metros por encima de la LT inferior del recipiente de reaccion. El tercer conjunto de cinco muestras se obtuvo de un orificio en la pared situada a una elevacion de aproximadamente 17,2 metros por encima de la LT inferior del recipiente de reaccion.

Todas las muestras de suspension se analizaron mediante un procedimiento de cromatograffa de gases calibrada (GC) para determinar la composicion de para-xileno y para-tolualdehfdo en la fase lfquida. La Tabla 5, mostrada a continuacion, muestra el promedio de los cinco resultados que se obtuvieron de las tres diferentes elevaciones de columna. Los resultados se refieren como partes en masa de analito por partes por millon en peso (ppmp) de fase lfquida.

TABLA 5

Posicion de la muestra: para-xileno (ppmp) para-tolualdehfdo (ppmp)

Pared lateral aproximadamente 17,2 metros: 21 140

Pared lateral aproximadamente 12,4 metros: 63 317

Subdesbordamiento del cabezal inferior: 455 960

Estos resultados muestran gradientes importantes producidos verticalmente en las concentraciones locales de para- xileno y para-tolualdehfdo. Por ejemplo, el gradiente en concentracion de para-xileno observado en los datos de la Tabla 5 estuvo por encima de 20:1 (455:21). Estos resultados revelan que la mezcla de fluido inherente de la alimentacion de para-xileno de entrada en la columna de burbujas fue significativamente mas lenta que las velocidades de reaccion inherentes. En menor medida, se observaron tambien gradientes verticales para las concentraciones de otras especies reactivas aromaticas relacionadas en el medio de reaccion (por ejemplo, acido para-toluico y 4-carboxi-benzaldehfdo).

Tal como se recoge en ejemplos posteriores, los modelos de calculo detallados muestran que el intervalo real de concentracion de para-xileno en la fase lfquida del medio de reaccion de este ejemplo estaba muy por encima de 100:1. Incluso sin aplicar un modelo de calculo riguroso, los expertos en la materia reconoceran que la concentracion maxima real de para-xileno tuvo lugar en la region cerca de donde se introdujo la alimentacion de para-xileno en el recipiente de reaccion de columna de burbujas a traves de la pared del recipiente. Esta elevacion de la concentracion maxima de para-xileno es de aproximadamente 4,35 metros por encima de la LT inferior, entre las muestras tomadas entre aproximadamente 12,4 metros y desde el subdesbordamiento. Analogamente, la concentracion minima real de para-xileno tuvo lugar probablemente en o muy cerca de la parte superior del medio de reaccion a aproximadamente 25 metros, muy por encima de la mayor elevacion desde la cual se tomaron las muestras anteriores.

Las concentraciones de para-xileno y otros compuestos oxidables pueden medirse para otros lugares en el medio de reaccion empleando dispositivos mecanicos adecuados para el muestreo en cualquier posicion vertical u horizontalmente en el medio de reaccion. Opcionalmente, las concentraciones para posiciones no muestreadas ffsicamente y analizadas qufmicamente pueden calcularse con precision razonable usando modelos de calculo de suficiente complejidad para abordar los patrones altamente complejos de flujo de fluido, la cinetica de las reacciones qufmicas, el equilibrio de energfa, el equilibrio de vapor-lfquido-solido y las tasas de intercambio entre fases.

EJEMPLOS 2-5

Los Ejemplos 2-5 son modelos de calculo de reactores de columna de burbujas ya sean identicos al reactor del Ejemplo 1 o en general similares con mejoras especificadas. La modelizacion de dinamica de fluidos computacional fluido (CFD) realizada para generar los Ejemplos 2-5 se llevo a cabo de acuerdo con el procedimiento de modelizacion descrito en la solicitud de patente de EE. UU. pendiente de tramite n° serie 60/594.774 titulada "Modelizacion de oxidacion en fase lfquida”.

En los Ejemplos 2-5, la modelizacion CFD se realiza usando CFX version 5.7 (ANSYS, Inc. 275 Technology Drive, Canonsburg, PA 15317). Los Ejemplos 2-5 comprenden mas de aproximadamente 100.000 celulas computacionales de senales discretas cada uno. Las etapas temporales utiles en los Ejemplos 2-5 son de menos de 0,1 segundos.

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Los multiples tamanos de burbujas que comprenden diametros desde aproximadamente 0,005 a aproximadamente 0,20 metros son utiles para ajustar el modelo CFD con el fin de aproximarse cerca de la retencion media de burbujas evaluada a traves de la medicion de presiones diferenciales, del perfil de retencion de burbujas vertical evaluado a traves de barrido gamma y de los perfiles horizontales de retencion de burbujas evaluados a traves de exploraciones de tomograffa computarizada (CT). Para seleccionar tamanos y poblaciones de burbujas apropiados en los modelos CFD de los Ejemplos 2-5, se obtuvieron datos operativos reales de plantas para columnas de burbujas de suspension con diametros interiores cilfndricos de aproximadamente 2,44 metros y aproximadamente 3,05 metros operativos con el medio de reaccion cerca de las condiciones pertinentes de composicion y proceso tal como se describe mas adelante. Los datos de referencia para retencion global de burbujas se obtuvieron usando presiones diferenciales medidas desde cerca de la base del recipiente y hasta el gas desprendido superior. Los datos de referencia para perfil de retencion de burbujas vertical se obtuvieron usando una fuente radiactiva y un procedimiento de deteccion de emision gamma incrementado hasta el exterior del recipiente de reaccion en etapas comprendidas desde aproximadamente 0,05 metros a aproximadamente 0,3 metros. Los datos de referencia para perfiles de retencion de burbujas horizontales se obtuvieron por exploraciones de CT realizadas en una reticula de nueve por nueve a traves de un plano horizontal de la columna de burbujas operativa usando una fuente radiactiva y un procedimiento de deteccion de emision gamma. Es decir, la fuente estaba colocada a una elevacion dada en nueve posiciones diferentes separadas aproximadamente de manera uniforme alrededor del perimetro de la columna de burbujas. Para cada posicion de la fuente de radiacion gamma, la cantidad de radiacion gamma que pasaba a traves del recipiente de reaccion y el medio de reaccion se detecto en nueve posiciones diferentes separadas aproximadamente de manera uniforme alrededor del perimetro de la columna de burbujas. A continuacion se aplicaron varios modelos matematicos a estos datos discretos para producir estimaciones de la variacion de retencion de burbujas en el medio de reaccion para dicha elevacion. Se obtuvieron multiples exploraciones de CT horizontales en dos dfas diferentes, para dos elevaciones diferentes y con dos velocidades de alimentacion diferentes de para-xileno, aire comprimido, etc.

El modelo de reaccion qufmica para el consumo de para-xileno en este entorno se ajusta para hacerlo corresponder con los perfiles de reaccion de para-xileno tal como se encuentra en el Ejemplo 1 junto con otros datos para valores similares de temperaturas, presiones, intensidades de reaccion, catalisis, concentracion de agua, y asf sucesivamente, de pruebas de escala comercial y piloto. Como una aproximacion indicativa, la constante de tiempo de seudoprimer orden para la desintegracion de trazador reactivo de para-xileno es igual a aproximadamente 0,2 segundos recfprocos para aproximadamente 160 °C y aproximadamente las condiciones medias del medio de reaccion usadas en los Ejemplos 2-4.

De forma importante, los modelos CFD de campos de flujo obtenidos en los Ejemplos 2-4 producen fluctuaciones a gran escala en los conjuntos de burbujas y los incrementos subitos de lfquido que son generalmente consistentes con la ondulacion de baja frecuencia observada en el recipiente de reaccion de columna de burbujas operativo.

