ES2622502T3

ES2622502T3 - Oxidación en fase líquida optimizada en un reactor de columna de burbujas

Info

Publication number: ES2622502T3
Application number: ES05791666.0T
Authority: ES
Inventors: Marcel De Vreede; Alan George Wonders; Robert Lin
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: 2017-07-06
Anticipated expiration: 2025-08-29
Also published as: MX2007002500A; US20100305357A1; EP1789179A2; ES2659088T3; PL2316566T3; CA2576212A1; PT2316566T; EP2316566B1; LT2316566T; BRPI0514789B1; US7960581B2; WO2006028753A2; KR20070057851A; BRPI0514789A; KR101275465B1; JP2008511639A; PT1789179T; US7504535B2; LT1789179T; US20060047163A1

Abstract

Proceso para producir un ácido tereftálico bruto, comprendiendo dicho proceso oxidar p-xileno en una fase líquida de un medio de reacción multifásico contenido en un reactor de columna de burbujas, donde el diferencial de presión entre la parte superior e inferior de dicho medio de reacción es de al menos 0,1 MPa (1 bar), donde dicho reactor de columna de burbujas define una zona de desprendimiento por encima de dicho medio de reacción donde dicho medio de reacción tiene una anchura máxima donde la zona de desprendimiento tiene una anchura máxima (X), donde el reactor de columna de burbujas tiene una relación de X:W en el intervalo de 0,8:1 a 4:1 y donde dicho reactor de columna de burbujas comprende un distribuidor de reflujo localizado en dicha zona de desprendimiento, donde dicho proceso comprende además distribuir una corriente de reflujo líquida en dicha zona de desprendimiento a través de dicho distribuidor de reflujo.

Description

DESCRIPCION

Oxidacion en fase liquida optimizada en un reactor de columna de burbujas 5 CAMPO DE LA INVENCION

Esta invencion se refiere en general a un proceso para la oxidacion catalftica en fase liquida de paraxileno para producir acido tereftalico bruto, que puede someterse despues de ello a purificacion y separacion. Otro aspecto de la invencion atane a un reactor de columna de burbujas mejorado que proporciona un proceso de oxidacion en fase 10 liquida mas efectivo y economico.

ANTECEDENTES DE LA INVENCION

Las reacciones de oxidacion en fase liquida se emplean en una variedad de procesos comerciales existentes. Por 15 ejemplo, actualmente se usa la oxidacion en fase liquida para la oxidacion de aldehfdos a acidos (p.ej., propionaldehfdo a acido propionico), la oxidacion de ciclohexano a acido adfpico y la oxidacion de productos alquilaromaticos a alcoholes, acidos o diacidos. Es un proceso de oxidacion comercial particularmente significativo de la ultima categorfa (oxidacion de productos alquilaromaticos) la oxidacion parcial catalftica en fase liquida de para-xileno a acido tereftalico. El acido tereftalico es un compuesto importante con una variedad de aplicaciones. El 20 uso primario del acido tereftalico es como materia prima en la produccion de politerefetalato de etileno (PET). El PET es un plastico bien conocido usado en grandes cantidades en todo el mundo para elaborar productos tales como botellas, fibras y envases.

En un proceso de oxidacion en fase liquida tfpico, incluyendo la oxidacion parcial de para-xileno a acido tereftalico, 25 se introducen una corriente de alimentacion en fase liquida y una corriente de oxidante en fase gaseosa en un reactor y forman un medio de reaccion multifasico en el reactor. La corriente de alimentacion en fase liquida introducida en el reactor contiene al menos un compuesto organico oxidable (p.ej., para-xileno), mientras que la corriente de oxidante en fase gaseosa contiene oxfgeno molecular. Al menos una porcion del oxfgeno molecular introducido en el reactor en forma de gas se disuelve en la fase liquida del medio de reaccion, proporcionando 30 disponibilidad de oxfgeno para la reaccion en fase liquida. Si la fase liquida del medio de reaccion multifasico contiene una concentracion insuficiente de oxfgeno molecular (es decir, si ciertas porciones del medio de reaccion estan “privadas de oxfgeno”), reacciones secundarias indeseables pueden generar impurezas y/o las reacciones pretendidas pueden retardar su tasa. Si la fase liquida del medio de reaccion contiene demasiado poco compuesto oxidable, la tasa de reaccion puede ser indeseablemente lenta. Ademas, si la fase liquida de medio de reaccion 35 contiene una concentracion en exceso del compuesto oxidable, las reacciones secundarias indeseables adicionales pueden generar impurezas.

Los reactores de oxidacion en fase liquida convencionales estan equipados con medios de agitacion para mezclar el medio de reaccion multifasico contenido en los mismos. La agitacion de medio de reaccion se suministra en un 40 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 de compuesto organico oxidable en la fase liquida del medio de reaccion.

La agitacion del medio de reaccion que experimenta oxidacion en fase liquida se proporciona frecuentemente por 45 medios de agitacion mecanica en recipientes tales como, por ejemplo, reactores continuos de tanque agitado (CSTR). Aunque los CSTR pueden proporcionar un mezclado exhaustivo del medio de reaccion, los CSTR tienen una serie de inconvenientes. Por ejemplo, los CSTR tienen un coste de capital relativamente alto debido a su requisito de motores caros, soportes y ejes de transmision sellados para fluidos y/o mecanismos de agitacion complejos. Ademas, los componentes mecanicos rotativos y/u oscilantes de los CSTR convencionales requieren un 50 mantenimiento regular. El tiempo de trabajo y de apagado asociado a dicho mantenimiento anade coste operativo a los CSTR. Sin embargo, incluso con un mantenimiento regular, los sistemas de agitacion mecanica empleados en los CSTR tienden al fallo mecanico y pueden requerir el reemplazo en periodos relativamente cortos de tiempo.

Los reactores de columna de burbujas proporcionan una alternativa atractiva a los CSTR y otros reactores de 55 oxidacion agitados mecanicamente. Los reactores de columna de burbujas proporcionan la agitacion del medio de reaccion sin requerir un equipo mecanico caro y poco fiable. Los reactores de columna de burbujas incluyen tfpicamente una zona de reaccion vertical alargada en la que esta contenido el medio de reaccion. La agitacion del medio de reaccion en la zona de reaccion se proporciona principalmente por la flotabilidad natural de las burbujas de gas que se elevan a traves de la fase liquida del medio de reaccion. Esta agitacion por flotabilidad natural 60 proporcionada en los reactores de columna de burbujas reduce los costes de capital y mantenimiento respecto a los

reactores agitados mecanicamente. Ademas, la ausencia sustancial de partes mecanicas moviles asociadas a los reactores de columna de burbujas proporciona un sistema de oxidacion que tiende menos al fallo mecanico que los reactores agitados mecanicamente.

5 Cuando se lleva a cabo la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno en un reactor de oxidacion convencional (CSTR o columna de burbujas), el producto extrafdo del reactor es tfpicamente una suspension que comprende acido tereftalico bruto (CTA) y una solucion madre. El CTA contiene niveles relativamente altos de impurezas (p.ej., 4-carboxibenzaldehfdo, acido para-toluico, fluorenonas y otros cuerpos coloreados) que lo vuelven inadecuado como materia prima para la produccion de PET. Por tanto, el CTA producido en reactores de oxidacion convencionales se 10 somete tfpicamente a un proceso de purificacion que convierte el CTA en acido tereftalico purificado (PTA) adecuado para elaborar PET.

Un proceso de purificacion tfpico para convertir CTA en PTA incluye las siguientes etapas: (1) reemplazar la solucion madre de la suspension que contiene CTA por agua, (2) calentar la suspension de CTA/agua para disolver el CTA 15 en agua, (3) hidrogenar catalfticamente la solucion de CTA/agua para convertir las impurezas en compuestos mas deseables y/o facilmente separables, (4) precipitar el PTA resultante de la solucion hidrogenada mediante multiples etapas de cristalizacion y (5) separar el PTA cristalizado de los lfquidos restantes. Aunque efectivo, este tipo de proceso de purificacion convencional puede ser muy caro. Los factores individuales que contribuyen al alto coste de los procedimientos de purificacion de CTA convencionales incluyen, por ejemplo, la energfa termica requerida para 20 promover la disolucion del CTA en agua, el catalizador requerido para hidrogenacion, la corriente de hidrogeno requerida para hidrogenacion, la perdida de rendimiento causada por la hidrogenacion de parte del acido tereftalico y los multiples recipientes requeridos para cristalizacion multietapas. Por tanto, serfa deseable proporcionar un producto de CTA que pudiera purificarse sin requerir disolucion en agua promovida por calor, hidrogenacion y/o cristalizacion multietapas.

25

El documento GB 1.309.451 describe un proceso para la produccion de acidos toluicos y monoesteres de acidos bencenodicarboxflicos o mezclas de los mismos mediante la oxidacion de xilenos y/o toluatos de alcoholes alifaticos saturados que tienen 1-5 atomos de carbono.

30 OBJETIVOS DE LA INVENCION

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

35 Es un objetivo adicional particular de la invencion proporcionar un proceso mas efectivo para producir acido tereftalico puro (PTA) mediante oxidacion en fase lfquida de para-xileno, produciendo acido tereftalico bruto (CTA) y, posteriormente, purificando el CTA hasta PTA.

RESUMEN DE LA INVENCION

40

Una realizacion de la presente invencion atane a un proceso que comprende oxidar un compuesto oxidable en una fase lfquida de un medio de reaccion multifasico contenido en un reactor de columna de burbujas, donde el diferencial de presion entre la parte superior e inferior del medio de reaccion es de al menos 0,1 MPa (1 bar), y donde el reactor de columna de burbujas tiene dimensiones como se describen en la reivindicacion 1.

45

BREVE DESCRIPCION DE LOS DIBUJOS

Se describen con detalle a continuacion realizaciones preferidas del reactor de oxidacion y diagramas de flujo del proceso con referencia a las figuras dibujadas adjuntas, donde;

50

la FIG. 1 es una vista lateral de un reactor de oxidacion, que ilustra particularmente la introduccion de corrientes de alimentacion, oxidante y reflujo en el reactor, la presencia de un medio de reaccion multifasico en el reactor y la extraccion de un gas y una suspension por la parte superior e inferior del reactor, respectivamente; la FIG. 2 es una vista en seccion lateral ampliada de la parte inferior del reactor de columna de burbujas tomada a lo 55 largo de la lfnea 2-2 en la FIG. 3, que ilustra particularmente la localizacion y configuracion de un rociador de oxidante usado para introducir la corriente de oxidante en el reactor;

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

la FIG. 4 es una vista inferior del rociador de oxidante de la FIG. 2, que ilustra particularmente las aberturas de 60 oxidante en la parte inferior del rociador de oxidante;

la FIG. 5 es una vista en seccion lateral del rociador de oxidante tomada a lo largo de la linea 5-5 en la FIG. 3, que ilustra particularmente 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 porcion inferior del reactor de columna de burbujas, que ilustra 5 particularmente un sistema para introducir la corriente de alimentacion en el reactor en multiples localizaciones espaciadas verticalmente;

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

10 la FIG. 8 es una vista en seccion superior similar a la FIG. 7, pero que ilustra un medio alternativo para descargar la corriente de alimentacion en el reactor usando tubos de bayoneta que tienen cada uno una pluralidad de 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 localizaciones espaciadas verticalmente sin requerir multiples penetraciones de recipiente, que 15 ilustra particularmente que el sistema de distribucion de alimentacion puede estar al menos parcialmente soportado sobre 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 ilustrados en la FIG. 9;

la FIG. 11 es una vista en seccion superior tomada a lo largo de la linea 11-11 en la FIG. 10 y que ilustra ademas el 20 sistema de distribucion de alimentacion de penetracion unica soportado sobre el rociador de oxidante;

la FIG. 12 es una vista isometrica de un rociador de oxidante alternativo que tiene todas las aberturas de oxidante localizadas en la parte inferior del miembro de anillo;

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

la FIG. 14 es una vista inferior del rociador de oxidante alternativo de la FIG. 12, que ilustra particularmente la 25 localizacion de las aberturas inferiores para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion;

la FIG. 15 es una vista en seccion lateral del rociador de oxidante tomada a lo largo de la linea 15-15 en la FIG. 13, que ilustra particularmente 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 interna cerca de la salida inferior del reactor;

30 la FIG. 17 es una vista en seccion lateral ampliada de la porcion inferior del reactor de columna de burbujas de la FIG. 16 tomada a lo largo de la linea 17-17 en la FIG. 18, que ilustra particularmente la configuracion del recipiente de desaireacion interna colocado en la salida inferior del reactor de columna de burbujas;

la FIG. 18 es una vista en seccion superior tomada a lo largo de la linea 18-18 en la FIG. 16, que ilustra particularmente un rompedor de vortices dispuesto en el recipiente de desaireacion;

35 la FIG. 19 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con un recipiente de desaireacion externa y que ilustra la manera en que puede usarse una porcion de la suspension desaireada que sale de la parte inferior del recipiente de desaireacion para purgar una linea de evacuacion 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 interna/externa hfbrida para desprender la fase gaseosa de un medio de reaccion extrafdo desde una localizacion 40 lateral elevada en el reactor;

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

la FIG. 22 es una vista en seccion lateral ampliada de la porcion inferior del reactor de columna de burbujas de la FIG. 21, que ilustra particularmente el uso de un rociador de oxidante alternativo que emplea conductos de entrada 45 que reciben la corriente de oxidante a traves de la cabeza inferior del reactor;

la FIG. 23 es una vista en seccion lateral ampliada similar a la FIG. 22, que ilustra particularmente un medio alternativo para introducir la corriente de oxidante en el reactor a traves de una pluralidad de aberturas en la cabeza inferior del reactor y, opcionalmente, empleando placas de impacto para distribuir mas uniformemente la corriente de oxidante en el reactor;

50 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 al recircular una porcion del medio de reaccion desde una porcion superior del reactor hasta una porcion 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 al recircular una porcion del medio de reaccion desde una 55 porcion superior del reaccion hasta una porcion inferior del reactor;

la FIG. 26 es una vista en seccion lateral de un eductor horizontal que puede usarse para mejorar la dispersion del compuesto oxidable en un rector de oxidacion, que ilustra particularmente un eductor que usa la alimentacion lfquida entrante para arrastrar el medio de reaccion al eductor y descarga la mezcla de alimentacion y medio de reaccion en una zona de reaccion a alta velocidad;

60 la FIG. 27 es una vista en seccion lateral de un eductor vertical que puede usarse para mejorar la dispersion del

compuesto oxidable en un reactor de oxidacion, que ilustra particularmente un eductor que combina la alimentacion liquida y el gas de entrada y usa el fluido bifasico combinado para arrastrar el medio de reaccion al eductor y descarga la mezcla de alimentacion liquida, gas de entrada y medio de reaccion en una zona de reaccion a alta velocidad;

5 la FIG. 28 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas que contiene un medio de reaccion multifasico, que ilustra particularmente que el medio de reaccion se reparte teoricamente en 30 cortes horizontales de igual volumen para 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 multifasico, que ilustra particularmente el primer y segundo volumenes continuos del 20 % discretos del medio de reaccion que 10 tienen concentraciones de oxigeno y/o tasas de consumo de oxigeno sustancialmente diferentes;

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

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

la FIG. 32 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas de velocidad escalonada que tiene una zona de 20 reaccion inferior amplia y una zona de reaccion superior estrecha;

la FIG. 33 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con una pared divisoria vertical para anadir area superficial vertical que entre en contacto con el medio de reaccion;

la FIG. 34 es una vista en seccion lateral a lo largo de la lfnea 34-34 en la FIG. 33, que ilustra particularmente que la pared divisoria es un miembro plano que divide la zona de reaccion en dos secciones sustancialmente iguales;

25 la FIG. 35 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con una pared divisoria vertical acortada para anadir area superficial vertical que entre en contacto con el medio de reaccion; la FIG. 36 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con una pared divisoria vertical acortada y curvada para anadir area superficial vertical que entre en contacto con el medio de reaccion; la FIG. 37 es una vista en seccion tomada a lo largo de la lfnea 37-37 en la FIG. 36, que ilustra particularmente que

30 la pared divisoria vertical curvada es un miembro generalmente en forma de S que divide una porcion de la zona de

reaccion en dos secciones sustancialmente iguales;

la FIG. 38 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con un miembro interno vertical acortado para anadir area superficial vertical que entre en contacto con el medio de reaccion;

la FIG. 39 es una vista en seccion tomada a lo largo de la lfnea 39-39 en la FIG. 38, que ilustra particularmente que

35 el miembro interno vertical tiene forma de “X” y los bordes del miembro interno no se extienden hasta llegar a la

pared lateral del reactor;

la FIG. 40 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con miembros internos verticales alternativos configurados diferentemente para anadir area superficial vertical que entre en contacto con el medio de reaccion;

40 la FIG. 41 es una vista en seccion tomada a lo largo de la lfnea 41-41 en la FIG. 40, que ilustra particularmente una configuracion de los miembros verticales que tiene forma de “X” y divide una porcion de la zona de reaccion en cuatro cuadrantes sustancialmente iguales;

la FIG. 42 es una vista en seccion tomada a lo largo de la lfnea 42-42 en la FIG. 40, que ilustra particularmente la otra configuracion de los miembros verticales que divide una porcion de la zona de reaccion en ocho secciones en 45 forma de cuna sustancialmente iguales;

la FIG. 43 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con una pluralidad de miembros internos en forma helicoidal para anadir area superficial vertical que entre en contacto con el medio de reaccion; la FIG. 44 es una vista en seccion tomada a lo largo de la lfnea 44-44 en la FIG. 43, que ilustra particularmente la forma de uno de los miembros internos en forma helicoidal;

50 la FIG. 45 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con una pluralidad de deflectores, comprendiendo cada uno una pluralidad de barras cilfndricas para entrar en contacto con el medio de reaccion; la FIG. 46 es una vista isometrica ampliada de los deflectores de la FIG. 45, que ilustra particularmente la manera en que las barras cilfndricas de los deflectores adyacentes estan girados 90 ° entre si;

la FIG. 47 es una vista en seccion tomada a lo largo de la lfnea 47-47 en la FIG. 45, que ilustra particularmente uno 55 solo de los deflectores;

la FIG. 48 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con una pluralidad de deflectores, comprendiendo cada uno una pluralidad de miembros de seccion en L para entrar en contacto con el medio de reaccion;

la FIG. 49 es una vista lateral ampliada de los deflectores de la FIG. 48, que ilustra particularmente la manera en que 60 los miembros de la seccion en L de deflectores adyacentes estan girados 90 ° entre si;

la FIG. 50 es una vista en seccion tomada a lo largo de la linea 50-50 en la FIG. 48, que ilustra particularmente uno solo de los deflectores;

la FIG. 51 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujas equipado con un solo deflector monolftico, cilfndrico en forma de diamante para entrar en contacto con el medio de reaccion;

5 la FIG. 52 es una vista lateral ampliada del deflector monolftico de la FIG. 51;

la FIG. 53 es una vista en seccion tomada a lo largo de la linea 53-53 en la FIG. 51 y que ilustra la naturaleza cilfndrica del deflector monolftico;

las FIG. 54A y 54B son vistas aumentadas de partfculas de acido tereftalico bruto (CTA) producidas de acuerdo con una realizacion de la presente invencion, que ilustran particularmente que cada partfcula de CTA es una partfcula de 10 baja densidad y alta area superficial compuesta por una pluralidad de subpartfculas de CTA unidas debilmente;

las FIG. 55A y 55B son vistas aumentadas de un CTA producido convencionalmente, que ilustran particularmente que la partfcula de CTA convencional tiene un mayor tamano de partfcula, menor densidad y menor area superficial que la partfcula de CTA de la invencion de las FIG. 54A y 54B;

la FIG. 56 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso de la tecnica anterior para elaborar acido 15 tereftalico purificado (PTA);

la FIG. 57 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para elaborar PTA de acuerdo con una realizacion de la presente invencion y

la FIG. 58 es una tabla que resumen diversos parametros operativos de un reactor de oxidacion de columna de burbujas, donde se han ajustado ciertos de los parametros operativos de acuerdo con la descripcion proporcionada 20 en la seccion de Ejemplos.

DESCRIPCION DETALLADA

Una realizacion de la presente invencion atane a la oxidacion parcial en fase lfquida de un compuesto oxidable. 25 Dicha oxidacion se lleva a cabo preferiblemente en la fase lfquida de un medio de reaccion multifasico contenido en reactores (p.ej., reactores continuos de tanque agitado) y reactores agitados de flujo (p.ej., reactores de chorro). De acuerdo con la invencion, la oxidacion en fase lfquida es en un reactor de columna de burbujas.

Como se usa en la presente memoria, el termino "reactor de columna de burbujas" denotara un reactor para facilitar 30 reacciones qufmicas en un medio de reaccion multifasico, donde la agitacion del medio de reaccion se proporciona principalmente por el movimiento ascendente de las burbujas de gas a traves del medio de reaccion. Como se usa en la presente memoria, el termino “agitacion” denotara el trabajo disipado en el medio de reaccion que causa flujo y/o mezclado del fluido. Como se usan en la presente memoria, los terminos “mayorfa”, “principalmente” y “predominantemente” significaran mas de un 50 %. Como se usa en la presente memoria, el termino “agitacion 35 mecanica” designara agitacion del medio de reaccion causada por el movimiento ffsico de un elemento o elementos rfgidos o flexibles contra o dentro del medio de reaccion. Por ejemplo, la agitacion mecanica puede proporcionarse por rotacion, oscilacion y/o vibracion de agitadores internos, paletas, vibradores o diafragmas acusticos localizados en el medio de reaccion. Como se usa en la presente memoria, el termino “agitacion de flujo” denotara agitacion del medio de reaccion causada por inyeccion a alta velocidad y/o recirculacion de uno o mas fluidos en el medio de 40 reaccion. Por ejemplo, la agitacion de flujo puede proporcionarse por toberas, eyectores y/o eductores.

En una realizacion preferida, se proporciona menos de aproximadamente un 40 % de la agitacion del medio de reaccion en el reactor de columna de burbujas durante la oxidacion por agitacion mecanica y/o de flujo, mas preferiblemente se proporciona menos de aproximadamente un 20 % de la agitacion por agitacion mecanica y/o de 45 flujo, y lo mas preferiblemente se proporciona menos de un 5 % de la agitacion por agitacion mecanica y/o de flujo. Preferiblemente, la cantidad de agitacion mecanica y/o de flujo conferida al medio de reaccion multifasico durante la oxidacion es menor de aproximadamente 3 kilovatios por metro cubico de medio de reaccion, mas preferiblemente menor de aproximadamente 2 kilovatios por metro cubico y lo mas preferiblemente menor de 1 kilovatio por metro cubico.

50

Haciendo referencia ahora a la FIG. 1, se ilustra un reactor de columna de burbujas (20) preferido que comprende una carcasa de recipiente (22) que tiene una seccion de reaccion (24) y una seccion de desprendimiento (26). La seccion de reaccion (24) define una zona de reaccion interna (28), mientras que la seccion de desprendimiento (26) define una zona de desprendimiento interna (30). Se introduce en la zona de reaccion (28) una corriente de 55 alimentacion predominantemente en fase lfquida a traves de las entradas de alimentacion (32a,b,c,d). Se introduce en la zona de reaccion (28) una corriente de oxidante en fase predominantemente gaseosa a traves de un rociador de oxidante (34) localizado en la porcion inferior de la zona de reaccion (28). La corriente de alimentacion en fase lfquida y la corriente de oxidante en fase gaseosa forman cooperativamente un medio de reaccion multifasico (36) en la zona de reaccion (28). El medio de reaccion multifasico (36) comprende una fase lfquida y una fase gaseosa. Mas 60 preferiblemente, el medio de reaccion multifasico (36) comprende un medio trifasico que tiene componentes de fase

solida, fase liquida y fase gaseosa. Los componentes de fase solida del medio de reaccion (36) precipitan preferiblemente en la zona de reaccion (28) como resultado de la reaccion de oxidacion llevada a cabo en la fase liquida del medio de reaccion (36). El reactor de columna de burbujas (20) incluye una salida de suspension (38) localizada cerca de la parte inferior de la zona de reaccion (28) y una salida de gas (40) localizada cerca de la parte 5 superior de la zona de desprendimiento (30). Se extrae un efluente de suspension que comprende componentes de fase liquida y de fase solida del medio de reaccion (36) de la zona de reaccion (28) a traves de la salida de suspension (38), mientras que se extrae un efluente predominantemente gaseoso de la zona de desprendimiento (30) a traves de la salida de gases (40).

10 La corriente de alimentacion en fase liquida introducida en el reactor de columna de burbujas (20) a traves de las entradas de alimentacion (32a,b,c,d) comprende preferiblemente un compuesto oxidable, un disolvente y un sistema catalftico.

El compuesto oxidable a lo largo de la presente invencion es para-xileno.

15

La cantidad de compuesto oxidable presente en la alimentacion en fase liquida esta preferiblemente en el intervalo de 2 a 40 % en peso, mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 20 % en peso y lo mas preferiblemente en el intervalo de 6 a l5 % en peso.

20 Se senala ahora que el compuesto oxidable presente en la alimentacion en fase liquida puede comprender una combinacion de dos o mas compuestos qufmicos oxidables diferentes. Estos dos o mas materiales qufmicos diferentes pueden alimentarse entremezclados en la corriente de alimentacion en fase liquida o pueden alimentarse separadamente en multiples corrientes de alimentacion. Por ejemplo, puede alimentarse al reactor un compuesto oxidable que comprende para-xileno, meta-xileno, para-tolualdehfdo, acido para-toluico y acetaldehfdo a traves de 25 una sola entrada o multiples entradas separadas.

El disolvente presente en la corriente de alimentacion en fase liquida comprende preferiblemente un componente acido y un componente acuoso. El disolvente esta preferiblemente presente en la corriente de alimentacion en fase liquida a una concentracion en el intervalo de aproximadamente 60 a aproximadamente 98 % en peso, mas 30 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 96 % en peso y lo mas preferiblemente en el intervalo de 85 a 94 % en peso. El componente acido del disolvente es preferiblemente principalmente un acido monocarboxflico organico de bajo peso molecular que tiene 1-6 atomos de carbono, mas preferiblemente 2 atomos de carbono. Lo mas preferiblemente, el componente acido del disolvente es principalmente acido acetico. Preferiblemente, el componente acido constituye al menos aproximadamente un 75 % en peso del disolvente, mas 35 preferiblemente al menos aproximadamente un 80 % en peso del disolvente y lo mas preferiblemente de 85 a 98 % en peso del disolvente, siendo el resto principalmente agua. El disolvente introducido en el reactor de columna de burbujas (20) puede incluir pequenas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, 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, compuestos poliaromaticos y/o partfculas 40 suspendidas. Se prefiere que la cantidad total de impurezas en el disolvente introducido en el reactor de columna de burbujas (20) sea menor de aproximadamente un 3 % en peso.

El sistema catalizador presente en la corriente de alimentacion en fase liquida es preferiblemente un sistema catalizador en fase liquida homogeneo capaz de promover la oxidacion (incluyendo la oxidacion parcial) del 45 compuesto oxidable. Mas preferiblemente, el sistema catalizador comprende al menos un metal de transicion multivalente. Todavfa mas preferiblemente, el metal de transicion multivalente comprende cobalto. Aun mas preferiblemente, el sistema catalizador comprende cobalto y bromo. Lo mas preferiblemente, el sistema catalizador comprende cobalto, bromo y manganeso.

50 Cuando esta presente cobalto en el sistema catalizador, se prefiere que la cantidad de cobalto presente en la corriente de alimentacion en fase liquida sea tal que la concentracion de cobalto en la fase liquida del medio de reaccion (36) se mantenga en el intervalo de aproximadamente 300 a 6000 partes por millon en peso (ppmp), mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 700 a aproximadamente 4200 ppmp y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1200 a 3000 ppmp. Cuando esta presente bromo en el sistema catalizador, se prefiere que la 55 cantidad de bromo presente en la corriente de alimentacion en fase liquida sea tal que la concentracion de bromo en la fase liquida del medio de reaccion (36) se mantenga en el intervalo de aproximadamente 300 a aproximadamente 5000 ppmp, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 600 a aproximadamente 4000 ppmp y lo mas preferiblemente en el intervalo de 900 a 3000 ppmp. Cuando esta presente manganeso en el sistema catalizador, se prefiere que la cantidad de manganeso presente en la corriente de alimentacion en fase liquida sea tal que la 60 concentracion de manganeso en la fase liquida del medio de reaccion (36) se mantenga en el intervalo de

aproximadamente 20 a aproximadamente 1000 ppmp, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 500 ppmp y lo mas preferiblemente en el intervalo de 50 a 200 ppmp.

Las concentraciones de cobalto, bromo y/o manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion (36) proporcionado 5 anteriormente se expresan con una base promediada en tiempo y promediada en volumen. Como se usa en la presente memoria, el termino “promediado en tiempo” denotara una media de al menos 10 medidas tomadas igualmente durante un periodo continuo de al menos 100 segundos. Como se usa en la presente memoria, el termino “promediado en volumen” denotara una media de al menos 10 medidas tomadas a espaciados tridimensionales uniformes a lo largo de un cierto volumen.

10

La relacion en peso de cobalto a bromo (Co:Br) en el sistema catalizador introducido en la zona de reaccion (28) esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,25:1 a aproximadamente 4:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a aproximadamente 3:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,75:1 a 2:1. La relacion en peso de cobalto a manganeso (Co:Mn) en el sistema catalizador introducido en la zona de reaccion 15 (28) esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,3:1 a aproximadamente 40:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 30:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 10:1 a 25:1.

La corriente de alimentacion en fase lfquida introducida en el reactor de columna de burbujas (20) puede incluir 20 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, compuestos poliaromaticos y/o partfculas suspendidas. Cuando se emplea el reactor de columna de burbujas (20) para la produccion de acido tereftalico, meta-xileno y orto- xileno se consideran tambien impurezas. Se prefiere que la cantidad total de impurezas en la corriente de 25 alimentacion en fase lfquida introducida al reactor de columna de burbujas (20) sea menor de aproximadamente un 3 % en peso.

Aunque la FIG. 1 ilustra una realizacion donde el compuesto oxidable, el disolvente y el sistema catalizador se mezclan conjuntamente y se introducen en el reactor de columna de burbujas (20) como una sola corriente de 30 alimentacion, en una realizacion alternativa de la presente invencion, el compuesto oxidable, el disolvente y el catalizador pueden introducirse separadamente en el reactor de columna de burbujas (20). Por ejemplo, es posible alimentar una corriente de para-xileno puro al reactor de columna de burbujas (20) a traves de una entrada separada de la entrada o entradas de disolvente y catalizador.

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

45

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 1, el reactor de columna de burbujas (20) esta preferiblemente equipado con un distribuidor de reflujo (42) colocado sobre una superficie superior (44) del medio de reaccion (36). El distribuidor de reflujo (42) es operativo para introducir gotitas de una corriente de reflujo en fase predominantemente lfquida en la zona de desprendimiento (30) mediante cualquier medio de formacion de gotitas conocido en la materia. Mas 50 preferiblemente, el distribuidor de reflujo (42) produce una pulverizacion de gotitas dirigidas descendentemente hacia la superficie superior (44) del medio de reaccion (36). Preferiblemente, esta pulverizacion descendente de gotitas afecta (es decir, compromete e influye en) al menos aproximadamente un 50 % del area de seccion transversal horizontal maxima de la zona de desprendimiento (30). Mas preferiblemente, la pulverizacion de gotitas afecta al menos a aproximadamente un 75 % del area de seccion transversal horizontal maxima de la zona de 55 desprendimiento (30). Lo mas preferiblemente, la pulverizacion de gotitas afecta al menos a un 90 % del area de seccion transversal horizontal maxima de la zona de desprendimiento (30). Esta pulverizacion de reflujo lfquido descendente puede ayudar a prevenir la formacion de espuma en o por encima de la superficie superior (44) del medio de reaccion (36) y puede ayudar tambien al desprendimiento de cualquier gotita de lfquido o suspension atrapada en el gas de movimiento ascendente que fluye hacia la salida de gas (40). Ademas, el reflujo lfquido puede 60 servir para reducir la cantidad de partfculas y compuestos potencialmente precipitantes (p.ej., acido benzoico, acido

para-toluico, 4-CBA, acido tereftalico y sales metalicas catalfticas disueltas) que salen en el efluente gaseoso extrafdo de la zona de desprendimiento (30) a traves de la salida de gases (40). Ademas, la introduccion de gotitas de reflujo en la zona de desprendimiento (30) puede usarse, mediante una accion de destilacion, para ajustar la composicion del efluente gaseoso extrafdo a traves de la salida de gases (40).

5

La corriente de reflujo lfquida introducida en el reactor de columna de burbujas (20) a traves del distribuidor de reflujo (42) tiene preferiblemente aproximadamente la misma composicion que el componente disolvente de la corriente de alimentacion en fase lfquida introducida en el reactor de columna de burbujas (20) a traves de las entradas de alimentacion (32a,b,c,d). Por tanto, se prefiere que la corriente de reflujo lfquida comprenda un componente acido y 10 agua. El componente acido de la corriente de reflujo es preferiblemente un acido monocarboxflico organico de bajo peso molecular que tiene 1-6 atomos de carbono, mas preferiblemente 2 atomos de carbono. Lo mas preferiblemente, el componente acido de la corriente de reflujo es acido acetico. Preferiblemente, el componente acido constituye al menos aproximadamente un 75 % en peso de la corriente de reflujo, mas preferiblemente al menos aproximadamente un 80 % en peso de la corriente de reflujo y lo mas preferiblemente un 85 a 98 % en peso 15 de la corriente de reflujo, siendo el resto agua. Debido a que la corriente de reflujo tfpicamente tiene sustancialmente la misma composicion que el disolvente en la corriente de alimentacion en fase lfquida, cuando esta descripcion hace referencia al “disolvente total” introducido en el reactor, dicho “disolvente total” incluira tanto la corriente de reflujo como la porcion de disolvente de la corriente de alimentacion.

20 Durante la oxidacion en fase lfquida en el reactor de columna de burbujas (20), se prefiere introducir de forma sustancialmente continua las corrientes de alimentacion, oxidante y reflujo en la zona de reaccion (28), mientras que las corrientes efluentes de gas y suspension se extraen de forma sustancialmente continua de la zona de reaccion (28). Como se usa en la presente memoria, el termino “de forma sustancialmente continua” significara durante un periodo de al menos 10 horas interrumpido por menos de 10 minutos. Durante la oxidacion, se prefiere introducir de 25 forma sustancialmente continua el compuesto oxidable (p.ej., para-xileno) en la zona de reaccion (28) a una tasa de al menos aproximadamente 8000 kilogramos por hora, mas preferiblemente a una tasa en el intervalo de aproximadamente 13000 a aproximadamente 80000 kilogramos por hora, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 18000 a 50000 kilogramos por hora y lo mas preferiblemente en el intervalo de 22000 a 30000 kilogramos por hora. Aunque se prefiere generalmente que los caudales de las corrientes de alimentacion, 30 oxidante y reflujo entrantes sean sustancialmente estacionarios, se senala ahora que una realizacion de la presente invencion contempla aplicar por pulsos la corriente de alimentacion, oxidante y/o reflujo entrante para mejorar el mezclado y la transferencia de masa. Cuando la corriente de alimentacion, oxidante y/o reflujo entrante se introduce en forma de pulsos, se prefiere que sus caudales varfen dentro de aproximadamente 0 y aproximadamente 500 % de los caudales de estado estacionario indicados en la presente memoria, mas preferiblemente dentro de 35 aproximadamente 30 y aproximadamente 200 % de los caudales en estado estacionario indicados en la presente memoria y lo mas preferiblemente dentro de 80 y 120 % de los caudales en estado estacionario indicados en la presente memoria.

La tasa de reaccion espaciotemporal media (STR) en el reactor de columna de burbujas (20) se define como la masa 40 de compuesto oxidable alimentada por unidad de volumen de medio de reaccion (36) por unidad de tiempo (p.ej., kilogramos de para-xileno alimentados por metro cubico por hora). En el uso convencional, la cantidad de compuesto oxidable no convertido en producto se restarfa tfpicamente de la cantidad de compuesto oxidable en la corriente de alimentacion antes de calcular la STR. Sin embargo, las conversiones y rendimientos son tfpicamente altos para muchos de los compuestos oxidables preferidos en la presente memoria (p.ej., para-xileno) y es conveniente definir 45 el termino en la presente memoria como se afirma anteriormente. Por razones de costes de capital e inventario operativo, entre otros, se prefiere generalmente realizar la reaccion con una alta STR. Sin embargo, realizar la reaccion a una STR cada vez mayor puede afectar a la calidad o el rendimiento de la oxidacion parcial. El reactor de columna de burbujas (20) es particularmente util cuando la STR del compuesto oxidable (p.ej., para-xileno) esta en el intervalo de aproximadamente 25 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 400 kilogramos por 50 metro cubico por hora, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 250 kilogramos por metro cubico por hora, todavfa mas preferiblemente de aproximadamente 35 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por metro cubico por hora y lo mas preferiblemente en el intervalo de 40 kilogramos por metro cubico por hora a 100 kilogramos por metro cubico por hora.

55

La STR de oxfgeno en el reactor de columna 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 (p.ej., kilogramos de oxfgeno molecular consumidos por metro cubico por hora). Por razones de costes de capital y consumo oxidativo de disolvente, entre otras, se prefiere generalmente realizar la reaccion con una alta STR de oxfgeno. Sin embargo, 60 realizar la reaccion a una STR de oxfgeno cada vez mas alta reduce eventualmente la calidad o rendimiento de la

oxidacion parcial. Sin ligarse a teorfa alguna, parece que esto se relaciona posiblemente con la tasa de transferencia de oxfgeno molecular desde la fase gaseosa al lfquido del area superficial interfasica y por ello al grueso del lfquido. Una STR de oxfgeno demasiado alta conduce posiblemente a un contenido de oxfgeno disuelto demasiado bajo en el grueso de la fase lfquida del medio de reaccion.

5

La STR de oxfgeno media global se define en la presente memoria con el peso de todo el oxfgeno consumido en todo el volumen de medio de reaccion (36) por unidad de tiempo (p.ej., kilogramos de oxfgeno molecular consumido por metro cubico por hora). El reactor de columna de burbujas (20) es particularmente util cuando la STR de oxfgeno media global esta en el intervalo de aproximadamente 25 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 10 400 kilogramos por metro cubico por hora, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 250 kilogramos por metro cubico por hora, todavfa mas preferiblemente de aproximadamente 35 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por metro cubico por hora y lo mas preferiblemente en el intervalo de 40 kilogramos por metro cubico por hora a 100 kilogramos por metro cubico por hora.

15

Durante la oxidacion en el reactor de columna de burbujas (20), se prefiere que las relaciones de caudal de masa de disolvente total (tanto de las corrientes de alimentacion como de reflujo) a caudal de masa de compuesto oxidable que entra en la zona de reaccion (28) se mantengan en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 50:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 40:1 y lo mas 20 preferiblemente en el intervalo de 7,5:1 a 25:1. Preferiblemente, la relacion de caudal de masa de disolvente introducido como parte de la corriente de alimentacion a caudal de masa de disolvente introducido como parte de la corriente de reflujo se mantiene en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a nada de flujo de corriente de reflujo en absoluto, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a aproximadamente 4:1, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 2:1 y lo mas preferiblemente en el 25 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 introducir la corriente de oxidante en el reactor de columna de burbujas (20) en una cantidad que proporcione oxfgeno molecular algo por encima de la demanda estequiometrica de oxfgeno. La cantidad de oxfgeno molecular en exceso requerida para los 30 mejores resultados con un compuesto oxidable particular afecta a la economfa global 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 de caudal de masa de corriente de oxidante a caudal de masa de compuesto organico (p.ej., para-xileno) que entra en el reactor (20) se mantenga en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a aproximadamente 20:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 10:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 2:1 a 35 6:1.

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 1, las corrientes de alimentacion, oxidante y reflujo introducidas en el reactor de columna de burbujas (20) forman cooperativamente al menos una porcion del medio de reaccion multifasico (36). El medio de reaccion (36) es preferiblemente un medio trifasico que comprende una fase solida, una fase lfquida y 40 una fase gaseosa. Como se menciona anteriormente, la oxidacion del compuesto oxidable (p.ej., para-xileno) tiene lugar predominantemente en la fase lfquida del medio de reaccion (36). Por tanto, la fase lfquida del medio de reaccion (36) comprende oxfgeno disuelto y el compuesto oxidable. La naturaleza exotermica de la reaccion de oxidacion que tiene lugar en el reactor de columna de burbujas (20) causa que se evapore/vaporice una porcion del disolvente (p.ej., acido acetico y agua) introducido a traves de las entradas de alimentacion (32a,b,c,d). Por tanto, la 45 fase gaseosa del medio de reaccion (36) en el reactor (20) esta formada principalmente por disolvente vaporizado y una porcion no reaccionada no disuelta de la corriente de oxidante. Ciertos reactores de oxidacion de la tecnica anterior emplean tubos/aletas de intercambio de calor para calentar o enfriar el medio de reaccion. Sin embargo, dichas estructuras de intercambio de calor pueden ser indeseables en el reactor y proceso de la invencion descritos en la presente memoria. Por tanto, se prefiere que el reactor de columna de burbujas (20) no incluya 50 sustancialmente superficies que entren en contacto con el medio de reaccion (36) y que exhiba un flujo termico promediado en tiempo mayor de 30000 vatios por metro cuadrado.

La concentracion de oxfgeno disuelto en la fase lfquida del medio de reaccion (36) es un equilibrio dinamico entre la tasa de transferencia de masa de la fase gaseosa y la tasa de consumo de reactivo en la fase lfquida (es decir, no se 55 fija simplemente por la presion parcial de oxfgeno molecular en la fase gaseosa de suministro, aunque este es un factor en la tasa de suministro de oxfgeno disuelto y afecta a la concentracion superior limitante de oxfgeno disuelto). La cantidad de oxfgeno disuelto varfa localmente, siendo mayor cerca de las interfases de burbujas. Globalmente, la cantidad de oxfgeno disuelto depende del equilibrio de factores de suministro y demanda en diferentes regiones del medio de reaccion (36). Temporalmente, la cantidad de oxfgeno disuelto depende de la uniformidad del mezclado de 60 gas y lfquido respecto a las tasas de consumo qufmico. En el diseno para hacer coincidir apropiadamente el

suministro y la demanda de oxfgeno disuelto en la fase liquida del medio de reaccion (36), se prefiere mantener la concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en volumen en la fase liquida del medio de reaccion (36) por encima de aproximadamente 1 ppm molar, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 1000 ppm molar, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 8 a 5 aproximadamente 500 ppm molar y lo mas preferiblemente en el intervalo de 12 a 120 ppm molar.