EJEMPLO 2

Este ejemplo desarrolla calculos relativos a la configuracion mecanica del Ejemplo 1 y establece una base comparativa para los Ejemplos 3 y 4. En este ejemplo, la configuracion mecanica del reactor de columna de burbujas es identica al Ejemplo 1, que tiene un orificio de entrada de diametro circular de 0,076 metros a traves de la pared del recipiente de reaccion para la corriente de alimentacion que comprende para-xileno y disolvente de filtrado. La velocidad de alimentacion de para-xileno es de aproximadamente 1,84 kilogramos por segundo, superior que en el Ejemplo 1. La velocidad de alimentacion de disolvente de filtrado suministrado mezclado fntimamente con el para- xileno es aproximadamente de 18,4 kilogramos por segundo. La velocidad superficial de la corriente combinada de para-xileno mas disolvente de filtrado que entra a traves del orificio en la pared es asf aproximadamente de 4 metros por segundo. La velocidad de alimentacion de disolvente de reflujo en el espacio del cabezal de desacoplamiento de gas es de 12,8 kilogramos por segundo. La velocidad de alimentacion de aire comprimido a traves del rociador de oxidante es aproximadamente de 9 kilogramos por segundo. El contenido en solidos de la suspension de reaccion es de aproximadamente el 31% en peso. La suspension de producto se retira del centro del cabezal inferior del recipiente de reaccion usando una velocidad efectivamente estacionaria para mantener un nivel aproximadamente estacionario de aproximadamente 25 metros del medio de reaccion. La retencion de gas media para elevacion media del medio de reaccion es de aproximadamente el 55% sobre una base promediada en superficie y en el tiempo, donde la duracion de promediado temporal es de al menos aproximadamente 100 segundos de tiempo en el modelo CFD. La presion en el espacio de cabezal por encima del medio de reaccion es de aproximadamente 0,50 megapascal gauge. La temperatura es aproximadamente 160 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion. El contenido de agua y de cobalto, bromo y manganeso en la parte lfquida del medio de reaccion es esencialmente el mismo que en el Ejemplo 1.

EJEMPLO 3

Este ejemplo desarrolla calculos relativos a la mejora de la dispersion de alimentacion de para-xileno aumentando la velocidad superficial de la alimentacion en fase lfquida que comprende para-xileno en su punto de entrada al medio

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de reaccion de acuerdo con un aspecto de la presente invencion. En este ejemplo, la configuracion mecanica del reactor de columna de burbujas es identica al Ejemplo 2 con la salvedad de que el orificio en la pared a traves de la cual es admitida la alimentacion en fase lfquida que comprende para-xileno se reduce a 0,025 metros de diametro circular. La velocidad de alimentacion de para-xileno y otras condiciones de proceso son las mismas que en el Ejemplo 2, con la excepcion de que la velocidad superficial de la corriente de alimentacion en fase lfquida combinada de para-xileno mas disolvente de filtrado que entra a traves del orificio en la pared es ahora de aproximadamente 36 metros por segundo.

En la Tabla 6, mostrada a continuacion, se presentan los calculos del modelo CFD de fracciones promediadas en el tiempo del medio de reaccion con concentracion de trazador reactivo de para-xileno en fase lfquida por encima de diversos umbrales. El volumen del medio de reaccion con un trazador de reactivo de para-xileno de muy alta concentracion en la fase lfquida se reduce trabajando con velocidades de entrada superiores de la corriente de alimentacion en fase lfquida que comprende para-xileno de acuerdo con la presente invencion. Las regiones reducidas de alta concentracion de para-xileno son importantes para limitar reacciones de acoplamiento no deseables debido a que las concentraciones de muchas especies aromaticas solubles son elevadas y porque dichas concentraciones conducen a un alto consumo local de oxfgeno molecular disuelto y de ese modo conducen a concentraciones suprimidas localmente en equilibrio de oxfgeno molecular disuelto.

TABLA 6

: Ejemplo 2 Ejemplo 3 Ejemplo 4

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

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

Porcentaje del medio de reaccion con concentracion de pX

por encima de 1.000 ppmp (%): 3,64 3,28 3,73

por encima de 2.500 ppmp (%): 0,640 0,378 0,130

por encima de 10.000 ppmp (%): 0,049 0,022 0,005

por encima de 25.000 ppmp (%): 0,009 0,002 0,001

Volumen del medio de reaccion con concentracion de pX

por encima de 1.000 ppmp (litros): 4.250 3.840 4.360

por encima de 2.500 ppmp (litros): 749 444 152

por encima de 10.000 ppmp (litros): 57 26 6

por encima de 25.000 ppmp (litros): 10 2 1

EJEMPLO 4

Este ejemplo desarrolla calculos para medios mecanicos mejorados con el fin de introducir oxidante y para-xileno en el reactor de columna de burbujas. Este ejemplo se lleva a cabo en el mismo reactor de columna de burbujas que se usa en los Ejemplos 1-3. Sin embargo, el reactor se ha modificado en la manera en que se introducen el oxidante y el para-xileno en el medio de reaccion. En la discusion del Ejemplo 4, la atencion se dirige primero al aparato modificado para admitir para-xileno en el medio de reaccion, reduciendo asf las zonas de altas concentraciones de para-xileno. En segundo lugar, la atencion se dirige al aparato modificado para admitir el oxidante en el medio de reaccion, reduciendo asf las zonas que estan deficientemente aireadas. Esto no debe suponer que las dos

modificaciones sean totalmente independientes en sus resultados, sino que se trata simplemente de una

presentacion por etapas.

La cantidad de medio de reaccion con concentraciones en fase lfquida muy altas de trazador reactivo de para-xileno se reduce en el Ejemplo 4 mediante el uso de un sistema de distribucion de alimentacion de fase lfquida generalmente tal como se muestra en las FIG. 9-11. Este sistema de distribucion de alimentacion de fase lfquida tiene convenientemente cuatro conductos de flujo convenientemente estacionarios aproximadamente verticales. Cada uno de estos cuatro conductos de flujo tiene aproximadamente 0,75 metros desde el eje de simetrfa vertical de la columna de burbujas. Estos cuatro conductos de flujo estan hechos convenientemente de componentes de tuberfa Schedule 10S de 1,5 pulgadas nominales. El extremo inferior de cada pata de este ejemplo tiene convenientemente una seccion convergente conica con un angulo incluido medido entre lados opuestos del cono que es

convenientemente de aproximadamente 24 grados; sin embargo, son utiles tambien otras formas para cerrar el

extremo corriente abajo del conducto de flujo (por ejemplo, un cierre conico con diferente angulo incluido, un cierre de placa plana, un cierre con tapon de tuberfa, un cierre en forma de cuna, y asf sucesivamente). Cada uno de estos cuatro conductos de flujo tiene un total de nueve orificios, cada uno de los cuales tiene un diametro circular de aproximadamente 0,0063 metros. El inferior de los nueve orificios en cada conducto esta en la parte inferior de la seccion conica inferior. Para cada conducto, este orificio inferior esta situado aproximadamente 0,4 metros por encima de la LT inferior del recipiente de reaccion. Midiendo siempre desde este extremo inferior de la seccion conica inferior truncada, los tres orificios siguientes en cada conducto estan elevados aproximadamente 0,3 metros, los tres orificios siguientes estan elevados aproximadamente 1,6 metros y los dos orificios superiores estan elevados

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aproximadamente 2,7 metros. Asf, la distancia vertical desde el orificio inferior al orificio superior en cada conducto es de aproximadamente 2,7 metros, o aproximadamente 1,1 D. La distancia lineal (no vertical) de la separacion del orificio mas alejada, del orificio inferior de un conducto vertical al orificio superior del conducto vertical diagonalmente opuesto, es de aproximadamente 3,44 metros, o aproximadamente 1,4 D. Para cada nivel, los orificios estan separados aproximadamente de manera uniforme alrededor de la circunferencia de cada conducto de flujo. El conducto de suministro para la alimentacion de compuesto oxidable y disolvente a la parte superior de los cuatro conductos aproximadamente verticales es de forma conveniente aproximadamente horizontal a una elevacion de aproximadamente 3,60 metros por encima de la LT inferior del recipiente de reaccion. El conducto de suministro esta hecho convenientemente de componentes de tuberfa Schedule 10S de 3 pulgadas nominales. Existe un soporte cruzado mecanico apropiado en el conjunto y un soporte mecanico desde el conjunto al rociador de oxidante y al recipiente de reaccion con el fin de resistir las fuerzas estaticas y dinamicas que tienen lugar durante las operaciones normales y especfficas.

Aunque no calculados en este ejemplo, son posibles otros muchos disenos para este sistema de distribucion de alimentacion de fase lfquida. Por ejemplo, los tamanos de los conductos de flujo de lfquidos pueden ser mayores o menores o de seccion transversal diferente a la aproximadamente circular o un numero diferente a cuatro. Por ejemplo, cada uno de los cuatro conductos esencialmente verticales podrfa alimentarse independientemente a traves de conductos de flujo separados que atraviesan la pared del recipiente de reaccion que contiene presion. Por ejemplo, la conexion con el suministro del para-xileno y el disolvente de alimentacion de entrada podrfa situarse cerca de la elevacion media o cerca de la elevacion inferior o en cualquier elevacion o en multiples elevaciones de los conductos aproximadamente verticales. Por ejemplo, los conductos de suministro podrfan ser aproximadamente verticales con los orificios de distribucion residentes en conductos aproximadamente horizontales, o las dos direcciones de flujo podrfan ser oblicuas o no lineales o no ortogonales. Por ejemplo, los orificios podrfan estar situados en diferente orientacion radial, azimutal o vertical con respecto al medio de reaccion. Por ejemplo, pueden usarse mas o menos orificios y/u orificios de diferentes formas y/u orificios con tamanos mezclados y/o formas mezcladas. Por ejemplo, podrfan usarse toberas de salida en lugar de orificios de salida. Por ejemplo, puede situarse uno o mas aparatos de desviacion del flujo fuera del conducto de flujo cerca de los orificios de salida y en la trayectoria de los fluidos que salen del medio de reaccion.

Dependiendo del caracter y el contenido de los solidos, si existen, la alimentacion combinada de para-xileno y disolvente, o del medio de reaccion, y dependiendo del arranque, la parada y otros procedimientos operativos empleados en el funcionamiento de fabricacion real, puede ser necesario purgar los solidos desde el interior del sistema de distribucion de alimentacion de fase lfquida. Aunque no se calcula en este ejemplo, un orificio de purga puede ser mayor de forma util que los orificios de dimension uniforme mostrados en el ejemplo actual. El orificio en el extremo inferior de cada una de las cuatro patas aproximadamente verticales es especialmente util para purgar los solidos, aunque no es el unico medio posible. Pueden usarse dispositivos mecanicos mas complicados tales como estructuras de aleta, valvulas de retencion, valvulas de exceso de flujo, valvulas de accionamiento electrico y similares para prevenir el ingreso de solidos o para evacuar los solidos acumulados del interior del sistema de distribucion de alimentacion de fase lfquida.

A continuacion, la atencion se dirige al rociador de oxidante, que es generalmente tal como se muestra en las FIG. 12-15. Este elemento anular del rociador de oxidante comprende convenientemente un conducto medido de flujo que es convenientemente y aproximadamente un octagono de lados iguales sin elemento transversal. El conducto medido de flujo esta hecho convenientemente de componentes de tuberfa Schedule 10S de 10 pulgadas nominales. La anchura del octagono desde el centroide de un lado del conducto de flujo al centroide del lado opuesto es de aproximadamente 1,12 metros. La seccion octogonal se tiende convenientemente aproximadamente en horizontal, y la elevacion media de la seccion octogonal es de aproximadamente 0,24 metros por debajo de la LT inferior del recipiente de reaccion. Esto contrasta con el elemento anular del rociador de oxidante de los Ejemplos 1-3, cuyas elevaciones estan centradas por encima de la LT inferior del recipiente de reaccion. La parte octogonal del conducto esta perforada con 64 orificios aproximadamente circulares cada uno de aproximadamente 0,030 metros de diametro, separados aproximadamente de manera uniforme alrededor del conducto. Aproximadamente la mitad de los orificios estan situados alrededor del conducto con posiciones que estan en un angulo de aproximadamente 45 grados por debajo de la horizontal, midiendo desde cada orificio al centroide del conducto mas proximo de seccion transversal de flujo. Aproximadamente la mitad de los orificios estan situados alrededor del conducto con posiciones que estan aproximadamente en la parte inferior del conducto de flujo (es decir, en un angulo de aproximadamente 90 grados por debajo de la horizontal, midiendo desde cada orificio al centroide del conducto mas proximo de seccion transversal del flujo). Los autores de la invencion observan de nuevo, al igual que en los comentarios para el distribuidor de entrada en fase lfquida, que son posibles otros muchos disenos particulares para un rociador de oxidante situado dentro del alcance de los diversos aspectos de la presente invencion. Por ejemplo, mas o menos de dos conductos de suministro pueden atravesar la pared que contiene presion. Por ejemplo, los conductos de suministro del rociador de oxidante pueden disenarse sin que comprendan un elemento anular. Por ejemplo, puede estar presente mas de un elemento anular, y cualquier elemento anular puede tener un numero de lados distinto de 8 o puede tener lados no simetricos. Por ejemplo, el diseno puede obtener una cafda de presion preferida o una calidad de aireacion preferida o un caracter preferido de no incrustacion a la vez que usa un numero o tamano o

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tamanos o colocacion diferentes de los orificios o salidas de los conductos. Por ejemplo, el diseno puede emplear diferentes diametros de conductos en los intervalos preferidos. Por ejemplo, el diseno puede conseguir un caracter de no incrustacion usando una purga con lfquido.

En este ejemplo, el medio de reaccion se retira con una velocidad efectivamente estacionaria desde el lado del recipiente de reaccion a una elevacion de aproximadamente 14 metros a traves de un orificio en la pared que tiene un diametro circular interno de aproximadamente 0,076 metros. El medio de reaccion retirado se separa en una suspension de producto que comprende acido tereftalico en bruto y un gas desprendido usando un recipiente de desaireacion externa, que se describe exhaustivamente en el Ejemplo 6. El gas desprendido separado del recipiente de desaireacion externa es transportado por un conducto para unirse al flujo principal de gas desprendido que sale de la parte superior del recipiente de reaccion.

Los procedimientos de modelizacion CFD de este ejemplo son sustancialmente los mismos que en los Ejemplos 2 y 3, con estas excepciones. Las mallas espaciales se modifican de forma apropiada y se conocen en la tecnica para el aparato revisado para distribuir oxidante de entrada, para distribuir compuesto oxidable de entrada y para eliminar la suspension de producto de la pared lateral del recipiente de reaccion aproximadamente 14 metros por encima de la LT inferior.

Para evaluar los resultados del modelo CFD con respecto a la distribucion del trazador reactivo de para-xileno, se usan los mismos procedimientos que en los Ejemplos 2 y 3. En concreto, se determinan las fracciones promediadas en el tiempo del medio de reaccion con concentracion de trazador reactivo de para-xileno en fase lfquida por encima de diversos umbrales. Para facilitar la comparacion, los resultados de este ejemplo se presentan en la Tabla 6, mostrada anteriormente. Estos resultados muestran que una mejora en la distribucion de trazador reactivo de para- xileno de este ejemplo provoca en realidad un pequeno aumento en la cantidad de medio de reaccion por encima de

1.000 ppmp, pero los niveles umbral mas peligrosos de 2.500 ppmp, 10.000 ppmp y 25.000 ppmp se reducen. Estas mejoras son proporcionadas, por ejemplo, por velocidades de entrada de alimentacion mas elevadas junto con la colocacion mejorada vertical, radial y azimutal y la separacion de la introduccion del para-xileno en el medio de reaccion.

Volviendo de nuevo a la calidad de la aireacion en todo el medio de reaccion, el procedimiento de 2.000 cortes horizontales de igual sub-volumen se usa para evaluar la cantidad de volumen deficientemente aireado en el medio de reaccion de los Ejemplos 2-4. A partir de la parte mas baja del medio de reaccion, es decir, en la parte inferior del cabezal elfptico inferior de este ejemplo, el medio de reaccion se divide en 2.000 sub-volumenes iguales usando planos horizontales teoricos. Para cada uno de los incrementos de tiempo del modelo CFD, en cada uno de dichos

2.000 sub-volumenes iguales, la cantidad de suspension y la cantidad de gas se determinan y se usan para calcular la retencion de gas media en los mismos. Para facilitar la naturaleza estocastica del proceso, y del modelo CFD del mismo, la salida del modelo CFD se promedia en el tiempo a traves de tiempos del modelo que duran, al menos, aproximadamente 100 segundos para obtener valores promediados en el tiempo de retencion de gas en cada uno de los 2.000 sub-volumenes iguales.

Una vez que se determina la retencion de gas promediada en el tiempo para cada uno de los 2.000 sub-volumenes iguales, estos valores se comparan con los valores umbral descritos en la presente memoria descriptiva. Para cada umbral se cuenta el numero total de sub-volumenes de agresion, aquellos que no superan el valor umbral especificado. La Tabla 7, mostrada a continuacion, recoge el numero de 2.000 cortes de volumen iguales horizontales del medio de reaccion con retencion de gas promediada en el tiempo por debajo del 10% en volumen, por debajo del 20% en volumen y por debajo del 30% en volumen para el Ejemplo 2 y el Ejemplo 4. El Ejemplo 4 esta mejorado de forma importante con respecto al Ejemplo 2.

TABLA 7

: Ejemplo 2 Ejemplo 4

Elevacion de centroide del elemento anular del rociador de oxidante desde LT inferior: +0,11 -0,24

del recipiente (metros)

Numero de 2.000 cortes de volumenes iguales horizontales del medio de reaccion con

retencion de gas promediada en el tiempo

por debajo del 10% en volumen: 7 ninguno

por debajo del 20% en volumen: 21 ninguno

por debajo del 30% en volumen: 41 ninguno

En la comparacion de los Ejemplos 2 y 4 de calculo, es notable tambien que la alimentacion de para-xileno del Ejemplo 4 se libera por debajo en el medio de reaccion y mas cerca de la corriente de oxidante de entrada que en el Ejemplo 2.