La reaccion de oxidacion en fase liquida llevada a cabo en el reactor de columna de burbujas (20) es preferiblemente una reaccion de precipitacion que genera solidos. Mas preferiblemente, la oxidacion en fase liquida llevada a cabo en el reactor de columna de burbujas (20) causa que al menos aproximadamente un 10 % en peso del compuesto 10 oxidable (p.ej., para-xileno) introducido en la zona de reaccion (28) forme un compuesto solido (p.ej., partfculas de acido tereftalico bruto) en el medio de reaccion (36). Todavfa mas preferiblemente, la oxidacion en fase liquida causa que al menos aproximadamente un 50 % en peso del compuesto oxidable forme un compuesto solido en el medio de reaccion (36). Lo mas preferiblemente, la oxidacion en fase liquida causa que al menos un 90 % en peso del compuesto oxidable forme un compuesto solido en el medio de reaccion (36). Se prefiere que la cantidad total de 15 solidos en el medio de reaccion (36) sea mayor de aproximadamente un 3 % en peso con base promediada en tiempo y promediada en volumen. Mas preferiblemente, la cantidad total de solidos en el medio de reaccion (36) se mantiene en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 40 % en peso, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 35 % en peso y lo mas preferiblemente en el intervalo de 15 a 30 % en peso. Se prefiere que este presente en el medio de reaccion (36) una porcion sustancial del producto de 20 oxidacion (p.ej., acido tereftalico) producido en el reactor de columna de burbujas (20) en forma de solidos, en contraposicion al resto disuelto en la fase liquida del medio de reaccion (36). La cantidad de producto de oxidacion en fase solida presente en el medio de reaccion (36) es preferiblemente al menos aproximadamente un 25 % en peso del producto de oxidacion total (fases solida y liquida) en el medio de reaccion (36), mas preferiblemente al menos aproximadamente un 75 % en peso del producto de oxidacion total en el medio de reaccion (36) y lo mas 25 preferiblemente al menos un 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 a la operacion en estado sustancialmente estacionario de la columna de burbujas (20) durante un periodo sustancialmente continuo de tiempo, no a la operacion de arranque, apagado o suboptima del reactor de columna de burbujas (20). La cantidad de solidos en el medio de reaccion (36) se determina mediante un procedimiento 30 gravimetrico. En este procedimiento gravimetrico, se extrae una porcion representativa de suspension del medio de reaccion y se pesa. En condiciones que mantienen efectivamente el reparto solido-lfquido global presente en el medio de reaccion, se retira el lfquido libre de la porcion de solidos por sedimentacion o filtracion, efectivamente sin perdida de solidos precipitados y con menos de aproximadamente un 10 % de la masa liquida inicial restante en la porcion de solidos. El lfquido restante en los solidos se evapora hasta sequedad, efectivamente sin sublimacion de 35 solidos. Se pesa la porcion restante de los solidos. La relacion en peso de la porcion de solidos a peso de la porcion original de suspension es la fraccion de solidos, expresada tfpicamente como un porcentaje.

La reaccion de precipitacion llevada a cabo en el reactor de columna de burbujas (20) puede causar incrustacion (es decir, acumulacion de solidos) sobre la superficie de ciertas estructuras rfgidas que entran en contacto con el medio 40 de reaccion (36). Por tanto, en una realizacion, se prefiere que el reactor de columna de burbujas (20) no incluya sustancialmente ninguna estructura interna de intercambio de calor, agitacion o deflexion en la zona de reaccion (28), porque dichas estructuras tendrfan tendencia a la incrustacion. Si estan presentes estructuras internas en la zona de reaccion (28) es deseable evitar estructuras internas que tengan superficies externas que incluyan una cantidad significativa de area superficial plana orientada hacia arriba, porque dichas superficies planas orientadas 45 hacia arriba tendrfan una alta tendencia a la incrustacion. Por tanto, si esta presente cualquier estructura interna en la zona de reaccion (28), se prefiere que menos de aproximadamente un 20 % del area superficial externa expuesta orientada hacia arriba de dichas estructuras internas este formada por superficies sustancialmente planas inclinadas menos de aproximadamente 15 ° de la horizontal.

50 Haciendo 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 (p.ej., para-xileno) con una generacion minima de impurezas. Se prefiere que la seccion de reaccion alargada (24) de la carcasa de recipiente (22) incluya un cuerpo principal sustancialmente cilfndrico (46) y una cabeza inferior (48). El extremo superior de la zona de reaccion (28) se define por un plano horizontal (50) que se extiende a traves de la parte superior del cuerpo principal cilfndrico 55 (46). El extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28) se define por la menor superficie interna de la cabeza inferior (48). Tfpicamente, el extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28) esta localizado proximo a la abertura de la salida de suspension (38). Por tanto, 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 alargamiento del cuerpo principal cilfndrico (46). La longitud “L” de la zona 60 de reaccion (28) esta preferiblemente en el intervalo de 10 a 100 metros, mas preferiblemente en el intervalo de 20 a

75 metros, y lo mas preferiblemente en el intervalo de 25 a 50 metros. La zona de reaccion (28) tiene un diametro maximo (anchura) “D” que es tfpicamente igual al diametro interno maximo del cuerpo principal cilfndrico (46). El diametro maximo “D” de la zona de reaccion (28) esta preferiblemente en el intervalo de 1 a 12 metros, mas preferiblemente en el intervalo de 2 a 10 metros, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 3,1 a 9 metros y lo 5 mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 8 metros. En una realizacion preferida de la presente invencion, la zona de reaccion (28) tiene una relacion de longitud a diametro “L:D” en el intervalo de 6:1 a 30:1. Todavfa mas preferiblemente, la zona de reaccion (28) tiene una relacion de L:D en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1. Lo mas preferiblemente, la zona de reaccion (28) tiene una relacion de L:D en el intervalo de 9:1 a 15:1.

10

Como se discute anteriormente, la zona de reaccion (28) del reactor de columna de burbujas (20) recibe un medio de reaccion multifasico (36). El medio de reaccion (36) tiene un extremo inferior coincidente con el extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28) y un extremo superior localizado en la superficie superior (44). La superficie superior (44) del medio de reaccion (36) se define a lo largo de un plano horizontal que corta la zona de reaccion (28) en una 15 localizacion vertical donde los contenidos de la zona de reaccion (28) pasan de un estado continuo en fase gaseosa a un estado continuo en fase lfquida. La superficie superior (44) esta preferiblemente colocada en la localizacion vertical donde la retencion de gas promediada en tiempo local de un corte horizontal fino de los contenidos de la zona de reaccion (28) es de 0,9.

20 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 tfpicamente 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 mantener a H de un 60 a un 120 % de L, mas preferiblemente de un 80 a un 110 % de L y lo mas preferiblemente de 85 a 100 % de L. En una realizacion preferida de la presente invencion, el medio de reaccion (36) tiene una relacion de altura a 25 anchura “H:W” mayor de 3:1. Mas preferiblemente, el medio de reaccion (36) tiene una relacion de H:W de 7:1 a 25:1. Todavfa mas preferiblemente, el medio de reaccion (36) tiene una relacion de H:W en el intervalo de 8:1 a 20:1. Lo mas preferiblemente, el medio de reaccion (36) tiene una relacion de H:W en el intervalo de 9:1 a 15:1. En una realizacion de la invencion, L=H y D=W, de modo que las diversas dimensiones o relaciones proporcionadas en la presente memoria para L y D se aplican tambien a H y W, y viceversa.

30

Las relaciones de L:D y H:W relativamente altas proporcionadas de acuerdo con una realizacion de la invencion pueden contribuir a varias ventajas importantes. Como se discute con mas detalle a continuacion, se ha descubierto que las relaciones altas de L:D y H:W, asf como ciertos otros rasgos discutidos a continuacion, pueden promover gradientes verticales beneficiosos en las concentraciones de oxfgeno molecular y/o compuesto oxidable (p.ej., para- 35 xileno) en el medio de reaccion (36). Al contrario que los conocimientos convencionales, que favorecerfan un medio de reaccion bien mezclado con concentraciones relativamente uniformes a lo largo, se ha descubierto que el escalonamiento vertical de las concentraciones de oxfgeno y/o compuesto oxidable facilita una reaccion de oxidacion mas efectiva y economica. Minimizar las concentraciones de oxfgeno y compuesto oxidable cerca de la parte superior del medio de reaccion (36) puede ayudar a evitar la perdida de oxfgeno no reaccionado y compuesto 40 oxidable no reaccionado a traves de la salida de gas superior (40). Sin embargo, si las concentraciones de compuesto oxidable y oxfgeno no reaccionado son bajas a lo largo del medio de reaccion (36), entonces la tasa y/o selectividad de la oxidacion se reducen. Por tanto, se prefiere que las concentraciones de oxfgeno molecular y/o compuesto oxidable sean significativamente mayores cerca de la parte inferior del medio de reaccion (36) que cerca de la parte superior del medio de reaccion (36).

45

Ademas, las altas relaciones de L:D y H:W causan que la presion en la parte inferior del medio de reaccion (36) sea sustancialmente mayor que la presion en la parte superior del medio de reaccion (36). Este gradiente de presion vertical es el resultado de la altura y densidad del medio de reaccion (36). Es una ventaja de este gradiente de presion vertical que la presion elevada en la parte inferior del recipiente impulsa mas solubilidad de oxfgeno y 50 transferencia de masa que las conseguibles de otro modo a temperaturas y presiones de cabeza comparables en reactores superficiales. Por tanto, la reaccion de oxidacion puede llevarse a cabo a menores temperaturas que las que se requerirfan en un recipiente mas superficial. Cuando se usa el reactor de columna de burbujas (20) para la oxidacion parcial de para-xileno hasta acido tereftalico bruto (CTA), la capacidad de operar a menores temperaturas de reaccion con las mismas o mejores tasas de transferencia de masa de oxfgeno tiene una serie de ventajas. Por 55 ejemplo, la oxidacion a baja temperatura de para-xileno reduce la cantidad de disolvente quemado durante la reaccion. Como se discute con mas detalle a continuacion, la oxidacion a baja temperatura favorece tambien la formacion de partfculas de CTA pequenas, de alta area superficial, unidas debilmente y facilmente disueltas, que pueden someterse a tecnicas de purificacion mas economicas que las partfculas de CTA grandes y densas de baja area superficial producidas por procesos de oxidacion a alta temperatura convencionales.

Durante la oxidacion en el reactor (20), se prefiere mantener la temperature del medio de reaccion (36) promediada en tiempo y promediada en volumen en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200 °C, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180 °C y lo mas preferiblemente en el intervalo de 150 a 170 °C. La presion de cabeza por encima del medio de reaccion (36) se mantiene preferiblemente 5 en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20 bares manometrico (barg), mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 12 barg y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 8 barg. Preferiblemente, la diferencia de presion entre la parte superior del medio de reaccion (36) y la parte inferior del medio de reaccion (36) esta en el intervalo de aproximadamente 0,4 a aproximadamente 5 bar, mas preferiblemente la diferencia de presion esta en el intervalo de aproximadamente 0,7 a aproximadamente 3 bar y lo mas 10 preferiblemente la diferencia de presion es de 1 a 2 bar. Aunque se prefiere generalmente mantener la presion de cabeza por encima del medio de reaccion (36) a un valor relativamente constante, una realizacion de la presente invencion contempla aplicar pulsos de presion de cabeza para facilitar un mezclado y/o transferencia de masa mejorado en el medio de reaccion (36). Cuando se aplican pulsos de presion de cabeza, se prefiere que los pulsos de presion esten en el intervalo entre aproximadamente 60 a aproximadamente 140 % de la presion de cabeza del 15 estado estacionario indicada en la presente memoria, mas preferiblemente entre aproximadamente 85 y aproximadamente 115 % de la presion de cabeza del estado estacionario indicada en la presente memoria y lo mas preferiblemente entre 95 y 105 % de la presion de cabeza del estado estacionario indicada en la presente memoria.

Es una ventaja adicional de la alta relacion de L:D de la zona de reaccion (28) que puede contribuir a un aumento de 20 la velocidad superficial media del medio de reaccion (36). El termino “velocidad superficial” y “velocidad superficial de gas”, como se usa en la presente memoria con referencia al medio de reaccion (36), denotara el caudal volumetrico de la fase gaseosa del medio de reaccion (36) a una elevacion en el reactor dividido entre el area de seccion transversal horizontal del reactor a esa elevacion. La velocidad superficial aumentada proporcionada por la alta relacion de L:D de la zona de reaccion (28) puede promover el mezclado local y aumentar la retencion de gas del 25 medio de reaccion (36). Las velocidades superficiales promediadas en tiempo del medio de reaccion (36) a un cuarto de altura, media altura y/o tres cuartos de altura del medio de reaccion (36) son preferiblemente mayores de aproximadamente 0,3 metros por segundo, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,8 a aproximadamente 5 metros por segundo, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,9 a aproximadamente 4 metros por segundo y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1 a 3 metros por segundo.

30

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 1, la seccion de desprendimiento (26) del reactor de columna de burbujas (20) es simplemente una porcion ampliada de la carcasa de recipiente (22) localizada inmediatamente por encima de la seccion de reaccion (24). La seccion de desprendimiento (26) reduce la velocidad de la fase gaseosa de flujo ascendente en el reactor de columna de burbujas (20) a medida que la fase gaseosa se eleva por encima de la 35 superficie superior (44) del medio de reaccion (36) y se acerca a la salida de gas (40). Esta reduccion de la velocidad ascendente de la fase gaseosa ayuda a facilitar la retirada de lfquidos y/o solidos atrapados en la fase gaseosa de flujo ascendente y reduce asf la perdida indeseable de ciertos componentes presentes en la fase lfquida del medio de reaccion (36).

40 La seccion de desprendimiento (26) incluye preferiblemente una pared de transicion generalmente frustoconica (54), una pared lateral ancha generalmente cilfndrica (56) y una cabeza superior (58). El extremo inferior estrecho de la pared de transicion (54) esta acoplado con 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 con la parte inferior de la pared lateral ancha (56). Se prefiere que la pared de transicion (54) se extienda hacia arriba y hacia afuera desde su 45 extremo inferior estrecho a un angulo en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 70 grados de la vertical, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 50 grados de la vertical y lo mas preferiblemente en el intervalo de 15 a 45 grados de la vertical. La pared lateral ancha (56) tiene un diametro maximo “X” que es generalmente mayor que el diametro maximo “D” de la seccion de reaccion (24), aunque cuando la porcion superior de la seccion de reaccion (24) tiene un diametro menor que el diametro maximo global de la 50 seccion de reaccion (24), entonces X puede ser realmente menor que D. De acuerdo con la presente invencion, la relacion de diametro de la pared lateral ancha (56) a diametro maximo de la seccion de reaccion (24) “X:D” esta en el intervalo de 0,8:1 a 4:1 preferiblemente en el intervalo de 1,1:1 a 2:1. La cabeza superior (58) esta acoplada con la parte superior de la pared lateral ancha (56). La cabeza superior (58) es preferiblemente un miembro de cabeza generalmente elfptico que define una abertura central que permite escapar al gas de la zona de desprendimiento 55 (30) a traves de la salida de gas (40). Como alternativa, la cabeza superior (58) puede ser de cualquier forma, incluyendo conica. La zona de desprendimiento (30) tiene una altura maxima “Y” medida desde la parte superior (50) de la zona de reaccion (28) a la porcion mas alta de la zona de desprendimiento (30). La relacion de longitud de la zona de reaccion (28) a altura de la zona de desprendimiento (30) “L:Y” esta preferiblemente en el intervalo de 2:1 a 24:1, mas preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 20:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 16:1.

Haciendo referencia ahora a las FIG. 1-5, se discutira con mas detalle la localizacion y configuracion del rociador de oxidante (34). Las FIG. 2 y 3 muestran que el rociador de oxidante (34) puede incluir un miembro de anillo (60), un miembro 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 a una elevacion por encima del miembro de anillo (60) 5 y girar entonces hacia abajo como se muestra en las FIG. 2 y 3. Como alternativa, un conducto de entrada de oxidante (64a,b) puede entrar en el recipiente por debajo del miembro de anillo (60) o aproximadamente en el mismo plano horizontal que el miembro de anillo (60). Cada conducto de entrada de oxidante (64a,b) incluye un primer extremo acoplado con una entrada de oxidante (66a,b) respectiva formada en la carcasa de recipiente (22) y un segundo extremo acoplado fluidamente con el miembro de anillo (60). El miembro de anillo (60) esta preferiblemente 10 formado por conductos, mas preferiblemente por una pluralidad de secciones de conducto recto y lo mas preferiblemente una pluralidad de secciones de tuberfa recta acopladas rfgidamente entre si formando un anillo poligonal tubular. Preferiblemente, el miembro de anillo (60) esta formado por al menos 3 secciones de tuberfa recta, mas preferiblemente de 6 a 10 secciones de tuberfa y lo mas preferiblemente 8 secciones de tuberfa. Por consiguiente, cuando el miembro de anillo (60) esta formado por 8 secciones de tuberfa, tiene generalmente 15 configuracion octogonal. El miembro transversal (62) esta formado preferiblemente por una seccion de tuberfa sustancialmente recta que esta acoplada fluidamente con y se extiende diagonalmente entre secciones de tuberfa opuestas del miembro de anillo (60). La seccion de tuberfa usada para el miembro transversal (62) preferiblemente tiene sustancialmente el mismo diametro que las secciones de tuberfa usadas para formar el miembro de anillo (60). Se prefiere que las secciones de tuberfa que constituyen los conductos de entrada de oxidante (64a,b), el miembro 20 de anillo (60) y el miembro transversal (62) tengan un diametro nominal mayor de aproximadamente 0,1 metros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,2 a aproximadamente 2 metros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,25 a 1 metros. Como se ilustra quizas mejor en la FIG. 3, el miembro de anillo (60) y el miembro transversal (62) presentan cada uno una pluralidad de aberturas de oxidante superiores (68) para descargar la corriente de oxidante ascendentemente en la zona de reaccion (28). Como se ilustra quizas mejor en la FIG. 4, el 25 miembro de anillo (60) y/o el miembro transversal (62) pueden presentar una o mas aberturas de oxidante inferiores (70) para descargar la corriente oxidante descendentemente en la zona de reaccion (28). Las aberturas de oxidante inferiores (70) pueden usarse tambien para descargar lfquidos y/o solidos que podrfan meterse en el miembro de anillo (60) y/o miembro transversal (62). Para evitar que se acumulen solidos dentro del rociador de oxidante (34), puede pasarse continua o periodicamente una corriente lfquida a traves del rociador (34) para purgar cualquier 30 solido acumulado.

Haciendo referencia de nuevo a las FIG. 1-4, durante la oxidacion en el reactor de columna de burbujas (20), se impulsan las corrientes de oxidante a traves de las entradas de oxidante (66a,b) y los conductos de entrada de oxidante (64a,b), respectivamente. Se transportan entonces las corrientes de oxidante a traves de los conductos de 35 entrada de oxidante (64a,b) hasta el miembro de anillo (60). Una vez ha entrado la corriente de oxidante en el miembro de anillo (60), se distribuye la corriente de oxidante por todos los volumenes internos del miembro de anillo (60) y el miembro transversal (62). Se impulsa entonces la corriente de oxidante fuera del rociador de oxidante (34) y en la zona de reaccion (28) a traves de las aberturas de oxidante superiores e inferiores (68,70) del miembro de anillo (60) y el miembro transversal (62).

40

Las salidas de las aberturas de oxidante superiores (68) estan espaciadas lateralmente entre sf y estan colocadas sustancialmente a la misma elevacion en la zona de reaccion (28). Por tanto, las salidas de las aberturas de oxidante superiores (68) estan localizadas generalmente a lo largo de un plano sustancialmente horizontal definido por la parte superior del rociador de oxidante (34). Las salidas de las aberturas de oxidante inferiores (70) estan 45 espaciadas lateralmente entre sf y estan colocadas sustancialmente a la misma elevacion en la zona de reaccion (28). Por tanto, las salidas de las aberturas de oxidante inferiores (70) estan generalmente localizadas a lo largo de un plano sustancialmente horizontal definido por la parte inferior del rociador de oxidante (34).

En una realizacion de la presente invencion, el rociador de oxidante (34) tiene al menos aproximadamente 20 50 aberturas de oxidante superiores (68) formadas en el mismo. Mas preferiblemente, el rociador de oxidante (34) tiene en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 800 aberturas de oxidante superiores formadas en el mismo. Lo mas preferiblemente, el rociador de oxidante (34) tiene en el intervalo de 60 a 400 aberturas de oxidante superiores (68) formadas en el mismo. El rociador de oxidante (34) tiene preferiblemente al menos aproximadamente 1 abertura de oxidante inferior (70) formada en el mismo. Mas preferiblemente, el rociador de oxidante (34) tiene en 55 el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 40 aberturas de oxidante inferiores (70) formadas en el mismo. Lo mas preferiblemente, el rociador de oxidante (34) tiene en el intervalo de 8 a 20 aberturas de oxidante inferiores (70) formadas en el mismo. La relacion del numero de aberturas de oxidante superiores (68) a aberturas de oxidante inferiores (70) en el rociador de oxidante (34) esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 100:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 60 25:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 8:1 a 15:1. Los diametros de sustancialmente todas las aberturas de

oxidante superiores e inferiores (68,70) son preferiblemente sustancialmente iguales, de modo que la relacion de caudal volumetrico de corriente de oxidante fuera de las aberturas superiores e inferiores (68,70) es sustancialmente el mismo que las relaciones, dadas anteriormente, para el numero relativo de aberturas de oxidante superiores e inferiores (68,70).

5

La FIG. 5 ilustra la direccion de la descarga 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 porcion de las aberturas de oxidante superiores (68) descarguen la corriente de oxidante a un angulo “A” que esta inclinado de la vertical. Se prefiere que el porcentaje de aberturas de oxidante superiores (68) que estan inclinadas de la vertical en 10 un angulo “A” esten en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 90 %, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 50 a aproximadamente 80 %, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 60 a 75 % y lo mas preferiblemente de aproximadamente 67 %. El angulo “A” esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 60 grados, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 45 grados, y lo mas preferiblemente en el intervalo de 15 a 30 grados. En cuanto a las aberturas 15 de oxidante inferiores (70), se prefiere que sustancialmente todas las aberturas de oxidante inferiores (70) esten localizadas cerca de la porcion mas inferior del miembro de anillo (60) y/o el miembro transversal (62). Por tanto, cualquier lfquido y/o solido que pueda haber entrado inintencionadamente en el rociador de oxidante (34) puede descargarse facilmente del rociador de oxidante (34) a traves de las aberturas de oxidante inferiores (70). Preferiblemente, las aberturas de oxidante inferiores (70) descargan la corriente de oxidante descendentemente a un 20 angulo sustancialmente vertical. Con fines de esta descripcion, una abertura de oxidante superior puede ser cualquier abertura que descargue una corriente de oxidante en una direccion generalmente ascendente (es decir, a un angulo por encima de la horizontal), y una abertura de oxidante inferior puede ser cualquier abertura que descargue una corriente de oxidante en una direccion generalmente descendente (es decir, a un angulo por debajo de la horizontal).

25

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

35

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

De acuerdo con una realizacion de la presente invencion, se lleva a cabo la oxidacion en fase lfquida en un reactor de columna de burbujas configurado y operativo de tal manera que se minimice la fraccion de volumen del medio de 50 reaccion con bajos valores de retencion de gas. Esta minimizacion de las zonas no aireadas puede cuantificarse repartiendo teoricamente todo el volumen del medio de reaccion en 2000 cortes horizontales discretos de volumen uniforme. Con la excepcion de los cortes horizontales mas alto y mas bajo, cada corte horizontal es un volumen discreto limitado por sus lados por la pared lateral del reactor y limitado por su parte superior e inferior por planos horizontales imaginarios. El corte horizontal mas alto esta limitado en su parte inferior por un plano horizontal 55 imaginario y en su parte superior por la superficie superior del medio de reaccion. El corte horizontal mas bajo esta limitado en su parte superior por un plano horizontal imaginario y en su parte inferior por el extremo inferior del recipiente. Una vez se ha repartido teoricamente el medio de reaccion en 2000 cortes horizontales discretos de igual volumen, puede determinarse la retencion de gas promediada en tiempo y promediada en volumen de cada corte horizontal. Cuando se emplea este procedimiento de cuantificacion de la cantidad de zonas no aireadas, se prefiere 60 que el numero de cortes horizontales que tienen una retencion de gas promediada en tiempo y promediada en

volumen menor de 0,1 sea menor de 30, mas preferiblemente menor de 15, todavfa mas preferiblemente menor de 6, aun mas preferiblemente menor de 4 y lo mas preferiblemente menor de 2. Se prefiere que el numero de cortes horizontales que tienen una retencion de gas menor de 0,2 sea menor de 80, mas preferiblemente menor de 40, todavfa mas preferiblemente menor de 20, aun mas preferiblemente menor de 12 y lo mas preferiblemente menor de 5 5. Se prefiere que el numero de cortes horizontales que tienen una retencion de gas menor de 0,3 sea menor de 120, mas preferiblemente menor de 80, todavfa mas preferiblemente menor de 40, aun mas preferiblemente menor de 20 y lo mas preferiblemente menor de 15.

Haciendo referencia de nuevo a las FIG. 1 y 2, se ha descubierto que colocar el rociador de oxidante (34) mas abajo 10 en la zona de reaccion (28) proporciona varias ventajas, incluyendo la reduccion de la cantidad de zonas no aireadas en el medio de reaccion (36). Dada una altura “H” del medio de reaccion (36), una longitud “L” de la zona de reaccion (28) y un diametro maximo “D” de la zona de reaccion (28), se prefiere introducir la mayorfa (es decir, >50 % en peso) de la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28) dentro de aproximadamente 0,025H, 0,022L y/o 0,25D del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Mas preferiblemente, se introduce la mayorfa de la corriente de 15 oxidante en la zona de reaccion (28) dentro de aproximadamente 0,02H, 0,018L y/o 0,2D del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Lo mas preferiblemente, se introduce la mayorfa de la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28) dentro de 0,015H, 0,013L y/o 0,15D del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28).

En la realizacion ilustrada en la FIG. 2, la distancia vertical "Y1" entre el extremo inferior (52) de la zona de reaccion 20 (28) y la salida de las aberturas de oxidante superiores (68) del rociador de oxidante (34) es menor de aproximadamente 0,25H, 0,022L y/o 0,25D, de modo que sustancialmente toda la corriente de oxidante entra en la zona de reaccion (28) dentro de aproximadamente 0,25H, 0,022L y/o 0,25D del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Mas preferiblemente, Y1 es menor de aproximadamente 0,02H, 0,018L y/o 0,2D. Lo mas preferiblemente, Y1 es menor de 0,015H, 0,013L y/o 0,15D, pero mayor de 0,005H, 0,004L y/o 0,06D. La FIG. 2 25 ilustra una lfnea tangente (72) en la localizacion donde el borde inferior del cuerpo principal cilfndrico (46) de la carcasa de recipiente (22) se une con el borde superior de la cabeza inferior elfptica (48) de la carcasa de recipiente (22). Como alternativa, la cabeza inferior (48) puede ser de cualquier forma, incluyendo conica, y la lfnea tangente se sigue definiendo 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 preferiblemente de al menos aproximadamente 30 0,0012H, 0,001L y/o 0,01D; mas preferiblemente de al menos aproximadamente 0,005H, 0,004L y/o 0,05D y lo mas preferiblemente de al menos 0,01H, 0,008L y/o 0,1D. La distancia vertical "Y3" entre el extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28) y la salida de las aberturas de oxidante inferiores (70) del rociador de oxidante (34) es preferiblemente menor de aproximadamente 0,015H, 0,013L y/o 0,15D; mas preferiblemente, menor de aproximadamente 0,012H, 0,01L y/o 0,1D y lo mas preferiblemente menor de 0,01H, 0,008L y/o 0,075D, pero mayor 35 de 0,003H, 0,002L y/o 0,025D.

En una realizacion preferida, las aberturas que descargan la corriente de oxidante y la corriente de alimentacion en la zona de reaccion se configuran de modo que la cantidad (en peso) de corriente de oxidante o alimentacion descargada desde una abertura sea directamente proporcional al area abierta de la abertura. Por tanto, por ejemplo, 40 si un 50 % del area abierta acumulada definida por todas las aberturas de oxidante esta localizada dentro de 0,15D de la parte inferior de la zona de reaccion, entonces entra un 50 % en peso de corriente de oxidante en la zona de reaccion dentro de 0,15D de la parte inferior de la zona de reaccion, y viceversa.

Ademas de las ventajas proporcionadas por la minimizacion de las zonas no aireadas (es decir, zonas con baja 45 retencion de gas) en el medio de reaccion (36), se ha descubierto que la oxidacion puede mejorarse maximizando la retencion de gas de todo el medio de reaccion (36). El medio de reaccion (36) tiene preferiblemente una retencion de gas promediada en tiempo y promediada en volumen de al menos aproximadamente 0,4, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,6 a aproximadamente 0,9 y lo mas preferiblemente 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 50 discutida anteriormente. Por ejemplo, para un tamano de reactor y flujo de corriente de oxidante dados, la alta relacion de L:D de la zona de reaccion (28) procura un menor diametro que aumenta la velocidad superficial en el medio de reaccion (36), lo que a su vez aumenta la retencion de gas. Adicionalmente, el diametro real de una columna de burbujas y la relacion de L:D son conocidos por influir en la retencion de gas media incluso para una velocidad superficial constante dada. Ademas, la minimizacion de las zonas no aireadas, particularmente en la parte 55 inferior de la zona de reaccion (28), contribuye a un valor de retencion de gas aumentado. Ademas, la presion de cabeza y configuracion mecanica del reactor de columna de burbujas puede afectar a la estabilidad operativa a las altas velocidades superficiales y valores de retencion de gas divulgados en la presente memoria.

Ademas, los inventores han descubierto la importancia de operar con una presion de cabeza optimizada para 60 obtener una retencion de gas aumentada y una transferencia de masa aumentada. Podrfa parecer que operar con

una presion de cabeza menor, que reduce la solubilidad del oxfgeno molecular de acuerdo con el efecto de la ley de Henry, reducirfa la tasa de transferencia de masa del oxfgeno molecular del gas al lfquido. En un recipiente agitado mecanicamente, es tfpicamente dicho caso, porque los niveles de aireacion y tasas de transferencia de masa estan dominados por el diseno del agitador y la presion de cabeza. Sin embargo, en un reactor de columna de burbujas de 5 acuerdo con la presente invencion, se ha descubierto como usar una presion de cabeza menor para causar que una masa dada de corriente de oxidante en fase gaseosa ocupe mas volumen, aumentando la velocidad superficial en el medio de reaccion (36) y aumentando a su vez la retencion de gas y la tasa de transferencia de oxfgeno molecular.

El equilibrio entre la coalescencia y la rotura de burbujas es un fenomeno extremadamente complicado, que conduce 10 por un lado a la tendencia a espumar, lo que reduce las tasas de circulacion interna de la fase lfquida y puede requerir zonas de desprendimiento realmente muy grandes, y por otro lado a la tendencia a menos burbujas muy grandes que dan una retencion de gas menor y una tasa de transferencia de masa menor de la corriente de oxidante a la fase lfquida. Con referencia a la fase lfquida, su composicion, densidad, viscosidad y tension superficial, entre otros factores, son conocidas por interaccionar de manera muy complicada produciendo resultados muy complicados 15 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 se resenan y evaluan las observaciones para columnas de burbujas de agua-aire sencillas. Para mezclas complejas en fase lfquida y para la adicion de una fase solida, se eleva mas el grado de complejidad. Las irregularidades de superficie de las partfculas individuales de solidos, el tamano medio de solidos, la distribucion del tamano de partfculas, la cantidad de solidos respecto a la 20 fase lfquida y la capacidad del lfquido de humedecer la superficie del solido, entre otras cosas, son todas importantes en su interaccion con la fase lfquida y la corriente de oxidante en el establecimiento de cuales comportamiento de burbujeo y patrones de flujo de conveccion naturales daran como resultado.

Por tanto, la capacidad del reactor de columna de burbujas de funcionar utilmente con las altas velocidades 25 superficiales y alta retencion de gas divulgadas en la presente memoria depende, por ejemplo, de la seleccion apropiada de: (1) la composicion de la fase lfquida del medio de reaccion; (2) la cantidad y tipo de solidos precipitados, pudiendo ajustarse ambos por las condiciones de reaccion; (3) la cantidad de corriente de oxidante alimentada al reactor; (4) la presion de cabeza, que afecta al flujo volumetrico de la corriente de oxidante, la estabilidad de las burbujas y, a traves del balance de energfa, a la temperatura de reaccion; (5) la temperatura de 30 reaccion misma, que afecta a las propiedades de fluido, las propiedades de solidos precipitados y el volumen especffico de la corriente de oxidante y (6) la geometrfa y detalles mecanicos del recipiente de reaccion, incluyendo la relacion de L:D.

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 1, se ha descubierto que puede proporcionarse una distribucion mejorada 35 del compuesto oxidable (p.ej., para-xileno) en el medio de reaccion (36) introduciendo la corriente de alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion (28) en multiples localizaciones espaciadas verticalmente. Preferiblemente, la corriente de alimentacion en fase lfquida se introduce en la zona de reaccion (28) a traves de al menos 3 aberturas de alimentacion, mas preferiblemente al menos 4 aberturas de alimentacion. Como se usa en la presente memoria, el termino “aberturas de alimentacion” denotara aberturas donde la corriente de alimentacion en fase lfquida se 40 descarga en la zona de reaccion (28) para mezclado con el medio de reaccion (36). Se prefiere que al menos 2 de las aberturas de alimentacion esten espaciadas verticalmente entre sf por al menos aproximadamente 0,5D, mas preferiblemente al menos aproximadamente 1,5D y lo mas preferiblemente al menos 3D. Sin embargo, se prefiere que la abertura de alimentacion mas alta este espaciada verticalmente de la abertura de oxidante mas baja por no mas de aproximadamente 0,75H, 0,65L y/u 8D; mas preferiblemente, no mas de aproximadamente 0,5H, 0,4l y/o 5D 45 y lo mas preferiblemente no mas de 0,4H, 0,35L y/o 4d.

Aunque es deseable introducir la corriente de alimentacion en fase lfquida en multiples localizaciones verticales, se ha descubierto tambien que se proporciona una distribucion mejorada del compuesto oxidable en el medio de reaccion (36) si se introduce la mayorfa de la corriente de alimentacion en fase lfquida en la mitad inferior del medio 50 de reaccion (36) y/o la zona de reaccion (28). Preferiblemente, se introduce al menos aproximadamente un 75 % en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida en la mitad inferior del medio de reaccion (36) y/o la zona de reaccion (28). Lo mas preferiblemente, se introduce al menos un 90 % en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida en la mitad inferior del medio de reaccion (36) y/o la zona de reaccion (28). Ademas, se prefiere introducir al menos aproximadamente un 30 % en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida en la zona de 55 reaccion (28) dentro de aproximadamente 1,5D de la localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28). Esta localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28) esta tfpicamente en la parte inferior del rociador de oxidante; sin embargo, se contemplan una variedad de configuraciones alternativas para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28) por una realizacion preferida de la presente invencion. Preferiblemente, se introduce al menos 60 aproximadamente un 50 % en peso de la alimentacion en fase lfquida dentro de aproximadamente 2,5D de la

localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28). Preferiblemente, se introduce al menos aproximadamente un 75 % en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida dentro de aproximadamente 5D de la localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28).

5

Cada abertura de alimentacion define un area abierta a traves de la cual se descarga la alimentacion. Se prefiere que al menos aproximadamente un 30 % del area abierta acumulada de todas las entradas de alimentacion este localizada dentro de aproximadamente 1,5D de la localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28). Preferiblemente, al menos aproximadamente un 50 % del area abierta 10 acumulada de todas las entradas de alimentacion esta localizada dentro de aproximadamente 2,5D de la localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28). Preferiblemente, al menos aproximadamente un 75 % del area abierta acumulada de todas las entradas de alimentacion esta localizada dentro de aproximadamente 5D de la localizacion vertical mas baja donde se introduce la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28).

15

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 1, en una realizacion de la presente invencion, las entradas de alimentacion (32a,b,c,d) son simplemente una serie de aberturas alineadas verticalmente a lo largo de un lado de la carcasa de recipiente (22). Estas aberturas de alimentacion tienen preferiblemente diametros sustancialmente similares de menos de aproximadamente 7 centfmetros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,25 a 20 aproximadamente 5 centfmetros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,4 a 2 centfmetros. El reactor de columna de burbujas (20) esta preferiblemente equipado con un sistema para controlar el caudal de la corriente de alimentacion en fase lfquida fuera de cada abertura de alimentacion. Dicho sistema de control de flujo incluye preferiblemente una valvula de control de flujo individual (74a,b,c,d) para cada entrada de alimentacion respectiva (32a,b,c,d). Ademas, se prefiere que el reactor de columna de burbujas (20) este equipado con un sistema de control 25 de flujo que deje introducir al menos una porcion de la corriente de alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion (28) a una velocidad superficial de entrada elevada de al menos aproximadamente 2 metros por segundo, mas preferiblemente al menos aproximadamente 5 metros por segundo, todavfa mas preferiblemente al menos aproximadamente 6 metros por segundo y lo mas preferiblemente en el intervalo de 8 a 20 metros por segundo. Como se usa en la presente memoria, el termino “velocidad superficial de entrada” denota el caudal volumetrico 30 promediado en tiempo de la corriente de alimentacion fuera de la abertura de alimentacion dividido entre el area de la abertura de alimentacion. Preferiblemente, se introduce al menos aproximadamente un 50 % en peso de la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28) a una velocidad superficial de entrada elevada. Lo mas preferiblemente, se introduce sustancialmente toda la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28) a una velocidad superficial de entrada elevada.

35

Haciendo referencia ahora a las FIG. 6-7, se ilustra un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion (28). En esta realizacion, se introduce la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28) a cuatro diferentes elevaciones. Cada elevacion esta equipada con un sistema de distribucion de alimentacion respectivo (76a,b,c,d). Cada sistema de distribucion de alimentacion (76) incluye un conducto de 40 alimentacion principal (78) y un colector (80). Cada colector (80) esta dotado de al menos dos salidas (82, 84) acopladas con los conductos de insercion respectivos (86,88), que se extienden por la zona de reaccion (28) de la carcasa de recipiente (22). Cada conducto de insercion (86,88) presenta una abertura de alimentacion respectiva

(87.89) para descargar la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28). Las aberturas de alimentacion

(87.89) tienen preferiblemente diametros sustancialmente similares de menos de aproximadamente 7 centfmetros, 45 mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,25 a aproximadamente 5 centfmetros y lo mas

preferiblemente en el intervalo de 0,4 a 2 centfmetros. Se prefiere que las aberturas de alimentacion (87,89) de cada sistema de distribucion de alimentacion (76a,b,c,d) esten diametralmente opuestas para introducir la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28) en direcciones opuestas. Ademas, se prefiere que las aberturas de alimentacion diametralmente opuestas (86,88) de los sistemas de distribucion de alimentacion adyacentes (76) esten 50 orientadas a 90 grados de rotacion entre sf. En operacion, se carga la corriente de alimentacion en fase lfquida con el conducto de alimentacion principal (78) y subsiguientemente entra en el colector (80). El colector (80) distribuye la corriente de alimentacion uniformemente para la introduccion simultanea en lados opuestos del reactor (20) a traves de las aberturas de alimentacion (87,89).

55 La FIG. 8 ilustra una configuracion alternativa donde cada sistema de distribucion de alimentacion (76) esta equipado con tubos de bayoneta (90,92) en lugar de conductos de insercion (86,88) (mostrado en la FIG. 7). Los tubos de bayoneta (90,92) sobresalen dentro de la zona de reaccion (28) e incluyen una pluralidad de aberturas de alimentacion pequenas (94,96) para descargar la alimentacion en fase lfquida en la zona de reaccion (28). Se prefiere que las aberturas de alimentacion pequenas (94,96) de tubos de bayoneta (90,92) tengan sustancialmente 60 los mismos diametros de menos de aproximadamente 50 milfmetros, mas preferiblemente de aproximadamente 2 a

aproximadamente 25 milfmetros y lo mas preferiblemente de 4 a 15 milfmetros.

Las FIG. 9-11 ilustran un sistema de distribucion de alimentacion alternativo (100). El sistema de distribucion de alimentacion (100) introduce la corriente de alimentacion en fase lfquida en una pluralidad de localizaciones 5 espaciadas verticalmente y espaciadas 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 solo conducto de entrada (102), una cabeza (104), una pluralidad de tubos de distribucion verticales (106), un mecanismo de apoyo lateral (108) y un mecanismo de apoyo vertical (110). El conducto de entrada (102) penetra en la pared lateral del cuerpo principal (46) de la carcasa de recipiente (22). El conducto de entrada (102) esta acoplado 10 fluidamente con la cabeza (104). La cabeza (104) distribuye la corriente de alimentacion recibida del conducto de entrada (102) uniformemente entre los tubos de distribucion verticales (106). Cada tubo de distribucion (106) tiene una pluralidad de aberturas de alimentacion espaciadas verticalmente (112a,b,c,d) para descargar la corriente de alimentacion en la zona de reaccion (28). El mecanismo de apoyo lateral (108) esta acoplado con cada tubo de distribucion (106) e inhibe el movimiento lateral relativo de los tubos de distribucion (106). El mecanismo de apoyo 15 vertical (110) esta preferiblemente acoplado con el mecanismo de apoyo lateral (108) y con la parte superior del rociador de oxidante (34). El mecanismo de apoyo vertical (110) inhibe sustancialmente el movimiento vertical de los tubos de distribucion (106) en la zona de reaccion (28). Se prefiere que las aberturas de alimentacion (112) tengan sustancialmente los mismos diametros de menos de aproximadamente 50 milfmetros, mas preferiblemente de aproximadamente 2 a aproximadamente 25 milfmetros y lo mas preferiblemente de 4 a 15 milfmetros. El espaciado 20 vertical de las aberturas de alimentacion (112) del sistema de distribucion de alimentacion (100) ilustrado en las FIG. 9-11 puede ser sustancialmente el mismo que se describe anteriormente con referencia al sistema de distribucion de alimentacion de la FIG. 1.

Se ha descubierto que los patrones de flujo del medio de reaccion en muchos reactores de columna de burbujas 25 pueden permitir una distribucion azimutal desigual del compuesto oxidable en el medio de reaccion, especialmente cuando se introduce el compuesto oxidable principalmente a lo largo de un lado del medio de reaccion. Como se usa en la presente memoria, el termino “azimutal” denotara un angulo o espaciado alrededor del eje vertical de alargamiento de la zona de reaccion. Como se usa en la presente memoria, “vertical” significara dentro de 45 ° de la vertical. En una realizacion de la presente invencion, la corriente de alimentacion que contiene el compuesto 30 oxidable (p.ej., para-xileno) se introduce en la zona de reaccion a traves de una pluralidad de aberturas de alimentacion espaciadas azimutalmente. Estas aberturas de alimentacion espaciadas azimutalmente pueden ayudar a evitar regiones de concentraciones de compuesto oxidable excesivamente altas y excesivamente bajas en el medio de reaccion. Los diversos sistemas de introduccion de alimentacion ilustrados en las FIG. 6-11 son ejemplos de sistemas que proporcionan un espaciado azimutal apropiado de las aberturas de alimentacion.

35

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 7, para cuantificar la introduccion espaciada azimutalmente de la corriente de alimentacion en fase lfquida en el medio de reaccion, el medio de reaccion puede repartirse teoricamente en cuatro cuadrantes azimutales verticales "Q1, Q2, Q3, Q4" de aproximadamente igual volumen. Estos cuadrantes azimutales "Q1, Q2, Q3, Q4" se definen por un par de planos verticales perpendiculares intersecantes imaginarios "P1, 40 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 intersecantes imaginarios P1, P2 sera aproximadamente coincidente con la lfnea central vertical del cilindro, y cada cuadrante azimutal Q1, Q2, Q3, Q4 sera generalmente un volumen vertical en forma de cuna que tiene una altura igual a la altura del medio de reaccion. Se prefiere descargar una porcion sustancial del compuesto

45 oxidable en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion localizadas en al menos dos cuadrantes

azimutales diferentes.