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Los Ejemplos 5 y 6 son ejemplos operativos que muestran en un dispositivo de oxidacion de columna de burbujas comercial la importancia de reducir al mfnimo las regiones de aireacion deficiente, de mejorar el modo de introducir la alimentacion de para-xileno de pureza comercial para que se disperse mas vertical, azimutal y radialmente, y de reducir la entrada de alimentacion de para-xileno de pureza comercial para que este mas cerca del punto de maxima disponibilidad de oxfgeno molecular, de acuerdo con las descripciones de la presente invencion. Ademas, estos ejemplos muestran una ventaja de rendimiento con respecto a los que tienen una salida de suspension elevada.

Existen muchos compuestos de diferentes impurezas producidos normalmente por el acoplamiento de anillos aromaticos durante la oxidacion parcial de para-xileno. Uno de ellos es 4,4'-dicarboxiestilbeno. Este compuesto tiene una absorcion mucho mas elevada de luz que el acido tereftalico, y reduce intensamente la transmitancia optica del producto pretendido. Ademas, 4,4'-dicarboxiestilbeno es una impureza conveniente para su uso en el seguimiento de la calidad de una oxidacion continua dado que se divide selectivamente en la fase solida del medio de reaccion; por tanto, normalmente hay muy baja cantidad de 4,4'-dicarboxiestilbeno presente en las corrientes de disolvente de reciclado de los recipientes comerciales de columnas de burbujas divulgados en los Ejemplos 5 y 6. En los Ejemplos 5 y 6, las concentraciones de 4,4'-dicarboxiestilbeno se midieron con un procedimiento analftico que emplea HPLC- MS calibrado con una mezcla de referencia adecuada que comprende disolvente y cantidades conocidas de varios analitos que incluyen especfficamente una cantidad conocida de 4,4'-dicarboxiestilbeno. El procedimiento analftico de HPLC-MS se describe en la seccion anterior de Descripcion detallada.

EJEMPLO 5

El reactor de columna de burbujas empleado en este ejemplo tiene sustancialmente la misma configuracion mecanica que el reactor de los Ejemplos 1 y 2. El reactor esta en condiciones de proceso comparables al Ejemplo 6 y proporciona una base comparativa. El nivel operativo fue de aproximadamente 25 metros del medio de reaccion. La alimentacion de para-xileno de pureza comercial era efectivamente estacionaria a una velocidad de aproximadamente 81 kilogramos por minuto. Se suministro un disolvente de filtrado a una velocidad efectivamente estacionaria de aproximadamente 793 kilogramos por minuto. Una fraccion no medida de esta, estimada a partir de los tamanos de conducto y las cafdas de presion para un valor de aproximadamente 20 kilogramos por minuto, se suministro como un purgante lfquido al rociador de oxidante. El equilibrio del disolvente de filtrado, aproximadamente 773 kilogramos por minuto, se suministro fntimamente mezclado con el para-xileno de pureza comercial. La corriente combinada de disolvente de filtrado en fase lfquida y para-xileno de pureza comercial se cuantifico en aproximadamente 854 kilogramos por minuto. Este disolvente de filtrado procedfa de un sistema de reciclado de planta y estaba formado por mas de aproximadamente el 97% en peso de acido acetico y agua. La concentracion de componentes de catalizador en el disolvente de filtrado era tal que la composicion en la fase lfquida del medio de reaccion era de aproximadamente 2.158 ppmp de cobalto, aproximadamente 1.911 ppmp de bromo y aproximadamente 118 ppmp de manganeso. Se suministro una corriente de disolvente de reflujo separada en forma de gotas en la zona de desacoplamiento de gases por encima del nivel operativo del medio de reaccion a una velocidad efectivamente estacionaria de aproximadamente 546 kilogramos por minuto. Este disolvente de reflujo estaba formado por mas de aproximadamente el 99% en peso de acido acetico y agua; y el disolvente de reflujo procedfa de un sistema de reciclado de planta separado que no tenia niveles importantes de componentes de catalizador. El contenido combinado de agua de la alimentacion de disolvente de filtrado y de la alimentacion de disolvente de reflujo era tal que la concentracion de agua en la fase lfquida del medio de reaccion era de aproximadamente el 5,8% en peso. El oxidante era aire comprimido suministrado a una velocidad efectivamente estacionaria de aproximadamente 352 kilogramos por minuto. La presion operativa en el gas superior del recipiente de reaccion era de aproximadamente 0,42 megapascal gauge de forma estacionaria. El recipiente de reaccion se manejo de un modo sustancialmente adiabatico de manera que el calor de reaccion elevo la temperatura de las alimentaciones de entrada y evaporo buena parte del disolvente de entrada. Medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion, la temperatura operativa era de aproximadamente 154,6 °C. Se retiro una suspension de salida que comprendfa acido tereftalico en bruto (CTA) de cerca de la parte inferior del cabezal elfptico inferior del recipiente de reaccion a una velocidad efectivamente estacionaria de aproximadamente 428 kilogramos por minuto.

En este ejemplo, la relacion entre la tasa de produccion de 4,4'-dicarboxiestilbeno no deseable y la tasa de produccion de acido tereftalico deseado se midio por HPLC-MS en tres muestras separadas de producto de suspension como aproximadamente 8,6, 9,1 y 9,2 ppmp, para obtener asf un promedio de aproximadamente 9,0 ppmp. La concentracion de para-xileno en la fase lfquida de la suspension de salida se midio por GC calibrada en tres muestras separadas de producto de suspension como aproximadamente 777, 539 y 618 ppmp, para obtener asf un promedio de aproximadamente 645 ppmp. La concentracion de para-tolualdehfdo en la fase lfquida de la suspension de salida se midio por GC calibrada en dichas muestras separadas de producto de suspension como aproximadamente 1.055, 961 y 977 ppmp, para obtener asf un promedio de aproximadamente 998 ppmp.

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

El reactor de este ejemplo tenia la configuracion mecanica mejorada tal como se describe en el modelo CFD del Ejemplo 4. El nivel operativo era de aproximadamente 25 metros del medio de reaccion. La alimentacion de para- xileno de pureza comercial era efectivamente estacionaria a una velocidad de aproximadamente 81 kilogramos por minuto. Se suministro un disolvente de filtrado mezclado fntimamente con el para-xileno de pureza comercial a una velocidad efectivamente estacionaria de aproximadamente 744 kilogramos por minuto. La corriente combinada de disolvente de filtrado y alimentacion de para-xileno de pureza comercial sumaba asf aproximadamente 825 kilogramos por minuto. Este disolvente de filtrado procedia del mismo sistema de reciclado de planta y de sustancialmente la misma composicion que en el Ejemplo 5. La concentracion de componentes de catalizador en el disolvente de filtrado era tal que la composicion en la fase liquida del medio de reaccion era de aproximadamente 1.996 ppmp de cobalto, aproximadamente 1.693 ppmp de bromo y aproximadamente 108 ppmp de manganeso. Se suministro una corriente de disolvente de reflujo separada en forma de gotas en la zona de desacoplamiento de gases por encima del nivel operativo del medio de reaccion a una velocidad efectivamente estacionaria de aproximadamente 573 kilogramos por minuto. Este disolvente de reflujo estaba formado por mas de aproximadamente el 99% en peso de acido acetico y agua; y el disolvente de reflujo procedia de un sistema de reciclado de planta separado que carecfa de niveles importantes de componentes de catalizador. El contenido en agua combinado de la alimentacion de disolvente de filtrado y de la alimentacion de disolvente de reflujo era tal que la concentracion de agua en la fase liquida del medio de reaccion era de aproximadamente el 5,7% en peso. El oxidante era aire comprimido suministrado a una velocidad efectivamente estacionaria de aproximadamente 329 kilogramos por minuto. La presion operativa en el gas superior del recipiente de reaccion era de aproximadamente 0,41 megapascal gauge de manera estacionaria. El recipiente de reaccion se hizo funcionar de una forma sustancialmente adiabatica de manera que el calor de reaccion elevo la temperatura de las alimentaciones de entrada y evaporo buena parte del disolvente de entrada. Medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion, la temperatura operativa fue de aproximadamente 153,3 °C.

El medio de reaccion se retiro del lateral del recipiente de reaccion a una elevacion de aproximadamente 14 metros a traves de un orificio en la pared que tenia un diametro circular interno de aproximadamente 0,076 metros. El medio de reaccion retirado se llevo a traves de un conducto sustancialmente horizontal hecho de componentes de tuberfa Schedule 10S de 3 pulgadas nominales al lateral de un recipiente externo de desaireacion sustancialmente vertical. El recipiente externo de desaireacion tenia un diametro circular interno de aproximadamente 0,315 metros, estando hecho principalmente de tuberfa Schedule 10S de 12 pulgadas. El area en seccion transversal horizontal dentro del recipiente externo de desaireacion era asf aproximadamente de 0,0779 metros cuadrados. Este valor se compara con el area en seccion transversal horizontal dentro del recipiente de reaccion de aproximadamente 4,67 metros cuadrados para la elevacion donde se retiro el medio de reaccion. Asf, la relacion entre el area en seccion transversal horizontal menor y mayor fue de aproximadamente 0,017.

El recipiente externo de desaireacion se extendfa hacia abajo desde la elevacion del medio de reaccion de entrada en aproximadamente 1,52 metros antes de recorrer el diametro para corresponderse con un conducto de flujo de salida inferior. Una velocidad de flujo efectivamente estacionaria de aproximadamente 433 kilogramos por minuto de suspension sustancialmente desaireada que comprende acido tereftalico en bruto salio de la parte inferior del recipiente externo de desaireacion. Asf, la suspension sustancialmente desaireada en elevaciones inferiores del recipiente de desaireacion de 12 pulgadas nominal tenia una velocidad superficial descendente que era de aproximadamente 0,093 metros por segundo; y no habfa arrastre perjudicial de oxidante en esta suspension de salida. La suspension de salida fue transportada hacia delante por un conducto de flujo hecho de componentes de tuberfa Schedule 10S de 3 pulgadas nominales para la conexion con el equipo de procesamiento corriente abajo. En este ejemplo, el medio para controlar la velocidad de flujo del medio de reaccion retirado estaba situado en el flujo que salfa de la parte inferior del recipiente de desaireacion, aunque son posibles y utiles otras posiciones de control.

El recipiente externo de desaireacion extendido por encima de la elevacion at que medio de reaccion entro aproximadamente 14 metros antes de recorrer desde un tamano de tuberfa de 12 pulgadas nominales de diametro para corresponderse con un conducto de flujo de salida superior hecho de componentes de tuberfa Schedule 10S de 2 pulgadas nominales. El gas desprendido separado del recipiente externo de desaireacion fue transportado a traves de este conducto de 2 pulgadas nominales para unirse con el flujo de gas desprendido principal que salfa de la parte superior del recipiente de reaccion.

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En este ejemplo, la relacion entre la tasa de produccion de 4,4'-dicarboxiestilbeno no deseable y la tasa de produccion de acido tereftalico deseado se midio mediante HPLC-MS en tres muestras de producto de suspension separadas como aproximadamente 2,3, 2,7 y 3,2 ppmp, para dar un promedio de aproximadamente 2,7 ppmp. Este valor esta reducido de forma importante en comparacion con el Ejemplo 5. La concentracion de para-xileno en la fase lfquida de la suspension que sale de la salida del lado elevado se midio por GC calibrada en tres muestras de producto de suspension separadas como aproximadamente 86, 87 y 91 ppmp, para dar un promedio de aproximadamente 88 ppmp. La concentracion de para-tolualdehfdo en la fase lfquida de la suspension de salida se midio por GC calibrada en dichas muestras de producto de suspension separadas como aproximadamente 467, 442 y 423 ppmp, para dar un promedio de aproximadamente 444 ppmp. Esto supone una mejora en la conversion y el rendimiento en el flujo de suspension retirado en comparacion con el Ejemplo 5.

EJEMPLOS 7-10

Los Ejemplos 7-10 son ejemplos calculados relacionados especialmente con la dispersion inicial de para-xileno en el medio de reaccion, pero que muestran tambien otros aspectos de la presente invencion.

EJEMPLO 7

Este ejemplo se refiere a la alimentacion de para-xileno vaporizado. En este ejemplo calculado, la alimentacion de para-xileno se calienta y se vaporiza antes de la admision en el medio de reaccion. Se ayuda asf a la dispersion inicial del para-xileno. Proporciona mayores volumenes de entrada y facilita velocidades aumentadas. Ademas, retrasa la transferencia del para-xileno de entrada en la fase lfquida global y hace que la alimentacion de para-xileno se desplace hacia la fase lfquida reactiva en mejor armonfa con la alimentacion gaseosa de oxfgeno molecular.

En este ejemplo, una columna de recipiente de oxidacion de burbujas tiene un cuerpo cilfndrico vertical con un diametro interior de 2,44 metros. La altura de la columna del recipiente de oxidacion de burbujas es de 32 metros desde la lfnea tangente (LT) inferior a la LT superior. El recipiente esta provisto de 2:1 cabezales elfpticos en la parte superior e inferior del cilindro. El nivel operativo es aproximadamente 25 metros del medio de reaccion por encima de la LT inferior. La alimentacion de disolvente de filtrado, que se separa del para-xileno, entra a una velocidad de 18,4 kilogramos por segundo a traves de un orificio de entrada de 0,076 metros de diametro circular por la pared del recipiente de reaccion a una de 4,35 metros por encima de la LT inferior. La velocidad de alimentacion de disolvente de reflujo es de aproximadamente 14,3 kilogramos por segundo en la zona de desacoplamiento de gases por encima del nivel operativo del medio de reaccion. La velocidad de alimentacion de aire comprimido es de aproximadamente 9 kilogramos por segundo a traves de un rociador de oxidante esencialmente el mismo que en los Ejemplos 4 y 6. La suspension que contiene aproximadamente el 31% en peso de solidos se retira del medio de reaccion a traves de una pata lateral que es esencialmente la misma que en los Ejemplos 4 y 6. La presion en el espacio de cabezal por encima del medio de reaccion es de aproximadamente 0,50 megapascal gauge. El contenido de agua y de cobalto, bromo y manganeso en la parte lfquida del medio de reaccion es esencialmente el mismo que en el Ejemplo 4.

La velocidad de alimentacion de para-xileno es de 1,84 kilogramos por segundo. Antes de su liberacion en el medio de reaccion, la corriente de alimentacion de para-xileno en fase lfquida se presuriza y despues se vaporiza a una presion de aproximadamente 0,69 megapascal gauge por calentamiento a partir de una temperatura de almacenamiento de aproximadamente 40 °C hasta una temperatura de aproximadamente 233 °C. Esto requiere aproximadamente 1,3 megajulios por segundo de entrada de calor a la corriente de alimentacion de para-xileno. Para esta tarea se emplea un intercambiador de calor que usa vapor a 4 megapascales, aunque bastara igualmente cualquier otra fuente de energfa de suficiente temperatura, incluido el calor residual de los fluidos del proceso. Esta entrada de calor representa aproximadamente el 5% del calor de reaccion para la conversion de para-xileno en acido tereftalico. La eliminacion de esta carga de calor adicional hace que la temperatura del medio de reaccion aumente un tanto a presion constante, en comparacion con la alimentacion de lfquido de para-xileno (vease el Ejemplo 8). La temperatura es de aproximadamente 162 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Opcionalmente, la presion podrfa reducirse para reducir la temperatura de la reaccion a 160 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion.

El flujo volumetrico de para-xileno vaporizado es de aproximadamente 0,084 metros cubicos por segundo. Este flujo es admitido en el recipiente de reaccion a una elevacion de 0,1 metros por encima de la LT inferior del recipiente a traves de 3 conductos conectados en paralelo. Adyacente al recipiente de reaccion, cada conducto esta hecho de componentes de tuberfa de 1,5 pulgadas nominales y se conecta con un orificio circular de igual diametro en la pared del recipiente. Los 3 orificios en la pared estan situados con separacion azimutal horizontal de 120 grados unos de otros. La velocidad superficial de cada corriente de entrada de para-xileno es de aproximadamente 21 metros por segundo, y el para-xileno de entrada se dispersa en el medio de reaccion al mismo tiempo que se disuelve en la fase lfquida reactiva, donde reside principalmente la especie del catalizador.

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Este ejemplo se refiere a la alimentacion de para-xileno parcialmente vaporizado. En este ejemplo calculado, la alimentacion de para-xileno esta parcialmente vaporizada mediante mezcla con el suministro de oxidante antes de la admision en el medio de reaccion. Asf se ayuda a la dispersion inicial del para-xileno. Proporciona volumenes de entrada mayores y facilita velocidades aumentadas; y diluye la concentracion de para-xileno. Ademas, retrasa la transferencia del para-xileno de entrada en la fase lfquida en volumen y origina la alimentacion de para-xileno para que se mueva hacia la fase lfquida reactiva en mejor armonfa con la alimentacion gaseosa de oxfgeno molecular.