En una realizacion preferida de la presente invencion, se descarga no mas de aproximadamente un 80 % en peso del compuesto oxidable en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden estar localizadas 50 en un solo cuadrante azimutal. Mas preferiblemente, se descarga no mas de aproximadamente un 60 % en peso del compuesto oxidable en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden estar localizadas en un solo cuadrante azimutal. Lo mas preferiblemente, se descarga no mas de un 40 % en peso del compuesto oxidable en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que pueden estar localizadas en un solo cuadrante azimutal. Estos parametros para la distribucion azimutal del compuesto oxidable se miden cuando los 55 cuadrantes azimutales se orientan azimutalmente, de tal modo que se descargue la cantidad maxima posible de compuesto oxidable en uno de los cuadrantes azimutales. Por ejemplo, si se descarga toda la corriente de alimentacion en el medio de reaccion a traves de dos aberturas de alimentacion que estan espaciadas azimutalmente entre sf en 89 grados, con fines de determinar la distribucion azimutal en cuatro cuadrantes azimutales, se descarga el 100 % en peso de la corriente de alimentacion en el medio de reaccion en un solo 60 cuadrante azimutal, porque los cuadrantes azimutales pueden orientarse azimutalmente de tal manera que ambas

aberturas de alimentacion esten localizadas en un solo cuadrante azimutal.

Ademas de las ventajas asociadas al espaciado azimutal apropiado de las aberturas de alimentacion, se ha descubierto tambien que el espaciado radial apropiado de las aberturas de alimentacion en un reactor de columna 5 de burbujas puede ser tambien importante. Se prefiere descargar una porcion sustancial del compuesto oxidable introducido en el medio de reaccion a traves de aberturas de alimentacion que esten radialmente espaciadas hacia adentro de la pared lateral del recipiente. Por tanto, en una realizacion de la presente invencion, entra una porcion sustancial del compuesto oxidable en la zona de reaccion a traves de aberturas de alimentacion localizadas en una “zona de alimentacion radial preferida” que esta espaciada hacia dentro de las paredes laterales verticales que 10 definen la zona de reaccion.

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 7, la zona de alimentacion radial “FZ” preferida puede tomar la forma de un cilindro vertical teorico centrado en la zona de reaccion (28) y que tiene un diametro externo "Do" de 0,9D, donde "D" es el diametro de la zona de reaccion (28). Por tanto, se define una corona circular externa “OA” que tiene un grosor 15 de 0,05D entre la zona de alimentacion radial FZ preferida y el interior de la pared lateral que define la zona de reaccion (28). Se prefiere introducir poco o nada del compuesto oxidable en la zona de reaccion (28) a traves de aberturas localizadas en esta corona circular externa OA.

En otra realizacion, se prefiere introducir poco o nada del compuesto oxidable en el centro de la zona de reaccion 20 (28). Por tanto, como se ilustra en la FIG. 8, la zona de alimentacion radial FZ preferida puede tomar la forma de una corona circular vertical teorica centrada en la zona de reaccion (28), que tiene un diametro externo Do de 0,9D y que tiene un diametro interno Dl de 0,2D. Por tanto, en esta realizacion, se “recorta” un cilindro interno IC que tiene un diametro de 0,2D del centro de la zona de alimentacion radial FZ preferida. Se prefiere introducir poco o nada de compuesto oxidable en la zona de reaccion (28) a traves de las aberturas de alimentacion localizadas en este 25 cilindro interno IC.

En una realizacion preferida de la presente invencion, se introduce una porcion sustancial del compuesto oxidable en el medio de reaccion (36) a traves de aberturas de alimentacion localizadas en la zona de alimentacion radial preferida, independientemente de si la zona de alimentacion radial preferida tiene la forma cilfndrica o anular descrita 30 anteriormente. Mas preferiblemente, se descarga al menos aproximadamente un 25 % en peso del compuesto oxidable en el medio de reaccion (36) a traves de aberturas de alimentacion localizadas en la zona de alimentacion radial preferida. Todavfa mas preferiblemente, se descarga al menos aproximadamente un 50 % en peso del compuesto oxidable en el medio de reaccion (36) a traves de aberturas de alimentacion localizadas en la zona de alimentacion radial preferida. Lo mas preferiblemente, se descarga al menos un 75 % en peso del compuesto 35 oxidable en el medio de reaccion (36) a traves de aberturas de alimentacion localizadas en la zona de alimentacion radial preferida.

Aunque los cuadrantes azimutales teoricos y 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 la 40 distribucion azimutal y radial apropiada de la corriente de oxidante en fase gaseosa puede proporcionar tambien ciertas ventajas. Por tanto, en una realizacion de la presente invencion, la descripcion de la distribucion azimutal y radial de la corriente de alimentacion en fase lfquida proporcionada anteriormente se aplica tambien a la manera en que se introduce la corriente de oxidante en fase gaseosa en el medio de reaccion (36).

45 Haciendo referencia ahora a las FIG. 12-15, se ilustra un rociador de oxidante alternativo (200) que comprende generalmente un miembro de anillo (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 siguientes tres diferencias principales: (1) el rociador de oxidante (200) no incluye un miembro transversal diagonal; (2) la porcion superior de miembro de anillo (202) no tiene aberturas para descargar el oxidante en direccion ascendente y (3) el 50 rociador de oxidante (200) tiene muchas mas aberturas en la porcion inferior del miembro de anillo (202).

Como se ilustra quizas mejor en las FIG. 14 y 15, la porcion inferior del anillo rociador de oxidante (202) presenta una pluralidad de aberturas de oxidante (208). Las aberturas de oxidante (208) estan preferiblemente configuradas de tal modo que al menos aproximadamente un 1 % del area abierta total definida por las aberturas de oxidante 55 (208) este localizada por debajo de la lfnea central (210) (FIG. 15) del miembro de anillo (202), donde la lfnea central (210) esta localizada a la elevacion del centroide volumetrico del miembro de anillo (202). Mas preferiblemente, al menos aproximadamente un 5 % del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante (208) esta localizada por debajo de la lfnea central (210), estando al menos aproximadamente un 2 % del area abierta total definida por las aberturas (208) que descargan la corriente de oxidante en direccion generalmente descendente 60 dentro de aproximadamente 30 grados de la vertical. Todavfa mas preferiblemente, al menos aproximadamente un

20 % del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante (208) esta localizada por debajo de la linea central (210), estando al menos aproximadamente un 10 % del area abierta total definida por las aberturas (208) que descargan la corriente de oxidante en direccion generalmente descendente dentro de aproximadamente 30 grados de la vertical. Lo mas preferiblemente, al menos aproximadamente un 75 % del area abierta total definida por todas 5 las aberturas de oxidante (208) esta localizada por debajo de la linea central (210), estando al menos aproximadamente un 40 % del area abierta total definida por las aberturas (208) que descargan la corriente de oxidante en una direccion generalmente descendente dentro de 30 grados de la vertical. La fraccion del area abierta total definida por todas las aberturas de oxidante (208) que estan localizadas por encima de la linea central (210) es preferiblemente menor de aproximadamente un 75 %, mas preferiblemente menor de aproximadamente un 50 %, 10 todavfa mas preferiblemente menor de aproximadamente un 25 % y lo mas preferiblemente menor de un 5 %.

Como se ilustra en las FIG.14 y 15, las aberturas de oxidante (208) incluyen aberturas descendentes (208a) y aberturas sesgadas (208b). Las aberturas descendentes (208a) se configuran para descargar la corriente de oxidante generalmente descendentemente a un angulo dentro de aproximadamente 30 grados de la vertical, mas 15 preferiblemente dentro de aproximadamente 15 grados de la vertical y lo mas preferiblemente dentro de 5 grados de la vertical. Las aberturas sesgadas (208b) se configuran para descargar la corriente de oxidante generalmente hacia fuera y descendentemente a un angulo “A” que esta en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 75 grados de la vertical, mas preferiblemente el angulo A esta en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 60 grados de la vertical y lo mas preferiblemente el angulo A esta en el intervalo de 40 a 50 20 grados de 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 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 300 milfmetros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 25 120 milfmetros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 8 a 60 milfmetros. El numero total de aberturas de oxidante (208) en el miembro de anillo (202) se selecciona para satisfacer los criterios de baja cafda de presion detallados a continuacion. Preferiblemente, el numero total de aberturas de oxidante (208) formadas en el miembro de anillo (202) es de al menos aproximadamente 10, mas preferiblemente el numero total de aberturas de oxidante (208) formadas en el miembro de anillo esta en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 200 y lo 30 mas preferiblemente 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), se senala ahora que pueden emplearse una variedad de configuraciones de rociador de oxidante para conseguir las ventajas descritas en la presente memoria. Por ejemplo, un rociador de oxidante no tiene que tener necesariamente la 35 configuracion de miembro de anillo octogonal ilustrada en las FIG. 12-13. En lugar de ello, es posible formar un rociador de oxidante con cualquier configuracion del conducto o conductos de flujo que emplee una pluralidad de aberturas espaciadas para descargar la corriente de oxidante. El tamano, numero y direccion de descarga de las aberturas de oxidante en el conducto de flujo estan preferiblemente dentro de los intervalos afirmados anteriormente. Ademas, el rociador de oxidante se configura preferiblemente para proporcionar la distribucion azimutal y radial del 40 oxfgeno molecular descrita anteriormente.

Independientemente de la configuracion especffica del rociador de oxidante, se prefiere configurar ffsicamente y operar el rociador de oxidante de manera que se minimice la cafda de presion asociada a la descarga de la corriente de oxidante fuera del conducto o conductos de flujo a traves de las aberturas de oxidante y en la zona de reaccion. 45 Dicha cafda de presion se calcula como la presion estatica promediada en tiempo de la corriente de oxidante dentro del conducto de flujo en las entradas de oxidante (66a,b) del rociador de oxidante menos la presion estatica promediada en tiempo en la zona de reaccion a la elevacion donde la mitad de la corriente de oxidante se introduce por encima de esa localizacion vertical y la mitad de la corriente de oxidante se introduce por debajo de esa localizacion vertical. En una realizacion preferida, la cafda de presion promediada en tiempo asociada a la descarga 50 de la corriente de oxidante del rociador de oxidante es menor de aproximadamente 0,3 megapascales (MPa), mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,2 MPa, todavfa mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,1 MPa y lo mas preferiblemente menor de 0,05 MPa. En las condiciones operativas preferidas de reactor de columna de burbujas descritas en la presente memoria, la presion de la corriente de oxidante dentro del conducto o conductos de flujo del rociador de oxidante esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,35 a aproximadamente 1 55 MPa, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,45 a aproximadamente 0,85 MPa y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,5 a 0,7 MPa.

Como se aludio anteriormente con referencia a la configuracion de rociador de oxidante ilustrada en las FIG. 2-5, puede ser deseable aclarar continua o periodicamente el rociador de oxidante con un lfquido (p.ej., acido acetico, 60 agua y/o para-xileno) para prevenir la incrustacion del rociador de oxidante con solidos. Cuando se emplea dicho

aclarado liquido, se prefiere pasar una cantidad efectiva del liquido (es decir, no solo la cantidad minima de gotitas de liquido que podrfan estar naturalmente presentes en la corriente de oxidante) a traves del rociador de oxidante y fuera de las aberturas de oxidante durante al menos un periodo de mas de un minuto cada dfa. Cuando se descarga continua o periodicamente un liquido del rociador de oxidante, se prefiere que la relacion promediada en tiempo de 5 caudal de masa del liquido a traves del rociador de oxidante a caudal 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, puede introducirse una porcion significativa del compuesto oxidable (p.ej., para-xileno) en la zona 10 de reaccion a traves del rociador de oxidante. En dicha configuracion, se prefiere descargar el compuesto oxidable y el oxfgeno molecular del rociador de oxidante a traves de las mismas aberturas en el rociador de oxidante. Como se senala anteriormente, el compuesto oxidable es tfpicamente un liquido a STP. Por lo tanto, en esta realizacion, puede descargarse una corriente bifasica del rociador de oxidante, comprendiendo la fase lfquida el compuesto oxidable y comprendiendo la fase gaseosa el oxfgeno molecular. Deberfa reconocerse, sin embargo, que al menos 15 una porcion del compuesto oxidable puede estar en estado gaseoso cuando se descarga del rociador de oxidante. En una realizacion, la fase lfquida descargada del rociador de oxidante esta formada predominantemente por el compuesto oxidable. En otra realizacion, la fase lfquida descargada del rociador de oxidante tiene sustancialmente la misma composicion que la corriente de alimentacion descrita anteriormente. Cuando la fase lfquida descargada del rociador de oxidante tiene sustancialmente la misma composicion que la corriente de alimentacion, dicha fase lfquida 20 puede comprender un disolvente y/o un sistema catalizador en las cantidades y relaciones descritas anteriormente con referencia a la composicion de la corriente de alimentacion.

En una realizacion, se prefiere introducir al menos aproximadamente un 10 % en peso de todo el compuesto oxidable en la zona de reaccion a traves del rociador de oxidante, mas preferiblemente al menos se introduce 25 aproximadamente un 40 % en peso del compuesto oxidable en la zona de reaccion a traves del rociador de oxidante y lo mas preferiblemente se introduce al menos un 80 % en peso del compuesto oxidable en la zona de reaccion a traves del rociador de oxidante. Cuando se introduce todo o parte del compuesto oxidable en la zona de reaccion a traves del rociador de oxidante, se prefiere introducir al menos aproximadamente un 10 % en peso de todo el oxfgeno molecular introducido en la zona de reaccion a traves del mismo rociador de oxidante, mas preferiblemente 30 se introduce al menos aproximadamente un 40 % en peso del compuesto oxidable en la zona de reaccion a traves del mismo rociador de oxidante y lo mas preferiblemente se introduce preferiblemente al menos un 80 % en peso del compuesto oxidable en la zona de reaccion a traves del mismo rociador de oxidante. Cuando se introduce una porcion significativa del compuesto oxidable en la zona de reaccion a traves del rociador de oxidante, se prefiere disponer uno o mas dispositivos sensores de temperatura (p.ej., termopares) en el rociador de oxidante. Estos 35 sensores de temperatura pueden emplearse para ayudar a asegurar que la temperatura en el rociador de oxidante no se vuelve peligrosamente alta.

Haciendo referencia ahora a la FIG. 16-18, se ilustra un reactor de columna de burbujas (20) que incluye un recipiente de desaireacion interna (300) dispuesto en la parte inferior de la zona de reaccion (28) cerca de la salida 40 de suspension (38). Se ha descubierto que aparecen reacciones secundarias formadoras de impurezas a una tasa relativamente alta durante la desaireacion del medio de reaccion (36). Como se usa en la presente memoria, “desaireacion” denotara el desprendimiento de una fase gaseosa del medio de reaccion multifasico. Cuando el medio de reaccion (36) esta altamente 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 45 es tambien minima. Sin embargo, cuando el medio de reaccion esta parcialmente aireado (0,01-0,3 de retencion de gas), se promueven reacciones secundarias indeseables y se generan impurezas aumentadas. El recipiente de desaireacion (300) se enfrenta a este y otros problemas al minimizar el volumen del medio de reaccion (36) en estado parcialmente aireado, y al minimizar el tiempo que lleva desairear el medio de reaccion (36). Se produce una suspension sustancialmente desaireada a partir de la parte inferior del recipiente de desaireacion (300) y sale del 50 reactor (20) a traves de la salida de suspension (38). La suspension sustancialmente desaireada contiene preferiblemente menos de aproximadamente un 5 % en volumen de fase gaseosa, mas preferiblemente menos de aproximadamente un 2% en volumen de fase gaseosa y lo mas preferiblemente menos de 1 % en volumen de fase gaseosa.

55 En la FIG. 16, se ilustra un reactor de columna de burbujas (20) que incluye un controlador de nivel (302) y una valvula de control de flujo (304). El controlador de nivel (302) y la valvula de control de flujo (304) cooperan manteniendo el medio de reaccion (36) a una elevacion sustancialmente constante en la zona de reaccion (28). El controlador de nivel (302) funciona captando (p.ej., captacion del nivel de presion diferencial o captacion del nivel nuclear) la elevacion de la superficie superior (44) del medio de reaccion (36) y generado una senal de control (306) 60 sensible a la elevacion del medio de reaccion (36). La valvula de control de flujo (304) recibe la senal de control

(306) y ajusta el caudal de la suspension a traves del conducto de salida de suspension (308). Por tanto, el caudal de la suspension fuera de la salida de suspension (38) puede variar entre un caudal volumetrico de suspension maximo (Fmax) cuando la elevacion del medio de reaccion (36) es demasiado alta y un caudal volumetrico de suspension mfnimo (Fmin) cuando la elevacion del medio de reaccion (36) es demasiado baja.

5

Para retirar el producto de oxidacion en fase solida de la zona de reaccion (28), primer debe pasar una porcion 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) aflore naturalmente de las fases lfquida y solida del medio de reaccion (36) a medida que lfquido y solido fluyen descendentemente hacia la salida de 10 suspension (38). El afloramiento de la fase gaseosa de las fases lfquida y solida esta causado por la flotabilidad ascendente natural de la fase gaseosa en las fases lfquida y solida. Cuando se emplea el recipiente de desaireacion (300), la transicion del medio de reaccion (36) desde un medio trifasico totalmente aireado a una suspension bifasica totalmente desaireada es rapida y eficiente.

15 Haciendo referencia ahora a las FIG. 17 y 18, el recipiente de desaireacion (300) incluye una pared lateral generalmente vertical (308) que define una zona de desaireacion (312) entre medias. Preferiblemente, la pared lateral (308) se extiende hacia arriba dentro de aproximadamente 30 grados de la vertical, mas preferiblemente dentro de aproximadamente 10 grados de la vertical. Lo mas preferiblemente, la pared lateral (308) es sustancialmente vertical. La zona de desaireacion (312) esta separada de la zona de reaccion (28) y tiene una altura 20 “h” y un diametro “d”. El extremo superior (310) de la pared lateral (308) esta abierto para recibir 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 fluidamente con la salida de suspension (38) a traves de la seccion de transicion (314). En ciertos aspectos, tales como cuando la abertura de la salida de suspension (38) es grande o cuando el diametro “d” de la pared lateral (308) es pequeno, puede eliminarse la seccion de transicion (314). Como se ilustra quizas mejor en la 25 FIG. 18, el recipiente de desaireacion (300) puede incluir tambien un rompedor de vortices (316) dispuesto en la zona de desaireacion (312). El rompedor de vortices (316) puede ser cualquier estructura operativa que inhiba la formacion de vortices a medida que las fases solida y lfquida fluyen descendentemente hacia la salida de suspension (38).

30 Para permitir un desprendimiento apropiado de la fase gaseosa de las fases solida y lfquida en el recipiente de desaireacion (300), se seleccionan cuidadosamente la altura “h” y el area de seccion transversal horizontal de la zona de desaireacion interna (312). La altura “h” y el area de seccion transversal horizontal de la zona de desaireacion interna (312) deberfan proporcionar suficiente distancia y tiempo para que incluso cuando se extrae la cantidad maxima de suspension (es decir, cuando se extrae la suspension a Fmax), sustancialmente todo el volumen 35 de burbujas de gas pueda aflorar de las fases solida y lfquida antes que las burbujas de gas alcancen la salida inferior del recipiente de desaireacion (300). Por tanto, se prefiere que el area de seccion transversal de la zona de desaireacion (312) sea tal que la velocidad descendente maxima (Vdmgx) de las fases lfquida y solida a traves de la zona de desaireacion (312) sea sustancialmente menor que la velocidad de afloramiento natural (Vu) de las burbujas de gas a traves de las fases lfquida y solida. La velocidad descendente maxima (Vdmax) de las fases lfquida y solida a 40 traves de la zona de desaireacion (312) aparece al caudal volumetrico de suspension maximo (Fmax) discutido anteriormente. La velocidad de afloramiento natural (Vu) de las burbujas de gas a traves de las fases lfquida y solida varfa dependiendo del tamano de las burbujas; sin embargo, puede usarse una velocidad de afloramiento natural (Vu0,5) de burbujas de gas de 0,5 centfmetros de diametro a traves de las fases lfquida y solida como valor de corte, porque sustancialmente todo el volumen de burbujas inicialmente en el medio de reaccion (36) sera mayor de 0,5 45 centfmetros. Preferiblemente, el area de seccion transversal de la zona de desaireacion (312) es tal que la Vdmax sea menor de aproximadamente un 75 % de la Vu0,5, mas preferiblemente la Vdmax es menor de aproximadamente un 40 % de la Vu0,5, lo mas preferiblemente la Vdmax es menor de un 20 % de la Vu0,5.

La velocidad descendente de las fases lfquida y solida en la zona de desaireacion (312) del recipiente de 50 desaireacion (300) se calcula como el caudal volumetrico de la suspension desaireada a traves de la salida de suspension (38) dividido entre el area de seccion transversal minima de la zona de desaireacion (312). La velocidad descendente de las fases lfquida y solida en la zona de desaireacion (312) del recipiente de desaireacion (300) es preferiblemente menor de aproximadamente 50 centfmetros por segundo, mas preferiblemente menor de aproximadamente 30 centfmetros por segundo y lo mas preferiblemente menor de 10 centfmetros por segundo.

55

Se senala ahora que, aunque se ilustra que la pared lateral vertical (308) del recipiente de desaireacion (300) tiene una configuracion cilfndrica, la pared lateral (308) podrfa comprender una pluralidad de paredes laterales que formen una variedad de configuraciones (p.ej., triangular, cuadrada u oval), a condicion de que las paredes definan un volumen interno que tenga un volumen, area de seccion transversal, anchura “d” y altura “h” apropiados. En una 60 realizacion preferida de la presente invencion, “d” esta en el intervalo de aproximadamente 0,2 a aproximadamente 2

metros, preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 1,5 metros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,4 a 1,2 metros. En una realizacion preferida, “h” esta en el intervalo de aproximadamente 0,3 metros a aproximadamente 5 metros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 3 metros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,75 a 2 metros.

5

En una realizacion preferida, la pared lateral (308) es sustancialmente vertical, de modo que el area de seccion transversal horizontal de la zona de desaireacion (312) sea sustancialmente constante a lo largo de toda la altura “h” de la zona de desaireacion (312). Preferiblemente, el area de seccion transversal horizontal maxima de la zona de desaireacion (312) es menor de aproximadamente un 25 % del area de seccion transversal horizontal maxima de la 10 zona de reaccion (28). Mas preferiblemente, el area de seccion transversal horizontal maxima de la zona de desaireacion (312) esta en el intervalo de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 10 % del area de seccion transversal horizontal maxima de la zona de reaccion (28). Lo mas preferiblemente, el area de seccion transversal horizontal maxima de la zona de desaireacion (312) esta en el intervalo de 0,25 a 4 % del area de seccion transversal horizontal maxima de la zona de reaccion (28). Preferiblemente, el area de seccion transversal horizontal 15 maxima de la zona de desaireacion (312) esta en el intervalo de aproximadamente 0,02 a aproximadamente 3 metros cuadrados, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,05 a aproximadamente 2 metros cuadrados y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,1 a 1,2 metros cuadrados. El volumen de la zona de desaireacion (312) es preferiblemente menor de aproximadamente un 5 % del volumen total del medio de reaccion (36) o la zona de reaccion (28). Mas preferiblemente, el volumen de la zona de desaireacion (312) esta en el 20 intervalo de aproximadamente 0,01 a aproximadamente 2 % del volumen total del medio de reaccion (36) o la zona de reaccion (28). Lo mas preferiblemente, el volumen de la zona de desaireacion (312) esta en el intervalo de 0,05 a aproximadamente 1 % del volumen total del medio de reaccion (36) o la zona de reaccion (28). El volumen de la zona de desaireacion (312) es preferiblemente menor de aproximadamente 2 metros cubicos, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,01 a aproximadamente 1 metro cubico y lo mas preferiblemente en el intervalo 25 de 0,05 a 0,5 metros cubicos.

Volviendo ahora a la FIG. 19, se ilustra un reactor de columna de burbujas (20) que incluye un recipiente de desaireacion externa (400). En esta configuracion, se extrae el medio de reaccion aireado (36) de la zona de reaccion (28) a traves de una abertura elevada en el lado de la carcasa de recipiente (22). Se transporta el medio 30 aireado extrafdo a un recipiente de desaireacion externa (400) a traves de un conducto de salida (402) para el desprendimiento de la fase gaseosa de las fases solida y lfquida. La fase gaseosa desprendida 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).

35 En la FIG. 19, se muestra un conducto de salida (402) que es aproximadamente recto, horizontal y ortogonal a la carcasa de recipiente (22). Esta es meramente una configuracion conveniente, y el conducto de salida (402) puede ser de otro modo en cualquier aspecto, a condicion de que conecte utilmente el reactor de columna de burbujas (20) con el recipiente de desaireacion externa (400). Volviendo al conducto (404), es util que este conducto conecte en o cerca de la parte superior del recipiente de desaireacion (400) para controlar problemas de seguridad referidos a una 40 bolsa de gas estancado que contiene compuesto oxidable y oxidante. Ademas, los conductos (402) y (404) pueden comprender utilmente medios de aislamiento de flujo, tales como valvulas.

Cuando se extrae el medio de reaccion (36) del reactor (20) a traves de una salida elevada, como se muestra en la FIG. 19, se prefiere que el reactor de columna de burbujas (20) este equipado con una salida inferior (408) cerca de 45 la parte inferior (52) de la zona de reaccion (28). La salida inferior (408) y el conducto inferior (410), acoplados entre si, pueden usarse para evacuar (es decir, vaciar) el reactor (20) durante los apagados. Preferiblemente, se proporcionan una o mas salidas inferiores (408) en el tercio inferior de la altura del medio de reaccion (36), mas preferiblemente en el cuarto inferior del medio de reaccion (36) y lo mas preferiblemente en el punto mas bajo de la zona de reaccion (28).

50

Con el sistema de extraccion de suspension elevada y desaireacion mostrado en la FIG. 19, el conducto inferior (410) y la salida (408) no se usan para extraer suspension de la zona de reaccion (28) durante la oxidacion. Es conocido en la materia que los solidos tienden a sedimentar por la fuerza de la gravedad en porciones no aireadas y no agitadas de otro modo de la suspension, incluyendo en conductos de flujo estancado. Ademas, los solidos 55 sedimentados (p.ej., acido tereftalico) pueden tender a solidificar en grandes aglomerados al continuar la precipitacion y/o reorganizacion cristalina. Por tanto, para evitar el taponamiento del conducto de flujo inferior (410), puede usarse una fraccion de la suspension desaireada de la parte inferior del recipiente de desaireacion (400) para aclarar continua o intermitentemente el conducto inferior (410) durante la operacion normal del reactor (20). Es un medio preferido de proporcionar dicho aclarado de suspension al conducto (410) abrir periodicamente una valvula 60 (412) en el conducto (410) y permitir que fluya una fraccion de la suspension desaireada a traves del conducto (410)

y en la zona de reaccion (28) a traves de la abertura inferior (408). Incluso cuando la valvula (412) esta total o parcialmente abierta, solo fluye una fraccion de la suspension desaireada a traves del conducto inferior (410) y de vuelta a la zona de reaccion (28). La fraccion restante de suspension desaireada no usada para aclarar el conducto inferior (410) se lleva a traves del conducto (414) fuera del reactor (20) para procesamiento adicional mas adelante 5 (p.ej., purificacion).

Durante la operacion normal del reactor de columna de burbujas (20) durante un periodo sustancial de tiempo (p.ej., >100 horas), se prefiere que la cantidad de suspension desaireada usada para aclarar el conducto inferior (410) sea menor de un 50 % en peso de la suspension desaireada total producida en la parte inferior del recipiente de 10 desaireacion (400), mas preferiblemente menor de aproximadamente un 20 % en peso y lo mas preferiblemente menor de un 5 % en peso. Ademas, se prefiere que, durante un periodo sustancial de tiempo, el caudal de masa medio de suspension desaireada usado para aclarar el conducto (410) sea menor de aproximadamente 4 veces el caudal de masa medio del compuesto oxidable en la zona de reaccion (28), mas preferiblemente menor de aproximadamente 2 veces el caudal de masa medio del compuesto oxidable en la zona de reaccion (28), todavfa 15 mas preferiblemente menor que el caudal de masa medio del compuesto oxidable en la zona de reaccion (28) y lo mas preferiblemente menor de 0,5 veces el caudal de masa medio del compuesto oxidable en la zona de reaccion (28).

Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 19, el recipiente de desaireacion (400) incluye una pared lateral 20 sustancialmente vertical preferiblemente 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 la localizacion 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”, diametro “d”, area y volumen de la zona de desaireacion (418) son preferiblemente sustancialmente iguales a los descritos anteriormente con referencia a la zona de desaireacion (312) del recipiente 25 de desaireacion (300) ilustrado en las FIG. 16-18. Ademas, el recipiente de desaireacion (400) incluye una seccion superior (420) formada extendiendo 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, pero preferiblemente se extiende hacia arriba hasta 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 desprenderse apropiadamente de las fases lfquida y solida 30 antes de salir del recipiente de desaireacion (400) a traves del conducto (404). Se senala ahora que, aunque se ilustra que el conducto (404) devuelve la fase gaseosa desprendida a la zona de desprendimiento del reactor (20), el conducto (404) puede acoplarse como alternativa con la carcasa de recipiente (22) a cualquier elevacion por encima del conducto de salida (402). Opcionalmente, el conducto (404) puede acoplarse con el conducto de salida de gas (40) de modo que se combine la fase gaseosa desprendida del recipiente de desaireacion (400) con la corriente de 35 vapor de cabeza retirada en el conducto (40) y se envfe hacia delante para procesamiento adicional.

Volviendo ahora a la FIG. 20, se ilustra un reactor de columna de burbujas (20) que incluye un recipiente de desaireacion interna-externa hfbrido (500). En esta configuracion, se extrae una porcion del medio de reaccion (36) de la zona de reaccion (28) a traves de una abertura elevada relativamente grande (502) en la pared lateral de la 40 carcasa de recipiente (22). El medio de reaccion extrafdo (36) se transporta entonces a traves de un conducto acodado (504) de diametro relativamente grande y entra en la parte superior del recipiente de desaireacion (500). En la FIG. 20, se muestra un conducto acodado (504) que conecta ortogonalmente con la pared lateral de la carcasa de recipiente (22) y que comprende un giro suave a traves de un angulo de aproximadamente 90 grados. Esta es meramente una configuracion conveniente, y el conducto acodado (504) puede ser de otro modo en cualquier 45 aspecto, a condicion de que conecte utilmente el reactor de columna de burbujas (20) con el recipiente de desaireacion externa (500), como se describe. Ademas, el conducto acodado (504) puede comprender utilmente medios de aislamiento de flujo, tales como valvulas.

En el recipiente de desaireacion (500), la fase gaseosa se mueve ascendentemente, mientras que las fases solida y 50 lfquida se mueven descendentemente. La fase gaseosa en movimiento ascendente puede volver a entrar en el conducto acodado (504) y escapar entonces a traves de la abertura (502) de vuelta a la zona de reaccion (28). Por tanto, puede aparecer un flujo de contracorriente del medio de reaccion entrante (36) y el gas desprendido saliente en la abertura (502). La suspension desaireada sale del recipiente de desaireacion (500) a traves del conducto (506). El recipiente de desaireacion (500) incluye una pared lateral sustancialmente vertical preferiblemente cilfndrica (508) 55 que define una zona de desaireacion (510). La zona de desaireacion (510) tiene una altura “h” y un diametro “d”. Se prefiere que la abertura elevada (502) y el conducto acodado (504) tengan un diametro iguale, o mayor, que el diametro “d” de la zona de desaireacion (510). La altura “h”, diametro “d”, area y volumen de la zona de desaireacion (510) son preferiblemente sustancialmente iguales que se describen 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) en que el producto solido (p.ej., acido tereftalico bruto) producido en la zona de reaccion (28) se extrae de la zona de reaccion (28) a traves de una salida elevada. Extraer medio de reaccion aireado (36) de una localizacion elevada por encima de la parte inferior del reactor de columna de burbujas (20) puede ayudar a evitar la acumulacion y estancamiento de medio de 5 reaccion (36) poco aireado 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 compuesto oxidable (p.ej., para-xileno) en el medio de reaccion (36) cerca de la parte superior del medio de reaccion (36) son preferiblemente menores que cerca de la parte inferior. Por tanto, extraer el medio de reaccion (36) a una localizacion elevada puede aumentar el rendimiento al reducir la cantidad de reactantes no reaccionados extrafdos del reactor (20). Tambien la temperatura del medio de 10 reaccion (36) varfa significativamente en la direccion vertical cuando el reactor de columna de burbujas (20) opera a alta STR y los gradientes de composicion qufmica divulgados en la presente memoria. En dichas condiciones, la temperatura del medio de reaccion (36) tendra tfpicamente mfnimos locales cerca del extremo inferior y el extremo superior de la zona de reaccion (28). Cerca del extremo inferior, el mfnimo se refiere a la evaporacion del disolvente cerca de cuando se admite todo o parte del oxidante. Cerca del extremo superior, el mfnimo es debido de nuevo a la 15 evaporacion del disolvente, aunque aquf debido a la presion decreciente en el medio de reaccion. Ademas, pueden aparecer otros mfnimos locales entre los extremos superior e inferior siempre que se admita alimentacion u oxidante adicional en el medio de reaccion. Por tanto, existen uno o mas maximos de temperatura, activados por el calor exotermico de las reacciones de oxidacion, entre el extremo inferior y el extremo superior de la zona de reaccion (28). Extraer el medio de reaccion (36) a una localizacion elevada de mayor temperatura puede ser particularmente 20 ventajoso cuando el procesamiento mas adelante aparece a mayores temperaturas, porque se reducen los costes de energfa asociados al calentamiento del medio extrafdo para procesamiento mas adelante.

Por tanto, en una realizacion preferida y especialmente cuando el procesamiento mas adelante aparece a mayores temperaturas, se extrae el medio de reaccion (36) del reactor de columna de burbujas (20) a traves de una salida o 25 salidas elevadas colocadas por encima de la localizacion o localizaciones donde entra al menos un 50 % en peso de la corriente de alimentacion en fase lfquida y/o la corriente de oxidante en fase gaseosa en la zona de reaccion (28). Mas preferiblemente, se extrae el medio de reaccion (36) del reactor de columna de burbujas (20) a traves de una salida o salidas elevadas colocadas por encima de la localizacion o localizaciones donde entra sustancialmente toda la corriente de alimentacion en fase lfquida y/o la corriente de oxidante en fase gaseosa en la zona de reaccion (28). 30 Preferiblemente, se extrae al menos un 50 % en peso de los componentes en fase solida y en fase lfquida extrafdos del reactor de columna de burbujas (20) a traves de una salida o salidas elevadas. Mas preferiblemente, se extraen sustancialmente todos los componentes en fase solida y fase lfquida extrafdos del reactor de columna de burbujas (20) a traves de una salida o salidas elevadas. Preferiblemente, la salida o salidas elevadas estan localizadas al menos aproximadamente a 1D por encima del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Mas 35 preferiblemente, la salida o salidas elevadas estan localizadas al menos aproximadamente a 2D por encima del

extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Lo mas preferiblemente, la salida o salidas elevadas estan

localizadas al menos a 3D por encima del extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Dada una altura “H” del medio de reaccion (36), se prefiere que la salida o salidas elevadas esten localizadas verticalmente entre aproximadamente 0,2H y aproximadamente 0,8H, mas preferiblemente entre aproximadamente 0,3H y 40 aproximadamente 0,7H y lo mas preferiblemente entre 0,4H y 0,6 H. Ademas, se prefiere que la temperatura del

medio de reaccion (36) en una salida elevada de la zona de reaccion (28) sea al menos 1 °C mayor que la

temperatura del medio de reaccion (36) en el extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Mas preferiblemente, 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 45 extremo inferior (52) de la zona de reaccion (28). Lo mas preferiblemente, 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 (52) de la zona de reaccion (28).

Haciendo referencia ahora a la FIG. 21, se ilustra un reactor de columna de burbujas (20) que incluye un recipiente 50 de desaireacion hfbrido alternativo (600) colocado en la parte inferior del reactor (20). En esta configuracion, se extrae el medio de reaccion aireado (36) de la zona de reaccion (28) a traves de una abertura relativamente grande (602) en el extremo inferior (52) de la carcasa de 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 ascendentemente, mientras que las fases solida y lfquida se mueven descendentemente. La fase gaseosa de 55 movimiento ascendente puede volver a entrar en la zona de reaccion (28) a traves de la abertura (602). Por tanto, puede aparecer un flujo de contracorriente del medio de reaccion entrante (36) y el gas desprendido saliente en la abertura (602). La suspension desaireada sale del recipiente de desaireacion (600) a traves del conducto (604). El recipiente de desaireacion (600) incluye una pared lateral sustancialmente vertical preferiblemente cilfndrica (606) que define una zona de desaireacion (608). La zona de desaireacion (608) tiene una altura “h” y un diametro “d”. Se 60 prefiere que la abertura (602) tenga un diametro igual, o mayor, que el diametro “d” de la zona de desaireacion (608).

La altura “h”, diametro “d”, area y volumen de la zona de desaireacion (608) son preferiblemente sustancialmente iguales que se describen anteriormente con referencia a la zona de desaireacion (312) del recipiente de desaireacion (300) ilustrado en las FIG. 16-18.

5 Haciendo referencia ahora a la FIG. 22, se ilustra un reactor de columna de burbujas (20) de la FIG. 21 que incluye un rociador de oxidante alternativo (620). El rociador de oxidante (620) incluye un miembro de anillo (622) y un par de conductos de entrada (624,626). El miembro de anillo (622) preferiblemente tiene sustancialmente la misma configuracion que el miembro de anillo (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 la cabeza inferior (48) de la carcasa de 10 recipiente (22) y proporcionan la corriente oxidante al miembro de anillo (622).

Haciendo referencia ahora a la FIG. 23, se ilustra un reactor de columna de burbujas (20) de la FIG. 21 que incluye un medio sin rociador para introducir la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28). En la configuracion de la FIG. 23, se proporciona la corriente de oxidante al reactor (20) a traves de los conductos de oxidante (630, 632). Los 15 conductos de oxidante (630, 632) estan acoplados con las aberturas de oxidante respectivas (634, 636) en la cabeza inferior (48) de la carcasa de recipiente (22). Se introduce directamente la corriente de oxidante en la zona de reaccion (28) a traves de las aberturas de oxidante (634,636). Pueden proporcionarse placas de impacto (638, 640) opcionales para deflectar el flujo de la corriente de oxidante una vez ha entrado inicialmente en la zona de reaccion (28).

20

Como se menciona anteriormente, se prefiere configurar y operar el reactor de oxidacion de manera que evite las zonas de alta concentracion de compuesto oxidable en el medio de reaccion, porque dichas zonas pueden conducir a la formacion de impurezas. Un modo de mejorar la dispersion inicial del compuesto oxidable (p.ej., para-xileno) en el medio de reaccion es diluyendo el compuesto oxidable con un lfquido. El lfquido usado para diluir el compuesto 25 oxidable puede originarse en una porcion del medio de reaccion localizada a una distancia sustancial de la localizacion o localizaciones donde se alimenta el compuesto oxidable a la zona de reaccion. Este lfquido de una porcion distante del medio de reaccion puede hacerse circular a una localizacion proxima a la localizacion de entrada del compuesto oxidable a traves de un conducto de flujo que esta dispuesto interna y/o externamente al recipiente de reaccion principal.

30

Las FIG. 24 y 25 ilustran dos procedimientos preferidos de circulacion de lfquido desde una porcion distante del medio de reaccion hasta una localizacion cerca de la entrada del compuesto oxidable usando un conducto interno (FIG. 24) o externo (FIG. 25). Preferiblemente, la longitud del conducto de flujo desde su entrada (es decir, la abertura o aberturas por donde entra el lfquido al conducto) hasta su salida (es decir, la abertura o aberturas por 35 donde se descarga el lfquido del conducto) es mayor de aproximadamente 1 metro, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 3 metros, todavfa mas preferiblemente mayor de aproximadamente 6 metros y lo mas preferiblemente mayor de 9 metros. Sin embargo, la longitud real del conducto se vuelve menos relevante si el lfquido se obtiene de un recipiente separado, quizas localizado inmediatamente por encima o al lado del recipiente en que se libera inicialmente la alimentacion de compuesto oxidable. El lfquido de cualquier recipiente separado que 40 contenga al menos algo del medio de reaccion es una fuente preferida para la dilucion inicial del compuesto oxidable.

Se prefiere que el lfquido que fluye a traves del conducto, cualquiera que sea la fuente, tenga una concentracion estable de compuesto oxidable menor que el medio de reaccion inmediatamente adyacente a al menos una salida 45 del conducto. Ademas, se prefiere que el lfquido que fluye a traves del conducto tenga una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida por debajo de aproximadamente 100000 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 10000 ppmp, todavfa mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 1000 ppmp y lo mas preferiblemente por debajo de 100 ppmp, donde las concentraciones se miden antes de la adicion al conducto del incremento de alimentacion de compuesto oxidable y cualquier alimentacion de disolvente separada 50 opcional. Cuando se mide despues de anadir el incremento de alimentacion de compuesto oxidable y alimentacion de disolvente opcional, es preferible que la corriente lfquida combinada que entra en el medio de reaccion tenga una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida por debajo de aproximadamente 300000 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 50000 ppmp y lo mas preferiblemente por debajo de 10000 ppmp.

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

minutos.

Hay muchos medios para forzar al liquido a fluir a traves del conducto. Los medios preferidos incluyen gravedad, eductores de todos los tipos que emplean gas o liquido o ambos como fluido motor y bomba mecanicas de todos los 5 tipos. Cuando se usa un eductor, una realizacion de la invencion usa como fluido motor al menos un fluido seleccionado de entre el grupo consistente en: alimentacion de compuesto oxidable (liquido o gas), alimentacion de oxidante (gas), alimentacion de disolvente (liquido) y una fuente bombeada de medio de reaccion (suspension). Otra realizacion usa como fluido motor al menos dos fluidos seleccionados de entre el grupo consistente en: alimentacion de compuesto oxidable, alimentacion de oxidante y alimentacion de disolvente. Todavfa otra realizacion usa como 10 fluido motor una alimentacion de combinacion 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 propiedades del material que se transporte, la energfa disponible para forzar el movimiento de flujo y la 15 consideracion del coste de capital. Es preferible que el diametro mfnimo para dicho conducto sea mayor de aproximadamente 0,02 metros, mas preferiblemente entre aproximadamente 0,06 metros y aproximadamente 2 metros y lo mas preferiblemente entre 0,12 y 0,8 metros.

Como se senala anteriormente, es deseable controlar el flujo a traves del conducto en ciertos intervalos preferidos. 20 Hay muchos medios conocidos en la materia para efectuar este control, estableciendo una geometrfa fijada apropiada durante la construccion del conducto de flujo. Otra realizacion preferida es usar geometrfas que sean variables durante la operacion, en particular incluyendo valvulas de todas clases y descripciones, incluyendo tanto operacion manual como operacion automatica mediante cualquier medio, incluyendo bucles de control de realimentacion de un elemento sensor o sin ellos. Otro medio preferido de control del flujo del liquido de dilucion es 25 variar el aporte de energfa entre la entrada y la salida del conducto. Los medios preferidos incluyen cambiar la tasa de flujo de uno o mas fluidos moviles a un eductor, cambiar el aporte de energfa a un impulsor de bomba y cambiar la diferencia de densidad o diferencia de elevacion cuando se usa la fuerza gravitacional. Estos medios preferidos pueden usarse en todas las combinaciones tambien.