En este ejemplo, una columna de recipiente de oxidacion de burbujas tiene un cuerpo cilfndrico vertical con un diametro interior de 2,44 metros. La altura de la columna del recipiente de oxidacion de burbujas esta a 32 metros de la lfnea tangente (LT) por debajo de la LT superior. El recipiente esta provisto de 2:1 cabezales elfpticos en la parte superior e inferior del cilindro. El nivel operativo esta aproximadamente a 25 metros del medio de reaccion por encima de la LT inferior. La alimentacion de disolvente de filtrado, que esta separada del para-xileno, entra a una velocidad de 18,4 kilogramos por segundo a traves de un orificio de entrada de 0,076 metros de diametro circular por medio de la pared del recipiente de reaccion a una elevacion de 4,35 metros por encima de la LT inferior. La velocidad de alimentacion de disolvente de reflujo en la zona de desacoplamiento de gases por encima del nivel operativo del medio de reaccion es de aproximadamente 12,8 kilogramos por segundo. La velocidad de alimentacion de aire comprimido es de aproximadamente 9 kilogramos por segundo a traves de un rociador de oxidante similar al de los Ejemplos 4 y 6, pero modificado tal como se indica mas adelante. La suspension que contiene aproximadamente el 31% en peso de solidos se retira del medio de reaccion a traves de una pata lateral esencialmente igual que en los Ejemplos 4 y 6. La presion en el espacio del cabezal por encima del medio de reaccion es de aproximadamente 0,50 megapascal gauge. El contenido de agua y de cobalto, bromo y manganeso en la parte de lfquido del medio de reaccion es esencialmente el mismo que en el Ejemplo 4.

La velocidad de alimentacion de para-xileno es de nuevo 1,84 kilogramos por segundo. Esto circula como un lfquido a traves de los conductos al interior del rociador de oxidante donde el lfquido es liberado en el aire comprimido en 4 posiciones usando toberas de nebulizacion de lfquido, tal como se conoce en la tecnica. Opcionalmente, pueden emplearse conductos de lfquido de extremo abierto o toberas de nebulizacion de gas-lfquido en el punto en el que el lfquido es admitido en el rociador de oxidante. Como precaucion de seguridad, se colocan 4 sensores de temperatura en el rociador de oxidante. Estos sensores de temperatura estan conectados a alarmas y engranajes para cerrar el suministro de oxidante y para-xileno si se detectan temperaturas. Con el suministro de aire comprimido a aproximadamente 80 °C, debido al calor de compresion sin un postenfriador en la fase de compresion final, y con la alimentacion para-xileno a aproximadamente 40 °C, aproximadamente el 17% en peso del para-xileno se vaporiza a la presion prevalente dentro del rociador de oxidante. El para-xileno lfquido restante se transporta al medio de reaccion con el gas en flujo de dos fases mezclado con el gas a velocidades que se acercan a las del flujo de gas. Ademas, dicho lfquido restante ayuda a purgar del rociador de oxidante cualquier solido que haya entrado, de acuerdo con los aspectos de la invencion.

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

Opcionalmente, la alimentacion de aire comprimido o la alimentacion de para-xileno pueden precalentarse antes de la mezcla en el rociador de oxidante con el fin de aumentar la fraccion de para-xileno que entra en el medio de reaccion en forma de vapor. Por ejemplo, una entrada de calor de 300 kilojulios por segundo al para-xileno eleva su temperatura a aproximadamente 124 °C y aumenta la fraccion de para-xileno purgado a aproximadamente el 33%. Por ejemplo, una entrada de calor de 600 kilojulios por segundo en el aire comprimido eleva su temperatura a aproximadamente 146 °C y aumenta la fraccion de para-xileno purgado a aproximadamente el 54%. En los dos casos se requiere una energfa de menor grado para el calentamiento que en el Ejemplo 7. De hecho, el calor residual del gas desprendido desde el medio de reaccion puede usarse como parte o la totalidad de la fuente de calor. Sin embargo, cuando se anade una cantidad de energfa a las alimentaciones, la temperatura del medio de reaccion aumentara ligeramente, sedimentandose, a los valores nominales de presion, flujo y composiciones de fase, entre 160 °C y 162 °C medido cerca de la elevacion media. Opcionalmente, la presion puede ajustarse para ajustar la temperatura. Ademas, cuando se anade una cantidad de energfa a las alimentaciones, la cantidad de disolvente suministrada al recipiente de reaccion se ajusta cuando se desea para mantener la fraccion de solidos aproximadamente constante. Por ejemplo, el flujo del disolvente de reflujo varfa entre aproximadamente 12,8 y aproximadamente 14,3 kilogramos por segundo en los Ejemplos 7 y 8, dependiendo de la cantidad de energfa anadida, con el fin de mantener los solidos aproximadamente constantes cerca del 31% en peso.

EJEMPLO 9

Este ejemplo se refiere a la alimentacion de para-xileno lejos de la pared del recipiente de reaccion usando un dispositivo de expulsion de lfquido. En este ejemplo calculado, la dispersion inicial de alimentacion de lfquido de

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para-xileno se mejora usando un dispositivo de expulsion que emplea un flujo de liquido como fuerza motriz. El reactor de este ejemplo tiene la misma configuracion mecanica y las mismas condiciones de frontera de proceso que en el Ejemplo 4 con las excepciones descritas mas adelante. La corriente en fase lfquida mezclada de para-xileno mas disolvente de filtrado entra a traves de la pared del recipiente de reaccion a la misma elevacion por medio del mismo conducto de flujo de 3 pulgadas nominales. Sin embargo, a diferencia del sistema de distribucion de alimentacion de fase lfquida interna del Ejemplo 4, la alimentacion en fase lfquida mezclada es liberada en el medio de reaccion como el fluido motor en el dispositivo de expulsion de flujo tal como se conoce en la tecnica y tal como se muestra en el diagrama de la FIG. 26. El dispositivo de expulsion esta disenado para una diferencia de presion de 0,1 megapascal en el fluido motor. El dispositivo de expulsion esta situado y orientado con la estela de flujo saliendo verticalmente hacia arriba a lo largo de la lfnea del centro axial del recipiente de reaccion a una elevacion de aproximadamente 4,5 metros por encima de la LT inferior. El volumen del medio de reaccion expulsado y mezclado con el liquido motor varfa con el tiempo dependiendo de los sucesos de acumulacion de burbuja estocasticas en la columna de burbujas en la entrada de expulsion. Sin embargo, el flujo expulsado promediado en el tiempo es mayor que el fluido motor flujo proporcionando asf una dilucion mas rapida del para-xileno de entrada. El posterior mezclado y reaccion qufmica tiene lugar de acuerdo con los sucesos estocasticos habituales en la columna de burbujas.

EJEMPLO 10

Este ejemplo se refiere a la alimentacion de para-xileno lejos de la pared del recipiente de reaccion usando un gas y un dispositivo de expulsion de liquido. En este ejemplo calculado, la dispersion inicial de alimentacion de para-xileno se mejora usando un dispositivo de expulsion que emplea flujo de gas como fuerza motriz. El reactor de este ejemplo tiene la misma configuracion mecanica y condiciones de frontera del proceso que en el Ejemplo 4, con las excepciones descritas mas adelante. El rociador de oxidante octogonal y el sistema de distribucion de alimentacion de fase lfquida se eliminan. En su lugar, la corriente de oxidante de entrada y la alimentacion en fase lfquida mezclada de para-xileno mas disolvente de filtrado son transportadas a traves de conductos separados al interior del recipiente de reaccion. Entonces, las dos corrientes se combinan como fluidos motores en la entrada de un dispositivo de expulsion de flujo tal como se conoce en la tecnica y tal como se muestra en el diagrama de la FIG. 27. El dispositivo de expulsion se alinea verticalmente a lo largo de la lfnea del centro axial del recipiente de reaccion. Se coloca con la salida orientada hacia abajo y situada 0,2 metros por debajo de la lfnea tangente inferior del recipiente de reaccion. El dispositivo de expulsion esta disenado para una diferencia de presion de 0,1 megapascal en los fluidos motores. Dos sensores de temperatura estan situados cerca de donde se combinan primero las alimentaciones de aire comprimido y de para-xileno. Estos sensores de temperatura estan conectados a alarmas y engranajes para cerrar el suministro de oxidante y para-xileno si se detectan altas temperaturas.

El volumen del medio de reaccion expulsado se incrementa en comparacion con el Ejemplo 9 y la dilucion inicial del para-xileno de entrada se mejora adicionalmente. Ademas, la fase lfquida parte del medio de reaccion con las maximas concentraciones locales de para-xileno se gradua todavfa mas directamente en contra de la parte en fase gaseosa con la maxima concentracion de oxfgeno molecular. El posterior mezclado y reaccion qufmica tiene lugar de acuerdo con los sucesos estocasticos habituales en la columna de burbujas.

EJEMPLOS 11-13

Los Ejemplos 11-13 son ejemplos calculados que se relacionan en particular con el uso de flujos de liquido desde el medio de reaccion a los conductos para ayudar en la dispersion inicial de para-xileno en el medio de reaccion, aunque tambien muestran otros aspectos de la presente invencion.

EJEMPLO 11

Este ejemplo se refiere al uso de un conducto de flujo en el recipiente de reaccion para transportar liquido con el fin de ayudar a la dispersion inicial de para-xileno de entrada. El reactor de este ejemplo tiene la misma configuracion mecanica y condiciones de frontera del proceso que en el Ejemplo 4, con las excepciones descritas mas adelante. Se hace referencia al diagrama de la FIG. 24. La corriente en fase lfquida mezclada de para-xileno mas disolvente de filtrado entra a traves de la pared del recipiente de reaccion a traves de un conducto de flujo de 3 pulgadas nominales similar al Ejemplo 4. Sin embargo, el sistema de distribucion de alimentacion de fase lfquida interno del Ejemplo 4 se elimina y dicho flujo de liquido mezclado se libera en su lugar en un conducto de flujo. El conducto de flujo tiene un diametro interior circular de aproximadamente 0,15 metros en la mayor parte de su longitud, lo que incluye su extremo inferior, que es de 1 metro por encima de la LT inferior del recipiente. El conducto de flujo aumenta verticalmente a una altura total de 21 metros por encima de la LT inferior del recipiente. A una altura de 20 metros por encima de la LT inferior del recipiente, el conducto de flujo se expande para tener un area interior en seccion transversal de 0,5 metros cuadrados mientras la altura aumenta 1 metro mas. Esta seccion superior de mayor diametro de dicho conducto de flujo puede concebirse como un recipiente interno de desaireacion, y en realidad esta formado en parte usando la pared del recipiente de reaccion. La totalidad del conducto de flujo esta situada dentro del recipiente de reaccion. En la entrada superior al conducto de flujo, el medio de reaccion se agota

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en gran medida en para-xileno y para-tolualdehfdo, aunque existan concentraciones importantes de acido para- toluico y 4-carboxibenzaldehfdo. El medio de reaccion que entra en la parte superior de dicho conducto de flujo se desairea sustancialmente, creando un medio mas denso en el interior de dicho conducto de flujo que en el resto del recipiente de reaccion. La suspension dentro del conducto de flujo se mueve hacia abajo a una velocidad estimada en aproximadamente 150 kilogramos por segundo, momento en el cual la cafda de presion de flujo, integrada en toda la longitud de dicho conducto de flujo, entra en equilibrio con la diferencia de densidad entre el interior y el exterior, integrada en toda la longitud de dicho conducto de flujo. De este flujo descendente de suspension, aproximadamente 104 kilogramos por segundo es lfquido, lo que constituye aproximadamente el 69% en peso. El flujo suministrado de para-xileno y disolvente de filtrado mezclados fntimamente, que suma en total aproximadamente 20,2 kilogramos por segundo, es admitido en dicho conducto de flujo aproximadamente 5 metros por encima de la LT inferior. Esta mezcla se traslada despues por el conducto de flujo 4 metros adicionales, aproximadamente 27 diametros del conducto, en menos de 1 segundo y se mezcla apreciablemente. La concentracion de para-xileno se reduce asf de forma util a aproximadamente 15.000 ppmp antes de ser liberado en el cuerpo principal del medio de reaccion en la columna de burbujas. El posterior mezclado y reaccion qufmica tiene lugar de acuerdo con los sucesos estocasticos habituales en la columna de burbujas.

EJEMPLO 12

Este ejemplo se refiere al uso de un conducto de flujo externo al recipiente de reaccion para transportar lfquido con el fin de ayudar a la dispersion inicial de para-xileno de entrada. El reactor de este ejemplo tiene la misma configuracion mecanica y condiciones de frontera del proceso que en el Ejemplo 11 con las excepciones descritas a continuacion y con referencia al diagrama de la FIG. 25. El conducto de flujo interno es eliminado y sustituido por un conducto de flujo externo. La seccion de conducto que conecta el recipiente de reaccion con la seccion de desaireacion externa tiene un diametro circular interno de 0,30 metros y esta situada 20 metros por encima de la LT inferior. El diametro circular interno de la seccion de desaireacion externa es de 1 metro y su altura es de 2 metros. El diametro circular interno del conducto de flujo por debajo de la seccion de desaireacion es de 0,20 metros lo que permite flujos mayores usando aproximadamente el mismo cabezal de elevacion disponible. Se incluye un sensor de flujo y una valvula de control de flujo con el conducto de flujo con el fin de controlar la velocidad de flujo en el intervalo deseado. Por ejemplo, el control de flujo se establece de forma que permita 150 kilogramos por segundo de transporte en suspension, los mismos que se producirfan segun las estimaciones a traves del conducto de flujo interno del Ejemplo 11. La corriente en fase lfquida mezclada de para-xileno y disolvente de filtrado es admitida en el conducto de flujo externo aproximadamente 5 metros por encima de la LT inferior del recipiente de reaccion. La salida del conducto de flujo externo se conecta con el cabezal inferior del recipiente de reaccion. Asf, la concentracion de para-xileno se reduce de nuevo de forma util a aproximadamente 15.000 ppmp antes de su liberacion en el cuerpo principal del medio de reaccion en la columna de burbujas. El posterior mezclado y reaccion qufmica tiene lugar de acuerdo con los sucesos estocasticos habituales en la columna de burbujas. La retirada de la suspension de producto para el posprocesamiento tiene lugar a traves de una rama de dicho conducto de flujo por debajo de la seccion de desaireacion y por encima de la adicion de la corriente en fase lfquida de para-xileno y disolvente de filtrado, evitando asf la necesidad de un sistema separado para la eliminacion y la desaireacion de la suspension.

EJEMPLO 13

Este ejemplo se refiere al uso de un conducto de flujo formado por secciones externas e internas al recipiente de reaccion para transportar lfquido con el fin de ayudar a la dispersion inicial del para-xileno de entrada. Este ejemplo calculado es identico al del Ejemplo 12 con la salvedad de que una segunda rama en el conducto de flujo externo esta situada aproximadamente 3 metros por encima de la LT inferior del recipiente de reaccion, que esta por debajo del punto de adicion de corriente en fase lfquida mezclada de para-xileno y disolvente de filtrado. La segunda rama del conducto de flujo tiene tambien un diametro circular interno de 0,20 metros. Se coloca una valvula de control de flujo separada en la segunda rama del conducto de flujo, de nuevo para regular el flujo. El conducto de flujo ramificado penetra a traves de la pared lateral del recipiente de reaccion 3 metros por encima de la LT inferior, y el conducto de flujo ramificado se extiende dentro de la pared del recipiente de reaccion por 0,4 metros. Asf, el conducto ramificado comprende secciones externas e internas al recipiente de reaccion. El flujo puede ser admitido en el recipiente de reaccion a traves de una o las dos de entre la salida del conducto de cabezal superior o la salida del conducto interno de la pared lateral y en cualquier relacion.