30 El conducto usado para la circulacion de liquido del medio de reaccion puede ser de cualquier tipo conocido en la materia. Una realizacion emplea un conducto construido total o parcialmente usando materiales de tuberfa convencionales. Otra realizacion emplea un conducto construido total o parcialmente usando la pared del recipiente de reaccion como parte del conducto. Un conducto puede construirse encerrado completamente dentro de los lfmites del recipiente de reaccion (FIG. 24) o puede construirse completamente fuera del recipiente de reaccion (FIG. 25), o 35 puede comprender secciones tanto dentro como fuera del recipiente de reaccion.

Los inventores contemplan que, particularmente en reactores grandes, puede ser deseable tener multiple conductos y de diversos disenos para el movimiento de liquido a traves del conducto. Ademas, puede ser deseable proporcionar multiples salidas en multiples posiciones en uno o todos los conductos. Los detalles del diseno 40 equilibraran el gradiente global deseable de concentraciones estables de compuesto oxidable con la dilucion inicial deseable de alimentacion de compuesto oxidable, de acuerdo con otros aspectos de la presente invencion.

Las FIG. 24 y 25 ilustran ambas disenos que emplean un recipiente de desaireacion acoplado con el conducto. Este recipiente de desaireacion asegura que la porcion del medio de reaccion usada para diluir el compuesto oxidable 45 entrante es suspension sustancialmente desaireada. Se senala ahora, sin embargo, que el liquido o suspension usados para diluir el compuesto oxidable entrante puede estar en forma aireada asf como en forma desaireada.

El uso de un liquido que fluya a traves de un conducto para proporcionar dilucion de la alimentacion de compuesto oxidable es particularmente util en el reactor de columna de burbujas. Ademas, en el reactor de columna de 50 burbujas, puede conseguirse un buen beneficio por la dilucion inicial de la alimentacion de compuesto oxidable incluso sin anadir la alimentacion de compuesto oxidable directamente en el conducto, a condicion de que la salida del conducto se encuentre suficientemente cercana a la posicion de adicion del compuesto oxidable. En dicha realizacion, es preferible que la salida del conducto este localizada dentro de aproximadamente 27 diametros de salida de conducto de la localizacion de adicion mas cercana para el compuesto oxidable, mas preferiblemente 55 dentro de aproximadamente 9 diametros de salida de conducto, todavfa mas preferiblemente dentro de aproximadamente 3 diametros de salida de conducto y lo mas preferiblemente dentro de 1 diametro de salida de conducto.

Se ha descubierto tambien que los eductores de flujo pueden ser utiles para la dilucion inicial de la alimentacion de 60 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 liquido de dilucion a partir de una porcion distante del medio de reaccion. En dichos casos, el eductor se localiza dentro del medio de reaccion y tiene una ruta abierta desde el medio de reaccion hasta el cuello del eductor, donde la baja presion atrae al medio de reaccion adyacente. Se ilustran ejemplos de dos posibles configuraciones de eductor en las FIG. 26 y 27. En una realizacion preferida de 5 estos eductores, la localizacion mas cercana de alimentacion del compuesto oxidable esta dentro de aproximadamente 4 metros, mas preferiblemente dentro de aproximadamente 1 metro y lo mas preferiblemente a 0,3 metros del cuello del eductor. En otra realizacion, se alimenta el compuesto oxidable bajo presion como fluido motor. En todavfa otra realizacion, se alimenta el disolvente o bien el oxidante bajo presion como fluido motor adicional junto con el compuesto oxidable. En todavfa otra realizacion, se alimentan tanto el disolvente como el 10 oxidante bajo presion como fluido motor adicional junto con el compuesto oxidable.

Los inventores contemplan que, particularmente en los reactores mas grandes, puede ser deseable tener multiples eductores y de diversos disenos situados en diversas posiciones dentro del medio de reaccion. Los detalles del diseno equilibraran el gradiente global deseable en las concentraciones estables del compuesto oxidable con la 15 dilucion inicial deseable de la alimentacion de compuesto oxidable, de acuerdo con otros aspectos de la presente invencion. Ademas, los inventores contemplan que las plumas del flujo de salida de un eductor puedan orientarse en cualquier direccion. Cuando se usan multiples eductores, cada eductor puede orientarse separadamente, de nuevo en cualquier direccion.

20 Como se menciona anteriormente, ciertos rasgos ffsicos y operativos del reactor de columna de burbujas (20), descritos anteriormente con referencia a las FIG. 1-27, proporcionan gradientes verticales de presion, temperatura y concentraciones de reactante (es decir, oxfgeno y compuesto oxidable) del medio de reaccion (36). Como se discute anteriormente, estos gradientes verticales pueden proporcionar un proceso de oxidacion mas efectivo y economico en comparacion con los procesos de oxidaciones convencionales, que favorecen un medio de reaccion bien 25 mezclado de presion, temperatura y concentracion de reactante relativamente uniformes en conjunto. Los gradientes verticales de oxfgeno, compuesto oxidable (p.ej., para-xileno) y temperatura posibilitados por emplear un sistema de oxidacion de acuerdo con una realizacion de la presente invencion se discutiran ahora con mas detalle.

Haciendo referencia ahora a la FIG. 28, para cuantificar los gradientes de concentracion de reactante existentes en 30 el medio de reaccion (36) durante la oxidacion en el reactor de columna de burbujas (20), puede repartirse teoricamente todo el volumen del medio de reaccion (36) en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. La FIG. 28 ilustra el concepto de dividir el medio de reaccion (36) en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. Con la excepcion de los cortes horizontales mas alto y mas bajo, cada corte horizontal es un volumen discreto limitado en su parte superior e inferior por planos horizontales imaginarios y limitado en sus lados por la pared del 35 reactor (20). El corte horizontal mas alto esta limitado en su parte inferior por un plano horizontal imaginario y en su parte superior por la superficie superior del medio de reaccion (36). El corten horizontal mas bajo esta limitado en su parte superior por un plano horizontal imaginario y en su parte inferior por la parte inferior de la carcasa de recipiente. Una vez se ha repartido teoricamente el medio de reaccion (36) en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, puede determinarse entonces la concentracion promediada en tiempo y promediada en volumen de 40 cada corte horizontal. El corte horizontal individual que tiene la concentracion maxima de los 30 cortes horizontales puede identificarse como el “corte horizontal de C-max”. El corte horizontal individual localizado por encima del corte horizontal de C-max y que tiene la concentracion minima de todos los cortes horizontales localizados por encima del corte horizontal de C-max puede identificarse como el "corte horizontal de C-min”. Puede calcularse entonces el gradiente de concentracion vertical como la relacion de concentracion en el corte horizontal de C-max a 45 concentracion en el corte horizontal de C-mfn.

Con respecto a la cuantificacion del gradiente de concentracion de oxfgeno, cuando se reparte teoricamente el medio de reaccion (36) en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, se identifica un corte horizontal de 02- max que tiene la concentracion de oxfgeno maxima de todos los 30 cortes horizontales y se identifica un corte 50 horizontal de 02-min que tiene la concentracion de oxfgeno minima de los cortes horizontales localizados por encima del corte horizontal de 02-max. Se miden las concentraciones de oxfgeno de los cortes horizontales en la fase gaseosa del medio de reaccion (36) en base humeda molar promediada en tiempo y promediada en volumen. Se prefiere que la relacion de concentracion de oxfgeno del corte horizontal de 02-max a concentracion de oxfgeno del corte horizontal de 02-mfn este en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 25:1, mas 55 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 15:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 10:1.

Tfpicamente, el corte horizontal de 02-max estara localizado cerca de la parte inferior del medio de reaccion (36), mientras que el corte horizontal de 02-min estara localizado cerca de la parte superior del medio de reaccion (36). 60 Preferiblemente, el corte horizontal de 02-min es uno de los 5 cortes horizontales superiores de los 30 cortes

horizontales discretos. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de C>2-mm es el superior de los 30 cortes horizontales discretos, como se ilustra en la FIG. 28. Preferiblemente, el corte horizontal de O2-max es uno de los 10 cortes horizontales inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de O2-max es uno de los 5 cortes horizontales inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FIG. 28 5 ilustra el corte horizontal de O2-max como el tercer corte horizontal desde la parte inferior del reactor (20). Se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales de O2-mfn y O2-max sea de al menos aproximadamente 2W, mas preferiblemente al menos aproximadamente 4W y lo mas preferiblemente al menos 6W. Se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales de C2-mfn y O2-max sea de al menos aproximadamente 0,2H, mas preferiblemente de al menos aproximadamente 0,4H, y lo mas preferiblemente de al 10 menos 0,6H.

La concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en volumen, en base humeda, del corte horizontal de C2-mfn esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 3 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 2 % en moles y lo mas preferiblemente 15 en el intervalo de 0,5 a 1,5 % en moles. La concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en volumen, en base humeda, del corte horizontal de O2-max esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 20 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 15 % en moles y lo mas preferiblemente en el intervalo de 6 a 12 % en moles. La concentracion de oxfgeno promediada en tiempo, en base seca, en el efluente gaseoso descargado del reactor (20) a traves de la 20 salida de gas (40) esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 9 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 7 % en moles y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1,5 a 5 % en moles.

Debido a que la concentracion de oxfgeno desciende tan marcadamente hacia la parte superior del medio de 25 reaccion (36), es deseable que la demanda de oxfgeno se reduzca en la parte superior del medio de reaccion (36). Esta demanda de oxfgeno reducida cerca de la parte superior del medio de reaccion (36) puede lograrse creando un gradiente vertical de concentracion del compuesto oxidable (p.ej., para-xileno), donde la concentracion minima de compuesto oxidable esta localizada cerca de la parte superior del medio de reaccion (36).

30 Con respecto a la cuantificacion del gradiente de concentracion de compuesto oxidable (p.ej., para-xileno), cuando el medio de reaccion (36) se reparte teoricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, se identifica un corte horizontal de OC-max que tiene la concentracion de compuesto oxidable maxima de los 30 cortes horizontales y se identifica un corte horizontal de CC-mfn que tiene la concentracion de compuesto oxidable minima de los cortes horizontales localizados por encima del corte horizontal de OC-max. Se miden las concentraciones de compuesto 35 oxidable de los cortes horizontales en la fase lfquida basandose en la fraccion de masa promediada en tiempo y promediada en volumen. Se prefiere que la relacion de concentracion de compuesto oxidable del corte horizontal de OC-max a concentracion de compuesto oxidable del corte horizontal de CC-mfn sea mayor de aproximadamente 5:1, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 10:1, todavfa aun mas preferiblemente mayor de aproximadamente 20:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 40:1 a 1000:1.

40

Tfpicamente, el corte horizontal de OC-max estara localizado cerca de la parte inferior del medio de reaccion (36), mientras que el corte horizontal de OC-mfn estara localizado cerca de la parte superior del medio de reaccion (36). Preferiblemente, el corte horizontal de OC-mfn es uno de los 5 cortes horizontales superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de OC-mfn es el superior de los 30 cortes 45 horizontales discretos, como se ilustra en la FIG. 28. Preferiblemente, el corte horizontal de OC-max es uno de los 10 cortes horizontales inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de OC-max es uno de los 5 cortes horizontales inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal de OC-max como el 5° corte horizontal desde la parte inferior del reactor (20). Se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales de OC-mfn y OC-max sea de al menos 50 aproximadamente 2W, donde "W" es la anchura maxima del medio de reaccion (36). Mas preferiblemente, el espaciado vertical entre los cortes horizontales de OC-mfn y OC-max es de al menos aproximadamente 4W, y lo mas preferiblemente de al menos 6W. Dada una altura “H” del medio de reaccion (36), se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales de OC-mfn y OC-max sea de al menos aproximadamente 0,2H, mas preferiblemente de al menos aproximadamente 0,4H y lo mas preferiblemente de al menos 0,6H.

55

La concentracion de compuesto oxidable promediada en tiempo y promediada en volumen (p.ej., para-xileno) en la fase lfquida del corte horizontal de OC-mfn es preferiblemente menor de aproximadamente 5000 ppmp, mas preferiblemente menor de aproximadamente 2000 ppmp, aun mas preferiblemente menor de aproximadamente 400 ppmp y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1 ppmp a 100 ppmp. La concentracion de compuesto oxidable 60 promediada en tiempo y promediada en volumen en la fase lfquida del corte horizontal de OC-max esta

preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 100 ppmp a aproximadamente 10000 ppmp, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 200 ppmp a aproximadamente 5000 ppmp y lo mas preferiblemente en el intervalo de 500 ppmp a 3000 ppmp.

5 Aunque se prefiere que el reactor de columna de burbujas (20) proporcione gradientes verticales de concentracion de compuesto oxidable, se prefiere tambien minimizar el porcentaje en volumen del medio de reaccion (36) que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida por encima de 1000 ppmp. Preferiblemente, el porcentaje promediado en tiempo del medio de reaccion (36) que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida superior a 1000 ppmp es menor de aproximadamente 9 %, mas preferiblemente menor de 10 aproximadamente 6 % y lo mas preferiblemente menor de 3 %. Preferiblemente, el porcentaje en volumen promediado en tiempo del medio de reaccion (36) que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida superior a 2500 ppmp es menor de aproximadamente 1,5 %, mas preferiblemente menor de

aproximadamente 1 % y lo mas preferiblemente menor de 0,5 %. Preferiblemente, el porcentaje en volumen promediado en tiempo del medio de reaccion (36) que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase 15 lfquida superior a 10000 ppmp es menor de aproximadamente 0,3 %, mas preferiblemente menor de

aproximadamente 0,1 % y lo mas preferiblemente menor de 0,03 %. Preferiblemente, el porcentaje en volumen

promediado en tiempo del medio de reaccion (36) que tiene una concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida superior a 25000 ppmp es menor de aproximadamente 0,03 %, mas preferiblemente menor de

aproximadamente 0,015 % y lo mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,007 %. Los inventores senalan 20 que el volumen del medio de reaccion (36) que tiene niveles elevados de compuesto oxidable no tiene que encontrarse en un solo volumen contiguo. Muchas veces, los patrones de flujo caotico en un recipiente de reaccion de columna de burbujas producen simultaneamente dos o mas porciones continuas pero segregadas de medio de reaccion (36) que tienen niveles elevados de compuesto oxidable. En cada momento usado en el promedio temporal, se suman conjuntamente todos dichos volumenes continuos pero segregados mayores del 0,0001 % en 25 volumen del medio de reaccion total para determinar el volumen total que tiene niveles elevados de concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida.

Ademas de los gradientes de concentracion de oxfgeno y compuesto oxidable discutidos anteriormente, se prefiere que exista un gradiente de temperatura en el medio de reaccion (36). Haciendo referencia de nuevo a la FIG. 28, 30 este gradiente de temperatura puede cuantificarse de manera similar a los gradientes de concentracion repartiendo teoricamente el medio de reaccion (36) en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen y midiendo la temperatura promediada en tiempo y promediada en volumen de cada corte. El corte horizontal con la menor temperatura de los 15 cortes horizontales inferiores puede identificarse entonces como el corte horizontal de T-mfn, y el corte horizontal localizado por encima del corte horizontal de T-mfn y que tiene la temperatura maxima de todos 35 los cortes por encima del corte horizontal de T-mfn puede identificarse entonces como el “corte horizontal de T-max”. Se prefiere que la temperatura del corte horizontal de T-max sea al menos aproximadamente 1 °C mayor que la temperatura del corte horizontal de T-mfn. Mas preferiblemente, la temperatura del corte horizontal de T-max esta en el intervalo de aproximadamente 1,25 a aproximadamente 12 °C mayor que la temperatura del corte horizontal de T- mfn. Lo mas preferiblemente, la temperatura del corte horizontal de T-max esta en el intervalo de 2 a 8 °C mayor que 40 la temperatura del corte horizontal de T-mfn. La temperatura del corte horizontal de T-max esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200 °C, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180 °C, y lo mas preferiblemente en el intervalo de 150 a 170 °C.

Tfpicamente, el corte horizontal de T-max estara localizado cerca del centro del medio de reaccion (36), mientras 45 que el corte horizontal de T-mfn estara localizado cerca de la parte inferior del medio de reaccion (36). Preferiblemente, el corte horizontal de T-mfn es uno de los 10 cortes horizontales inferiores de los 15 cortes horizontales inferiores. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de T-mfn es uno de los 5 cortes horizontales inferiores de los 15 cortes horizontales inferiores. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal de T-mfn como el segundo corte horizontal desde la parte inferior del reactor (20). Preferiblemente, el corte horizontal de T-max es uno 50 de los 20 cortes horizontales medios de los 30 cortes horizontales discretos. Lo mas preferiblemente, el corte horizontal de T-mfn es uno de los 14 cortes horizontales medios de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal de T-max como el vigesimo corte horizontal desde la parte inferior del reactor (20) (concretamente, uno de los 10 cortes horizontales medios). Se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales T-mfn y T-max sea de al menos aproximadamente 2w, mas preferiblemente al menos 55 aproximadamente 4W y lo mas preferiblemente al menos 6W. Se prefiere que el espaciado vertical entre los cortes horizontales de T-mfn y T-max sea de al menos aproximadamente 0,2H, mas preferiblemente al menos aproximadamente 0,4H y lo mas preferiblemente al menos 0,6H.

Como se discute anteriormente, cuando existe un gradiente vertical de temperatura en el medio de reaccion (36), 60 puede ser ventajoso extraer el medio de reaccion (36) en una localizacion elevada donde la temperatura del medio

de reaccion sea maxima, especialmente cuando el producto extrafdo se somete a procesamiento adicional mas adelante a altas temperaturas. Por tanto, cuando se extrae el medio de reaccion (36) de la zona de reaccion (28) a traves de una o mas salidas elevadas, como se ilustra en las FIG. 19 y 20, se prefiere que la salida o salidas elevadas esten localizadas cerca del corte horizontal de T-max. Preferiblemente, la salida elevada esta localizada 5 dentro de 10 cortes horizontales del corte horizontal de T-max, mas preferiblemente dentro de 5 cortes horizontales del corte horizontal de T-max y lo mas preferiblemente dentro de 2 cortes horizontales del corte horizontal de T-max.

Se senala ahora que muchos de los rasgos de la invencion descritos en la presente memoria pueden emplearse en sistemas de reactor de oxidacion multiple, no solo sistemas que emplean un solo reactor de oxidacion. Ademas, 10 ciertos rasgos de la invencion descritos en la presente memoria pueden emplearse en reactores de oxidacion agitados mecanicamente y/o agitados por flujo, no solo reactores agitados por burbujas (es decir, reactores de columna de burbujas). Por ejemplo, los inventores han descubierto ciertas ventajas asociadas a una concentracion y/o tasa de consumo de oxfgeno escalonada/variable a lo largo del medio de reaccion. Las ventajas alcanzadas por el escalonamiento de la concentracion/consumo de oxfgeno en el medio de reaccion pueden alcanzarse si el 15 volumen total del medio de reaccion esta contenido en un solo recipiente o en multiples recipientes. Ademas, las ventajas alcanzadas por el escalonamiento de la concentracion/consumo de oxfgeno en el medio de reaccion pueden alcanzarse si el recipiente o recipientes de reaccion son agitados mecanicamente, agitados por flujo y/o agitados por burbujas.

20 Es un modo de cuantificar el grado de escalonamiento de la concentracion y/o tasa de consumo de oxfgeno en un medio de reaccion comparar dos o mas volumenes continuos del 20 % distintos del medio de reaccion. Estos volumenes continuos del 20 % no tienen que definirse por ninguna forma particular. Sin embargo, cada volumen continuo del 20 % debe estar formado por un volumen contiguo del medio de reaccion (es decir, cada volumen es “continuo”) y los volumenes continuos del 20 % no deben superponerse entre sf (es decir, los volumenes son 25 “distintos”). Las FIG. 29-31 ilustran que estos volumenes continuos del 20 % distintos pueden localizarse en el mismo reactor (FIG. 29) o en multiples reactores (FIG. 30 y 31). Se senala que los reactores ilustrados 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, reactor de columna de burbujas).

30

Haciendo referencia ahora a la FIG. 29, se ilustra un reactor (20) que contiene un medio de reaccion (36). El medio de reaccion (36) incluye un primer volumen continuo del 20 % distinto (37) y un segundo volumen continuo del 20 % distinto (39).

35 Haciendo referencia ahora a la FIG. 30, se ilustra un sistema de reactor multiple que incluye un primer reactor (720a) y un segundo reactor (720b). Los reactores (720a,b) contienen cooperativamente un volumen total del medio de reaccion (736). El primer reactor (720a) contiene una primera porcion de medio de reaccion (736a), mientras que el segundo reactor (720b) contiene una segunda porcion de medio de reaccion (736b). Se muestra que un primer volumen continuo del 20 % distinto (737) de medio de reaccion (736) esta definido dentro del primer reactor (720a), 40 mientras que se muestra que un segundo volumen continuo del 20 % distinto (739) de medio de reaccion (736) esta definido dentro del segundo reactor (720b).

Haciendo referencia ahora a la FIG. 31, se ilustra un sistema de reactor multiple que incluye un primer reactor (820a), un segundo reactor (820b) y un tercer reactor (820c). Los reactores (820a,b,c) contienen cooperativamente 45 el volumen total del medio de reaccion (836). El primer reactor (820a) contiene una primera porcion del medio de reaccion (836a), el segundo reactor (820b) contiene una segunda porcion del medio de reaccion (836b) y el tercer reactor (820c) contiene una tercera porcion del medio de reaccion (836c). Se muestra un primer volumen continuo del 20 % distinto (837) de medio de reaccion (836) que esta definido dentro del primer reactor (820a), se muestra un segundo volumen continuo del 20 % distinto (839) de medio de reaccion (836) que esta definido dentro del segundo 50 reactor (820b) y se muestra un tercer volumen continuo del 20 % distinto (841) de medio de reaccion (836) que esta definido dentro del tercer reactor (820c).

El escalonamiento de la disponibilidad de oxfgeno en el medio de reaccion primario puede cuantificarse haciendo referencia al volumen continuo del 20 % de medio de reaccion que tiene la fraccion molar de oxfgeno mas 55 abundante en la fase gaseosa y haciendo referencia al volumen continuo del 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 del 20 % distinto del medio de reaccion que contiene la maxima concentracion de oxfgeno en la fase gaseosa, la concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en volumen, en base humeda, esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3 a aproximadamente 18 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de 60 aproximadamente 3,5 a aproximadamente 14 % en moles y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 10 % en

moles. En la fase gaseosa del volumen continuo del 20 % distinto del medio de reaccion primario que contiene la concentracion minima de oxfgeno en la fase gaseosa, la concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en volumen, en base humeda, esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 5 % en moles, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,6 a aproximadamente 5 4 % en moles y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,9 a 3 % en moles. Ademas, la relacion de concentracion de oxfgeno promediada en tiempo y promediada en volumen, en fase humeda, en el volumen continuo del 20 % de medio de reaccion mas abundante en comparacion con el volumen continuo del 20 % de medio de reaccion primario mas agotado esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1,5:1 a aproximadamente 20:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1 y lo mas preferiblemente en el 10 intervalo de 3:1 a 9:1.

El escalonamiento de la tasa de consumo de oxfgeno en el medio de reaccion puede cuantificarse en terminos de STR de oxfgeno, inicialmente descrita anteriormente. La STR de oxfgeno se describio anteriormente en sentido global (es decir, desde la perspectiva de la STR de oxfgeno promedio del medio de reaccion completo); sin embargo, 15 la STR de oxfgeno puede considerarse tambien en sentido local (es decir, una porcion del medio de reaccion) para cuantificar el escalonamiento de la tasa de consumo de oxfgeno a lo largo del medio de reaccion.

Los inventores han descubierto que es muy util causar que vane la STR de oxfgeno a lo largo del medio de reaccion en sintoma general con los gradientes deseables divulgados en la presente memoria respecto a la presion en el 20 medio de reaccion y a la fraccion molar de oxfgeno molecular en la fase gaseosa del medio de reaccion. Por tanto, es preferible que la relacion de STR de oxfgeno de un primer volumen continuo del 20 % distinto del medio de reaccion en comparacion con la STR de oxfgeno de un segundo volumen continuo del 20 % distinto del medio de reaccion este en el intervalo de aproximadamente 1,5:1 a aproximadamente 20:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 9:1. En 25 una realizacion, el “primer volumen continuo del 20 % distinto” esta localizado mas cerca que el “segundo volumen continuo del 20 % distinto” de la localizacion donde se introduce inicialmente el oxfgeno molecular en el medio de reaccion. Estos grandes gradientes de STR de oxfgeno son deseables si el medio de reaccion de oxidacion parcial esta contenido en un reactor de oxidacion de columna de burbujas o en cualquier otro tipo de recipiente de reaccion en que se creen gradientes de presion y/o de fraccion molar de oxfgeno molecular en la fase gaseosa del medio de 30 reaccion (p.ej., en un recipiente agitado mecanicamente que tiene multiples zonas de agitacion dispuestas verticalmente conseguidas usando multiples impulsores que tienen un fuerte flujo radial, posiblemente aumentado por ensamblajes de deflectores generalmente horizontales, elevandose generalmente un flujo de oxidante ascendentemente desde una alimentacion cercana a la porcion inferior del recipiente de reaccion, a pesar de que puede aparecer una considerable retromezcla de flujo de oxidante en cada zona de agitacion dispuesta 35 verticalmente y de que puede aparecer cierta retromezcla de flujo de oxidante entre las zonas de agitacion dispuestas verticalmente adyacentes). Es decir, cuando existe un gradiente de presion y/o de fraccion molar de oxfgeno molecular en la fase gaseosa del medio de reaccion, los inventores han descubierto que es deseable crear un gradiente similar en la demanda qmmica de oxfgeno disuelto con los medios divulgados en la presente memoria.

40 Es un medio preferido de causar que vane la STR de oxfgeno local controlar las localizaciones de alimentacion del compuesto oxidable y controlar el mezclado de la fase lfquida del medio de reaccion para controlar los gradientes de concentracion de compuesto oxidable de acuerdo con otras divulgaciones de la presente invencion. Otros medios utiles de causar que vane la STR de oxfgeno local incluyen causar la variacion de la actividad de reaccion causando una variacion de la temperatura local y cambiando la mezcla local de componentes catalizadores y disolvente (p.ej., 45 introduciendo un gas adicional para causar enfriamiento evaporativo en una porcion particular del medio de reaccion primario y anadiendo una corriente de disolvente que contiene una mayor cantidad de agua para disminuir la actividad en una porcion particular del medio de reaccion).

Como se discute anteriormente con referencia a las FIG. 30 y 31, puede realizarse utilmente la reaccion de oxidacion 50 parcial en multiples recipientes de reaccion donde al menos una porcion, preferiblemente al menos un 25 %, mas preferiblemente al menos un 50 % y lo mas preferiblemente al menos un 75 % del oxfgeno molecular que sale de un primer recipiente de reaccion se conduce a uno o mas recipientes de reaccion posteriores para el consumo de un incremento adicional, preferiblemente mas de un 10 %, mas preferiblemente mas de un 20 % y lo mas preferiblemente mas de un 40 %, del oxfgeno molecular que sale del recipiente de reaccion primero/anterior. Cuando 55 se usa dicho flujo en serie de oxfgeno molecular de un reactor a otros, es deseable operar el primer recipiente de reaccion con una mayor intensidad de reaccion que al menos uno de los recipientes de reaccion posteriores, preferiblemente con la relacion de STR de oxfgeno media en el recipiente en el primer recipiente de reaccion a STR de oxfgeno media en el recipiente del recipiente de reaccion posterior en el intervalo de aproximadamente 1,5:1 a aproximadamente 20:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1 y lo 60 mas preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 9:1.

Como se discute anteriormente, son utiles todos los tipos de primer recipiente de reaccion (p.ej., columna de burbujas, agitada mecanicamente, retromezclada, escalonada internamente, de flujo piston y demas) y todos los tipos de recipientes de reaccion posteriores, que pueden ser o no de diferente tipo que el primer recipiente de 5 reaccion, para el flujo en serie de oxfgeno molecular a los recipientes de reaccion posteriores de acuerdo con la presente invencion. Los medios para causar que descienda la STR de oxfgeno media en el recipiente en recipientes de reaccion posteriores incluyen utilmente temperatura reducida, concentraciones reducidas de compuesto oxidable y actividad de reaccion reducida de la mezcla particular de componentes catalfticos y disolvente (p.ej., concentracion reducida de cobalto, concentracion aumentada de agua y adicion de un retardante catalftico tal como pequenas 10 cantidades de cobre ionico).

En el flujo desde el primer recipiente de reaccion al recipiente de reaccion posterior, la corriente de oxidante puede tratarse mediante cualquier medio conocido en la materia tal como compresion o reduccion de la presion, enfriamiento o calentamiento y retirada de masa o adicion de masa de cualquier cantidad o de cualquier tipo. Sin 15 embargo, el uso de STR de oxfgeno media en el recipiente en descenso en recipientes de reaccion posteriores es particularmente util cuando la presion absoluta en la porcion superior del primer recipiente de reaccion es menor de aproximadamente 2,0 megapascales, mas preferiblemente menor de aproximadamente 1,6 megapascales y lo mas preferiblemente menor de 1,2 megapascales. Ademas, el uso de STR de oxfgeno media en el recipiente en descenso en recipientes de reaccion posteriores es particularmente util cuando la relacion de presion absoluta en la 20 porcion superior de primer recipiente de reaccion comparada con la presion absoluta en la porcion superior de al menos un recipiente de reaccion posterior esta en el intervalo de aproximadamente 0,5:1 a 6:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,6:1 a aproximadamente 4:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,7:1 a 2:1. Las reducciones de presion en recipientes posteriores por debajo de estos lfmites inferiores reduce demasiado la disponibilidad del oxfgeno molecular, y los aumentos de presion por encima de estos lfmites superiores son cada 25 vez mas costosos en comparacion con usar un suministro reciente de oxidante.

Cuando se usa un flujo en serie de oxfgeno molecular a recipientes de reaccion posteriores que tienen una STR de oxfgeno media en el recipiente en descenso, pueden hacerse fluir corrientes de alimentacion recientes de compuesto oxidable, disolvente y oxidante en los recipientes de reaccion posteriores y/o en el primer recipiente de 30 reaccion. Los flujos de fase lfquida y fase solida, si estan presentes, del medio de reaccion pueden fluir en cualquier direccion entre los recipientes de reaccion. Toda o parte de la fase gaseosa que deja el primer recipiente de reaccion y entra en un recipiente de reaccion posterior puede fluir separadamente o entremezclada con porciones de la fase lfquida o la fase solida, si estan presentes, del medio de reaccion del primer recipiente de reaccion. Puede extraerse un flujo de corriente de producto que comprende fase lfquida y fase solida, si estan presentes, del medio de reaccion 35 en cualquier recipiente de reaccion en el sistema.

Haciendo referencia de nuevo a las FIG. 1-29, en una realizacion de la presente invencion, el reactor de oxidacion de columna de burbujas tiene una tasa de produccion significativamente mayor que el reactor de oxidacion de columna de burbujas convencional, particularmente el reactor de columna de burbujas convencional usado para 40 producir acido tereftalico. Para proporcionar tasas de produccion aumentadas, debe aumentarse el tamano del reactor de columna de burbujas (20). Sin embargo, las dinamicas de flujo del fluido multifasico de conveccion natural del medio de reaccion en dicho reactor de columna de burbujas a escala aumentada son significativa y problematicamente diferentes de las dinamicas de flujo en reactores convencionales menores. Se ha descubierto que ciertos parametros de diseno y operativos son importantes para la funcionalidad apropiada del reactor de 45 oxidacion de columna de burbujas a escala aumentada de alta tasa de produccion.

Cuando la columna de burbujas (20) es un reactor de oxidacion de columna de burbujas a escala aumentada de alta tasa de produccion de acuerdo con una realizacion, la altura “H” del medio de reaccion (36) es preferiblemente de al menos aproximadamente 30 metros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 35 a 50 aproximadamente 70 metros y lo mas preferiblemente esta en el intervalo de 40 a 60 metros. La densidad y altura del medio de reaccion (36) en el reactor de columna de burbujas a escala aumentada (20) causa un diferencial de presion significativo entre la parte superior del medio de reaccion (36) y la parte inferior del medio de reaccion (36). De acuerdo con la presente invencion, el diferencial de presion entre la parte superior y la parte inferior del medio de reaccion (36) es de al menos 1 bar, mas preferiblemente de al menos 1,4 bar y lo mas preferiblemente esta en el 55 intervalo de 1,6 a 3 bar. La anchura maxima “W” del medio de reaccion (36) es preferiblemente de al menos 2,5 metros, mas preferiblemente esta en el intervalo de 3 a 20 metros, todavfa mas preferiblemente en el intervalo de 3,25 a 12 metros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 10 metros. La relacion de H:W del medio de reaccion (36) es preferiblemente de al menos 6:1, mas preferiblemente esta en el intervalo de 8:1 a 20:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 9:1 a 15:1. El volumen total del medio de reaccion (36) y/o la zona de reaccion (28) 60 es preferiblemente de al menos 250 metros cubicos, preferiblemente al menos 500 metros cubicos y lo mas

preferiblemente al menos 1000 metros cubicos.

Durante la operacion del reactor de oxidacion de columna de burbujas a escala aumentada (20), se prefiere que la velocidad superficial promediada en tiempo de la fase gaseosa del medio de reaccion (36) a un cuarto de altura, 5 media altura y/o tres cuartos de altura este en el intervalo de aproximadamente 0,8 a aproximadamente 5 metros por segundo, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,9 a aproximadamente 3 metros por segundo y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1 a 2 metros por segundo. Cuando se emplea el reactor de oxidacion de columna de burbujas a escala aumentada (20) para producir acido tereftalico mediante la oxidacion parcial de para- xileno, es preferible alimentar el para-xileno a la zona de reaccion (28) a una tasa de al menos aproximadamente 10 11000 kilogramos por hora, mas preferiblemente a una tasa en el intervalo de aproximadamente 20000 a aproximadamente 100000 kilogramos por hora y lo mas preferiblemente en el intervalo de 30000 a 80000 kilogramos por hora. La tasa de produccion de acido tereftalico de la columna de burbujas a escala aumentada (20) es preferiblemente de al menos aproximadamente 400 toneladas al dfa, mas preferiblemente al menos aproximadamente 700 toneladas al dfa y lo mas preferiblemente esta en el intervalo de 75 a 3000 toneladas al dfa. 15 Otros parametros de diseno y operativos del reactor de oxidacion de columna de burbujas a escala aumentada (20) pueden ser sustancialmente los mismos que se describen inicialmente con referencia a las FIG. 1-29.

Se ha descubierto que variar el area de seccion transversal horizontal de la zona de reaccion de un reactor de columna de burbujas a lo largo de la altura del reactor puede ayudar a mejorar las dinamicas de flujo de fluido del 20 medio de reaccion, especialmente en el reactor de oxidacion de columna de burbujas a escala aumentado discutido a continuacion. Haciendo referencia ahora a la FIG. 32, en una realizacion de la presente invencion, la carcasa de recipiente (22) del reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) incluye una seccion inferior ancha (23), una seccion superior estrecha (25) y una seccion de transicion (27). Preferiblemente, las secciones inferiores y superiores (23,25) son de forma sustancialmente cilfndrica y estan alineadas a lo largo de un eje vertical central 25 comun. La seccion de transicion (27) puede tener muchas formas adecuadas (p.ej., una forma plana horizontal, una forma elfptica 2:1, una forma hemisferica y demas). Preferiblemente, la seccion de transicion (27) es un miembro generalmente frustoconico que pasa en la carcasa de recipiente (22) de la seccion inferior ancha (23) a la seccion superior estrecha (25). La seccion inferior (23) de la carcasa de recipiente (22) define una zona de reaccion inferior amplia (29). La seccion superior (25) de la carcasa de recipiente (22) define una zona de reaccion superior estrecha 30 (31). La seccion de transicion (27) define una zona de transicion localizada entre las zonas de reaccion inferior y superior (29,31). La zona de reaccion inferior (29), la zona de reaccion superior (31) y la zona de transicion forman cooperativamente la zona de reaccion total del reactor de oxidacion de columna de burbujas (20), que recibe el medio de reaccion multifasico (36).

35 En una realizacion preferida, el area de seccion transversal horizontal maxima del medio de reaccion (36) en la zona de reaccion inferior (29) es al menos aproximadamente un 10 % mayor que el area de seccion transversal minima del medio de reaccion (36) en la zona de reaccion superior (31). Mas preferiblemente, el area de seccion transversal horizontal maxima del medio de reaccion (36) en la zona de reaccion inferior (29) esta en el intervalo de aproximadamente 25 a aproximadamente 210 % mayor que el area de seccion transversal horizontal minima del 40 medio de reaccion (36) en la zona de reaccion superior (31). Lo mas preferiblemente, el area de seccion transversal horizontal maxima del medio de reaccion (36) en la zona de reaccion inferior (29) esta en el intervalo de 35 a 160 % mayor que el area de seccion transversal horizontal minima del medio de reaccion (36) en la zona de reaccion superior (31).

45 Como se ilustra en la FIG. 32, la zona de reaccion inferior (29) tiene un diametro maximo “D" que es mayor que el diametro mfnimo "Du" de la zona de reaccion superior (31). Preferiblemente, Dl es al menos un 5 % mayor que Du. Mas preferiblemente, D1 esta en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 100 % mayor que aproximadamente Du. Lo mas preferiblemente, Di esta en el intervalo de 15 a 50 % mayor que Du. La FIG. 32 ilustra tambien que la zona de reaccion inferior (29) tiene una altura maxima "Li", la zona de reaccion superior (31) tiene 50 una altura maxima "Lu" y la zona de transicion tiene una altura maxima "Lt". Deberfa senalarse que la altura de la porcion del medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion inferior (29) es L1 y la altura de la porcion del medio de reaccion (36) contenida en la zona de transicion es Lt. En una realizacion, la altura de la porcion del medio de reaccion (36) localizada en la zona de reaccion superior (31) es Lu. Sin embargo, en ciertos aspectos, la altura del medio de reaccion (36) en la zona de reaccion superior (31) puede ser menor de Lu. En otros aspectos, la altura total 55 del medio de reaccion (36) puede extenderse por encima del extremo superior (50) de la zona de reaccion superior (31) (es decir, la altura total del medio de reaccion (36) es mayor que la suma de Li mas Lt mas Lu. Preferiblemente, la altura total del medio de reaccion (36) esta dentro de un 50, 25 o 10 % de Lu medida hacia arriba o hacia abajo desde el extremo superior (50) de la zona de reaccion superior (31). Preferiblemente, el reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) tiene una relacion de Li:Lu en el intervalo de aproximadamente 0,05:1 a aproximadamente 60 5:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,1:1 a aproximadamente 2,5:1 y lo mas

preferiblemente en el intervalo de 0,15:1 a 1,5:1. Preferiblemente, el reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) tiene una relacion de Li:Di mayor de aproximadamente 0,5:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 10:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 1,5:1 a 8:1. El reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) tiene preferiblemente una relacion de Lu:Du mayor de aproximadamente 2:1, 5 mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2,5:1 a aproximadamente 20:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 15:1. En una realizacion preferida de la presente invencion, Ll es de al menos aproximadamente 2 metros, mas preferiblemente Li esta en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 50 metros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 6 a 40 metros. Preferiblemente, Lu es de al menos aproximadamente 4 metros, mas preferiblemente esta en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 80 metros y lo mas 10 preferiblemente en el intervalo de 10 a 60 metros. Preferiblemente, Di esta en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 12 metros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3,1 a aproximadamente 10 metros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 9 metros.

La FIG. 32 ilustra tambien que el reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) tiene una seccion de 15 desprendimiento (26) localizada por encima de la seccion de reaccion superior (31). La seccion de desprendimiento (26) define la zona de desprendimiento (30). Como se muestra en la FIG. 32, la zona de desprendimiento (30) tiene una altura maxima “Y” y una anchura maxima “X”. Se prefiere que el reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) tenga una relacion de X:Di en el intervalo de aproximadamente 0,8:1 a aproximadamente 4:1, lo mas preferiblemente en el intervalo de 1,1:1 a 2:1. El reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) tiene 20 preferiblemente una relacion de Lu:Y en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 10:1, lo mas

preferiblemente en el intervalo de 2:1 a 5:1. El reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) tiene

preferiblemente una relacion de Ll:Y en el intervalo de aproximadamente 0,4:1 a aproximadamente 8:1, lo mas

preferiblemente en el intervalo de 0,6:1 a 4:1. La seccion de transicion (27) de la carcasa de recipiente (22) tiene un

diametro maximo "Di" de la seccion inferior adyacente (23) y un diametro mfnimo "Du" de la seccion superior 25 adyacente (25). El reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) tiene preferiblemente una relacion de Lt:Di en el intervalo de aproximadamente 0,05:1 a aproximadamente 5:1, lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,1:1 a 2:1.

El area de seccion transversal horizontal verticalmente variable del reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) ilustrado en la FIG. 32 proporciona la porcion del medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion superior 30 (31) con una mayor velocidad superficial de gas y una mayor retencion de gas que la porcion de medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion inferior (29). Preferiblemente, la velocidad superficial de gas promediada en tiempo de la porcion del medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion superior (31) a media altura del medio de reaccion en la zona de reaccion superior (31) es al menos aproximadamente un 15 % mayor que la velocidad superficial de gas promediada en tiempo de la porcion de medio de reaccion (36) contenida en la zona de 35 reaccion inferior (29) a media altura del medio de reaccion en la zona de reaccion inferior (29). Mas preferiblemente, la porcion de medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion superior (31) tiene una velocidad superficial de gas promediada en tiempo a media altura del medio de reaccion en la zona de reaccion superior (31) que esta en el intervalo de aproximadamente 25 a aproximadamente 210 % mayor que la velocidad superficial de gas promediada en tiempo de la porcion de medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion inferior (29) a 40 media altura del medio de reaccion en la zona de reaccion inferior (29). Lo mas preferiblemente, la velocidad superficial de gas promediada en tiempo de la porcion de medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion superior (31) a media altura del medio de reaccion en la zona de reaccion superior (31) esta en el intervalo de 35 a 160 % mayor que la velocidad superficial de gas promediada en tiempo de la porcion de medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion inferior (29) a media altura del medio de reaccion en la zona de reaccion inferior 45 (29). Preferiblemente, la retencion de gas promediada en tiempo y promediada en volumen de la porcion de medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion superior (31) es de al menos aproximadamente un 4 % mayor que la retencion de gas promediada en tiempo y promediada en volumen de la porcion de medio de reaccion (36) contenida en una zona de reaccion inferior (29). Mas preferiblemente, la retencion de gas promediada en tiempo y promediada en volumen de la porcion de medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion superior (31) esta 50 en el intervalo de aproximadamente 6 a aproximadamente 80 % mayor que la retencion de gas promediada en tiempo y promediada en volumen de la porcion de medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion inferior (29). Lo mas preferiblemente, la retencion de gas promediada en tiempo y promediada en volumen de la porcion de medio de reaccion (36) contenida en la zona de reaccion superior (31) esta en el intervalo de 8 a 70 % mayor que la retencion de gas promediada en tiempo y promediada en volumen de la porcion de medio de reaccion (36) contenida 55 en la zona de reaccion inferior (29).

Aunque la FIG. 32 ilustra un diseno de columna de burbujas de pared lateral cilfndrica de dos etapas muy especffico, deberfa entenderse que muchos otros disenos pueden entrar dentro del ambito de esta realizacion. Por ejemplo, las secciones superior estrecha e inferior ancha del reactor pueden estar formadas por una o mas paredes laterales 60 inclinadas y/o una pluralidad de segmentos de pared lateral de diametro por etapas. En cualquier caso, las

reivindicaciones, no los dibujos, capturan la esencia de esta realizacion.

Como se menciona anteriormente, en ciertos aspectos, puede ser deseable emplear reactores de columna de burbujas mayores para permitir mayores tasas de produccion para un solo reactor. Sin embargo, a medida que 5 aumenta el tamano de los reactores de columna de burbujas, cambia significativamente el comportamiento de flujo de fluido del medio de reaccion multifasico contenido en los mismos del comportamiento de flujo de reactores menores. Se ha descubierto que el cambio del comportamiento de flujo de fluido de reactores de columna de burbujas grandes puede contrarrestarse poniendo en contacto el medio de reaccion multifasico contenido en el reactor de columna de burbujas con superficies verticales adicionales. En consecuencia, las FIG. 33-44 ilustran 10 diversos modos de proporcionar un area superficial vertical adicional en la zona de reaccion de un reactor de columna de burbujas de escala aumentada. Cada uno de los reactores de columna de burbujas ilustrado en las FIG. 33-44 incluye uno o mas miembros internos verticales contenidos en la zona de reaccion del reactor de columna de burbujas. Estos miembros internos verticales se proporcionan ademas de las paredes laterales a presion verticales del reactor. Como se discute anteriormente, el medio de reaccion contenido en el reactor de columna de burbujas 15 tiene una altura maxima "H" y una anchura maxima "W". Se hace referencia en la presente memoria a la anchura minima del medio de reaccion que aparece por encima de una altura de H/5 como "Wmin". En una realizacion preferida de la presente invencion, el area superficial vertical total del reactor de columna de burbujas que entra en contacto con el medio de reaccion es preferiblemente mayor de aproximadamente 3,25WminH, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3,5WminH a aproximadamente 20WminH, todavia mas preferiblemente en el 20 intervalo de aproximadamente 4WminH a aproximadamente 15WminH y lo mas preferiblemente en el intervalo de 5WminH a 10WminH. Esta area superficial vertical total que entra en contacto con el medio de reaccion incluye todas las areas de las superficies verticales, incluyendo las superficies verticales de las paredes laterales del reactor a presion y las superficies verticales de cualquier miembro presente en la zona de reaccion. Como se usa en la presente memoria, el termino “vertical” denota menos de 45 ° de la vertical. Preferiblemente, las superficies 25 verticales que entran en contacto con el medio de reaccion en el reactor de columna de burbujas se extienden a un angulo de 30 ° de la vertical, mas preferiblemente de 15 °C de la vertical, todavia mas preferiblemente de 5 ° de la vertical y lo mas preferiblemente son sustancialmente verticales.

Se prefiere ademas que la cantidad total de area superficial vertical que entra en contacto con el medio de reaccion 30 que es atribuible a miembros internos no a presion sea al menos de un 10 % de la cantidad total de area superficial vertical que entra en contacto con el medio de reaccion que sea atribuible a las paredes celulares a presion del recipiente. Mas preferiblemente, el area superficial vertical expuesta total presentada por los miembros internos y que entra en contacto con el medio de reaccion esta en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 600 % del area superficial vertical expuesta total presentada por las paredes laterales a presion y que entra en 35 contacto con el medio de reaccion, todavia mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 25 a aproximadamente 400 % y lo mas preferiblemente en el intervalo de 35 a 200 %. La presencia de area superficial vertical anadida en la oxidacion de columna de burbujas puede permitir menores relaciones de H:W que las que serfan posibles en un reactor de columna de burbujas convencional que tenga poco o ningun area superficial vertical anadida. Por tanto, se prefiere que la relacion de H:W de un reactor de columna de burbujas que emplea area 40 superficial vertical anadida este en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3,5:1 a aproximadamente 15:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 12:1.

Haciendo ahora referencia a la realizacion ilustrada en las FIG. 33 y 34, el reactor de oxidacion de columna de 45 burbujas (20) puede incluir una sola pared divisoria (33) que se extiende diametralmente desde un lado de la pared lateral (46) al lado contrario de la pared lateral (46). La pared divisoria (33) esta dispuesta por encima del rociador (34), de modo que se introduzca sustancialmente toda la corriente de oxidante por debajo de la parte inferior de la pared divisoria (33). Por tanto, aproximadamente la mitad de la fase gaseosa del medio de reaccion (36), que incluye una porcion no disuelta de la corriente de oxidante, fluye ascendentemente en cada lado de la pared divisoria (33). 50 Preferiblemente, se introduce aproximadamente la mitad de la corriente de alimentacion a traves de la entrada de alimentacion (32a) en un lado de la pared divisoria (33), y se introduce la otra mitad de la corriente de alimentacion a traves de la entrada de alimentacion (32b) en el otro lado de la pared divisoria (33). La altura de la pared divisoria (33) es sustancialmente igual a la altura de la pared lateral cilfndrica (46).

55 La pared divisoria (33) divide la zona de reaccion (28) en aproximadamente dos mitades, estando el medio de reaccion (36) dispuesto en cada lado de la pared divisoria (33). Sustancialmente toda el area superficial vertical del reactor (20) en contacto con el medio de reaccion (36) es atribuible a superficies internas expuestas de la pared lateral (46) y superficies externas expuestas de la pared divisoria (33). Si la pared divisoria (33) no estuviera presente en la zona de reaccion (28), entonces sustancialmente toda el area superficial vertical que entra en 60 contacto con el medio de reaccion (36) serfa atribuible a las paredes laterales (46) de la carcasa de recipiente a

presion (22). La pared divisoria (33) proporciona area superficial adicional que afecta a las dinamicas de flujo de fluido del medio de reaccion (36) y permite aumentar la escala del reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) sin efectos negativos significativos sobre el rendimiento del reactor.

5 Haciendo referencia ahora a la realizacion ilustrada en la FIG. 35, se ilustra un reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) que incluye una pared divisoria truncada (35). La pared divisoria (35) de la FIG. 35 es similar a la pared divisoria (33) de las FIG. 33 y 34; sin embargo, la pared divisoria (35) de la FIG. 35 tiene una altura que es significativamente menor que la altura global del medio de reaccion (36). En la configuracion ilustrada en la FIG. 35, se prefiere introducir sustancialmente toda la corriente de alimentacion y la corriente de oxidante en la zona de 10 reaccion (28) por debajo de la parte inferior de la pared divisoria (35). La parte superior de la pared divisoria (35) esta preferiblemente espaciada a una distancia sustancial de la superficie superior (44) del medio de reaccion (36). En esta configuracion, las dos mitades del medio de reaccion (36) dispuesto a cada lado de la pared divisoria (35) pueden mezclarse entre si por encima y por debajo de la pared divisoria (35).

15 Haciendo referencia ahora a la realizacion ilustrada en las FIG. 36 y 37, el reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) puede incluir una pared divisoria no plana (37) que permite anadir una cantidad sustancial de area superficial vertical al reactor (20) sin requerir una pluralidad de miembros internos adicionales en la zona de reaccion (28). Como las paredes divisorias (33,35) de las FIG. 33-35, la pared divisoria (37) de las FIG. 36 y 37 esta acoplada con y se extiende entre superficies de pared lateral interna diametralmente opuestas de la pared lateral (46).

20

En la realizacion ilustrada en las FIG. 38 y 39, el reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) incluye un miembro interno vertical (41) que tiene una configuracion generalmente en forma de X. Los bordes verticales externos del miembro interno (41) estan espaciados hacia dentro de las superficies internas de la pared lateral (46), de modo que el medio de reaccion (36) pueda fluir entre los cuadrantes parciales definidos por el miembro interno en 25 forma de X (41). Las diversas superficies verticales externas expuestas del miembro interno (71) anaden una cantidad significativa de area superficial que entra en contacto con el medio de reaccion (36).

Las FIG. 40-42 ilustran una realizacion en que se divide una porcion de la zona de reaccion (28) en 4 cuadrantes verticales a traves del miembro interno (53), mientras que se divide otra porcion de la zona de reaccion (28) en 8 30 secciones en forma de cuna verticales a traves del miembro interno (55). Como se ilustra en la FIG. 40, la zona de reaccion (28) se alterna verticalmente entre la division en 4 cuadrantes verticales con el miembro interno (53) y 8 secciones en forma de cuna verticales a traves del miembro interno (55).

Haciendo referencia ahora a las FIG. 43 y 44, se ilustra un reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) que 35 incluye una pluralidad de miembros internos en forma generalmente helicoidal (61a,b,c,d) y un miembro divisor en forma de X vertical (63) dispuesto por encima de los miembros helicoidales (61). Los miembros helicoidales (61) presentan superficies externas inclinadas que inducen un patron de flujo giratorio en la porcion de flujo ascendente del medio de reaccion (36). Se prefiere que la direccion de la inclinacion de los miembros helicoidales (61) sea tal que los miembros helicoidales adyacentes (61) causen el giro del medio de reaccion (36) en direcciones 40 generalmente opuestas. Por tanto, si el miembro helicoidal (61) causa que un medio de reaccion de vueltas en direccion horaria a medida que el medio de reaccion (36) se eleva en la zona de reaccion (28), el miembro helicoidal (61b) (dispuesto inmediatamente por encima del miembro helicoidal (61a)) causa que el medio de reaccion de movimiento ascendente (36) gire de forma antihoraria. El miembro divisor interno vertical (93) anade area superficial vertical adicional al reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) y puede funcionar tambien minimizando el 45 giro/turbulencia del medio de reaccion (36) a medida que se eleva la fase gaseosa hacia la superficie superior (44) del medio de reaccion (36).

Independientemente de cual configuracion ilustrada en las FIG. 33-44 se emplee en el reactor de oxidacion de columna de burbujas (20), se prefiere introducir la corriente de oxidante y la corriente de alimentacion en la zona de 50 reaccion (28) de tal manera que se introduzca una porcion sustancial del oxfgeno molecular y del compuesto oxidable en la zona de reaccion (28) por debajo de una porcion significativa del miembro o miembros internos verticales. Preferiblemente, al menos aproximadamente un 50 % en peso de todo el oxfgeno molecular y el compuesto oxidable introducidos en la zona de reaccion (28) entra en la zona de reaccion (28) por debajo de al menos un 50 % del area superficial externa expuesta vertical del miembro o miembros internos, mas preferiblemente 55 al menos aproximadamente un 75 % en peso del oxfgeno molecular y del compuesto oxidable entran en la zona de reaccion por debajo de al menos un 50 % del area superficial externa expuesta vertical del miembro o miembros internos, todavfa mas preferiblemente al menos aproximadamente un 90 % en peso del oxfgeno molecular y el compuesto oxidable entran en la zona de reaccion por debajo de al menos un 50 % del area superficial externa expuesta vertical del miembro o miembros internos y lo mas preferiblemente sustancialmente todo el oxfgeno 60 molecular y el compuesto oxidable entran en la zona de reaccion por debajo de al menos un 50 % del area

superficial externa expuesta vertical del miembro o miembros internos. Ademas, se prefiere introducir la corriente de oxidante y la corriente de alimentacion de manera tal que una porcion sustancial de la fase gaseosa del medio de reaccion (36) fluya ascendentemente en todos los lados del area superficial externa expuesta adicional proporcionada por el miembro o miembros internos. Se prefiere ademas introducir las corrientes de oxidante y 5 alimentacion en la zona de reaccion (28) de acuerdo con los esquemas de distribucion radial y azimutal descritos anteriormente.

Aunque ciertos reactores de oxidacion de la tecnica anterior pueden emplear superficies de intercambio de calor que entran en contacto con el medio de reaccion de manera similar a la del miembro o miembros internos descritos en la 10 presente memoria, deberfa senalarse que es indeseable que el miembro o miembros internos proporcionen ningun grado significativo de calentamiento o enfriamiento al medio de reaccion. Por tanto, se prefiere que el flujo de calor de las superficies verticales expuestas (es decir, que entran en contacto con el medio de reaccion) del miembro o miembros internos descritos en la presente memoria sea menor de aproximadamente 30000 vatios por metro cuadrado.

15

Las FIG. 45-53 ilustran realizaciones en que el reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) esta equipado con uno o mas deflectores que entran en contacto con el medio de reaccion multifasico (36) para facilitar la oxidacion mejorada con una formacion minima de impurezas. Los deflectores son especialmente utiles en los disenos de reactor de columna de burbujas a escala aumentada descritos anteriormente. En cada uno de los reactores de 20 columna de burbujas con deflectores (20) ilustrados en las FIG. 45-53, se prefiere que el deflector o deflectores tengan un area abierta en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 90 %. Como se usa en la presente memoria, el area abierta porcentual de un deflector significa el porcentaje minimo de area de seccion transversal horizontal de una zona de reaccion que esta abierta (es decir, no rellenada por la estructura del deflector) en la localizacion vertical del deflector. Mas preferiblemente, el area abierta del deflector o deflectores ilustrados en 25 las FIG. 45-53 esta en el intervalo de aproximadamente 25 a aproximadamente 75 %, lo mas preferiblemente en el intervalo de 35 a 65 %.

Es un rasgo significativo de los deflectores ilustrados en las FIG. 45-53 la capacidad de los deflectores de resistir la incrustacion. Como se menciona anteriormente, el reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) se emplea 30 preferiblemente en la precipitacion del servicio de oxidacion, donde se forman solidos en el medio de reaccion (36) durante la oxidacion. Los deflectores que tienen una cantidad significativa de area superficial plana orientada hacia arriba casi horizontal tienden a la incrustacion en un reactor que opera en condiciones de precipitacion. Cuando los deflectores se incrustan, se acumulan solidos en las superficies orientadas hacia arriba de los deflectores y, a medida que aumenta la cantidad de solidos depositada sobre los deflectores, pueden desalojarse trozos de solidos 35 precipitados de los deflectores y caer hacia la parte inferior del reactor. Estos trozos de solidos desalojados pueden acumularse en la parte inferior del reactor y pueden causar una serie de problemas incluyendo, por ejemplo, la inhibicion de la descarga de suspension de la parte inferior del reactor.

En vista de lo anterior, se prefiere en una realizacion que el deflector o deflectores empleados en el reactor de 40 oxidacion de columna de burbujas (20) no presente superficies externas planas orientadas hacia arriba (p.ej., el deflector puede construirse a partir de materiales de tuberia que tienen una seccion transversal circular). A menos que se defina de otro modo en la presente memoria, una superficie orientada hacia arriba es una superficie que tiene un vector normal que sobresale por encima de la horizontal. En otra realizacion, puede utilizarse una pequena cantidad de superficies sustancialmente planas a condicion de que menos de aproximadamente un 50 % del area 45 superficial externa expuesta orientada hacia arriba total (es decir, que entran en contacto con el medio de reaccion (36)) del deflector o deflectores sea atribuible a superficies sustancialmente planas inclinadas menos de 30 ° o 20 ° o incluso 10 ° de la horizontal. Mas preferiblemente, menos de aproximadamente un 35 % del area superficial externa expuesta orientada hacia arriba total del deflector o deflectores es atribuible a superficies planas inclinadas menos de 30° o 20° o incluso 10 ° de la horizontal. Lo mas preferiblemente, menos de un 25 % del area superficial externa 50 expuesta orientada hacia arriba total del deflector o deflectores es atribuible a superficies sustancialmente planas inclinadas menos de 30 ° o 20 ° o incluso 10 ° de la horizontal. Se prefiere ademas que las superficies externas expuestas orientadas hacia arriba del deflector o deflectores tengan un acabado sustancialmente liso para resistir adicionalmente la incrustacion. Preferiblemente, al menos una porcion sustancial de las superficies externas expuestas orientadas hacia arriba del deflector o deflectores tiene una rugosidad superficial de menos de 55 aproximadamente 125 micrometros de RMS, mas preferiblemente menos de aproximadamente 64 micrometros de RMS y lo mas preferiblemente menos de 32 micrometros de RMS. Los acabados electropulimentados y acabados con molino rotatorio “2B” lisos son particularmente utiles.

Ademas del diseno no incrustante del deflector o deflectores ilustrado en las FIG. 45-53, se prefiere que el deflector 60 o deflectores esten apropiadamente espaciados de los extremos superior e inferior del medio de reaccion (36) para

proporcionar una efectividad optimizada. En una realizacion preferida de la presente invencion, el deflector o deflectores estan espaciados al menos 0,5W y/o 0,05H de ambos extremos superior e inferior del medio de reaccion (36), donde “W” es la anchura maxima del medio de reaccion (36) y "H" es la altura maxima del medio de reaccion (36). Mas preferiblemente, el deflector o deflectores estan espaciados al menos 1W y/o 0,1H de ambos extremos 5 superior e inferior del medio de reaccion (36). Lo mas preferiblemente, el deflector o deflectores estan espaciados al menos 1,5W y/o 0,15H de ambos extremos superior e inferior del medio de reaccion (36). La presencia de un deflector o deflectores en el reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) puede permitir relaciones de H:W menores que las que serfan posibles en reactores sin deflectores similares. Por tanto, se prefiere que la relacion de H:W de reactor de columna de burbujas con deflector este en el intervalo de aproximadamente 3:1 a 10 aproximadamente 20:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3,5:1 a aproximadamente 15:1 y lo mas preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 12:1.

Haciendo referencia ahora a las FIG. 45-47 en detalle, se ilustra que el reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) incluye una pluralidad de deflectores espaciados verticalmente (71a,b,c,d). Preferiblemente, el reactor de 15 oxidacion de columna de burbujas (20) incluye en el intervalo de 2 a 20 deflectores espaciados verticalmente, lo mas preferiblemente de 3 a 8 deflectores espaciados verticalmente. Preferiblemente, cada deflector (71) comprende una pluralidad de miembros deflectores individuales alargados (73). En esta realizacion, cada miembro deflector individual (73) presenta una superficie externa expuesta sustancialmente cilfndrica que entra en contacto con el medio de reaccion (36). En la realizacion ilustrada en las FIG. 45-47, se giran los deflectores (71a,b,c,d) entre si para 20 que los miembros deflectores individuales (73) de deflectores adyacentes (71) se extiendan sustancialmente perpendiculares entre si.

Haciendo referencia ahora a las FIG. 48-50 con detalle, se ilustran deflectores alternativos (81a,b,c,d) que comprenden una pluralidad de miembros deflectores individuales alargados (83). En esta realizacion, cada miembro 25 deflector (83) esta formado por un miembro de seccion en L y presenta una superficie externa expuesta orientada hacia arriba generalmente en forma de V invertida. La configuracion de las superficies externas expuestas de los miembros deflectores individuales (83) ayuda a prevenir la incrustacion con los solidos que precipitan en el medio de reaccion (36). El numero, espaciado y orientacion de los miembros deflectores de hierro en escuadra (83) pueden ser sustancialmente iguales a los descritos anteriormente para miembros deflectores cilfndricos (73) de las FIG. 4530 47.

Haciendo referencia ahora a las FIG. 51-53 con detalle, se ilustra un reactor de oxidacion de columna de burbujas (20) que incluye un unico deflector monolftico (91) que tiene generalmente la forma de dos conos verticales que se extienden enfrentados (93a,b) unidos por su base. La pendiente de la superficie externa orientada hacia arriba 35 expuesta del deflector monolftico (91) ayuda a prevenir la incrustacion del deflector (91) con los solidos que precipitan en el medio de reaccion (36).

Las diversas configuraciones de deflector ilustradas en las FIG. 45-53 son solo ejemplares, y muchas otras configuraciones de deflector pueden entrar dentro del ambito de la presente invencion. Deberfa senalarse tambien 40 que las configuraciones de deflector ilustradas en las FIG. 45-53 pueden usarse en combinacion.

Aunque ciertos reactores de oxidacion de la tecnica anterior pueden emplear tubos de intercambio de calor que entran en contacto con el medio de reaccion de manera similar a la del deflector o deflectores descritos en la presente memoria, deberfa senalarse que es indeseable que el deflector o deflectores proporcionen ningun grado 45 significativo de calentamiento o enfriamiento al medio de reaccion. Por tanto, se prefiere que el flujo de calor de las superficies externas expuestas (es decir, que entran en contacto con el medio de reaccion) de los deflectores descritos en la presente memoria sea menor de aproximadamente 30000 vatios por metro cuadrado.

Haciendo referencia de nuevo a las FIG. 1-53, se lleva a cabo preferiblemente la oxidacion en un reactor de columna 50 de burbujas (20) en condiciones que son marcadamente diferentes, de acuerdo con las realizaciones preferidas divulgadas en la presente memoria, a los reactores de oxidacion convencionales. Cuando se usa un reactor de columna de burbujas (20) para llevar a cabo la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a acido tereftalico bruto (CTA) de acuerdo con realizaciones preferidas divulgadas en la presente memoria, los perfiles espaciales de la intensidad de reaccion local, de la intensidad de evaporacion local y de la temperatura local combinados con los 55 patrones de flujo lfquido dentro del medio de reaccion y las temperaturas de oxidacion relativamente bajas preferidas, contribuyen a la formacion de partfculas de CTA que tienen propiedades unicas y ventajosas.

Las FIG. 54A y 54B ilustran las partfculas de CTA basicas producidas de acuerdo con una realizacion de la presente invencion. La FIG. 54A muestra las partfculas de CTA basicas a 500 aumentos, mientras que la FIG. 54B se centra 60 en una de las partfculas de CTA basicas y muestra esa partfcula a 2000 aumentos. Como quizas se ilustra mejor en

la FIG. 54B, cada partfcula de CTA basica esta formada tfpicamente por un gran numero de subpartfculas de CTA aglomeradas pequenas, dando asf a la partfcula de CTA basica un area superficial relativamente alta, alta porosidad, baja densidad y buena solubilidad. Las partfculas de CTA basicas tienen tfpicamente un tamano medio de partfcula en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 150 micrometros, mas preferiblemente en el intervalo de 5 aproximadamente 30 a aproximadamente 120 micrometros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 40 a 90 micrometros. Las subpartfculas de CTA tienen tfpicamente un tamano medio de partfcula en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 30 micrometros, mas preferiblemente de aproximadamente 1 a aproximadamente 15 micrometros y lo mas preferiblemente en el intervalo de 2 a 5 micrometros. El area superficial relativamente alta de las partfculas de CTA basicas ilustradas en las FIG. 54A y 54B puede cuantificarse usando un 10 procedimiento de medida del area superficial de Braunauer-Emmett-Teller (BET). Preferiblemente, las partfculas de CTA basicas tienen una superficie de BET media de al menos aproximadamente 0,6 metros cuadrados por gramo (m2/g). Mas preferiblemente, las partfculas de CTA basicas tienen un area superficial de BET media en el intervalo de aproximadamente 0,8 a aproximadamente 4 m2/g. Lo mas preferiblemente, las partfculas de CTA basicas tienen un area superficial de BET media en el intervalo de aproximadamente 0,9 a 2 m2/g. Las propiedades ffsicas (p.ej., 15 tamano de partfcula, area superficial de BET, porosidad y solubilidad) de las partfculas de CTA basicas formadas mediante 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, como se describe con mas detalle a continuacion con respecto a la FlG. 57.

Los valores de tamano medio de partfcula proporcionados anteriormente se determinaron usando microscopia de luz polarizada y analisis de imagenes. El equipo empleado en el analisis del tamano de partfcula inclufa un microscopio optico Nikon E800 con un objetivo 4x Plan Flour N.A. 0,13, una camara digital Spot RT™ y un ordenador personal que ejecuta el software de analisis de imagenes Image Pro Plus™ V4.5.0.19. Este procedimiento de analisis del tamano de partfcula inclufa las siguientes etapas principales: (1) dispersar los polvos de CTA en aceite mineral; (2) preparar un portaobjetos/cubreobjetos de microscopio de la dispersion; (3) examinar el portaobjetos usando microscopio de luz polarizada (condiciones polarizadas cruzadas, las partfculas aparecen como objetos brillantes en un fondo negro); (4) capturar diferentes imagenes para cada preparacion de muestra (tamano de campo= 3 x 2,25 mm; tamano de pfxel= 1,84 micrometros/pfxel); (5) efectuar el analisis de imagenes con el software Image Pro Plus™; (6) exportar las medidas de partfcula a una hoja de calculo y (7) efectuar la caracterizacion estadfstica en la hoja de calculo. La etapa (5) de "efectuar el analisis de imagenes con el software Image Pro Plus™” inclufa las subetapas de: (a) fijar el umbral de imagen para detectar partfculas blancas en fondo oscuro; (b) crear una imagen binaria; (c) ejecutar un filtro abierto de un solo paso para filtrar el ruido de pixel; (d) medir todas las partfculas en la imagen y (e) resenar el diametro medio medido para cada partfcula. El software Image Pro Plus™ define el diametro medio de partfculas individuales como la longitud media numerica de diametros de partfcula medidos a intervalos de 2 grados y pasando a traves del centroide de la partfcula. La etapa 7 de "efectuar la caracterizacion estadfstica en la hoja de calculo” comprende calcular el tamano medio de partfcula ponderado en volumen como sigue. Se calcula el volumen de cada una de las n partfculas en una muestra como si fueran esfericas usando n/6 di ; multiplicando el volumen de cada partfcula por su diametro para encontrar n/6di4; sumando para todas las partfculas de la muestra los valores de n/6d4; sumando los volumenes de todas las partfculas de la muestra y calculando el diametro de partfcula ponderado en volumen como la suma en las n partfculas de la muestra de (n/6di4) dividida entre la suma en las n partfculas de la muestra de (n/6di3). Como se usa en la presente memoria, “tamano medio de partfcula” hace referencia al tamano medio de partfcula ponderado en volumen determinado de acuerdo con el procedimiento de prueba descrito anteriormente, y se hace tambien referencia como D(4,3).

45

Ademas, la etapa 7 comprende encontrar los tamanos de partfcula para los que diversas fracciones del volumen de muestra total son menores. Por ejemplo, D(v,0,1) es el tamano de partfcula para el que el 10 % del volumen de muestra total es menor y el 90 % es mayor; D(v0,5) es el tamano de partfcula para el que la mitad del volumen de 50 muestra es mayor y la mitad es menor; D(v,0,9) es el tamano de partfcula para el que el 90 % del volumen de muestra total es menor y asf. Ademas, la etapa 7 comprende calcular el valor de D(v,0,9) menos D(v,0,1), a lo que se hace referencia en la presente memoria como “dispersion del tamano de partfcula”; y la etapa 7 comprende calcular el valor de la dispersion del tamano de partfcula dividida entre D(4,3), lo que se define en la presente

imagen1

20

25

30

35

40

memoria como “dispersion relativa del tamano de partfcula".

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

15

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

___P___= 1 | C-lf

Va(Po 'P) VmC+ VmC { Po )

25

donde Va es el volumen de gas adsorbido por la muestra a P, Vm es el volumen de gas necesario para cubrir toda la superficie de la muestra con una monocapa de gas y C es una constante. A partir de esta grafica, se determinaron Vm y C. Vm se convirtio entonces en un area superficial usando el area de seccion transversal del nitrogeno a 77 °K 30 por:

imagen2

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

35

Como se alude anteriormente, el CTA producido de acuerdo con una realizacion de la presente invencion exhibe propiedades de disolucion superiores frente al CTA convencional elaborado mediante otros procesos. Esta tasa de disolucion mejorada permite purificar el CTA de la invencion mediante procesos mas eficientes y/o mas efectivos. La siguiente descripcion aborda la manera en que puede cuantificarse la tasa de disolucion de CTA.

40

La tasa de disolucion de una cantidad conocida de solidos en una cantidad conocida de disolvente en una mezcla agitada puede medirse mediante diversos protocolos. Como se usa en la presente memoria, se define como sigue un procedimiento de medida llamado “la prueba de disolucion cronometrada”. Se usa una presion ambiental de aproximadamente 0,1 megapascales a lo largo de la prueba de disolucion cronometrada. La temperatura ambiental 45 usada a lo largo de la prueba de disolucion cronometrada es de aproximadamente 22 °C. Ademas, los solidos, disolvente y todos los aparatos de disolucion estan totalmente equilibrados termicamente a esta temperatura antes de empezar la prueba y no hay un calentamiento ni enfriamiento apreciables del vaso de precipitados ni sus contenidos durante el periodo de tiempo de disolucion. Se pone una porcion de disolvente de pureza analftica de HPLC reciente tetrahidrofurano (>99,9 % de pureza), de aquf en adelante THF, que pesa 250 gramos en un vaso de 50 precipitados de vidrio KIMAX de 400 mililitros alto limpio (Kimble® numero de pieza 14020, Kimble/Kontes, Vineland, NJ), que no esta aislado, es de lados lisos y generalmente de forma cilfndrica. Se pone en el vaso de precipitados

una barra agitadora magnetica recubierta con teflon (VWR numero de pieza 58948-230, de aproximadamente 1 pulgada de largo con 3/8 de pulgada de diametro, seccion transversal octagonal, VWR International, West Chester, PA 19380), donde se deposita naturalmente en el fondo. Se agita la muestra usando un agitador magnetico Variomag® multipoint 15 (H&P Labortechnik AG, Oberschleissheim, Alemania) a un nivel de 800 revoluciones por 5 minuto. Esta agitacion empieza no mas de 5 minutos antes de la adicion de solidos y continua estacionariamente durante al menos 30 minutos despues de anadir los solidos. Se pesa una muestra solida de partfculas de TPA bruto o purificado que asciende a 250 miligramos en un platillo de pesada de muestra no adhesivo. Al tiempo de inicio designado como t= 0, se vierten los solidos pesados a la vez en el THF agitado y se pone en marcha simultaneamente el cronometro. Si se hace apropiadamente, el THF humedece muy rapidamente los solidos y forma 10 una suspension diluida bien agitada al cabo de 5 segundos. Subsiguientemente, se obtienen muestras de esta mezcla a los siguientes tiempos, medidos en minutos, desde t= 0: 0,08, 0,25, 0,50, 0,75, 1,00, 1,50, 2,00, 2,50, 3,00, 4,00, 5,00, 6,00, 8,00, 10,00, 15,00 y 30,00. Se extrae cada muestra pequena de la mezcla diluida bien agitada usando una jeringuilla desechable nueva (Becton, Dickinson and Co, 5 mililitros, REF 30163, Franklin Lakes, NJ 07417). Inmediatamente despues de la extraccion del vaso de precipitados, se descargan rapidamente 15 aproximadamente 2 mililitros de muestra lfquida transparente a traves de un filtro de jeringuilla nuevo no usado (25 mm de diametro, 0,45 micrometros, Gelman GHP Acrodisc GF®, Pall Corporation, East Hills, NY 11548) en un vial de muestra de vidrio nuevo marcado. La duracion de cada relleno de jeringuilla, colocacion del filtro y descarga en un vial de muestra es correctamente menor de aproximadamente 5 segundos, y este intervalo se inicia y termina apropiadamente dentro de 3 segundos por encima o por debajo de cada tiempo de muestreo diana. Al cabo de 20 aproximadamente 5 minutos de cada relleno, se cierran los viales de muestra y se mantienen a temperatura aproximadamente constante hasta efectuar los analisis qufmicos siguientes. Despues de tomar la muestra final a un tiempo de 30 min despues de t= 0, se analiza en las 16 muestras la cantidad de TPA disuelto usando el procedimiento HPLC-DAd, generalmente como se describe en otro lugar de esta divulgacion. Sin embargo, en la presente prueba, los patrones de calibracion y los resultados resenados estan basados ambos en los miligramos de 25 TPA disuelto por gramo de disolvente THF (de aquf en adelante, “ppm en THF”). Por ejemplo, si los 250 miligramos de solidos fueran TPA muy puro y si se disolviera totalmente toda esta cantidad en los 250 gramos de disolvente THF antes de tomar una muestra particular, la concentracion medida correctamente serfa de aproximadamente 1000 ppm en THF.

30 Cuando el CTA de acuerdo con la presente invencion se somete a la prueba de disolucion cronometrada descrita anteriormente, se prefiere que una muestra tomada 1 minuto despues de t= 0 se disuelva a una concentracion de al menos aproximadamente 500 ppm en THF, mas preferiblemente a al menos 600 ppm en THF. Para una muestra tomada 2 minutos despues de t= 0, se prefiere que el CTA de acuerdo con la actual invencion se disuelva a una concentracion de al menos aproximadamente 700 ppm en THF, mas preferiblemente al menos a 750 ppm en THF. 35 Para una muestra tomada 4 min despues de t= 0, se prefiere que el CTA de acuerdo con la actual invencion se disuelva a una concentracion de al menos aproximadamente 840 ppm en THF, mas preferiblemente al menos a 880 ppm en THF.

Los inventores han encontrado que un modelo de crecimiento exponencial negativo relativamente sencillo es util 40 para describir la dependencia temporal de todo el conjunto de datos de una prueba de disolucion cronometrada completa, a pesar de la complejidad de las muestras de partfculas y del proceso de disolucion. La forma de la ecuacion, de aquf en adelante “modelo de disolucion cronometrada” es como sigue:

imagen3

45

donde

T= tiempo en unidades de minutos;

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

50 A, B= constantes de regresion en unidades de ppm en THF, donde A se refiere en su mayor parte a la disolucion rapida de las partfculas menores a tiempos muy cortos, y donde la suma de A + B se refiere en su mayor parte a la cantidad total de disolucion cerca del final del periodo de prueba especificado; y C= una constante de tiempo de regresion en unidades de minutos recfprocos.

55 Las constantes de regresion se ajustan para minimizar la suma de los cuadrados de los errores entre los puntos de datos reales y los correspondientes valores del modelo, llamandose dicho procedimiento comunmente un ajuste “de mfnimos cuadrados”. Es un paquete de software preferido para ejecutar esta regresion de datos JMP version 5.1.2 (SAS Institute Inc., JMP Software, SAS Campus Drive, Cary, NC 27513).

Cuando se prueba el CTA de acuerdo con la presente invencion con la prueba de disolucion cronometrada y se ajusta al modelo de disolucion cronometrada anterior, se prefiere que el CTA tenga una constante temporal “C” mayor de aproximadamente 0,5 minutos recfprocos, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,6 minutos 5 recfprocos y lo mas preferiblemente mayor de 0,7 minutos recfprocos.

Las FIG. 55A y 55B ilustran una partfcula de CTA convencional elaborada por un proceso de oxidacion convencional a alta temperatura en un reactor continuo de tanque agitado (CSTR). La FIG. 55A muestra la partfcula de CTA convencional a 500 aumentos, mientras que la FIG. 55B se centra en y muestra la partfcula de CTA a 2000 10 aumentos. Una comparacion visual de las partfculas de CTA de la invencion ilustradas en las FIG. 54A y 54B y la partfcula de CTA convencional ilustrada en las FIG. 55A y 55B muestra que la partfcula de CTA convencional tiene una mayor densidad, menor area superficial, menor porosidad y mayor tamano de partfcula que las partfculas de CTA de la invencion. De hecho, el CTA convencional representado en las FIG. 55A y 55B tiene un tamano medio de partfcula de aproximadamente 205 micrometros y un area superficial de BET de aproximadamente 0,57 m2/g.

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La FIG. 56 ilustra un proceso convencional para elaborar acido tereftalico purificado (PTA). En el proceso de PTA convencional, se oxida parcialmente para-xileno en un reactor de oxidacion a alta temperatura agitado mecanicamente (700). Se extrae una suspension que comprende CTA del reactor (700) y se purifica entonces en un sistema de purificacion (702). El producto PTA del sistema de purificacion (702) se introduce en un sistema de 20 separacion (706) para la separacion y el secado de las partfculas de PTA. El sistema de purificacion (702) representa una gran porcion de los costes asociados a la produccion de partfculas de PTA por procedimientos convencionales. El sistema de purificacion (702) incluye generalmente un sistema de adicion/intercambio de agua (708), un sistema de disolucion (710), un sistema de hidrogenacion (712) y tres recipientes de cristalizacion separados (704a,b,c). En el sistema de adicion/intercambio de agua (708), se desplaza una porcion sustancial de la 25 solucion madre con agua. Despues de la adicion de agua, se introduce la suspension de agua/CTA en el sistema de disolucion (710) donde se calienta la mezcla de agua/CTA hasta que las partfculas de CTA se disuelven completamente en el agua. Despues de la disolucion de CTA, se somete la solucion de CTA en agua a hidrogenacion en el sistema de hidrogenacion (712). El efluente hidrogenado del sistema de hidrogenacion (712) se somete entonces a tres etapas de cristalizacion en los recipientes de cristalizacion (704a,b,c), seguido de separacion 30 de PTA en los sistemas de separacion (706).

La FIG. 57 ilustra un proceso mejorado para producir PTA empleando un reactor de oxidacion de columna de burbujas (800). Se extrae una suspension inicial que comprende partfculas de CTA solidas y una solucion madre lfquida del reactor (800). Tfpicamente, la suspension inicial puede contener en el intervalo de aproximadamente 10 a 35 aproximadamente 50 % en peso de partfculas de CTA solidas, siendo el resto solucion madre lfquida. Las partfculas de CTA solidas presentes en la suspension inicial contienen tfpicamente al menos aproximadamente 400 ppmp de 4- carboxibenzaldehfdo (4-CBA), mas tfpicamente al menos aproximadamente 800 ppmp de 4-CBA y lo mas tfpicamente en el intervalo de 1000 a 15000 ppmp de 4-CBA. La suspension inicial extrafda del reactor (800) se introduce en un sistema de purificacion (802) para reducir la concentracion de 4-CBA y otras impurezas presentes en 40 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 solidas mas puras que comprenden menos de aproximadamente 400 ppmp de 4-CBA, mas preferiblemente menos de aproximadamente 250 ppmp de 4-CBA y lo mas preferiblemente en el intervalo de 10 a 200 ppmp de 4-CBA.

45 El sistema de purificacion (802) del sistema de produccion de PTA ilustrado en la FIG. 57 proporciona una serie de ventajas frente al sistema de purificacion (802) de la tecnica anterior ilustrado en la FIG. 56. Preferiblemente, el sistema de purificacion (802) incluye generalmente un sistema de intercambio de solucion (806), un digestor (808) y un unico cristalizador (810). En el sistema de intercambio de solucion (806), se reemplaza al menos aproximadamente un 50 % en peso de la solucion madre presente en la suspension inicial por un disolvente de 50 reemplazo reciente para proporcionar asf una suspension de disolvente intercambiado que comprende partfculas de CTA y el disolvente de reemplazo. Se introduce la suspension de disolvente intercambiado que sale del sistema de intercambio de solucion (806) en el digestor (o reactor de oxidacion secundaria) (808). En el digestor (808), se efectua una reaccion de oxidacion secundaria a temperaturas ligeramente mayores que las usadas en la reaccion de oxidacion inicial/primaria llevada a cabo en el reactor de columna de burbujas (800). Como se discute anteriormente, 55 el alta area superficial, pequeno tamano de partfcula y baja densidad de las partfculas de CTA producidas en el reactor (800) causan que ciertas impurezas atrapadas en las partfculas de CTA se vuelvan disponibles para oxidacion en el digestor (808) sin requerir la disolucion completa de las partfculas de CTA en el digestor (808). Por tanto, la temperatura en el digestor (808) puede ser menor que en muchos procesos similares de la tecnica anterior. La oxidacion secundaria llevada a cabo en el digestor (808) reduce preferiblemente la concentracion de 4-CBA en el 60 CTA en al menos 200 ppmp, mas preferiblemente al menos aproximadamente 400 ppmp y lo mas preferiblemente

en el intervalo de 600 a 6000 ppmp. Preferiblemente, la temperatura de oxidacion secundaria en el digestor (808) es al menos aproximadamente 10 °C mayor que la temperatura de oxidacion primaria en el reactor de columna de burbujas (800), mas preferiblemente de aproximadamente 20 a aproximadamente 80 °C mayor que la temperatura de oxidacion primaria en el reactor (800) y lo mas preferiblemente de 30 a 50 °C mayor que la temperatura de 5 oxidacion primaria en el reactor (800). La temperatura de oxidacion secundaria esta preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 160 a aproximadamente 240 °C, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 180 a aproximadamente 220 °C y lo mas preferiblemente en el intervalo de 190 a 210 °C. El producto purificado del digestor (808) requiere solo una unica etapa de cristalizacion en el cristalizador (810) antes de la separacion en el sistema de separacion (804). Se discuten las tecnicas de oxidacion secundaria/digestion adecuadas con mas detalle 10 en la sol. de pat. de EE.UU. n° de pub. 2005/0065373.

El acido tereftalico (p.ej., PTA) producido por el sistema ilustrado en la FIG. 57 esta formado preferiblemente por partfculas de PTA que tienen un tamano medio de partfcula de al menos aproximadamente 40 micrometros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 50 a aproximadamente 2000 micrometros y lo mas 15 preferiblemente en el intervalo de 60 a 200 micrometros. Las partfculas de PTA tienen preferiblemente un area superficial media de BET menor de aproximadamente 0,25 m2/g, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0,005 a aproximadamente 0,2 m2/g y lo mas preferiblemente en el intervalo de 0,01 a 0,18 m2/g. El PTA producido por el sistema ilustrado en la FIG. 57 es adecuado para uso como materia prima en la elaboracion de PET. Tfpicamente, el PET se elabora mediante la esterificacion de tereftalico con etilenglicol, seguida de 20 policondensacion. Preferiblemente, se emplea el acido tereftalico producido por una realizacion de la presente invencion como alimentacion al proceso de PET en reactor tubular descrito en la solicitud de patente de EE.UU. n° de serie 10/013318, presentada el 7 de diciembre de 2001.

Las partfculas de CTA con la morfologfa preferida divulgadas en la presente memoria son particularmente utiles en 25 el proceso de digestion oxidativa descrito anteriormente para la reduccion del contenido de 4-CBA. Ademas, estas partfculas de CTA preferidas proporcionan ventajas en un amplio intervalo de otros procesos posteriores que implican la disolucion y/o reaccion qufmica de las partfculas. Estos procesos posteriores adicionales incluyen, pero sin limitacion tambien, la reaccion con al menos un compuesto que contiene hidroxilo formando compuestos de ester, especialmente la reaccion de CTA con metanol formando tereftalato de dimetilo y esteres impurezas; la 30 reaccion con al menos un diol formando compuestos de ester monomericos y/o polimericos, especialmente la reaccion de CTA con etilenglicol formando poli(tereftalato de etileno) (PET) y la disolucion total o parcial en disolventes incluyendo, pero sin limitacion tambien, agua, acido acetico y N-metil-2-pirrolidona, que puede incluir procesamiento adicional incluyendo, pero sin limitacion tambien, reprecipitacion de un acido tereftalico mas puro y/o reduccion qufmica selectiva de grupos carbonilo distintos de los grupos acido carboxflico. Esta incluida en particular 35 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 inventores contemplan tambien que las partfculas de CTA que tienen las propiedades preferidas divulgadas en la presente memoria pueden producirse a partir de partfculas de CTA no conformes a las propiedades preferidas 40 divulgadas en la presente memoria (partfculas de CTA no conformes) mediante medios que incluyen, pero sin limitacion tambien, trituracion mecanica de partfculas de CTA no conformes y disolucion total o parcial de las partfculas de CTA no conformes seguida de reprecipitacion total o parcial.