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1. Un proceso que comprende:

(a) la introduccion de una corriente de oxidante que comprende oxfgeno molecular en una zona de reaccion de un reactor de columna de burbujas;

(b) la oxidacion de un compuesto oxidable en una fase lfquida de un medio de reaccion multifase contenido en dicha zona de reaccion, donde dicho compuesto oxidable es para-xileno, meta-xileno, para-tolualdehfdo, meta- tolualdehfdo, acido para-toluico, acido meta-toluico y/o acetaldehfdo, donde dicha oxidacion hace que al menos el 10% en peso de dicho compuesto oxidable forme un producto en fase solida en dicho medio de reaccion, donde la velocidad de gas superficial promediada en el tiempo a la mitad de la altura de dicho medio de reaccion es de al menos 0,3 metros por segundo, donde promediado en el tiempo significa el promedio de al menos 10 mediciones tomadas de manera uniforme durante un periodo continuo de al menos 100 segundos; y

(c) la retirada de al menos una parte de dicho producto en fase solida de dicha zona de reaccion a traves de una o mas aberturas elevadas, donde al menos una parte de dicho oxfgeno molecular entra en dicha zona de reaccion por debajo de dichas aberturas elevadas,

caracterizado porque

dicho proceso comprende ademas la introduccion de una corriente de alimentacion que comprende dicho compuesto oxidable en dicha zona de reaccion, donde al menos una parte de dicha corriente de alimentacion entra en dicha zona de reaccion por debajo de dichas aberturas elevadas.
2. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde al menos el 50% en peso del producto total en fase solida retirado de dicha zona de reaccion se retira a traves de dichas aberturas elevadas.
3. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde al menos el 50% en peso de dicho oxfgeno molecular entra en dicha zona de reaccion por debajo de dichas aberturas elevadas.
4. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde sustancialmente la totalidad del producto en fase solida retirado de dicha zona de reaccion se retira a traves de dichas aberturas elevadas, donde sustancialmente la totalidad de dicho oxfgeno molecular entra en dicha zona de reaccion por debajo de dichas aberturas elevadas, donde dicho medio de reaccion tiene una altura maxima (H), donde dichas aberturas elevadas estan situadas a al menos 1 H de la parte inferior de dicha zona de reaccion.
5. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde al menos el 50% en peso del producto total en fase solida retirado de dicha zona de reaccion se retira a traves de dichas aberturas elevadas.
6. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde al menos el 50% en peso de dicho compuesto oxidable entra en dicha zona de reaccion por debajo de dichas aberturas elevadas.
7. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde dicho medio de reaccion tiene una anchura maxima (W), donde dichas aberturas elevadas estan situadas a al menos 1 W de la parte inferior de dicha zona de reaccion.
8. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 7 donde sustancialmente la totalidad de dicho oxfgeno molecular entra en dicha zona de reaccion por debajo de dichas aberturas elevadas.
9. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde dicho medio de reaccion tiene una altura maxima (H), una anchura maxima (W) y una relacion H:W de al menos 3:1.
10. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 9 donde dichas aberturas elevadas estan situadas a al menos 2 W de la parte inferior de dicha zona de reaccion.
11. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 9 donde dicha relacion H:W esta en el intervalo de 8:1 a 20:1.
12. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 9 donde una mayorfa de dicho oxfgeno molecular entra en dicha zona de reaccion entre 0,25 W y 0,025 H de la parte inferior de dicha zona de reaccion.
13. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 9 donde al menos el 30% en peso de dicho compuesto oxidable entra en dicha zona de reaccion a menos de 1,5 W del lugar mas bajo donde dicho oxfgeno molecular entra en dicha zona de reaccion.

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14. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 9 donde dicha corriente de alimentacion se introduce en dicha zona de reaccion a traves de una pluralidad de aberturas de alimentacion, donde al menos dos de dichas aberturas de alimentacion estan separadas verticalmente entre si por al menos 0,5 W.
15. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde dicho proceso comprende ademas la desaireacion del medio de reaccion retirado a traves de dichas aberturas elevadas en una zona de desaireacion, proporcionando asf una suspension sustancialmente desaireada que comprende menos del 5% en volumen de gas, donde dicha desaireacion es provocada principalmente por la fuerza ascensional natural de la fase gaseosa de dicho medio de reaccion en las fases solida y lfquida de dicho medio de reaccion.
16. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 15 donde dicha zona de desaireacion se define entre una o mas paredes laterales rectas de un recipiente de desaireacion, donde el area en seccion transversal horizontal maxima de dicha zona de desaireacion es inferior al 25% del area en seccion transversal horizontal maxima de dicha zona de reaccion.
17. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde la velocidad de gas superficial promediada en el tiempo a la mitad de la altura de dicho medio de reaccion esta en el intervalo de 0,8 a 5 metros por segundo.
18. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde dicho compuesto oxidable es para-xileno.
19. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde dicho medio de reaccion comprende un intervalo

del 5 al 40% en peso de solidos en una base promediada en el tiempo y promediada en volumen donde el promediado en volumen es el promedio de al menos 10 mediciones tomadas en una separacion tridimensional uniforme en el conjunto de un volumen determinado.
20. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde dicha oxidacion se lleva a cabo en presencia de un sistema de catalizador que comprende cobalto.
21. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 20 donde dicho sistema de catalizador comprende ademas bromo y manganeso.
22. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 1 donde dicho proceso comprende ademas el

sometimiento de al menos una parte de dicho producto en fase solida retirado de dicho reactor de columna de

burbujas a oxidacion en un reactor de oxidacion secundario.
23. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 22 donde dicha oxidacion en dicho reactor de oxidacion secundario se lleva a cabo a una temperatura media al menos 10 °C mayor que dicha oxidacion en dicho reactor de columna de burbujas.
24. El proceso de acuerdo con la reivindicacion 22 donde dicha oxidacion en dicho reactor de oxidacion secundario se lleva a cabo a una temperatura media en el intervalo de 20 a 80 °C mayor que la temperatura media de dicho reactor de columna de burbujas, donde dicha oxidacion en dicho reactor de columna de burbujas se lleva a cabo a una temperatura media en el intervalo de 140 a 180 °C, donde dicha oxidacion en dicho reactor de oxidacion secundario se lleva a cabo a una temperatura media en el intervalo de 180 a 220 °C.
25. Un aparato que comprende:

un reactor de columna de burbujas que comprende:

una cubierta del recipiente que define una zona de reaccion alargada, donde dicha zona de reaccion incluye un extremo normalmente inferior y un extremo normalmente superior separados entre si por una distancia axial (L), donde dicha zona de reaccion tiene un diametro maximo (D), donde dicha zona de reaccion tiene una relacion L:D de al menos 6:1,

una o mas aberturas de gas para introducir una corriente en fase gaseosa en dicha zona de reaccion,

una o mas aberturas de lfquido para introducir una corriente en fase lfquida en dicha zona de reaccion, y

una o mas aberturas de producto elevadas para retirar un producto en fase solida de dicha zona de reaccion, donde

dichas aberturas de producto estan dispuestas axialmente alejadas de dicho extremo normalmente inferior que al

menos una de dichas aberturas de gas y al menos una de dichas aberturas de lfquido;

un recipiente corriente abajo separado de dicho reactor de columna de burbujas; y

un conducto para transporter al menos una parte del producto en fase solida retirado desde al menos una de dichas aberturas de producto a dicho recipiente corriente abajo.
26. El aparato de acuerdo con la reivindicacion 25 donde al menos una de dichas aberturas de gas esta

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25

separada de dicho extremo normalmente inferior de dicha zona de reaccion por una distancia axial menos de 0,25 D.
27. El aparato de acuerdo con la reivindicacion 26 donde al menos el 50% del area abierta acumulada definida por la totalidad de dichas aberturas de lfquido esta separada menos de 2,5 D de la abertura de gas situada lo mas cerca de dicho extremo normalmente inferior.
28. El reactor de columna de burbujas de acuerdo con la reivindicacion 25 donde al menos el 50% del area abierta acumulada definida por la totalidad de dichas aberturas de gas esta situada mas cerca de dicho extremo normalmente inferior que dichas aberturas de producto.
29. El reactor de columna de burbujas de acuerdo con la reivindicacion 25 donde al menos el 50% del area abierta acumulada definida por la totalidad de dichas aberturas de lfquido esta situada mas cerca de dicho extremo normalmente inferior que dichas aberturas de producto.
30. El reactor de columna de burbujas de acuerdo con la reivindicacion 25 donde sustancialmente toda el area abierta acumulada definida por la totalidad de dichas aberturas de gas esta situada mas cerca de dicho extremo normalmente inferior que dichas aberturas de producto, donde sustancialmente toda el area abierta acumulada definida por la totalidad de dichas aberturas de lfquido esta situada mas cerca de dicho extremo normalmente inferior que dichas aberturas de producto.
31. El reactor de columna de burbujas de acuerdo con la reivindicacion 25 donde dichas aberturas de producto estan situadas al menos a 1 D de dicho extremo normalmente inferior de dicha zona de reaccion.
32. El reactor de columna de burbujas de acuerdo con la reivindicacion 25 donde dichas aberturas de producto estan situadas al menos a 2 D de dicho extremo normalmente inferior de dicha zona de reaccion.
33. El reactor de columna de burbujas de acuerdo con la reivindicacion 25 donde dicha zona de reaccion tiene una relacion L:D en el intervalo de 8:1 a 20:1.