De acuerdo con una realizacion, se proporciona un proceso para oxidar parcialmente un compuesto aromatico 45 oxidable hasta uno o mas tipos de acido carboxflico aromatico, donde la pureza de la porcion de disolvente de la alimentacion (es decir, la “alimentacion de disolvente”) y la pureza de la porcion de compuesto oxidable de la alimentacion (es decir, la “alimentacion de compuesto oxidable”) estan controladas dentro de ciertos intervalos especificados a continuacion. Junto con otras realizaciones de la presente invencion, esto posibilita controlar la pureza de la fase lfquida y, si esta presente, la fase solida y la fase en suspension combinadas (es decir, solido mas 50 lfquido) del medio de reaccion en ciertos intervalos preferidos, resumidos a continuacion.

Con respecto a la alimentacion de disolvente, es conocido oxidar un compuesto o compuestos aromaticos oxidables produciendo un acido carboxflico aromatico, donde la alimentacion de disolvente introducida 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 55 escala piloto. Igualmente, es conocido realizar una oxidacion de compuesto aromatico oxidable hasta acido carboxflico aromatico, donde el disolvente que deja el medio de reaccion se separa del acido carboxflico aromatico producido y se recicla entonces de vuelta al medio de reaccion como disolvente de alimentacion, principalmente por razones de coste de fabricacion. Este reciclado de disolvente causa que se acumulen ciertas impurezas de alimentacion y subproductos de proceso con el tiempo en el disolvente reciclado. Son conocidos diversos medios en 60 la materia para ayudar a purificar disolvente reciclado antes de la reintroduccion en el medio de reaccion.

Generalmente, un alto grado de purificacion del disolvente reciclado conduce a un coste de fabricacion significativamente mayor que un menor grado de purificacion por medios similares. Una realizacion de la presente invencion se refiere a la comprension y definicion de los intervalos preferidos de un gran numero de impurezas en la alimentacion de disolvente, muchas de las cuales se crefan hasta ahora mayormente benignas, para encontrar un 5 equilibrio optimo entre el coste de fabricacion global y la pureza de producto global.

“Alimentacion de disolvente reciclado” se define en la presente memoria como una alimentacion de disolvente que comprende al menos aproximadamente 5 % en peso de masa que se ha pasado anteriormente a traves de un medio de reaccion que contiene uno o mas compuestos aromaticos oxidables que experimentan oxidacion parcial. Por 10 razones de inventario de disolvente y de tiempo de funcionamiento de una unidad de fabricacion, es preferible que las porciones de disolvente reciclado pasen a traves de medio de reaccion al menos una vez por dfa de operacion, mas preferiblemente al menos una vez al dfa durante al menos 7 dfas consecutivos de operacion y lo mas preferiblemente al menos una vez al dfa durante al menos 30 dfas consecutivos de operacion. Por razones economicas, es preferible que al menos un 20 % en peso de la alimentacion de disolvente al medio de reaccion de la 15 presente invencion sea disolvente reciclado, mas preferiblemente al menos aproximadamente un 40 % en peso, todavfa mas preferiblemente al menos aproximadamente un 80 % en peso y lo mas preferiblemente al menos un 90 % en peso.

Los inventores han descubierto que, por razones de actividad de reaccion y por consideracion de las impurezas 20 metalicas dejadas en el producto de oxidacion, las concentraciones de metales multivalentes seleccionados en la alimentacion de disolvente reciclado estan preferiblemente en los intervalos especificados inmediatamente a continuacion. La concentracion de hierro en el disolvente reciclado esta preferiblemente por debajo de aproximadamente 150 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 40 ppmp y lo mas preferiblemente entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de nfquel en el disolvente reciclado esta preferiblemente por 25 debajo de aproximadamente 150 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 40 ppmp y lo mas preferiblemente entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de cromo en el disolvente reciclado esta preferiblemente por debajo de aproximadamente 150 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 40 ppmp y lo mas preferiblemente entre 0 y 8 ppmp. La concentracion de molibdeno en el disolvente reciclado esta preferiblemente por debajo de aproximadamente 75 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 20 ppmp y lo mas 30 preferiblemente entre 0 y 4 ppmp. La concentracion de titanio en el disolvente reciclado esta preferiblemente por debajo de aproximadamente 75 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 20 ppmp y lo mas preferiblemente entre 0 y 4 ppmp. La concentracion de cobre en el disolvente reciclado esta preferiblemente por debajo de aproximadamente 20 ppmp, mas preferiblemente por debajo de aproximadamente 4 ppmp y lo mas preferiblemente entre 0 y 1 ppmp. Otras impurezas metalicas estan tambien presentes tfpicamente en el disolvente 35 reciclado, variando generalmente a menores niveles en proporcion a uno o mas de los metales anteriormente enumerados. Controlar los metales anteriormente enumerados en los intervalos preferidos mantendra las demas impurezas metalicas a niveles adecuados.

Estos metales pueden surgir como impurezas en cualquiera de las alimentaciones de proceso entrantes (p.ej., en el 40 compuesto oxidable, disolvente, oxidante y compuestos catalizadores entrantes). Como alternativa, los metales pueden surgir como productos de corrosion de cualquiera de las unidades de proceso que entran en contacto con el medio de reaccion y/o que entran en contacto con el disolvente reciclado. Los medios para controlar los metales en los intervalos de concentracion divulgados incluyen la especificacion y monitorizacion apropiadas de la pureza de diversas alimentaciones y el uso apropiado de materiales de construccion incluyendo, pero sin limitacion, muchas 45 purezas comerciales de titanio y aceros inoxidables, incluyendo aquellas purezas conocidas como aceros inoxidables duplex y aceros inoxidables ricos en molibdeno.

Los inventores han descubierto tambien los intervalos preferidos para compuestos aromaticos seleccionados en el disolvente reciclado. Estos incluyen tanto compuestos aromaticos precipitados como disueltos en el disolvente 50 reciclado.

Sorprendentemente, incluso el producto precipitado (p.ej., TPA) de una oxidacion parcial de para-xileno es un contaminante que gestionar en el disolvente reciclado. Debido a que hay sorprendentemente intervalos preferidos para los niveles de solidos en el medio de reaccion, cualquier producto precipitado en la alimentacion de disolvente 55 resta directamente de la cantidad de compuesto oxidable que puede alimentarse conjuntamente. Ademas, se ha descubierto que alimentar solidos de TPA precipitados al disolvente reciclado a niveles elevados afecta adversamente al caracter de las partfculas formadas en un medio de oxidacion precipitante, conduciendo a un caracter indeseado en las operaciones mas adelante (p.ej., filtracion de producto, lavado de disolvente, digestion oxidativa de producto bruto, disolucion de producto bruto para procesamiento adicional y demas). Otra caracterfstica 60 indeseable de los solidos precipitados en la alimentacion de disolvente reciclado es que estos a menudo contienen

niveles muy altos de impurezas precipitadas, en comparacion con las concentraciones de impurezas en el grueso de los solidos en las suspensiones de TPA de las que se obtiene gran parte del disolvente reciclado. Posiblemente, los niveles elevados de impurezas observados en los solidos suspendidos en filtrado reciclado puedan relacionarse con los tiempos de nucleacion para la precipitacion de ciertas impurezas del disolvente reciclado y/o con el enfriamiento 5 del disolvente reciclado, tanto intencionado como debido a perdidas ambientales. Por ejemplo, se han observado concentraciones de 2,6-dicarboxifluorenona altamente coloreada e indeseable a niveles mucho mas altos en los solidos presentes en disolvente reciclado a 80 °C que los observados en solidos de TPA separados del disolvente reciclado a 160 °C. De forma similar, se han observado concentraciones de acido isoftalico a niveles mucho mayores en los solidos presentes en disolvente reciclado en comparacion con los niveles observados en solidos de TPA del 10 medio de reaccion. Exactamente, parece variar como se comportan impurezas precipitadas especfficas arrastradas con disolvente reciclado cuando se reintroduce en el medio de reaccion. Esto depende quizas de la solubilidad relativa de la impureza en la fase lfquida del medio de reaccion, quizas de como se deposita la impureza precipitada en los solidos precipitados y quizas de la tasa local de precipitacion de TPA donde el solido reentra por primera vez en el medio de reaccion. Por tanto, los inventores han encontrado util controlar el nivel de ciertas impurezas en el 15 disolvente reciclado, como se divulga a continuacion, independientemente de 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 mediante un procedimiento gravimetrico como sigue. Se extrae una muestra representativa del suministro de disolvente al medio de reaccion 20 mientras el disolvente fluye por un conducto hacia el medio de reaccion. Es un tamano de muestra util aproximadamente 100 gramos capturados en un envase de vidrio que tiene aproximadamente 250 mililitros de volumen interno. Antes de liberar a presion atmosferica, pero mientras fluye continuamente hacia el envase de muestra, se enfrfa el filtrado reciclado a menos de 100 °C; este enfriamiento es para limitar la evaporacion de disolvente durante el corto intervalo antes de cerrarse por sellado en el envase de vidrio. Despues de capturar la 25 muestra a presion atmosferica, se cierra por sellado el envase de vidrio inmediatamente. Se permite entonces enfriar la muestra a aproximadamente 20 °C rodeada por aire a aproximadamente 20 °C y sin conveccion forzada. Despues de alcanzar aproximadamente 20 °C, se mantiene la muestra en estas condiciones durante al menos aproximadamente 2 horas. Se agita entonces vigorosamente el envase sellado hasta que se obtiene una distribucion visiblemente uniforme de solidos. Inmediatamente despues de ello, se anade una barra agitadora magnetica al 30 envase de muestra y se hace girar a suficiente velocidad para mantener una distribucion efectivamente uniforme de solidos. Se extrae una alfcuota de 10 mililitros del lfquido mezclado con solidos suspendidos con pipeta y se pesa. Se separa entonces el grueso de la fase lfquida de esta alfcuota por filtracion a vacfo, aun a aproximadamente 20 °C, y efectivamente sin perdida de solidos. Se secan entonces los solidos humedos filtrados de esta alfcuota, efectivamente sin sublimacion de solidos, y se pesan estos solidos secados. La relacion de peso de solidos secados 35 a peso de la alfcuota original de suspension es la fraccion de solidos, expresada tfpicamente como un porcentaje y a la que se hace referencia en la presente memoria como el contenido en filtrado reciclado de solidos precipitados a 20 °C.

Los inventores han descubierto que los compuestos aromaticos disueltos en la fase lfquida del medio de reaccion y 40 que comprenden acidos carboxflicos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (p.ej., acido isoftalico, acido benzoico, acido ftalico, 2,5,4'-tricarboxibifenilo) son componentes sorprendentemente nocivos. Aunque estos componentes reducen mucho su actividad qufmica en el medio de reaccion en cuestion en comparacion con los compuestos oxidables que tienen grupos hidrocarbilo no aromaticos, los inventores han descubierto que estos compuestos experimentan no obstante numerosas reacciones perjudiciales. Por tanto, es 45 ventajoso controlar el contenido de estos compuestos en intervalos preferidos en la fase lfquida del medio de reaccion. Esto conduce a intervalos preferidos de compuestos seleccionados en la alimentacion de disolvente reciclado y tambien a intervalos preferidos de precursores seleccionados en la alimentacion de compuesto aromatico oxidable.

50 Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a acido tereftalico (TPA), los inventores han descubierto que la impureza 2,7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF) altamente coloreada e indeseable es virtualmente indetectable en la extraccion de medio de reaccion y producto cuando los compuestos aromaticos meta-sustituidos estan a muy bajos niveles en el medio de reaccion. Los inventores han descubierto que cuando esta presente la impureza acido isoftalico a niveles crecientes en la alimentacion de disolvente, la formacion de 2,7-DCF se eleva en 55 proporcion casi directa. Los inventores han descubierto tambien que cuando esta presente la impureza meta-xileno en la alimentacion de para-xileno, la formacion de 2,7-DCF se eleva de nuevo casi en proporcion directa. Ademas, incluso si la alimentacion de disolvente y la alimentacion de compuesto oxidable estan desprovistas de compuestos aromaticos meta-sustituidos, los inventores han descubierto que se forma algo de acido isoftalico durante la oxidacion parcial tfpica de para-xileno muy puro, particularmente cuando esta presente acido benzoico en la fase 60 lfquida del medio de reaccion. Este acido isoftalico autogenerado puede, debido a su mayor solubilidad que el TPA

en disolvente que comprende acido acetico y agua, acumularse con el tiempo en las unidades comerciales que emplean disolvente reciclado. Por tanto, la cantidad de acido isoftalico en la alimentacion de disolvente, la cantidad de meta-xileno en la alimentacion de compuesto aromatico oxidable y la tasa de autocreacion de acido isoftalico en el medio de reaccion se consideran todas apropiadamente en equilibrio entre si y en equilibrio con cualquier reaccion 5 que consuma acido isoftalico. Se ha descubierto que el acido isoftalico experimenta reacciones de consumo adicionales ademas de la formacion de 2,7-DCF, como se divulgan a continuacion. Ademas, los inventores han descubierto que hay otros problemas a considerar cuando se fijan los intervalos apropiados de especies aromaticas meta-sustituidas en la oxidacion parcial de para-xileno a TPA. Otras impurezas altamente coloreadas e indeseables, tales como 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), parecen relacionarse en gran medida con las especies aromaticas 10 para-sustituidas disueltas que estan siempre presentes con la alimentacion de para-xileno a una oxidacion en fase lfquida. Por tanto, la supresion de 2,7-DCF es la mejor considerada en perspectiva con el nivel de las demas impurezas coloreadas que se producen.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que se 15 eleva la formacion de acido trimelftico a medida que se elevan los niveles de acido isoftalico y acido ftalico en el medio de reaccion. El acido trimelftico es un acido carboxflico trifuncional que conduce a la ramificacion de cadenas polimericas durante la produccion de PET a partir de TPA. En muchas aplicaciones de PET, los niveles de ramificacion deben controlarse a bajos niveles y por ello el acido trimelftico debe controlarse a bajos niveles en TPA purificado. Ademas de conducir a acido trimelftico, la presencia de especies meta-sustituidas y orto-sustituidas en el 20 medio de reaccion da lugar tambien a otros acidos tricarboxflicos (p.ej., 1,3,5-tricarboxibenceno). Ademas, la presencia aumentada de acidos tricarboxflicos en el medio de reaccion aumenta la cantidad de formacion de acido tetracarboxflico (p.ej., 1,2,4,5-tetracarboxibenceno). Controlar la produccion sumada de todos los acidos carboxflicos aromaticos que tienen mas de dos grupos acido carboxflico es un factor en la fijacion de los niveles preferidos de especies meta-sustituidas y orto-sustituidas en la alimentacion de disolvente reciclado, en la alimentacion de 25 compuesto aromatico oxidable y en el medio de reaccion de acuerdo con la presente invencion.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que los niveles aumentados en la fase lfquida del medio de reaccion de varios acidos carboxflicos aromaticos disueltos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos conducen directamente a una produccion aumentada de monoxido de 30 carbono y dioxido de carbono. Esta produccion aumentada de oxidos de carbono representa una perdida de rendimiento tanto de oxidante como de compuesto oxidable, el ultimo puesto que muchos de los acidos carboxflicos aromaticos coproducidos, que por un lado pueden considerarse como impurezas, por otro lado tienen tambien valor comercial. Por tanto, la retirada apropiada de los acidos carboxflicos relativamente solubles que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos del disolvente reciclado tiene un valor economico en la prevencion de la perdida de 35 rendimiento de compuesto aromatico oxidable y de oxidante, ademas de suprimir la generacion de impurezas altamente indeseables tales como diversas fluorenonas y acido trimelftico.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la formacion de 2,5,4'-tricarboxibifenilo es aparentemente inevitable. El 2,5,4'-tricarboxibifenilo es un acido tricarboxflico 40 aromatico formado por el acoplamiento de dos anillos aromaticos, quizas por el acoplamiento de una especie aromatica para-sustituida disuelta con un radical arilo, quizas un radical arilo formado por la descarboxilacion o descarbonilacion de una especie aromatica para-sustituida. Afortunadamente, el 2,5,4'-tricarboxibifenilo se produce tfpicamente a menos niveles que el acido trimelftico y habitualmente no conduce a dificultades significativamente aumentadas con la ramificacion de moleculas polimericas durante la produccion de PET. Sin embargo, los 45 inventores han descubierto que los niveles elevados de 2,5,4'-tricarboxibifenilo en un medio de reaccion que comprende la oxidacion de alquilaromaticos de acuerdo con realizaciones preferidas de la presente invencion conducen a niveles aumentados de 2,6-DCF altamente coloreada e indeseable. La 2,6-DCF aumentada se crea posiblemente a partir del cierre de anillo de 2,5,4'-tricarboxibifenilo con perdida de una molecula de agua, aunque el mecanismo de reaccion exacto no es conocido con certeza. Si se permite acumular en el disolvente reciclado 50 demasiado 2,5,4'-tricarboxibifenilo, que es mas soluble en disolvente que comprende acido acetico y agua que el TPA, las tasas de conversion en 2,6-DCF pueden volverse inaceptablemente altas.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que los acidos carboxflicos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (p.ej., acido isoftalico) conducen 55 generalmente a una supresion moderada de la actividad qufmica del medio de reaccion cuando estan presentes en la fase lfquida a concentracion suficiente.

Por ejemplo, en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la precipitacion es muy a menudo no ideal (es decir, no en equilibrio) con respecto a las concentraciones relativas de 60 diferentes especies qufmicas en la fase solida y en la fase lfquida. Quizas, esto es debido a que la tasa de

precipitacion es muy rapida a las tasas de reaccion espaciotemporal preferidas en la presente memoria, conduciendo a una coprecipitacion no ideal de impurezas, o incluso a oclusion. Por tanto, cuando se desea limitar la concentracion de ciertas impurezas (p.ej., acido trimelftico y 2,6-DCF) en el TPA bruto debido a la configuracion de las operaciones unitarias mas adelante, es preferible controlar su concentracion en la alimentacion de disolvente asf 5 como su tasa de generacion en el medio de reaccion.

Por ejemplo, los inventores han descubierto que los compuestos de benzofenona (p.ej., 4,4'-dicarboxibenzofenona y 2,5,4'-tricarboxibenzofenona) elaborados durante la oxidacion parcial de para-xileno tienen efectos indeseables en un medio de reaccion de PET, aunque los compuestos de benzofenona no sean tan altamente coloreados en TPA 10 per se como las fluorenonas y antraquinonas. Por consiguiente, es deseable limitar la presencia de benzofenonas y seleccionar los precursores en el disolvente reciclado y en la alimentacion de compuesto oxidable. Ademas, los inventores han descubierto que la presencia de niveles elevados de acido benzoico, tanto admitidos en el disolvente reciclado como formados en el medio de reaccion, conducen a tasas elevadas de produccion de 4,4'- dicarboxibenzofenona.

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En la revision, los inventores han descubierto y cuantificado suficientemente un sorprendente conjunto de reacciones para compuestos aromaticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos que estan presentes en la oxidacion parcial en fase lfquida de para-xileno a TPA. Resumiendo solo el caso unico de acido benzoico, los inventores han descubierto que los niveles aumentados de acido benzoico en el medio de reaccion de ciertas realizaciones de la 20 presente invencion conducen a una produccion aumentada en gran medida del acido 9-fluorenon-2-carboxflico altamente coloreado e indeseable, a niveles aumentados en gran medida de 4,4'-dicarboxibifenilo, a niveles aumentados de 4,4'-dicarboxibenzofenona, a una supresion moderada de la actividad qufmica de la oxidacion pretendida de para-xileno y a niveles aumentados de oxidos de carbono y las perdidas de rendimiento acompanantes. Los inventores han descubierto que los niveles aumentados de acido benzoico en el medio de 25 reaccion conducen tambien a una produccion aumentada de acido isoftalico y acido ftalico, cuyos niveles se controlan deseablemente en intervalos bajos de acuerdo con aspectos similares de la actual invencion. El numero e importancia de las reacciones que implican acido benzoico son quizas aun mas sorprendentes, puesto que algunos inventores recientes contemplan el uso de acido benzoico en lugar de acido acetico como componente primario del disolvente (vease, p.ej., la patente de EE.UU. n° 6.562.997). Adicionalmente, los presentes inventores han 30 observado que el acido benzoico se autogenera durante la oxidacion de para-xileno a tasas que son bastante altas respecto a su formacion a partir de impurezas, tales como tolueno y etilbenceno, encontradas comunmente en la alimentacion de compuesto aromatico que comprende para-xileno de pureza comercial.

Por otro lado, los inventores han descubierto poco valor para la regulacion adicional de la composicion de disolvente 35 reciclado con respecto a la presencia de compuesto aromatico oxidable y con respecto a los intermedios de reaccion aromaticos que retienen ambos grupos hidrocarbilo no aromaticos y son tambien relativamente solubles en el disolvente reciclado. En general, estos compuestos se alimentan a o se crean en el medio de reaccion a tasas sustancialmente mayores que su presencia en el disolvente reciclado; y la tasa de consumo de estos compuestos en el medio de reaccion primario es suficientemente alta, al retener uno o mas grupos hidrocarbilo no aromaticos, para 40 limitar apropiadamente su acumulacion en disolvente reciclado. Por ejemplo, durante la oxidacion parcial de para- xileno en un medio de reaccion multifasico, el para-xileno se evapora en una medida limitada junto con grandes cantidades de disolvente. Cuando este disolvente evaporado sale del reactor como parte del gas de descarga y se condensa para recuperacion como disolvente reciclado, una porcion sustancial del para-xileno evaporado se condensa tambien en el mismo. No es necesario limitar la concentracion de este para-xileno en el disolvente 45 reciclado. Por ejemplo, si se separa el disolvente de los solidos tras la salida en suspension de un medio de reaccion de oxidacion de para-xileno, este disolvente recuperado contendra una concentracion similar de acido para-toluico disuelto que la presente en el punto de retirada del medio de reaccion. Aunque puede ser importante limitar la concentracion estable de acido para-toluico en la fase lfquida del medio de reaccion, vease a continuacion, no es necesario regular separadamente el acido para-toluico en esta porcion de disolvente reciclado debido a su 50 solubilidad relativamente buena y a su bajo caudal de masa respecto a la creacion de acido para-toluico en el medio de reaccion. De forma similar, los inventores han descubierto pocas razones para limitar las concentraciones en disolvente reciclado de compuestos aromaticos con sustituyentes metilo (p.ej., acidos toluicos), aldehfdos aromaticos (p.ej., tereftaldehfdo), compuestos aromaticos con sustituyentes hidroximetilo (p.ej., acido 4-hidroximetilbenzoico) y compuestos aromaticos bromados que retienen al menos un grupo hidrocarbilo no aromatico (p.ej., acido alfa- 55 bromo-para-toluico) por debajo de aquellas encontradas inherentemente en la fase lfquida que sale del medio de reaccion que aparece en la oxidacion parcial de xileno de acuerdo con realizaciones preferidas de la presente invencion. Sorprendentemente, los inventores han descubierto tambien que no es tampoco necesario regular en el disolvente reciclado la concentracion de fenoles seleccionados producidos intrfnsecamente durante la oxidacion parcial de xileno, porque estos compuestos se crean y se destruyen en el medio de reaccion a tasas mucho mayores 60 que su presencia en el disolvente reciclado. Por ejemplo, los inventores han descubierto que el acido 4-

hidroxibenzoico tiene efectos relativamente pequenos sobre la actividad qufmica en las realizaciones preferidas de la presente invencion cuando se coalimenta a tasas de mas de 2 gramos de acido 4-hidroxibenzoico por 1 kilogramo de para-xileno, mucho mas que la presencia natural en el disolvente reciclado, a pesar de resenarse por otros como un veneno significativo en un medio de reaccion similar (vease, p.ej., W. Partenheimer, Catalysis Today 23 (1995) 5 pag. 81).

Por tanto, hay numerosas reacciones y numerosas consideraciones en la fijacion de los intervalos preferidos de diversas impurezas aromaticas en la alimentacion de disolvente como se divulga ahora. Estos descubrimientos se afirman en terminos de composicion promedio en peso agregado de todas las corrientes de disolvente que se 10 alimentan al medio de reaccion durante el transcurso de un periodo de tiempo fijado, preferiblemente un dfa, mas preferiblemente una hora y lo mas preferiblemente un minuto. Por ejemplo, si una alimentacion de disolvente fluye de forma sustancialmente continua con una composicion de 40 ppmp de acido isoftalico a un caudal de 7 kilogramos por minuto, una segunda alimentacion de disolvente fluye de forma sustancialmente continua con una composicion de 2000 ppmp de acido isoftalico a un caudal de 10 kilogramos por minuto y no hay otras corrientes de alimentacion 15 de disolvente que entren en el medio de reaccion, entonces la composicion promedio en peso agregado de la alimentacion de disolvente se calcula como (40 ■ 7 + 2000 ■ 10)/(7 + 10) = 1193 ppmp de acido isoftalico. Es notable que el peso de cualquier alimentacion de compuesto aromatico o de cualquier alimentacion de oxidante, que se entremezclan quizas con la alimentacion de disolvente antes de entrar en el medio de reaccion, no se consideran en el calculo de la composicion promedio en peso agregado de la alimentacion de disolvente.

20

La Tabla 1 siguiente enumera los valores preferidos de ciertos componentes de la alimentacion de disolvente introducida en el medio de reaccion. Los componentes de alimentacion de disolvente enumerados en la Tabla 1 son como sigue: 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), 25 acido 9-fluorenon-2-carboxflico (9F-2CA), acido 9-fluorenon-4-carboxflico (9F-4CA), fluorenonas totales incluyendo otras fluorenonas no enumeradas individualmente (fluorenonas totales), 4,4'-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 30 aromaticos totales que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos. La Tabla 1 siguiente proporciona las cantidades preferidas de estas impurezas CTA producido de acuerdo con una realizacion de la presente invencion.

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

Identificacion de componente: Cant. preferida (ppmp) Cant. mas preferida (ppmp) La cantidad mas preferida (ppmp)

4-CBA: < 1200 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: < 1000 15 - 400 40 - 150

IPA: 2500 40 - 1200 120 - 400

BA: < 4500 50 - 1500 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: <9000 200 - 6000 400 - 2000

Solidos precipitados a 20 °C: < 9000 200 - 6000 600 - 2000

Acidos carboxflicos aromaticos: <18000 300 - 9000 450 - 3000

totales que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos

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

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

Aunque la importancia y el valor de controlar la pureza promedio en peso agregado de la alimentacion de disolvente dentro de los lfmites divulgados deseados de la presente invencion no se ha descubierto y/o divulgado hasta ahora, 20 los medios adecuados para controlar la pureza de la alimentacion de disolvente pueden ensamblarse a partir de diversos procedimientos ya conocidos en la materia. En primer lugar, cualquier disolvente evaporado del medio de reaccion es tfpicamente de pureza adecuada a condicion de que no se arrastren lfquido o solidos del medio de reaccion con el disolvente evaporado. La alimentacion de gotitas de disolvente de reflujo al espacio de desprendimiento de gas de descarga por encima del medio de reaccion, como se divulga en la presente memoria, 25 limita apropiadamente dicho arrastre, y puede condensarse a partir de dicho gas de descarga un disolvente reciclado de pureza adecuada con respecto al compuesto aromatico. En segundo lugar, la purificacion mas diffcil y costosa de la alimentacion de alimentacion de disolvente reciclado se refiere tfpicamente al disolvente tomado del medio de reaccion en forma lfquida y al disolvente que entra en contacto subsiguientemente con las fases lfquida y/o solida del medio de reaccion extrafdo del recipiente de reaccion (p.ej., disolvente reciclado obtenido de un filtro en que se 30 concentran y/o lavan los solidos, disolvente reciclado obtenido de una centrffuga en que se concentran y/o lavan los solidos, disolvente reciclado tomado de una operacion de cristalizacion y demas). Sin embargo, son tambien conocidos medios en la materia para efectuar la purificacion necesaria de estas corrientes de disolvente reciclado usando una o mas divulgaciones anteriores. Con respecto a controlar que los solidos precipitados en disolvente reciclado esten dentro de los intervalos especificados, los medios de control adecuados incluyen, pero sin limitacion, 35 sedimentacion gravimetrica, filtracion mecanica usando tela filtrante en filtros de cinta rotatoria y filtros de tambor rotatorio, filtracion mecanica usando medio de filtrado estacionario en recipientes a presion, hidrociclones y centrffugas. Con respecto a controlar que la especie aromatica disuelta en disolvente reciclado este dentro de los intervalos especificados, los medios de control incluyen, pero sin limitacion, aquellos divulgados en la patente de EE.UU. n° 4.939.297 y la solicitud de patente de EE.UU. n° de pub. 2005-0038288. Sin embargo, ninguna de estas 40 invenciones anteriores ha descubierto ni divulgado los niveles preferidos de pureza en la alimentacion de disolvente agregado como se divulga en la presente memoria. En lugar de ello, estas invenciones anteriores proporcionaban meramente medios para purificar corrientes seleccionadas y parciales de disolvente reciclado sin deducir los presentes valores optimos de la invencion de la composicion de alimentacion de disolvente promedio en peso agregado al medio de reaccion.

45

Volviendo ahora a la pureza de la alimentacion de compuesto oxidable, es conocido que estan presentes ciertos niveles de acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico y son tolerables a bajos niveles en TPA purificado usado para la produccion de polfmero. Ademas, es conocido que estas especies son relativamente mas solubles en muchos disolventes y pueden retirarse ventajosamente de TPA purificado mediante procesos de cristalizacion. Sin 50 embargo, a partir de una realizacion de la invencion divulgada en la presente memoria, es ahora conocido que el control del nivel de varias especies aromaticas relativamente solubles, incluyendo en particular acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico, en la fase lfquida del medio de reaccion es sorprendentemente importante para controlar el nivel de compuestos aromaticos policfclicos y coloreados creados en el medio de reaccion, para controlar los compuestos con mas de 2 funciones acido carboxflico por molecula, para controlar la actividad de reaccion en el 55 medio de reaccion de oxidacion parcial y para controlar las perdidas de rendimiento de oxidante y de compuesto aromatico.

Es conocido en la materia que acido isoftalico, acido ftalico y acido benzoico se forman en el medio de reaccion

como sigue. La impureza de alimentacion meta-xileno se oxida con buena conversion y rendimiento hasta IPA. La impureza de alimentacion orto-xileno se oxida con buena conversion y rendimiento hasta acido ftalico. Las impurezas de alimentacion etilbenceno y tolueno se oxidan con buena conversion y rendimiento hasta acido benzoico. Sin embargo, los inventores han observado que se forman tambien cantidades significativas de acido 5 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 qufmicas intrfnsecas incluyen posiblemente descarbonilacion, descarboxilacion, la reorganizacion de estados de transicion y la adicion de radicales metilo y carbonilo a anillos aromaticos.

10 En la determinacion de los intervalos preferidos de impurezas en la alimentacion de compuesto oxidable, son relevantes muchos factores. Cualquier impureza en la alimentacion es probable que sea una perdida de rendimiento directa y un coste de purificacion de producto si los requisitos de pureza del producto oxidado son suficientemente estrictos (p.ej., en un medio de reaccion para la oxidacion parcial de para-xileno, tolueno y etilbenceno encontrados tfpicamente en para-xileno de pureza comercial, conducen a acido benzoico, y este acido benzoico se retira en gran 15 medida de la mayorfa de TPA comerciales). Cuando el producto de oxidacion parcial de una impureza de alimentacion participa en reacciones adicionales, se vuelven apropiados factores distintos de la simple perdida de rendimiento y retirada cuando se considera en cuanto coste de purificacion de alimentacion incurrir (p.ej., en un medio de reaccion para la oxidacion parcial de para-xileno, el etilbenceno conduce a acido benzoico y el acido benzoico conduce subsiguientemente a acido 9-fluorenon-2-carboxflico altamente coloreado, a acido isoftalico, a 20 acido ftalico y a oxidos de carbono aumentados, entre otros). Cuando el medio de reaccion autogenera cantidades adicionales de una impureza mediante mecanismos qufmicos no relacionados directamente con las impurezas de alimentacion, el analisis se vuelve todavfa mas complejo (p.ej., en un medio de reaccion para la oxidacion parcial de para-xileno, se autogenera tambien acido benzoico a partir del para-xileno mismo). Ademas, el procesamiento mas adelante del producto de oxidacion bruto puede afectar a las consideraciones de pureza de alimentacion preferida. 25 Por ejemplo, el coste de retirar hasta niveles adecuados una impureza directa (acido benzoico) y las impurezas subsiguientes (acido isoftalico, acido ftalico, acido 9-fluorenon-2-carboxflico, et al.) puede ser uno y el mismo, puede ser diferente entre si y puede ser diferente de los requisitos de retirada de una impureza en gran medida no relacionada (p.ej., el producto de oxidacion incompleta 4-CBA en la oxidacion de para-xileno a TPA).

30 Se prefieren los siguientes intervalos de pureza de alimentacion divulgados para para-xileno cuando se alimenta para-xileno con disolvente y oxidante a un medio de reaccion para oxidacion parcial para producir TPA. Estos intervalos son mas preferidos en el proceso de produccion de TPA que tiene etapas postoxidacion para retirar del medio de reaccion impurezas distintas de oxidante y disolvente (p.ej., metales catalizadores). Estos intervalos son todavfa mas preferidos en procesos de produccion de TPA que retiran el 4-CBA adicional del CTA (p.ej.., mediante 35 conversion de CTA en tereftalato de dimetilo mas impurezas de ester y la subsiguiente separacion del ester metflico de 4-CBA por destilacion, mediante procedimientos de digestion oxidativa para convertir 4-CBA en TPA, mediante procedimientos de hidrogenacion para convertir 4-CBA en acido para-toluico, que se separa entonces mediante procedimientos de cristalizacion parcial). Estos intervalos son los mas preferidos en procesos de produccion de TPA que retiran el 4-CBA adicional de CTA mediante procedimientos de digestion oxidativa para convertir 4-CBA en TPA. 40

Usando el nuevo conocimiento de los intervalos preferidos de compuestos aromaticos de reciclaje y de las cantidades relativas de compuestos aromaticos formadas directamente a partir de la oxidacion de impurezas de alimentacion en comparacion con otras rutas qufmicas intrfnsecas, se han descubierto intervalos mejorados de impurezas para para-xileno impuro alimentado a un proceso de oxidacion parcial para la produccion de TPA. La 45 Tabla 2 siguiente proporciona los valores preferidos para la cantidad de meta-xileno, orto-xileno y etilbenceno + tolueno en la alimentacion de para-xileno expresados en partes por millon en peso de para-xileno.

TABLA 2 - Componentes de la alimentacion de para-xileno impuro

Identificacion de componente: Cant. preferida (ppmp) Cant. mas preferida (ppmp) La cant. mas preferida (ppmp)

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

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

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

total: 50 - 900 100 - 800 200 - 700

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

Los especialistas en la materia reconoceran ahora que las impurezas anteriores en para-xileno impuro pueden tener su mayor efecto sobre el medio de reaccion despues de acumularse sus productos de oxidacion parcial en el disolvente reciclado. Por ejemplo, alimentar la cantidad superior del intervalo mas preferido de meta-xileno, 400

ppmp, producira inmediatamente aproximadamente 200 ppmp de acido isoftalico en la fase liquida del medio de reaccion cuando al operar con aproximadamente un 33 % en peso de solidos en el medio de reaccion. Esto se compara con una entrada de la cantidad superior del intervalo mas preferido de acido isoftalico en el disolvente reciclado de 400 ppmp que, despues de permitir que una evaporacion de disolvente tfpica enfrfe el medio de 5 reaccion, asciende a aproximadamente 1200 ppmp de acido isoftalico en la fase liquida del medio de reaccion. Por tanto, es la acumulacion de productos de oxidacion parcial con el tiempo en el disolvente reciclado lo que representa el mayor impacto probable de las impurezas de meta-xileno, orto-xileno, etilbenceno y tolueno en la alimentacion de para-xileno impuro. Por consiguiente, se prefiere mantener los intervalos anteriores de impurezas en la alimentacion de para-xileno impuro durante al menos la mitad de cada dfa de operacion de cualquier medio de reaccion de 10 oxidacion parcial en una unidad de fabricacion particular, mas preferiblemente durante al menos % de cada dia durante al menos 7 dfas consecutivos de operacion y lo mas preferiblemente cuando los promedios ponderados en masa de la composicion de alimentacion de para-xileno impuro esten dentro de los intervalos preferidos durante al menos 30 dfas consecutivos de operacion.

15 Los medios para obtener para-xileno impuro de pureza preferida son ya conocidos en la materia e incluyen, pero sin limitacion, procedimientos de destilacion, cristalizacion parcial a temperaturas subambientales y procedimientos de tamizado molecular usando adsorcion de tamano de poro selectivo. Sin embargo, los intervalos preferidos de pureza especificados en la presente memoria son, en su extremo superior, mas demandantes y caros que los practicados caracterfsticamente por suministradores comerciales de para-xileno; y sin embargo, en su extremo inferior, los 20 intervalos preferidos evitan una purificacion abiertamente costosa de para-xileno para alimentacion a un medio de reaccion de oxidacion parcial mediante el descubrimiento y divulgacion de que los efectos combinados de autogeneracion de impurezas a partir de para-xileno mismo y de reacciones de consumo de impurezas en el medio de reaccion se vuelven mas importantes que las tasas de alimentacion de impurezas en el para-xileno impuro.

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

30 Como se divulga en la presente memoria, una porcion del acido benzoico producido durante la oxidacion de xileno deriva del xileno mismo. Esta produccion de acido benzoico a partir de xileno es claramente ademas de cualquier porcion de produccion de acido benzoico que pueda ser acido benzoico generado por impurezas. Sin ligarse a teorfa alguna, se cree que el acido benzoico deriva de xileno en el medio de reaccion cuando diversos productos de oxidacion intermedios de xileno se descarbonilan (perdida de monoxido de carbono) o se descarboxilan (perdida de 35 dioxido de carbono) espontaneamente produciendo asf radicales arilo. Estos radicales arilo pueden sustraer entonces un atomo de hidrogeno de una de las muchas fuentes disponibles en el medio de reaccion y producir acido benzoico autogenerado. Cualquiera que sea el mecanismo qufmico, el termino “acido benzoico autogenerado”, como se usa en la presente memoria, denotara acido benzoico derivado de xileno durante la oxidacion de xileno.

40 Como se divulga tambien en la presente memoria, cuando se oxida para-xileno para producir acido tereftalico (TPA), la produccion de acido benzoico autogenerado causa perdida de rendimiento de para-xileno y perdida de rendimiento de oxidante. Ademas, la presencia de acido benzoico autogenerado en la fase liquida del medio de reaccion se correlaciona con aumentos de muchas reacciones secundarias indeseables, en particular incluyendo la generacion de compuestos altamente coloreados llamados monocarboxifluorenonas. El acido benzoico 45 autogenerado contribuye tambien a la acumulacion indeseable de acido benzoico en el filtrado reciclado, lo que eleva ademas la concentracion de acido benzoico en la fase liquida del medio de reaccion. Por tanto, la formacion de acido benzoico autogenerado se minimiza deseablemente, pero este se considera apropiadamente simultaneamente con el acido benzoico generado por impurezas, con factores que afectan al consumo de acido benzoico, con factores referentes a otros asuntos de selectividad de reaccion y con los aspectos economicos 50 globales.

Los inventores han descubierto que la autogeneracion de acido benzoico puede controlarse a bajos niveles mediante la seleccion apropiada de entre, por ejemplo, temperatura, distribucion de xileno y disponibilidad de oxfgeno en el medio de reaccion durante la oxidacion. Sin desear ligarse a teorfa alguna, las menores temperaturas y 55 disponibilidad de oxfgeno mejorada parecen suprimir las tasas de descarbonilacion y/o descarboxilacion, evitando por tanto el aspecto de perdida de rendimiento del acido benzoico autogenerado. La disponibilidad de oxfgeno suficiente parece dirigir los radicales arilo hacia otros productos mas benignos, particularmente acidos hidroxibenzoicos. La distribucion de xileno en el medio de reaccion puede afectar tambien al equilibrio entre la conversion de radical arilo en acido benzoico o en acidos hidroxibenzoicos. Cualesquiera que sean los mecanismos 60 qufmicos, los inventores han descubierto condiciones de reaccion que, aunque suficientemente moderadas para

reducir la produccion de acido benzoico, son suficientemente estrictas para oxidar una alta fraccion de la produccion de acido hidroxibenzoico a monoxido de carbono y/o dioxido de carbono, que se retiran facilmente del producto de oxidacion.

5 En una realizacion preferida, el reactor de oxidacion se configura y opera de tal manera que se minimice la formacion de acido benzoico autogenerado y se maximice la oxidacion de acidos hidroxibenzoicos a monoxido de carbono y/o dioxido de carbono. Cuando se emplea el reactor de oxidacion para oxidar para-xileno a acido tereftalico, se prefiere que el para-xileno constituya al menos aproximadamente un 50 % en peso del xileno total en la corriente de alimentacion introducida en el reactor. Mas preferiblemente, el para-xileno constituye al menos 10 aproximadamente un 75 % en peso del xileno total en la corriente de alimentacion. Todavfa mas preferiblemente, el para-xileno constituye al menos un 95 % en peso del xileno total en la corriente de alimentacion. Lo mas preferiblemente, el para-xileno constituye sustancialmente todo el xileno total en la corriente de alimentacion.

Cuando se emplea el reactor para oxidar para-xileno a acido tereftalico, se prefiere maximizar la tasa de produccion 15 de acido tereftalico, mientras se minimiza la tasa de produccion de acido benzoico autogenerado. Preferiblemente, la relacion de tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico a tasa de produccion (en peso) de acido benzoico autogenerado es de al menos aproximadamente 500:1, mas preferiblemente de al menos aproximadamente 1000:1 y lo mas preferiblemente de al menos 1500:1. Como se observara a continuacion, la tasa de produccion de acido benzoico autogenerado se mide preferiblemente cuando la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del 20 medio de reaccion esta por debajo de 2000 ppmp, mas preferiblemente por debajo de 1000 ppmp y lo mas preferiblemente por debajo de 500 ppmp, porque estas bajas concentraciones suprimen hasta tasas adecuadamente bajas las reacciones que convierten acido benzoico en otros compuestos.

Al combinar el acido benzoico autogenerado y el acido benzoico generado por impurezas, la relacion de tasa de 25 produccion (en peso) de acido tereftalico a tasa de produccion (en peso) de acido benzoico total es preferiblemente de al menos aproximadamente 400:1, mas preferiblemente de al menos aproximadamente 700:1 y lo mas preferiblemente de al menos 1100:1. Como se observara a continuacion, la tasa sumada de produccion de acido benzoico autogenerado mas acido benzoico generado por impurezas se mide preferiblemente cuando la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion esta por debajo de 2000 ppmp, mas 30 preferiblemente por debajo de 1000 ppmp y lo mas preferiblemente por debajo de 500 ppmp, porque estas concentraciones bajas suprimen hasta tasas adecuadamente bajas las reacciones que convierten acido benzoico en otros compuestos.

Como se divulga en la presente memoria, las concentraciones elevadas de acido benzoico en la fase lfquida del 35 medio de reaccion conducen a la formacion aumentada de muchos otros compuestos aromaticos, varios de los cuales son impurezas nocivas para TPA; y, como se divulga en la presente memoria, las concentraciones elevadas de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion conducen a la formacion aumentada de gases de oxido de carbono, cuya formacion representa la perdida de rendimiento de oxidante y de compuestos aromaticos y/o disolvente. Ademas, se divulga ahora que los inventores han descubierto que una porcion considerable de esta 40 formacion aumentada de otros compuestos aromaticos y de oxidos de carbono deriva de reacciones que convierten algunas de las moleculas de acido benzoico mismas, en contraposicion con el acido benzoico que cataliza otras reacciones sin consumirse el mismo. Por consiguiente, la “generacion neta de acido benzoico” se define en la presente memoria como el peso promediado en tiempo de todo el acido benzoico que sale del medio de reaccion menos el peso promediado en tiempo de todo el acido benzoico que entra en el medio de reaccion durante el mismo 45 periodo de tiempo. Esta generacion neta de acido benzoico es a menudo positiva, impulsada por las tasas de formacion de acido benzoico generado por impurezas y acido benzoico autogenerado. Sin embargo, los inventores han descubierto que la tasa de conversion de acido benzoico en oxidos de carbono, y en varios otros compuestos, parece aumentar de forma aproximadamente lineal a medida que aumenta la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion, medida cuando las demas condiciones de reaccion, que comprenden 50 temperatura, disponibilidad de oxfgeno, STR y actividad de reaccion, se mantienen apropiadamente constantes. Por tanto, cuando la concentracion de acido benzoico en la fase lfquida del medio de reaccion es suficientemente alta, quizas debido a una concentracion elevada de acido benzoico en el disolvente reciclado, entonces la conversion de moleculas de acido benzoico en otros compuestos, incluyendo oxidos de carbono, puede volverse igual o mayor que la generacion qufmica de nuevas moleculas de acido benzoico. En este caso, la generacion neta de acido benzoico 55 puede equilibrarse cerca de cero o incluso negativa. Los inventores han descubierto que cuando la generacion neta de acido benzoico es positiva, entonces la relacion de tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico en el medio de reaccion en comparacion con la tasa de generacion neta de acido benzoico en el medio de reaccion es preferiblemente superior a aproximadamente 700:1, mas preferiblemente superior a aproximadamente 1100:1 y lo mas preferiblemente superior a 4000:1. Los inventores han descubierto que cuando la generacion neta de acido 60 benzoico es negativa, la relacion de tasa de produccion (en peso) de acido tereftalico en el medio de reaccion en

comparacion con la tasa de generacion neta de acido benzoico en el medio de reaccion es preferiblemente superior a aproximadamente 200:(-1), mas preferiblemente superior a aproximadamente 1000:(-1) y lo mas preferiblemente superior a 5000:(-1).

5 Los inventores han descubierto tambien los intervalos preferidos para la composicion de suspension (lfquido + solido) extrafda del medio de reaccion y para la porcion de CTA solido de la suspension. Las composiciones de suspension preferida y CTA preferido 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 tal modo que el TPA purificado sea adecuado, sin hidrogenacion de 4-CBA y/o 10 impurezas coloreadas adicionales, para un amplio intervalo de aplicaciones en fibras de PET y aplicaciones de envases de PET. Por ejemplo, la composicion de suspension preferida proporciona una fase lfquida del medio de reaccion que es relativamente baja en concentracion de impurezas importantes y esto reduce de forma importante la creacion de otras impurezas aun mas indeseables como se divulga en la presente memoria. Ademas, la composicion de suspension preferida ayuda de forma importante al procesamiento subsiguiente del lfquido de la suspension para 15 volverlo disolvente reciclado adecuadamente puro, de acuerdo con otras realizaciones de la presente invencion.

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 aquellos que emplean disolvente reciclado. Las impurezas que pueden estar presentes en el CTA incluyen las siguientes: 420 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- fluorenon-2-carboxflico (9F-2CA), acido 9-fluorenon-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), 4,4'25 dicarboxibenzofenona (4,4'-DCBP) y 2,5,4'-tricarboxibenzofenona (2,5,4'-TCBP). La Tabla 3 siguiente proporciona las cantidades preferidas de estas impurezas en CTA producido de acuerdo con una realizacion de la presente invencion.

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TABLA 3 - Impurezas de CTA iniciales

Identificacion de impureza: Cant. preferida (ppmp) Cant. mas preferida (ppmp) La cant. mas preferida (ppmp)

4-CBA: < 15000 100 - 8000 400 - 2000

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

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

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

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

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

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

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

Fluorenonas totales: < 100 2 - 60 4-35

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

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

PA: < 200 3-100 5-50

IPA: < 800 10-400 20 - 200

BA: < 600 5 - 300 15 - 100

TMA: < 800 10-400 20 - 200

PTAC: < 2,000 10 - 1,000 50 - 500

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

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

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

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

Ademas, se prefiere que el CTA producido de acuerdo con una realizacion de la presente invencion tenga un contenido de color reducido respecto al CTA producido por procesos y aparatos convencionales, en particular aquellos que emplean disolvente reciclado. Por tanto, se prefiere que el CTA producido de acuerdo con una 35 realizacion de la presente invencion tenga una transmitancia porcentual a 340 nanometros (nm) de al menos aproximadamente un 25 %, mas preferiblemente de al menos aproximadamente un 50 % y lo mas preferiblemente de al menos un 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 un 88 %, mas preferiblemente de al menos aproximadamente un 90 % y lo mas preferiblemente de al menos un 92 %.

La prueba de transmitancia porcentual proporciona una medida de las impurezas absorbentes de luz coloreadas 5 presentes con TPA o CTA. Como se usa en la presente memoria, la prueba hace referencia a medidas realizadas en una porcion de una solucion preparada disolviendo 2,00 gramos de TPA o CTA solido seco en 20,0 mililitros de dimetilsulfoxido (DMSO) de pureza analftica o mejor. Se pone entonces una porcion de esta solucion en una celda de semimicroflujo Hellma, PN 176700, que esta hecha de cuarzo y tiene un paso de luz de 1,0 cm y un volumen de 0,39 mililitros (Hellma USA, 80 Skyline Drive, Plainview, NY 11803). Se usa un espectrofotometro de fila de diodos 10 Agilent 8453 para medir la transmitancia a diferentes longitudes de onda de la luz a traves de esta celda de flujo llenada (Agilent Technologies, 395 Page Mill Road, Palo Alto, CA 94303). Despues de la correccion apropiada de la absorbancia del fondo, incluyendo pero sin limitacion de la celda y el disolvente usado, se resenan directamente por la maquina los resultados de transmitancia porcentual, que caracterizan la fraccion de luz incidente que se transmite a traves de la solucion. Los valores de transmitancia porcentual a longitudes de onda de luz de 340 nanometros y 15 400 nanometros son particularmente utiles para discriminar el TPA puro de muchas de las impurezas encontradas tfpicamente en la presente memoria.

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

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TABLA 4 - Impurezas de la suspension

Identificacion de impurezas: Cant. preferida (ppmp) Cant. mas preferida (ppmp) La cant. mas preferida (ppmp)

4-CBA: < 8000 < 5000 < 2500

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: < 3000 25 - 1500 75 - 500

I PA: 9000 75 - 4500 225 - 1500

BA: <15000 100 - 6000 300 - 2000

TMA: < 3000 25 - 1500 7.5 - 500

PTAC: < 8000 100 - 4000 200 - 2000

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 encarnan la composicion preferida de la fase lfquida del medio 25 de reaccion, mientras que evitan provechosamente las dificultades experimentales concernientes a la precipitacion de componentes de fase lfquida adicionales del medio de reaccion en componentes de fase solida durante el muestreo del medio de reaccion, la separacion de lfquidos y solidos y el cambio a condiciones analfticas.

Muchas otras impurezas aromaticas estan tambien presentes tfpicamente en la fase de suspension del medio de 30 reaccion y en el CTA del medio de reaccion, variando generalmente a niveles aun menores y/o en proporcion a uno o mas de los compuestos aromaticos divulgados. Controlar los compuestos aromaticos divulgados en los intervalos preferidos mantendra las demas impurezas aromaticas a niveles adecuados. Estas composiciones ventajosas para la fase de suspension en el medio de reaccion y para el CTA solido tomado directamente de la suspension se posibilitan al operar con realizaciones de la invencion divulgadas en la presente memoria para la oxidacion parcial de 35 para-xileno a TPA.

Se efectuan las medidas de la concentracion de componentes de bajo nivel en el disolvente, disolvente reciclado, CTA, suspension del medio de reaccion y PTA usando procedimientos de cromatograffa lfquida. Se describen ahora

dos realizaciones intercambiables.

El procedimiento al que se hace referencia en la presente memoria como HPLC-DAD comprende una cromatograffa liquida a alta presion (HPLC) acoplada con un detector de fila de diodos (DAD) para proporcionar la separacion y 5 cuantificacion de diversas especies moleculares en una muestra dada. El instrumento usado en esta medida es un HPLC modelo 1100 equipado con un DAD, proporcionado por Agilent Technologies (Palo Alto, CA), aunque estan tambien comercialmente disponibles otros instrumentos adecuados y de otros suministradores. Como es conocido en la materia, se calibran tanto el tiempo de elucion como la respuesta del detector usando compuestos conocidos presentes en cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiados para los que aparecen en las 10 muestras desconocidas reales.

El procedimiento al que se hace referencia en la presente memoria como HPLC-MS comprende cromatograffa liquida a alta presion (HPLC) acoplada con espectrometrfa de masas (MS) para proporcionar la separacion, identificacion y cuantificacion de diversas especies moleculares en una muestra dada. Los instrumentos usados en 15 esta medida son un HPLC de Alliance y una MS de ZQ proporcionados por Waters Corp. (Milford, MA), aunque estan tambien comercialmente disponibles otros instrumentos adecuados y de otros suministradores. Como es conocido en la materia, se calibran tanto el tiempo de elucion como la respuesta espectrometrica de masas usando compuestos conocidos presentes en cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiados para los que aparecen en las muestras desconocidas reales.

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Otra realizacion de la presente invencion se refiere a la oxidacion parcial de un compuesto aromatico oxidable con equilibrio apropiado de la supresion de impurezas aromaticas nocivas por un lado frente a la produccion de dioxido de carbono y monoxido de carbono, colectivamente oxidos de carbono (COx), por otro lado. Estos oxidos de carbono salen tfpicamente del recipiente de reaccion en el gas de descarga, y corresponden a una perdida destructiva de 25 disolvente y de compuesto oxidable, incluyendo los derivados oxidados preferidos en ultima instancia (p.ej., acido acetico, para-xileno y TPA). Los inventores han descubierto lfmites inferiores para la produccion de oxidos de carbono por debajo de los cuales parece que la alta creacion de impurezas aromaticas nocivas, como se describe a continuacion, y el bajo nivel de conversion global son inevitablemente demasiado malos para ser de utilidad economica. Los inventores han descubierto tambien lfmites superiores de oxidos de carbono por encima de los 30 cuales la generacion de oxidos de carbono continua aumentando con poco valor anadido proporcionado por la reduccion de la generacion de impurezas aromaticas nocivas.

Los inventores han descubierto que reducir las concentraciones en fase liquida de alimentacion de compuesto aromatico oxidable y de especies intermedias aromaticas en un medio de reaccion conduce a menores tasas de 35 generacion de impurezas nocivas durante la oxidacion parcial del compuesto aromatico oxidable. Estas impurezas nocivas incluyen anillos aromaticos acoplados y/o moleculas aromaticas que contienen mas del numero deseado de grupos acido carboxflico (p.ej., en la oxidacion de para-xileno, las impurezas nocivas incluyen 2,6- dicarboxiantraquinona, 2,6-dicarboxifluorenona, acido trimelftico, 2,5,4'-tricarboxibifenilo y 2,5,4'-benzofenona). Las especies intermedias aromaticas incluyen compuestos aromaticos derivados de la alimentacion de compuesto 40 aromatico oxidable y siguen reteniendo grupos hidrocarbilo no aromaticos (p.ej., 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 de compuesto aromatico oxidable y las especies intermedias aromaticas que retienen grupos hidrocarbilo no aromaticos, cuando estan presentes en la fase liquida del medio de reaccion, parecen conducir a impurezas nocivas de manera similar a la ya divulgada en la 45 presente memoria para especies aromaticas disueltas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos (p.ej., acido isoftalico).

En comparacion con esta necesidad de mayor actividad de reaccion para suprimir la formacion de impurezas aromaticas nocivas durante la oxidacion parcial de un compuesto aromatico oxidable, los inventores han descubierto 50 que el resultado acompanante indeseable es una produccion aumentada de oxidos de carbono. Es importante apreciar que estos oxidos de carbono representan una perdida de rendimiento de compuesto aromatico y oxidante, no solo de disolvente. De forma explfcita, una fraccion sustancial y a veces principal de los oxidos de carbono procede del compuesto oxidable y sus derivados, en lugar del disolvente; y a menudo el compuesto oxidable cuesta mas por unidad de carbono que el disolvente. Ademas, es importante apreciar que el acido carboxflico producto 55 (p.ej., TPA) esta tambien sujeto a sobreoxidacion hasta oxidos de carbono cuando esta presente en la fase liquida del medio de reaccion.

Tambien es importante apreciar que la presente divulgacion se refiere a reacciones en la fase liquida del medio de reaccion y a las concentraciones de reactante en la misma. Esto esta en contraposicion con algunas invenciones 60 anteriores que se refieren directamente a la creacion en forma solida precipitada de compuesto aromatico que

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

Tanto procedentes de disolvente como de compuesto oxidable, los inventores han descubierto que, a conversiones de utilidad comercial, la produccion de oxidos de carbono se refiere en gran medida al nivel de actividad de reaccion 20 global a pesar de la amplia variacion en la combinacion especffica de temperatura, metales, halogenos, temperatura, acidez del medio de reaccion medida por el pH y concentraciones acuosas empleadas para obtener el nivel de actividad de reaccion global. Los inventores han encontrado util para la oxidacion parcial de xileno evaluar el nivel de actividad de reaccion global usando la concentracion en fase lfquida de acidos toluicos a media altura del medio de reaccion, en la parte inferior del medio de reaccion y en la parte superior del medio de reaccion.

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

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Ademas, los inventores han descubierto que la solubilidad y la reactividad relativa del acido carboxflico deseado (p.ej., TPA) y la presencia de otras especies aromaticas disueltas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromaticos introducen un punto de apoyo muy importante en este equilibrio de oxidos de carbono frente a impurezas nocivas. El acido carboxflico producto deseado se disuelve tfpicamente en la fase lfquida del medio de reaccion, incluso cuando 35 esta tambien presente en forma solida. Por ejemplo, a temperaturas en los intervalos preferidos, el TPA es soluble en un medio de reaccion que comprende acido acetico y agua a niveles en el intervalo de aproximadamente 1000 ppmp a mas de 1 % en peso, aumentando la solubilidad a medida que aumenta la temperatura. A pesar de que hay diferencias en las tasas de reaccion para la formacion de diversas impurezas nocivas por la alimentacion de compuesto aromatico oxidable (p.ej., para-xileno), por los intermedios de reaccion aromaticos (p.ej., acido para- 40 toluico), por el acido carboxflico aromatico deseado (p.ej., TPA) y por la especie aromatica que carece de grupos hidrocarbilo no aromaticos (p.ej., acido isoftalico), la presencia y reactividad de los dos ultimos grupos establecen una region de rendimientos decrecientes con respecto a la supresion adicional de los dos primeros grupos, la alimentacion de compuesto aromatico oxidable y los intermedios de reaccion aromaticos. Por ejemplo, en una oxidacion parcial de para-xileno a TPA, si el TPA disuelto asciende a 7000 ppmp en la fase lfquida del medio de 45 reaccion en condiciones dadas, el acido benzoico disuelto asciende a 8000 ppmp, el acido isoftalico disuelto asciende a 6000 ppmp y el acido ftalico disuelto asciende a 2000 ppmp, entonces el valor de reduccion adicional de compuestos nocivos totales empieza a disminuir a medida que aumenta la actividad de reaccion para suprimir la concentracion en fase lfquida de acido para-toluico y 4-CBA por debajo de niveles similares. Es decir, la presencia y concentracion en la fase lfquida del medio de reaccion de especies aromaticas que carecen de grupos hidrocarbilo 50 no aromaticos se altera muy poco al aumentar la actividad de reaccion, y su presencia sirve para expandir ascendentemente la region de rendimientos decrecientes para reducir la concentracion de intermedios de reaccion para suprimir la formacion de impurezas nocivas.

Por tanto, una realizacion proporciona intervalos preferidos de oxidos de carbono limitados por el extremo inferior por 55 la baja actividad de reaccion y la excesiva formacion de impurezas nocivas y por el extremo superior por perdidas de carbono excesivas, pero a niveles menores que los descubiertos anteriormente y divulgados como comercialmente utiles. Por consiguiente, la formacion de oxidos de carbono se controla preferiblemente como sigue. La relacion de moles de oxidos de carbono totales producidos a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado es preferiblemente mayor de aproximadamente 0,02:1, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,04:1, 60 todavfa mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,05:1 y lo mas preferiblemente mayor de 0,06:1. Al mismo

tiempo, la relacion de moles de oxidos de carbono totales producidos a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado es preferiblemente menor de aproximadamente 0,24:1, mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,22:1; todavfa mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,19:1 y lo mas preferiblemente menor de 0,15:1. La relacion de moles de dioxido de carbono producidos a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado es 5 preferiblemente mayor de aproximadamente 0,01:1, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,03:1, todavfa mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,04:1 y lo mas preferiblemente mayor de 0,05:1. Al mismo tiempo, la relacion de moles de dioxido de carbono producidos a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado es preferiblemente menor de aproximadamente 0,21:1, mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,19:1, todavfa mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,16:1 y lo mas preferiblemente menor de 0,11. La relacion 10 de moles de monoxido de carbono producidos a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado es preferiblemente mayor de aproximadamente 0,005:1, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,010:1, todavfa mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,015:1 y lo mas preferiblemente mayor de 0,020:1. Al mismo tiempo, la relacion de moles de monoxido de carbono producidos a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado es preferiblemente menor de aproximadamente 0,09:1, mas preferiblemente menor de aproximadamente 15 0,07:1, todavfa mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,05:1 y lo mas preferiblemente menor de 0,04:1.

El contenido de dioxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidacion es preferiblemente mayor de aproximadamente 0,10 % en moles, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,20 % en moles, todavfa mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,25 % en moles y lo mas preferiblemente mayor de 0,30 % en 20 moles. Al mismo tiempo, el contenido de dioxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidacion es preferiblemente menor de aproximadamente 1,5 % en moles, mas preferiblemente menor de aproximadamente 1,2 % en moles, todavfa mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,9 % en moles y lo mas preferiblemente menor de 0,8 % en moles. El contenido de monoxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de

oxidacion es preferiblemente mayor de aproximadamente 0,05 % en moles, mas preferiblemente mayor de

25 aproximadamente 0,10 % en moles, todavfa mas preferiblemente mayor de 0,15 y lo mas preferiblemente mayor de 0,18 % en moles. Al mismo tiempo, el contenido de monoxido de carbono en gas de descarga seco del reactor de

oxidacion es preferiblemente menor de aproximadamente 0,60 % en moles, mas preferiblemente menor de

aproximadamente 0,50 % en moles, todavfa mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,35 % en moles y lo mas preferiblemente menor de 0,28 % en moles.

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Los inventores han descubierto que es un factor importante para reducir la produccion de oxidos de carbono a estos intervalos preferidos mejorar la pureza del 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 las divulgaciones de la presente invencion; esto reduce simultaneamente la formacion de oxidos de carbono y de 35 impurezas nocivas. Es otro factor mejorar la distribucion de para-xileno y oxidante en el recipiente de reaccion de acuerdo las divulgaciones de la presente invencion. Son otros factores que posibilitan los niveles preferidos anteriores de oxidos de carbono operar con los gradientes en el medio de reaccion como se divulgan en la presente memoria para presion, temperatura, concentracion de compuesto oxidable en la fase lfquida y oxidante en la fase gaseosa. Son otros factores que posibilitan los niveles preferidos anteriores de oxidos de carbono operar dentro de 40 las divulgaciones de la presente memoria preferidas para tasa de reaccion espaciotemporal, presion, temperatura, composicion de disolvente, composicion de catalizador y geometrfa mecanica del recipiente de reaccion.

Es un beneficio importante de operar dentro de los intervalos preferidos de formacion de oxido de carbono que puede reducirse el uso de oxfgeno molecular, aunque no a valores estequiometricos. A pesar del buen 45 escalonamiento de oxidante y compuesto oxidable de acuerdo con la presente invencion, debe retenerse un exceso de oxfgeno por encima del valor estequiometrico, calculado para la alimentacion de compuesto oxidable solo, para permitir ciertas perdidas de oxidos de carbono y para proporcionar oxfgeno molecular en exceso para controlar la formacion de impurezas nocivas. Especfficamente para el caso donde el xileno sea la alimentacion de compuesto oxidable, la relacion de alimentacion de peso de oxfgeno molecular a peso de xileno es preferiblemente mayor de 50 aproximadamente 0,91:1,00, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,95:1,00 y lo mas preferiblemente mayor de 0,99:1,00. Al mismo tiempo, la relacion de alimentacion de peso de oxfgeno molecular a peso de xileno es preferiblemente menor de aproximadamente 1,20:1,00, mas preferiblemente menor de aproximadamente 1,12:1,00 y lo mas preferiblemente menor de 1,06:1,00. Especfficamente para la alimentacion de xileno, el contenido promediado en tiempo de oxfgeno molecular en el gas de descarga seco del reactor de oxidacion es preferiblemente 55 mayor de aproximadamente 0,1 % en moles, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 1 % en moles y lo mas preferiblemente mayor de 1,5 % en moles. Al mismo tiempo, el contenido promediado en tiempo de oxfgeno molecular en el gas de descarga seco del reactor de oxidacion es preferiblemente menor de aproximadamente 6 % en moles, mas preferiblemente menor de aproximadamente 4 % en moles y lo mas preferiblemente menor de 3 % en moles.

Es otro posible beneficio importante de operar dentro de los intervalos preferidos de formacion de oxido de carbono que se convierte menos compuesto aromatico en oxidos de carbono y otras formas menos valiosas. Este beneficio se evalua usando la suma de los moles de todos los compuestos aromaticos que salen del medio de reaccion dividida entre la suma de los moles de todos los compuestos aromaticos que entran en el medio de reaccion durante 5 un periodo continuo de tiempo, preferiblemente 1 hora, mas preferiblemente 1 dfa y lo mas preferiblemente 30 dfas consecutivos. Se hace referencia de aquf en adelante a esta relacion como la “relacion de supervivencia molar” para compuestos aromaticos en el medio de reaccion y se expresa como un porcentaje numerico. Si todos los compuestos aromaticos entrantes salen del medio de reaccion como compuestos aromaticos, aunque en su mayorfa en las formas oxidadas de los compuestos aromaticos entrantes, entonces la relacion de supervivencia molar tiene 10 su valor maximo de 100 %. Si exactamente 1 de cada 100 moleculas aromaticas entrantes se convierte en oxidos de carbono y/u otras moleculas no aromaticas (p.ej., acido acetico) mientras pasa por el medio de reaccion, entonces la relacion de supervivencia molar es de 99 %. Especfficamente para el caso donde el xileno es la alimentacion principal de compuesto aromatico oxidable, la relacion de supervivencia molar para compuestos aromaticos en el medio de reaccion es preferiblemente mayor de aproximadamente 98 %, mas preferiblemente mayor de 15 aproximadamente 98,5 % y lo mas preferiblemente menor de 99,0 %. Al mismo tiempo y para que este presente una actividad de reaccion global suficiente, la relacion de supervivencia molar para los compuestos aromaticos en el medio de reaccion es preferiblemente menor de aproximadamente 99,9 %, mas preferiblemente menor de aproximadamente 99,8 % y lo mas preferiblemente menor de 99,7 % cuando el xileno es la alimentacion principal de compuesto aromatico oxidable.

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Otro aspecto implica la produccion de acetato de metilo en un medio de reaccion que comprende acido acetico y uno o mas compuestos aromaticos oxidables. Este acetato de metilo es relativamente volatil en comparacion con agua y acido acetico, y por tanto tiende a seguir al gas de descarga a menos que se emplee enfriamiento adicional u otras operaciones unitarias para recuperarlo y/o destruirlo antes de liberar el gas de descarga de vuelta al ambiente. La 25 formacion de acetato de metilo representa por tanto un coste operativo y tambien un coste de capital. Quizas el acetato de metilo se forme combinando en primer lugar un radical metilo, quizas de la descomposicion de acido acetico, con oxfgeno produciendo hidroperoxido de metilo, que se descompone subsiguientemente formando metanol, y reaccionando finalmente el metanol producido con el acido acetico restante formando acetato de metilo. Cualquiera que sea la ruta qufmica, los inventores han descubierto que siempre que la produccion de acetato de 30 metilo esta a una tasa demasiado baja, entonces la produccion de oxidos de carbono es tambien demasiado baja y la produccion de impurezas aromaticas nocivas es demasiado alta. Si la produccion de acetato de metilo esta a una tasa demasiado alta, entonces la produccion de oxidos de carbono es tambien innecesariamente alta, conduciendo a perdidas de rendimiento de disolvente, compuesto oxidable y oxidante. Cuando se emplean las realizaciones preferidas divulgadas en la presente memoria, la relacion de produccion de moles a acetato de metilo producido a 35 moles de compuesto aromatico oxidable alimentado es preferiblemente mayor de aproximadamente 0,005:1, mas preferiblemente mayor de aproximadamente 0,010:1 y lo mas preferiblemente mayor de 0,020:1. Al mismo tiempo, la relacion de produccion de moles de acetato de metilo producido a moles de compuesto aromatico oxidable alimentado es preferiblemente menor de aproximadamente 0,09:1, mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,07:1, todavfa mas preferiblemente menor de aproximadamente 0,05:1 y lo mas preferiblemente menor de 0,04:1.

40

EJEMPLOS 1-10

El Ejemplo 1 es un ejemplo calculado de un reactor de oxidacion de columna de burbujas para oxidar para-xileno en la fase lfquida de un medio de reaccion trifasico. El reactor de columna de burbujas del Ejemplo 1 representa un 45 diseno industrial probado con una tasa de alimentacion de para-xileno de 7000 kilogramos por hora. Los Ejemplos 2 a 10 son ejemplos calculados para reactores de oxidacion de columna de burbujas que tienen capacidades operativas 7 veces mayores que el reactor del Ejemplo 1. La FIG. 58 proporciona una tabla que resume los diferentes parametros del reactor de oxidacion de columna de burbujas que varfan en los Ejemplos 1-10.

50 EJEMPLO 1 (tecnica anterior)

Este ejemplo emplea un recipiente de reaccion de columna de burbujas que tiene una seccion cilfndrica vertical con un diametro interno igual a 2,44 metros. La altura de la seccion cilfndrica es de 32 metros desde la lfnea de tangente inferior (TL) a la TL superior de la seccion cilfndrica. El recipiente se ajusta con cabezas elfpticas 2:1 en la parte 55 superior e inferior de la seccion cilfndrica. La altura desde la parte inferior del medio de reaccion a la parte superior de la seccion cilfndrica es de aproximadamente 32,6 metros, y la altura global del recipiente de reaccion es de aproximadamente 33,2 metros. El nivel operativo es de aproximadamente 25,6 metros por encima de la parte inferior de medio de reaccion.

60 Se alimenta para-xileno al reactor a una tasa estacionaria de 7000 kilogramos por hora. Se alimenta un disolvente

filtrado que comprende principalmente acido acetico entremezclado fntimamente con el para-xileno a una tasa estacionaria de 70000 kilogramos por hora. Se distribuye la alimentacion en el recipiente de reaccion cerca de una elevacion de 2 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion usando un ensamblaje distribuidor horizontal disenado para proporcionar una liberacion sustancialmente uniforme de la alimentacion por el area de 5 seccion transversal que se encuentra dentro de un radio de 0,45 (diametro interno). La concentracion de componentes catalfticos en el disolvente filtrado es tal que la composicion en la fase lfquida del medio de reaccion sea de 1800 ppmp de cobalto, 1800 ppmp de bromo y 100 ppmp de manganeso. Se alimenta una corriente separada de disolvente de reflujo en forma de gotitas a la zona de desprendimiento de gas por encima del nivel operativo del medio de reaccion a una tasa estacionaria de 49000 kilogramos por hora, y se distribuye 10 esencialmente por toda el area de seccion transversal de la zona de desprendimiento. Este disolvente de reflujo no tiene niveles significativos de componente catalfticos. El contenido de agua combinado de alimentacion de disolvente filtrado y alimentacion de disolvente de reflujo es tal que la concentracion de agua en la fase lfquida del medio de reaccion sea de 6 % en peso. La tasa de alimentacion de aire es estacionaria, a una tasa de 35000 kilogramos por hora a traves de un distribuidor de entrada de oxidante similar al mostrado en las FIG. 12-15, y todos los orificios de 15 admision de oxidante estan localizados por debajo de la TL inferior de la seccion cilfndrica. La presion operativa del gas de cabeza del recipiente de reaccion es estacionaria a 0,52 megapascales manometricos. El recipiente de reaccion opera de manera sustancialmente adiabatica, de modo que el calor de la reaccion eleva la temperatura de las alimentaciones entrantes y evapora mucho del disolvente entrante. Medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion, la temperatura operativa es de aproximadamente 160 °C. Se retira el medio de reaccion que 20 comprende acido tereftalico bruto (CTA) del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de 15 metros a una tasa estacionaria usando un recipiente de desaireacion externa.

La relacion de L:D es de 13,4 y la relacion de H:W es de 10,5. El volumen ocupado por el medio de reaccion es de aproximadamente 118 metros cubicos y el recipiente de reaccion contiene aproximadamente 58000 kilogramos de 25 suspension. La relacion de masa de suspension a tasa de alimentacion de para-xileno es de aproximadamente 8,3 horas. La intensidad espaciotemporal de la reaccion es de aproximadamente 59 kilogramos de para-xileno alimentado por metro cubico de medio de reaccion por hora. El diferencial de presion desde la parte inferior del medio de reaccion al gas de descarga de cabeza que sale del recipiente de reaccion es de aproximadamente 0,12 megapascales. La velocidad superficial de la fase gaseosa a media altura del medio de reaccion es de 30 aproximadamente 0,8 metros por segundo. El area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 197 metros cuadrados, que es aproximadamente 3,16-WmfnH. La relacion de volumen del medio de reaccion a area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 0,60 metros. En las condiciones del Ejemplo 1, se estima que la descomposicion de acido acetico en el medio de reaccion asciende a aproximadamente 0,03 kilogramos por kilogramo de CTA producido. Este es un coste significativo en la economfa de 35 produccion global.

Son indicadores utiles de los caudales de extremo a extremo dentro del recipiente de reaccion de columna de burbujas las velocidades ascendentes maximas promediadas en tiempo de la suspension y la fase oxidante. En un recipiente de reaccion de columna de burbujas cilfndrico, estas velocidades ascendentes maximas aparecen cerca 40 del eje vertical de simetrfa de la seccion cilfndrica. Calculadas mediante un procedimiento derivado del modelo de recirculacion gas-lfquido de Gupta (referencia a “Churn-turbulent bubble columns: experiments and modeling”; Gupta, Puneet; Washington Univ., St. Louis, MO, USA. Avail. UMI, n° de orden DA3065044; (2002), 357 pag. de: Diss. Abstr. Int., B 2003, 63(9), 4269. Tesis doctoral escrita en ingles. CAN 140:130325 AN 2003:424187 CAPLUS) y usando una base de datos privada, la velocidad ascendente maxima promediada en tiempo de la fase gaseosa 45 cerca de la elevacion media del medio de reaccion es de aproximadamente 3,1 metros por segundo. Calculada de forma similar, la velocidad ascendente maxima promediada en tiempo de la suspension cerca de la elevacion media del medio de reaccion es de aproximadamente 1,4 metros por segundo.

Otro indicador util de los caudales de extremo a extremo dentro del recipiente de reaccion de columna de burbujas 50 es la velocidad descendente maxima promediada en tiempo de la suspension en las partes del recipiente de reaccion localizadas lejos del nucleo central. En un recipiente de reaccion cilfndrico, esta velocidad descendente maxima aparece tfpicamente en la region que se encuentra fuera de un radio de 0,35(diametro interno) del eje vertical de simetrfa de la seccion cilfndrica. Calculada mediante un procedimiento derivado del modelo de recirculacion de gas-lfquido de Gupta y usando una base de datos privada, la velocidad descendente maxima 55 promediada en tiempo de la suspension en la corona circular cerca de la elevacion media del medio de reaccion es de aproximadamente 1,4 metros por segundo.

EJEMPLO2

60 En este ejemplo, se alimenta al reactor de columna de burbujas para-xileno a una tasa aumentada de 49000

kilogramos por hora, 7 veces mas que en el Ejemplo 1. La velocidad superficial del gas, considerada a menudo una variable de escalado importante para columnas de burbujas, se mantiene aproximadamente igual al Ejemplo 1 aumentando el area de seccion transversal del recipiente de reaccion para que sea aproximadamente 7 veces mayor que en el Ejemplo 1. Las relaciones de H:W y L:D, consideradas a menudo variables de escalado importantes para 5 columnas de burbujas, se mantienen tambien aproximadamente igual al Ejemplo 1.

Los otros flujos de alimentacion aumentan a la misma relacion 7:1 con el Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son iguales que en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion que en el Ejemplo 1. La presion operativa del gas de 10 cabeza del recipiente de reaccion es de nuevo de 0,52 megapascales manometricos, y la temperatura operativa es de nuevo de aproximadamente 160 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Se retira el medio de reaccion que comprende CTA del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de 40 metros a una tasa estacionaria usando un recipiente de desaireacion externa.

15 El recipiente de reaccion de columna de burbujas comprende una seccion vertical cilfndrica con un diametro interno igual a 6,46 metros. La relacion de L:D se mantiene igual que en el Ejemplo 1, y la altura desde la parte inferior del medio de reaccion a la parte superior de la seccion cilfndrica es por tanto de 86,3 metros. La parte superior e inferior de la seccion cilfndrica se ajustan con cabezas elfpticas 2:1 y la altura total del recipiente de reaccion es muy alta, de aproximadamente 88,0 metros. Se distribuye de nuevo la alimentacion en el recipiente de reaccion cerca de una 20 elevacion de 2 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion usando un ensamblaje distribuidor horizontal disenado para una liberacion sustancialmente uniforme de la alimentacion el area de seccion transversal que se encuentra dentro de un radio de 0,45(diametro interno). La alimentacion de aire es de nuevo a traves de un distribuidor de entrada de oxidante similar al mostrado en las FIG. 12-15, y todos los orificios de admision de oxidante estan localizados por debajo de la TL inferior de la seccion cilfndrica. Se distribuye el disolvente de reflujo 25 como gotitas esencialmente por toda la seccion transversal de la zona de desprendimiento.

Se mantiene la relacion de H:W aproximadamente igual al Ejemplo 1, y por tanto el nivel operativo es de aproximadamente 67,8 metros de medio de reaccion. Esto deja una altura de desprendimiento de aproximadamente 18,5 metros en la seccion cilfndrica mas aproximadamente 1,6 metros en la cabeza elfptica superior. Esta altura de 30 desprendimiento es excesiva en aproximadamente 10 metros. Por tanto, hacer el escalado del recipiente con L:D constante produce una instalacion mecanica que es abiertamente costosa de capital (p.ej., costes excesivos para el recipiente de presion, para los cimientos debido a la masa y la carga de viento, para el acero estructural, para tuberfas de proceso y utilidades y/o para cableado de instrumentos y electrico).

35 El volumen ocupado por el medio de reaccion es de aproximadamente 2200 metros cubicos, y el recipiente de reaccion contiene aproximadamente 1 100000 kilogramos de suspension. La relacion de masa de suspension a tasa de alimentacion de para-xileno es de aproximadamente 22 horas, aumentada en gran medida en comparacion con el Ejemplo 1. La intensidad de reaccion espaciotemporal es de solo aproximadamente 22 kilogramos de para-xileno alimentado por metro cubico de medio de reaccion por hora, disminuida en gran medida en comparacion con el 40 Ejemplo 1. El diferencial de presion desde la parte inferior del medio de reaccion al gas de descarga de cabeza que sale del recipiente de reaccion se eleva a aproximadamente 0,33 megapascales, aumentado en gran medida en comparacion con el Ejemplo 1. El area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 1393 metros cuadrados, que es aproximadamente 3,18-WmfnH. La relacion de volumen de medio de reaccion a area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 1,58 45 metros, aumentada en gran medida en comparacion con el Ejemplo 1.

Por tanto, hacer el escalado de las dimensiones del medio de reaccion para mantener tanto la velocidad superficial como la relacion de H:W aproximadamente constantes entre este ejemplo y el Ejemplo 1 ha producido cambios muy grandes en las condiciones de reaccion. En conjunto, estos cambios son altamente desfavorables. Hay efectos 50 positivos en este ejemplo (p.ej., concentraciones mas diluidas de compuesto oxidable, menor demanda de tasa de transferencia de masa por unidad de volumen para el oxfgeno molecular de la fase gaseosa a la lfquida y demas), que conducen a la produccion de menos subproductos indeseables coloreados por CTA unitario. Sin embargo, hay varias penalizaciones economicas graves referentes a la descomposicion del acido acetico y a la presion y potencia requeridas para suministrar aire a la parte inferior del recipiente de reaccion de columna de burbujas. La 55 descomposicion de acido acetico es aproximadamente proporcional a la masa de acido acetico en el medio de reaccion, siempre que la temperatura operativa y la composicion de la fase lfquida se mantengan aproximadamente constantes, y cuando se alimenta para-xileno con un exceso de oxfgeno molecular. Debido a la masa mucho mayor de acido acetico en el recipiente de reaccion en comparacion con la cantidad de CTA producida en este ejemplo, se estima que la descomposicion de acido acetico se eleva a aproximadamente 0,09 kilogramos por kilogramo de CTA 60 producido. Ademas, el compresor de aire debe suministrar aire al medio de reaccion a una presion que es de 0,85

megapascales manometricos en este ejemplo, mientras que la presion suministrada en el Ejemplo 1 es de 0,64 megapascales manometricos. Para una tasa de suministro de aire de 245000 kilogramos por hora y con los margenes tfpicos de diversas eficiencias de compresion y suministro, el requisito de potencia adicional para la presion de suministro mayor de este ejemplo es de aproximadamente 3000 kilovatios, continuamente. Por tanto, 5 hacer el escalado del medio de reaccion de este ejemplo con velocidad superficial de gas y relacion de H:W aproximadamente constantes proporciona una economfa inaceptable, a pesar de la buena calidad de CTA esperada.

EJEMPLO 3

10 Este ejemplo hace el escalado del proceso del Ejemplo 1 usando la velocidad superficial y la intensidad de reaccion espaciotemporal. Esto conduce a una mala calidad de producto porque, en terminos sencillos, los patrones de conveccion naturales producen inherentemente un mal perfil de reaccion verticalmente.

En este ejemplo, la tasa de alimentacion de para-xileno es de nuevo de 49000 kilogramos por hora, 7 veces mayor 15 que en el Ejemplo 1. La velocidad superficial de gas se mantiene de nuevo aproximadamente igual al Ejemplo 1, pero las relaciones de L:D y H:W no se mantienen iguales. En lugar de ello, se mantiene la STR aproximadamente igual al Ejemplo 1. Esto proporciona una presion de base de columna y una relacion de descomposicion de acido acetico que son aproximadamente iguales al Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentacion aumentan a la misma relacion 7:1 con el Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son iguales que en el Ejemplo 1, 20 proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion que en el Ejemplo 1. La presion operativa del gas de cabeza del recipiente de reaccion es de nuevo de 0,52 megapascales manometricos, y la temperatura operativa es de nuevo de aproximadamente 160 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Se retira el medio de reaccion que comprende CTA del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de 15 metros a una tasa estacionaria usando un recipiente de desaireacion externa.

25

El recipiente de reaccion de columna de burbujas incluye una seccion cilfndrica vertical, con el diametro interno igual a 6,46 metros, manteniendo la velocidad superficial de la fase gaseosa aproximadamente constante en comparacion con los Ejemplos 1 y 2. Para mantener la misma STR que en el Ejemplo 1, se cambia ligeramente el nivel operativo a aproximadamente 26,1 metros de medio de reaccion. La altura desde la TL inferior a la TL superior de la seccion 30 cilfndrica es de 32 metros, la misma que en el Ejemplo 1, y proporciona aproximadamente la misma altura de desprendimiento de carga maxima entre la parte superior del medio de reaccion y la salida de gas de cabeza. La parte superior e inferior de la seccion cilfndrica estan ajustadas con cabezas elfpticas 2:1. La altura desde la parte inferior del medio de reaccion a la parte superior de la seccion cilfndrica es de aproximadamente 33,6 metros, y la altura global del recipiente de reaccion es de aproximadamente 35,2 metros. Se distribuye de nuevo la alimentacion 35 en el recipiente de reaccion cerca de una elevacion de 2 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion usando un ensamblaje distribuidor horizontal disenado para una liberacion sustancialmente uniforme de la alimentacion por el area de seccion transversal que se encuentra dentro de un radio de 0,45(diametro interno). La alimentacion de aire es de nuevo a traves de un distribuidor de entrada de oxidante similar al mostrado en las FIG. 12-15, y todos los orificios de admision de oxidante estan localizados por debajo de la TL inferior de la seccion 40 cilfndrica. Se distribuye el disolvente de reflujo en forma de gotitas esencialmente por toda la seccion transversal de la zona de desprendimiento.

La relacion de H:W del medio de reaccion se reduce marcadamente a 4,0. La relacion de L:D del recipiente de reaccion se reduce marcadamente a 5,2. El volumen ocupado por el medio de reaccion es de aproximadamente 828 45 metros cubicos, y el recipiente de reaccion contiene aproximadamente 410000 kilogramos de suspension. La relacion de masa de suspension a tasa de alimentacion de para-xileno es de aproximadamente 8,3 horas. La STR es de aproximadamente 59 kilogramos de para-xileno alimentado por metro cubico de medio de reaccion por hora. El diferencial de presion desde la parte inferior del medio de reaccion al gas de descarga de cabeza que sale del recipiente de reaccion es de aproximadamente 0,13 megapascales. El area superficial vertical en contacto con el 50 medio de reaccion es de aproximadamente 546 metros cuadrados, que es aproximadamente 3,24-WmfnH. La relacion de volumen de medio de reaccion a area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 1,52 metros. En las condiciones de este ejemplo, se estima que la descomposicion del acido acetico en el medio de reaccion vuelve deseablemente al nivel menor del Ejemplo 1, aproximadamente 0,03 kilogramos por kilogramo de CTA producido.

55

Sin embargo, el diametro mayor del recipiente de reaccion empleado en este ejemplo, acoplado con su menor relacion de H:W, conduce a desplazamientos muy indeseables de las velocidades de flujo, mezclado y escalonamiento en el medio de reaccion. Esto conduce a un aumento significativo de la perdida de para-xileno en el gas de descarga de cabeza y a la formacion de subproductos coloreados indeseables. En terminos sencillos, las 60 velocidades de flujo axial producidas por las fuerzas de conveccion naturales se hacen mayores en columnas de

burbujas de diametro mayor incluso cuando la velocidad superficial se mantiene constante. Calculada mediante un procedimiento derivado del modelo de recirculacion de gas-lfquido de Gupta y usando una base de datos privada, la velocidad ascendente maxima promediada en tiempo de la fase gaseosa cerca de la elevacion media del medio de reaccion es de aproximadamente 3,9 metros por segundo. Calculada de forma similar, la velocidad ascendente 5 maxima promediada en tiempo de la suspension cerca de la elevacion media del medio de reaccion es de aproximadamente 2,2 metros por segundo. Calculada de forma similar, la velocidad descendente maxima promediada en tiempo de la suspension en la corona circular externa cerca de la elevacion media del medio de reaccion es de aproximadamente 2,3 metros por segundo.

10 Puesto que la altura del medio de reaccion cambia poco entre este ejemplo y el Ejemplo 1, estas velocidades verticales promediadas en tiempo aumentadas causan que los tiempos de mezclado de extremo a extremo se reduzcan significativamente en este ejemplo en comparacion con el Ejemplo 1. Esto produce un aumento indeseable de la cantidad de para-xileno que migra hacia la parte superior del recipiente antes de oxidarse. Esto conduce a una perdida indeseable de rendimiento de para-xileno que sale por la parte superior del recipiente de reaccion con el gas 15 de descarga, y desplaza mas de la demanda de oxfgeno molecular disuelto hasta mas cerca de la parte superior del reactor, donde la fraccion molar de oxfgeno molecular esta relativamente agotada en la fase gaseosa. Ademas, la velocidad descendente promediada en tiempo aumentada de la suspension en las regiones hacia la pared del recipiente en este ejemplo causa que se empujen descendentemente mas burbujas y mas grandes de la fase gaseosa contra su flotabilidad natural en un campo gravitatorio. Esto conduce a un aumento indeseable de la 20 recirculacion de fase gaseosa de oxfgeno molecular parcialmente agotado, que a su vez conduce a una disponibilidad reducida del oxfgeno disuelto en estas regiones. Entre otros efectos, esta disponibilidad reducida del oxfgeno disuelto en diversas porciones del medio de reaccion conduce a una relacion significativamente aumentada de formacion de subproductos coloreados indeseables en este ejemplo en comparacion con el Ejemplo 1, y este nivel elevado de subproductos coloreados indeseables vuelve el producto inutilizable para muchas aplicaciones en 25 PET.

Por tanto, los Ejemplos 2 y 3 demuestran la insuficiencia de la tecnica anterior para disenar columnas de oxidacion de burbujas a gran escala usando principalmente la velocidad superficial de gas (Ug), la relacion de L:D y la tasa de reaccion espaciotemporal media (STR).

30

EJEMPLO4

En este ejemplo, los miembros a presion del recipiente de reaccion de columna de burbujas son iguales que en el Ejemplo 3, pero se anaden superficies verticales en el medio de reaccion para conferir una resistencia vertical para 35 establecer perfiles de escalonamiento de reaccion mas similares al Ejemplo 1, restaurando asf la calidad de producto y rendimiento de para-xileno, pero sin aumentar la relacion de descomposicion de acido acetico como en el Ejemplo 2.

La tasa de alimentacion de para-xileno es de nuevo de 49000 kilogramos por hora, 7 veces mayor que en el Ejemplo 40 1. Los otros flujos de alimentacion aumentan a la misma relacion 7:1 con el Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas que en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion que en el Ejemplo 1. La presion operativa del gas de cabeza del recipiente de reaccion es de nuevo de 0,52 megapascales manometricos, y la temperatura operativa es de nuevo de aproximadamente 160 °C medidos cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Se retira el 45 medio de reaccion que comprende CTA del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de 15 metros en estado estacionario, usando un recipiente de desaireacion externa.

El recipiente de reaccion de columna de burbujas incluye una seccion cilfndrica vertical, con el diametro interno igual a 6,46 metros. La altura desde la TL inferior a la TL superior de la seccion cilfndrica es de 32 metros, y el nivel 50 operativo es de aproximadamente 26,3 metros de medio de reaccion. La parte superior e inferior de la seccion cilfndrica se ajustan con cabezas elfpticas 2:1. La altura desde la parte inferior del medio de reaccion a la parte superior de la seccion cilfndrica es de aproximadamente 33,6 metros y la altura global del recipiente de reaccion es de aproximadamente 35,2 metros. Se distribuye de nuevo la alimentacion al recipiente de reaccion cerca de una elevacion de 2 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion, usando un ensamblaje distribuidor 55 horizontal disenado para una liberacion sustancialmente uniforme de la alimentacion por el area de seccion transversal que se encuentra dentro de un radio de 0,45(diametro interno). La alimentacion de aire es de nuevo a traves de un distribuidor de entrada de oxidante similar al mostrado en las FIG. 12-15, y todos los orificios de admision de oxidante estan localizados por debajo de la TL inferior de la seccion cilfndrica. Se distribuye el disolvente de reflujo en forma de gotitas esencialmente por toda el area de seccion transversal de la zona de 60 desprendimiento.

El recipiente de reaccion de columna de burbujas incluye ademas dos superficies planas ortogonales localizadas con su lmea de interseccion coincidente con el eje vertical de la seccion cilmdrica. Estas superficies planas comprenden convenientemente metal de placa del mismo tipo y acabado de superficie que se usa en la seccion cilmdrica del 5 recipiente de reaccion. Cada superficie plana empieza a una elevacion menor de 3 metros por encima de la TL inferior y se extiende hacia arriba 20 metros. Las dos superficies planas se extienden cada una de forma esencialmente horizontal hasta llegar a la pared de la seccion cilmdrica (es decir, cuya anchura es igual al diametro interno) y estan soportadas por la seccion cilmdrica. El grosor y soporte de las superficies planas se disenan para resistir las diversas fuerzas que pueden aparecer en condiciones operativas normales y alteradas. Debido al 10 volumen ocupado por el metal de placa, se ajusta ligeramente el nivel operativo hacia arriba a 26,3 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion para mantener la misma sTr que en el Ejemplo 1.

Por tanto, en este ejemplo, se subdivide el medio de reaccion en 4 subvolumenes de igual tamano y forma durante 20 metros de la altura total del medio de reaccion. Estos 4 subvolumenes se comunican entre sf tanto por debajo 15 como por encima de las superficies planas. Debido a la distribucion relativamente uniforme de alimentacion de oxidante y para-xileno por debajo del extremo inferior de las superficies planas, cada uno de los 4 subvolumenes tiene una velocidad superficial similar de la fase gaseosa y un perfil de intensidad de reaccion similar. Los 4 subvolumenes pueden concebirse como parecidos a 4 recipientes de reaccion de columna de burbujas de tamano menor dentro de la carcasa de un recipiente a presion.

20

La relacion de H:W del medio de reaccion es de 4:1. La relacion de L:D del recipiente de reaccion es de 5,2. El volumen ocupado por el medio de reaccion es de aproximadamente 828 metros cubicos y el recipiente de reaccion contiene aproximadamente 410000 kilogramos de suspension. La relacion de masa de suspension a tasa de alimentacion de para-xileno es de aproximadamente 8,3 horas. La STR es de aproximadamente 59 kilogramos de 25 para-xileno alimentado por metro cubico de medio de reaccion por hora. El diferencial de presion desde la parte inferior del medio de reaccion al gas de descarga de cabeza que sale del recipiente de reaccion es de aproximadamente 0,13 megapascales. El area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 1066 metros cuadrados, que es aproximadamente 6,29-WmmH. La relacion de volumen del medio de reaccion a area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 0,78 30 metros. Este valor es intermedio entre los Ejemplos 1 y 3, y se encuentra utilmente mas cercano al Ejemplo 1. En las condiciones de este ejemplo, se estima que la descomposicion de acido acetico en el medio de reaccion vuelve deseablemente al valor inferior del Ejemplo 1, aproximadamente 0,03 kilogramos por kilogramo de CTA producido.

Las velocidades ascendente y descendente maximas promediadas en tiempo de la fase gaseosa y de la suspension 35 se reducen en este ejemplo en comparacion con el Ejemplo 3. Esto proporciona mejoras utiles en el perfil vertical de para-xileno y conduce a una disponibilidad mejorada del oxfgeno disuelto en la fase lfquida cerca de las superficies de pared verticales. En conjunto, estos cambios mejoran el rendimiento de para-xileno y reducen la formacion de subproductos coloreados indeseables en este ejemplo en comparacion con el Ejemplo 3.

40 EJEMPLO 5

En este ejemplo, los miembros a presion del recipiente de reaccion son los mismos que en el Ejemplo 3, pero se anaden miembros deflectores no incrustantes al medio de reaccion para restablecer unos perfiles de escalonado de reaccion mas similares a los del Ejemplo 1, restaurando asf la calidad de producto y rendimiento de para-xileno, pero 45 sin aumentar la relacion de descomposicion de acido acetico como en el Ejemplo 2.

La tasa de alimentacion de para-xileno es de nuevo de 49000 kilogramos por hora, 7 veces mayores que en el Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentacion aumentan a la misma relacion 7:1 con el Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas que en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua, 50 cobalto, bromo y manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion que en el Ejemplo 1. La presion operativa del gas de cabeza del recipiente de reaccion es de nuevo de 0,52 megapascales manometricos, y la temperatura operativa es de nuevo de aproximadamente 160 °C medidos cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Se retira el medio de reaccion que comprende CTA del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de 15 metros a una tasa estacionaria, usando un recipiente de desaireacion externa.

55

El recipiente de reaccion de columna de burbujas incluye una seccion vertical cilmdrica con un diametro interno igual a 6,46 metros. La altura desde la TL inferior a la TL superior de la seccion cilmdrica es de 32 metros, y el nivel operativo es de aproximadamente 26,1 metros de medio de reaccion. La parte superior y la parte inferior de la seccion cilmdrica se ajustan con cabezas elfpticas 2:1. La altura desde la parte inferior del medio de reaccion a la 60 parte superior de la seccion cilmdrica es de aproximadamente 33,6 metros, y la altura global del recipiente de

reaccion es de aproximadamente 35,2 metros. Se distribuye de nuevo la alimentacion en el recipiente de reaccion cerca de una elevacion de 2 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion usando un ensamblaje distribuidor horizontal disenado para una liberacion sustancialmente uniforme de la alimentacion por el area de seccion transversal que se encuentra dentro de un radio de 0,45(diametro interno). La alimentacion de aire es de 5 nuevo a traves de un distribuidor de entrada de oxidante similar al mostrado en las FIG. 12-15, y todos los orificios de admision de oxidante estan localizados por debajo de la TL inferior de la seccion cilfndrica. Se distribuye el disolvente de reflujo como gotitas esencialmente por toda el area de seccion transversal de la zona de desprendimiento.

10 El recipiente de reaccion de columna de burbujas incluye ademas un ensamblaje deflector horizontal localizado en la columna de burbujas a una altura de 12 metros por encima de la TL inferior del recipiente de reaccion. Esto coloca el ensamblaje deflector aproximadamente a 13,6 metros o 2,1D por encima de la parte inferior del medio de reaccion. Este ensamblaje deflector comprende 15 miembros deflectores individuales. Cada miembro deflector comprende una forma de L extruida o fabricada donde ambos lados de la forma de L son de 0,15 metros de ancho y el angulo 15 incluido entre los dos lados es de 90 grados. Las formas de L estan todas dispuestas horizontales, paralelas entre si, con las esquinas apuntando hacia fuera, y localizadas a la misma elevacion. Los dos bordes terminales de cada forma de L estan todos a la misma elevacion, por debajo de las esquinas que apuntan hacia arriba. Cuando se observa desde el extremo, cada miembro aparece con una forma de V invertida. Por tanto, el porcentaje de ensamblaje deflector que comprende superficies planas orientadas hacia arriba inclinadas menos de 5 grados de la 20 horizontal es efectivamente nulo. El hueco entre los bordes inferiores de cada miembro y su vecino cercano es siempre de 0,21 metros. El mas largo de los miembros tiene una longitud efectivamente igual al diametro interno del recipiente cilfndrico, que se extiende de forma diametral a lo largo del recipiente de pared a pared. Los otros 14 miembros deflectores individuales son todos necesariamente de longitud mas corta. Todos los miembros deflectores estan soportados sobre cada extremo extendiendose hasta llegar a la pared cilfndrica y uniendose a la misma. Por 25 tanto, el area abierta a la elevacion del ensamblaje deflector es de aproximadamente 16 metros cuadrados, que es aproximadamente un 50 % del area de seccion transversal del recipiente de reaccion a esa elevacion. Los miembros deflectores se disenan para resistir las diversas fuerzas que pueden aparecer en condiciones operativas normales y alteradas. Los miembros se construyen del mismo metal que los componentes de tuberfas usados en el ensamblaje de rociador de aire, seleccionandose dicho metal apropiadamente para resistir la corrosion y erosion. Sin embargo, 30 las superficies de los miembros deflectores se pulen a un acabado superficial de 125 RMS o mas fino. A pesar de la precipitacion de aproximadamente 76000 kilogramos por hora de CTA en el recipiente de reaccion, el ensamblaje deflector no se incrusta excesivamente ni se desprenden trozos de solidos.

La relacion de H:W del medio de reaccion es de 4,0. La relacion de L:D del recipiente de reaccion es de 5,2. El 35 volumen ocupado por el medio de reaccion es de aproximadamente 828 metros cubicos, y el recipiente de reaccion contiene aproximadamente 410000 kilogramos de suspension. La relacion de masa de suspension a tasa de alimentacion de para-xileno es de aproximadamente 8,3 horas. La STR es de aproximadamente 59 kilogramos de para-xileno alimentado por metro cubico de medio de reaccion por hora. El diferencial de presion desde la parte inferior de medio de reaccion al gas de descarga de cabeza que sale del recipiente de reaccion es de 40 aproximadamente 0,13 megapascales. El area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 546 metros cuadrados, que es aproximadamente 3,24-WmfnH. La relacion de volumen del medio de reaccion a area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 1,52 metros. En las condiciones de este ejemplo, se estima que la descomposicion de acido acetico en el medio de reaccion vuelve deseablemente al nivel inferior de Ejemplo 1, aproximadamente 0,03 kilogramos por kilogramo de CTA producido.

45

El efecto del ensamblaje deflector horizontal es perturbar la velocidad vertical de la fase gaseosa y de la suspension en el recipiente de reaccion. Esto retrasa la progresion del para-xileno hacia la superficie superior del medio de reaccion, conduciendo a una reduccion beneficiosa de la perdida de rendimiento de para-xileno en el gas de descarga de cabeza. Adicionalmente, mejoran el escalonamiento de oxfgeno molecular y compuesto oxidable, 50 proporcionando una reduccion en la formacion de subproductos coloreados indeseables en este ejemplo en comparacion con el Ejemplo 3.

EJEMPLO6

55 En este ejemplo, se disena el recipiente de reaccion para velocidades superficiales de gas y valores de retencion de gas muy altos segun la presente invencion. Usar un D menor posibilita una mayor relacion de L:D sin recurrir a un recipiente de reaccion excesivamente alto y sin incurrir en una descomposicion excesiva del disolvente acido acetico.

60 La tasa de alimentacion de para-xileno es de nuevo de 49000 kilogramos por hora, 7 veces mayor que en el Ejemplo

1. Los otros flujos de alimentacion aumentan a la misma relacion 7:1 con el Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas que en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion que en el Ejemplo 1. La presion operativa del gas de cabeza del recipiente de reaccion es de nuevo de 0,52 megapascales y la temperatura operativa es de nuevo de 5 aproximadamente 160 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Se retira el medio de reaccion

que comprende CTA del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de 28 metros a una tasa estacionaria

usando un recipiente de desaireacion externa.

El recipiente de reaccion de columna de burbujas incluye una seccion cilfndrica vertical, con el diametro interno igual 10 a 5,00 metros. La altura desde la TL inferior a la TL superior de la seccion cilfndrica es de 70 metros. La parte superior e inferior de la seccion cilfndrica se ajustan con cabezas elfpticas 2:1. La altura desde la parte inferior del medio de reaccion a la parte superior de la seccion cilfndrica es de aproximadamente 71,3 metros, y la altura global del recipiente de reaccion es de aproximadamente 72,5 metros. El nivel operativo es de aproximadamente 61,3 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion. La alimentacion se distribuye de nuevo en el recipiente

15 de reaccion cerca de una elevacion 2 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion usando una

ensamblaje distribuidor horizontal disenado para la liberacion sustancialmente uniforme de la alimentacion por el area de seccion transversal que se encuentra dentro de un radio de 0,45(diametro interno). La alimentacion de aire es de nuevo a traves de un distribuidor de entrada de oxidante similar al observado en las FIG. 12-15, y todos los orificios de admision de oxidante estan localizados por debajo de la TL inferior de la seccion cilfndrica. El disolvente 20 de reflujo se distribuye en forma de gotitas esencialmente por todo el area de seccion transversal de la zona de desprendimiento.

La relacion de H:W del medio de reaccion es de 12,3. La relacion de L:D del recipiente de reaccion es de 14,3. El volumen ocupado por el medio de reaccion es de aproximadamente 1190 metros cubicos, y el recipiente de reaccion 25 contiene aproximadamente 420000 kilogramos de suspension. La relacion de masa de suspension a tasa de alimentacion de para-xileno es de aproximadamente 8,7 horas. La STR es de aproximadamente 41 kilogramos de para-xileno alimentado por metro cubico de medio de reaccion por hora. El diferencial de presion desde la parte inferior del medio de reaccion al gas de descarga de cabeza que sale del recipiente de reaccion es de aproximadamente 0,21 megapascales. El area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de 30 aproximadamente 975 metros cuadrados, que es aproximadamente 3,18-Wmfn H. La relacion de volumen del medio de reaccion a area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 1,22 metros. El valor relativamente pequeno de D produce una velocidad superficial de la fase gaseosa a media altura del medio de reaccion que es aproximadamente 1,7 veces la velocidad superficial usada en los Ejemplos 1 a 5. La retencion de gas a mitad de elevacion del medio de reaccion es superior a 0,6. En las condiciones del Ejemplo 6, se estima que la 35 descomposicion del acido acetico en el medio de reaccion se reduce deseablemente por debajo de 0,03 kilogramos por kilogramo de CTA producido. Esto es debido a la cantidad reducida de suspension, mas especfficamente acido acetico, en el recipiente de reaccion en comparacion con el Ejemplo 3.

En este ejemplo, la relacion de H:W es favorable para un mezclado reducido de extremo a extremo y para un 40 escalonamiento beneficioso de oxfgeno molecular y compuesto oxidable. Sin embargo, las velocidades axiales son mayores que en el Ejemplo 1, acelerando el mezclado de extremo a extremo para una H:W dada. Afortunadamente, la STR menor reduce la demanda volumetrica de transferencia de oxfgeno molecular de gas a lfquido; y la retencion de gas aumentada sirve para aumentar la capacidad de transferir oxfgeno molecular de gas a lfquido. En conjunto, el nivel de produccion de subproductos coloreados indeseables se estima que es comparable al del Ejemplo 1.

45

EJEMPLO7

En este ejemplo, se disena el recipiente de reaccion para velocidades superficiales de gas y valores de retencion de gas aun mayores de acuerdo con la presente invencion. Se usa una zona de desprendimiento de remate ampliada 50 para limitar el arrastre de suspension en el gas de descarga de cabeza.

La tasa de alimentacion de para-xileno es de nuevo de 49000 kilogramos por hora, 7 veces mayor que en el Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentacion aumentan a la misma relacion 7:1 con el Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas que en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, 55 bromo y manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion que en el Ejemplo 1. La presion operativa del gas de cabeza del recipiente de reaccion es de nuevo de 0,52 megapascales manometricos, y la temperatura operativa es de nuevo de aproximadamente 160 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Se retira el medio de reaccion que comprende CTA del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de 28 metros a una tasa estacionaria usando un recipiente de desaireacion externa.

El recipiente de reaccion de columna de burbujas incluye una seccion cilfndrica vertical, con el diametro interno igual a 4,60 metros. La altura desde la TL inferior al extremo superior de la seccion cilfndrica es de 60 metros. En el extremo superior de esta seccion cilfndrica, una seccion conica diverge hasta un diametro interno de 7 metros alzandose a una altura de 2 metros. La pendiente de la pared conica es por tanto de aproximadamente 31 grados de 5 la vertical. Rematando la seccion conica, hay una seccion cilfndrica de desprendimiento de gas con un diametro interno de 7 metros. La altura de la seccion cilfndrica superior es de 7 metros. Se ajustan al recipiente cabezas elfpticas 2:1 en la parte superior e inferior. Por tanto, la altura combinada del recipiente de reaccion es de aproximadamente 71,9 metros. El nivel operativo es de aproximadamente 61,2 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion, situandolo cerca de la union del cuerpo cilfndrico principal y la seccion conica divergente. Se 10 distribuye de nuevo la alimentacion en el recipiente de reaccion cerca de una elevacion de 2 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion usando un ensamblaje distribuidor horizontal disenado para una liberacion sustancialmente uniforme de la alimentacion por el area de seccion transversal que se encuentra dentro de un radio de 0,45(diametro interno). La alimentacion de aire es de nuevo a traves de un distribuidor de entrada de oxidante similar al mostrado en las FIG. 12-15, y todos los orificios de admision de oxidante estan localizados por debajo de la 15 TL inferior de la seccion cilfndrica inferior. Se distribuye el disolvente de reflujo en forma de gotitas esencialmente por toda el area de seccion transversal de la seccion de desprendimiento expandida.

La relacion de H:W del medio de reaccion y la relacion de L:D del recipiente de reaccion son de 13,3. La relacion de X:D del recipiente de reaccion es de 1,5. La relacion de L:Y del recipiente de reaccion es de 5,7. El volumen 20 ocupado por el medio de reaccion es de aproximadamente 1000 metros cubicos, y el recipiente de reaccion contiene aproximadamente 320000 kilogramos de suspension. La relacion de masa de suspension a tasa de alimentacion de para-xileno es de aproximadamente 6,5 horas. La STR es de aproximadamente 49 kilogramos de para-xileno alimentado por metro cubico de medio de reaccion por hora. El diferencial de presion desde la parte inferior del medio de reaccion al gas de descarga de cabeza que sale del recipiente de reaccion es de aproximadamente 0,19 25 megapascales. El area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 896 metros cuadrados, que es aproximadamente 3,19-WmfnH. La relacion del volumen de medio de reaccion a area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 1,12 metros. El valor relativamente pequeno de D produce una velocidad superficial de la fase gaseosa a media altura del medio de reaccion que es aproximadamente 2 veces la velocidad superficial usada en los Ejemplos 1 a 5. Sin embargo, la velocidad superficial 30 de la fase gaseosa en la seccion de desprendimiento expandida se reduce a aproximadamente 0,85 veces la velocidad superficial usada en los Ejemplos 1 a 5. La retencion de gas a mitad de elevacion del medio de reaccion es de aproximadamente 0,7. En las condiciones de este ejemplo, se estima que la descomposicion de acido acetico en el medio de reaccion se reduce deseablemente por debajo de 0,03 kilogramos por kilogramo de CTA producido. Esto es debido a la cantidad reducida de suspension, mas especfficamente acido acetico, en el recipiente de 35 reaccion en comparacion con el Ejemplo 3. Se estima que el nivel de subproductos coloreados indeseables es menor que en el Ejemplo 6 debido al escalonamiento mejorado y mayor retencion de gas.

EJEMPLO8

40 En este ejemplo, el recipiente de reaccion es el mismo que en el Ejemplo 7, pero el nivel operativo se eleva para ser de aproximadamente 63,2 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion, situandolo cerca de la union de la seccion conica divergente y la seccion cilfndrica de desprendimiento de gas expandida. Esto proporciona diversas ventajas frente al control del nivel en la seccion de cuerpo cilfndrico principal, incluyendo una tendencia reducida a que la parte superior del medio de reaccion sea espumosa y de demasiado mala circulacion.

45

La tasa de alimentacion de para-xileno es de nuevo de 49000 kilogramos por hora, 7 veces mayor que en el Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentacion aumentan a la misma relacion 7:1 con el Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas que en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion que en el Ejemplo 1. La presion operativa del gas de 50 cabeza del recipiente de reaccion es de nuevo de 0,52 megapascales manometricos y la temperatura operativa es de nuevo de aproximadamente 160 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Se retira el medio de reaccion que comprende CTA del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de 28 metros a una tasa estacionaria usando un recipiente de desaireacion externa.

55 La relacion de H:W del medio de reaccion es de aproximadamente 13,7 y la relacion de L:D del recipiente de reaccion es de 13,3. El volumen ocupado por el medio de reaccion es de aproximadamente 1060 metros cubicos, y el recipiente de reaccion contiene aproximadamente 330000 kilogramos de suspension. La relacion de masa de suspension a tasa de alimentacion de para-xileno es de aproximadamente 6,8 horas. La STR es de aproximadamente 46 kilogramos de para-xileno alimentado por metro cubico de medio de reaccion por hora. El 60 diferencial de presion desde la parte inferior de medio de reaccion al gas de descarga de cabeza que sale del

recipiente de reaccion es de aproximadamente 0,20 megapascales. El area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 953 metros cuadrados, que es aproximadamente 3,39-WmfnH. La relacion de volumen de medio de reaccion a area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 1,11 metros. La velocidad superficial de la fase gaseosa a media altura del medio de reaccion es 5 aproximadamente 2 veces la velocidad superficial usada en los Ejemplos 1 a 5. La retencion de gas a la elevacion media del medio de reaccion es de aproximadamente 0,7. En las condiciones de este ejemplo, se estima que la descomposicion de acido acetico en el medio de reaccion se reduce deseablemente por debajo de 0,03 kilogramos por kilogramo de CTA producido. Esto es debido a la cantidad reducida de suspension, mas especfficamente acido acetico, en el recipiente de reaccion en comparacion con el Ejemplo 3. Se estima que el nivel de subproductos 10 coloreados indeseables es menor que en el Ejemplo 6 debido al escalonamiento mejorado y la retencion de gas.

EJEMPLO 9

En este ejemplo, los miembros a presion del recipiente de reaccion son los mismos que en el Ejemplo 7, pero los 15 miembros internos usados para introducir el oxidante y el para-xileno se modifican de forma importante proporcionando multiples entradas separadas verticalmente para cada uno.

La tasa de alimentacion de para-xileno es de nuevo de 49000 kilogramos por hora, 7 veces mayor que en el Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentacion a con la misma relacion 7:1 con el Ejemplo 1. Las composiciones de las 20 alimentaciones son las mismas que en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion que en el Ejemplo 1. La presion operativa del gas de cabeza del recipiente de reaccion es de nuevo de 0,52 megapascales manometricos y la temperatura operativa es de nuevo de aproximadamente 160 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Se retira el medio de reaccion que comprende CTA del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de 28 metros a una tasa 25 estacionaria usando un recipiente de desaireacion externa.

El recipiente de reaccion de columna de burbujas incluye el mismo distribuidor de oxidante en la cabeza de la parte inferior del recipiente de reaccion que en el Ejemplo 8. Sin embargo, solo se introduce un 70 % de la corriente de oxidante en fase gaseosa total a traves de este distribuidor inferior. El otro 30 % del oxidante en fase gaseosa se 30 introduce a traves de un distribuidor de entrada de oxidante elevado. Esta relacion de flujo se impone por bucles de control de flujo que usan valvulas de control y transmisores de flujo convenientemente localizados en los conductos de suministro de aire comprimido externo al recipiente de reaccion. El distribuidor de oxidante elevado comprende un conducto de flujo en forma de cuadrado biselado horizontal, en lugar del octogonal que se usa en la cabeza elfptica inferior. El conducto en forma de cuadrado comprende convenientemente materiales de tuberfa Schedule 10S de 14 35 pulgadas nominales. La distancia desde el centroide de un lado al centroide del lado opuesto es de 1 metros. El distribuidor de oxidante elevado comprende aproximadamente 60 orificios de liberacion para el oxidante en fase gaseosa, todos de 0,03 metros de diametro y cerca de la parte inferior del conducto, aproximadamente 14 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion. Este distribuidor de oxidante elevado sirve al menos para dos funciones utiles. En primer lugar, el flujo de oxidante inyectado descendentemente en el medio de reaccion perturba 40 el perfil de velocidad axial que se eleva a lo largo del eje de simetrfa vertical de la seccion cilfndrica. Esto imponte una deflexion hidraulica util para retardar la difusion del para-xileno en las regiones superiores del medio de reaccion, relacionada con la perdida de rendimiento de cabeza y con reducir la demanda de oxfgeno disuelto en las regiones superiores. Unos pocos metros por encima de la entrada de oxidante elevada, se reorganiza el patron de flujo de convencion natural mismo para subir a lo largo del eje central de simetrfa, pero la deflexion hidraulica es no 45 obstante eficaz. En segundo lugar, se retira la mayorfa del calor de reaccion mediante la evaporacion de disolvente, y la mayorfa de esta evaporacion aparece cerca de las localizaciones de alimentacion de oxidante. Al separar verticalmente la localizacion de la introduccion de partes de la corriente de oxidante en fase gaseosa, se ajusta el perfil vertical de temperatura en el medio de reaccion.

50 El recipiente de reaccion de columna de burbujas incluye dos distribuidores de entrada de para-xileno similares al del Ejemplo 8. El distribuidor de entrada de para-xileno inferior esta localizado para proporcionar una liberacion sustancialmente uniforme del 50 % de la alimentacion de fase lfquida por el area de seccion transversal que se encuentra dentro de un radio de 0,45(diametro interno) a una elevacion menor de 2 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion. El distribuidor de entrada de para-xileno superior esta localizado para proporcionar 55 una liberacion sustancialmente uniforme del 50 % de la alimentacion en fase lfquida por el area de seccion transversal que se encuentra dentro de un radio de 0,45(diametro interno) a una elevacion mayor de 10 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion. Esta relacion de flujo se impone por bucles de control de flujo usando valvulas de control y transmisores de flujo convenientemente localizados en los conductos de suministro para la alimentacion en fase lfquida externa al recipiente de reaccion.

En este ejemplo, se eleva el nivel operativo para que sea de aproximadamente 63,7 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion, situandolo justo por encima de la seccion conica divergente y en la seccion cilfndrica de desprendimiento de gas expandida. La relacion de H:W del medio de reaccion es de aproximadamente 13,8 y la relacion de L:D del recipiente de reaccion es de 13,3. El volumen ocupado por el medio de reaccion es de 5 aproximadamente 1070 metros cubicos y el recipiente de reaccion contiene aproximadamente 340000 kilogramos de suspension. La relacion de masa de suspension a tasa de alimentacion de para-xileno es de aproximadamente 6,9 horas. La STR es de aproximadamente 46 kilogramos de para-xileno alimentado por metro cubico de medio de reaccion por hora. El diferencial de presion desde la parte inferior de medio de reaccion al gas de descarga de cabeza que sale del recipiente de reaccion es de aproximadamente 0,20 megapascales. El area superficial vertical 10 en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 975 metros cuadrados, que es aproximadamente 3,47-WmfnH. La relacion de volumen de medio de reaccion a area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 1,10 metros. La velocidad superficial de la fase gaseosa a media altura del medio de reaccion es aproximadamente 2 veces la velocidad superficial usada en los Ejemplos 1 a 5.

15 EJEMPLO 10

En este ejemplo, se disena el recipiente de reaccion con tres diametros cilfndricos diferentes a diferentes elevaciones, siendo el diametro de la elevacion media el mas pequeno. Esta configuracion beneficia a la seccion cilfndrica inferior, donde entran primero la corriente de alimentacion lfquida y el oxidante en fase gaseosa, con una 20 masa relativamente mayor de fase lfquida para dilucion inicial y reaccion de para-xileno donde el oxfgeno es aun mas abundante; la seccion cilfndrica media, donde el oxfgeno molecular se agota cada vez mas, con una retencion de gas y tasa de transferencia de masa de gas a lfquido relativamente mayor; y la seccion cilfndrica superior, que es una zona de desprendimiento de gas, con una velocidad en fase gaseosa relativamente reducida para limitar el arrastre de suspension en el gas de descarga de cabeza.

25

La tasa de alimentacion de para-xileno es de nuevo de 49000 kilogramos por hora, 7 veces mayor que en el Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentacion aumentan a la misma relacion 7:1 con el Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas que en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso en la fase lfquida del medio de reaccion que en el Ejemplo 1. La presion operativa del gas de 30 cabeza del recipiente de reaccion es de nuevo de 0,52 megapascales manometricos, y la temperatura operativa es de nuevo de aproximadamente 160 °C medida cerca de la elevacion media del medio de reaccion. Se retira el medio de reaccion que comprende CTA del lado del recipiente de reaccion a una elevacion de 28 metros a una tasa estacionaria usando un recipiente de desaireacion externa.

35 La columna de burbujas incluye tres secciones cilfndricas verticales de diferentes diametros. La seccion cilfndrica inferior tiene un diametro interno de 6,46 metros, dando una velocidad superficial de la fase gaseosa en esta seccion aproximadamente igual a la velocidad superficial del Ejemplo 1. La altura de esta seccion cilfndrica inferior desde la TL inferior al extremo superior es de 8 metros. En el extremo superior de esta seccion cilfndrica inferior, una seccion conica converge hasta un diametro interno de 4,5 metros, elevandose a una altura de 1 metro. La pendiente de esta 40 pared conica es por tanto de aproximadamente 44 grados de la vertical. Rematando la seccion conica inferior, la seccion cilfndrica media tiene un diametro interno de 4,5 metros, dando una velocidad superficial de la fase gaseosa en esta seccion aproximadamente dos veces la velocidad superficial en la seccion cilfndrica inferior. La altura de la seccion cilfndrica media es de 45 metros. En el extremo superior de la seccion cilfndrica media, una seccion conica diverge hasta un diametro interno de 7 metros, elevandose a una altura de 2 metros. La pendiente de la pared 45 conica es por tanto de aproximadamente 32 grados de la vertical. Rematando la seccion divergente conica esta una seccion cilfndrica de desprendimiento de gas con un diametro interno de 7 metros. La altura de la seccion cilfndrica superior es de 7 metros. El recipiente esta ajustado con cabezas elfpticas 2:1 en la parte superior e inferior. Por tanto, la altura combinada del recipiente de reaccion es de aproximadamente 66,4 metros. El nivel operativo es de aproximadamente 57,6 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion, situandolo cerca de la union de 50 la seccion conica divergente y la seccion cilfndrica superior. Se distribuye de nuevo la alimentacion en el recipiente de reaccion cerca de una elevacion de 2 metros por encima de la parte inferior del medio de reaccion usando un ensamblaje distribuidor horizontal disenado para una liberacion sustancialmente uniforme de la alimentacion por el area de seccion transversal que se encuentra dentro de un radio de 0,45(diametro interno). La alimentacion de aire es de nuevo a traves de un distribuidor de entrada de oxidante similar al mostrado en las FIG. 12-15, y todos los 55 orificios de admision de oxidante estan localizados por debajo de la TL inferior de la seccion cilfndrica inferior. Se distribuye el disolvente de reflujo en forma de gotitas esencialmente por toda el area de seccion transversal de la seccion cilfndrica superior.

El volumen ocupado por el medio de reaccion es de aproximadamente 1080 metros cubicos, y el recipiente de 60 reaccion contiene aproximadamente 400000 kilogramos de suspension. La relacion de masa de suspension a tasa

de alimentacion de para-xileno es de aproximadamente 8,1 horas. La STR es de aproximadamente 45 kilogramos de para-xileno alimentado por metro cubico de medio de reaccion por hora. El diferencial de presion desde la parte inferior del medio de reaccion al gas de descarga de cabeza que sale del recipiente de reaccion es de aproximadamente 0,20 megapascales. El area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de 5 aproximadamente 944 metros cuadrados, que es aproximadamente 3,64-WmfnH y aproximadamente 2,34Wmax.H. La relacion de volumen de medio de reaccion a area superficial vertical en contacto con el medio de reaccion es de aproximadamente 1,14 metros. La relacion de Li:Di es de aproximadamente 1,5:1. La relacion de Lu:Du es de aproximadamente 10:1. La relacion de Li:Lu es de aproximadamente 0,21:1. La relacion de X:D1 es de aproximadamente 1,1:1. La relacion de Lu:Y es de aproximadamente 4,2:1. La relacion de Lt:D1 es de 10 aproximadamente 0,15:1.

El diametro mayor en la base del reactor proporciona una gran masa de suspension cerca de la zona de introduccion de la alimentacion de para-xileno, donde los flujos de lfquido y el mezclado son lo bastante altos para proporcionar la dilucion de alimentacion para evitar impurezas aromaticas coloreadas acopladas. Tambien, este diametro mayor 15 pone una fraccion mayor del medio de reaccion bajo mas presion de cabeza por la suspension superior, promoviendo la presion parcial de oxfgeno y la transferencia de masa del oxfgeno molecular de gas a lfquido. La seccion cilfndrica media alargada de diametro menor proporciona el escalonamiento del reactante y una alta retencion de gas; esto mejora la coincidencia de la demanda de oxfgeno disuelto de la reaccion con el suministro de transferencia de masa de la fase gaseosa ascendente, donde el oxfgeno se consume cada vez mas y su presion 20 parcial desciende.

Claims

1. Proceso para producir un acido tereftalico bruto, comprendiendo dicho proceso oxidar p-xileno en una fase lfquida de un medio de reaccion multifasico contenido en un reactor de columna de burbujas, donde el

5 diferencial de presion entre la parte superior e inferior de dicho medio de reaccion es de al menos 0,1 MPa (1 bar), donde dicho reactor de columna de burbujas define una zona de desprendimiento por encima de dicho medio de reaccion donde dicho medio de reaccion tiene una anchura maxima donde la zona de desprendimiento tiene una anchura maxima (X), donde el reactor de columna de burbujas tiene una relacion de X:W en el intervalo de 0,8:1 a 4:1 y donde dicho reactor de columna de burbujas comprende un distribuidor de reflujo localizado en dicha zona de 10 desprendimiento, donde dicho proceso comprende ademas distribuir una corriente de reflujo lfquida en dicha zona de desprendimiento a traves de dicho distribuidor de reflujo.

2. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde la velocidad superficial promediada en tiempo de dicho medio de reaccion a media altura se mantiene en el intervalo de 0,8 a 5 metros por segundo.

15

3. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde dicho medio de reaccion tiene una altura maxima (H) de al menos 30 metros, donde dicho medio de reaccion tiene una anchura maxima (W), donde dicho medio de reaccion tiene una relacion de H:W de al menos 6:1 y donde el volumen total de dicho medio de reaccion es mayor de 250 metros cubicos.

20

4. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde dicho reactor de columna de burbujas produce acido tereftalico a una tasa de al menos 400 toneladas al dfa.

5. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde el diferencial de presion entre la parte superior e

25 inferior de dicho medio de reaccion es de al menos 0,14 MPa (1,4 bar), donde la velocidad superficial promediada en

tiempo de dicho medio de reaccion a media altura se mantiene en el intervalo de 0,9 a 3 metros por segundo.

6. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 5, donde dicho medio de reaccion tiene una anchura maxima

(W) de al menos 3,25 metros y una relacion de H:W en el intervalo de 8:1 a 20:1, donde el volumen total de dicho

30 medio de reaccion es mayor de 500 metros cubicos.

7. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde la velocidad superficial promediada en tiempo de dicho medio de reaccion a un cuarto de altura, media altura y tres cuartos de altura se mantiene en el intervalo de 1 a 2 metros por segundo.

35

8. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 7, donde dicho medio de reaccion tiene una anchura maxima (W) y una relacion de H:W en el intervalo de 9:1 a 15:1, donde el volumen total de dicho medio de reaccion es mayor de 1 000 metros cubicos.

40 9. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde dicho proceso comprende ademas introducir una

corriente de alimentacion predominantemente en fase lfquida que comprende p-xileno en dicho reactor de columna de burbujas.

10. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 9, donde dicho compuesto oxidable entra en dicho reactor de 45 columna de burbujas a un caudal de masa de al menos 11000 kilogramos por hora.

11. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 9, donde dicho p-xileno entra en dicho reactor de columna de burbujas a una tasa espaciotemporal en el intervalo de 25 a 400 kilogramos por metro cubico por hora.

50 12. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 9, donde dicho para-xileno entra en dicho reactor de

columna de burbujas a un caudal de masa en el intervalo de 20000 a 100000 kilogramos por hora, donde dicho para-xileno entra en dicho reactor de columna de burbujas a una tasa espaciotemporal en el intervalo de 35 a 150 kilogramos por metro cubico por hora, donde dicho reactor de columna de burbujas produce acido tereftalico a una tasa de al menos 700 toneladas al dfa.

13. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 9, donde dicho proceso comprende ademas introducir una

corriente de oxidante predominantemente en fase gaseosa que comprende oxfgeno molecular en dicho reactor de columna de burbujas.

14. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 13, donde la relacion de caudal de masa de dicha corriente

de oxidante a caudal de masa de dicho p-xileno esta en el intervalo de 0,5:1 a 20:1.

15. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 13, donde dicho medio de reaccion tiene una altura maxima

5 (H), donde al menos un 30 % en peso de dicho compuesto oxidable entra en dicha zona de reaccion dentro de 1,5H

de la localizacion inferior donde dicho oxfgeno molecular entra en dicha zona de reaccion.

16. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 14, donde dicho medio de reaccion tiene una altura maxima (H), donde la mayorfa de dicho oxfgeno molecular entra en dicha zona de reaccion dentro de 0,025H de la parte

10 inferior de dicha zona de reaccion.

17. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 16, donde al menos un 50 % en peso de dicho p-xileno entra en dicha zona de reaccion dentro de 2,5H de la localizacion inferior donde dicho oxfgeno molecular entra en dicha zona de reaccion.

15

18. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde dicho reactor de columna de burbujas tiene una relacion de X:W en el intervalo de 1,1:1 a 2:1.

19. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde dicho distribuidor de reflujo distribuye dicha 20 corriente de reflujo lfquida de manera tal que la corriente de reflujo afecte al menos a un 75 % del area de seccion

transversal horizontal maxima de dicha zona de desprendimiento.

20. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde la presion en la parte superior de dicho medio de reaccion esta en el intervalo de 0,2 a 2,1 MPa (1 to 20 barg).

25

21. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde la presion en la parte superior de dicho medio de reaccion esta en el intervalo de 0,3 a 1,3 MPa (2 a 12 barg).

22. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde dicha oxidacion en dicho reactor de columna de 30 burbujas causa la formacion de acido tereftalico en dicho medio de reaccion, donde dicho proceso comprende

ademas someter al menos una porcion de dicho acido tereftalico a oxidacion en un reactor de oxidacion secundaria.

23. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 22, donde dicha oxidacion en dicho reactor de oxidacion secundaria se lleva a cabo a una temperatura media al menos 10 °C mayor que dicha oxidacion en dicho reactor de

35 columna de burbujas.

24. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 22, donde dicha oxidacion en dicho reactor de oxidacion secundaria 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

40 cabo a una temperatura media en el intervalo de 140 a 180 °C, donde dicha oxidacion en dicho reactor de oxidacion secundaria se lleva a cabo a una temperatura media en el intervalo de 180 a 220 °C.

25. Proceso de acuerdo con la reivindicacion 1, donde dicha oxidacion causa la formacion de partfculas de

acido tereftalico bruto en dicho medio de reaccion, donde una muestra representativa de dichas partfculas de acido

45 tereftalico bruto tiene una o mas de las siguientes caracterfsticas:

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

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

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

(iv) tiene una transmitancia porcentual a 340 nanometros (%T340) mayor de 25.

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