ES2880688T3 - Digestor basado en reactor de columna de burbujas y método para su uso - Google Patents

Abstract

Un método para la purificación de ácido tereftálico crudo que comprende: a) obtener una suspensión de alimentación de digestor de partículas de ácido tereftálico crudo, que comprende ácido tereftálico, 4-carboxibenzaldehído y ácido p-toluico en un solvente líquido que comprende ácido acético acuoso y un sistema catalítico que comprende al menos un compuesto de metal pesado de un reactor de oxidación primaria; b) alimentar la suspensión de ácido tereftálico crudo a una primera zona de digestión de un sistema de columna de burbujas en el flujo de reacción aguas abajo del reactor de oxidación primaria; c) calentar la suspensión de ácido tereftálico crudo a una temperatura de 150 °C a 280 °C antes de la entrada a la primera zona de digestión o dentro de la primera zona de digestión; d) suministrar un gas que comprende oxígeno a la primera zona de digestión, en donde la velocidad superficial del gas que asciende cerca de la parte superior de la primera zona de digestión está en un intervalo de 0,1 cm/s a 8 cm/s; e) disolver al menos parcialmente partículas de ácido tereftálico crudo en el ácido acético para liberar de esta manera al menos parte del 4-carboxibenzaldehído y el ácido p-toluico de las partículas y exponer el 4- carboxibenzaldehído y el ácido p-toluico disueltos al oxígeno para efectuar la oxidación a ácido tereftálico, y para obtener una suspensión de digestor de la primera etapa; f) pasar la suspensión del digestor de la primera etapa a una segunda zona de digestión, que está opcionalmente ubicada verticalmente debajo de la primera zona de digestión; g) suministrar un gas que comprende oxígeno a una porción inferior de la segunda zona de digestión; en donde la velocidad de suministro del gas a la segunda zona de digestión es menor que la velocidad de suministro a la primera zona de digestión; h) disolver y liberar 4-carboxibenzaldehído y ácido p-toluico adicionales de las partículas y exponer el 4- carboxibenzaldehído y el ácido p-toluico disueltos al oxígeno para efectuar una oxidación adicional a ácido tereftálico y para obtener una suspensión de digestor de la segunda etapa; i) opcionalmente, mover la suspensión del digestor de la segunda etapa a través de una o más zonas de digestión adicionales estructuradas de manera similar a la segunda zona de digestión y opcionalmente verticalmente debajo de la segunda zona de digestión; j) retirar la suspensión de cristales de ácido tereftálico resultante de la última zona de digestión; y k) aislar las partículas de cristales de ácido tereftálico obtenidas; en donde la primera zona de digestión, la segunda y una o más zonas de digestión adicionales opcionales están libres de agitación mecánica.

Description

DESCRIPCIÓN

Digestor basado en reactor de columna de burbujas y método para su uso

Campo de la invención

Esta invención se refiere a un método para digerir oxidativamente partículas de ácido tereftálico crudo para obtener partículas de ácido tereftálico purificado de pureza útil y distribución del tamaño de partícula que es económicamente eficiente, tiene costos de energía reducidos, costos de capital de equipo, costos de mantenimiento y confiabilidad, y tiene sobreoxidación mínima o nula de solventes orgánicos y compuestos aromáticos a óxidos de carbono (CO y CO2) y al aparato para realizar el método.

Antecedentes de la invención

El ácido tereftálico es una materia prima comercialmente importante para una variedad de aplicaciones, la principal de las cuales es la producción de tereftalato de polietileno (PET). El PET es un plástico muy conocido que se usa en grandes cantidades en todo el mundo para fabricar productos como botellas, fibras y empaques.

El ácido tereftálico se produce convencionalmente mediante oxidación en fase líquida de p-xileno. En un proceso de oxidación típico en fase líquida, una corriente de alimentación de fase líquida y una corriente de oxidante en fase gaseosa se introducen en un reactor de oxidación primaria y forman un medio de reacción multifase en el reactor. La corriente de alimentación en fase líquida introducida en el reactor primario contiene p-xileno, mientras que la corriente oxidante en fase gaseosa contiene oxígeno molecular. Al menos una porción del oxígeno molecular introducido en el reactor primario como gas se disuelve en la fase líquida del medio de reacción para proporcionar disponibilidad de oxígeno para la reacción en fase líquida. Si algunas porciones de la fase líquida del medio de reacción multifase contienen una concentración insuficiente de oxígeno molecular (es decir, si ciertas porciones del medio de reacción están "privadas de oxígeno"), reacciones secundarias indeseables pueden generar impurezas y/o las reacciones previstas pueden retrasarse en velocidad. Si la fase líquida del medio de reacción contiene muy poco compuesto oxidable, la velocidad de reacción puede ser indeseablemente lenta con relación a las reacciones de sobreoxidación. Además, si la fase líquida del medio de reacción contiene una concentración en exceso del compuesto oxidable, reacciones secundarias indeseables adicionales pueden generar impurezas.

El solvente presente en la fase líquida generalmente comprende un ácido orgánico de bajo peso molecular, tal como ácido acético y agua. En los sistemas de producción en donde se recicla el solvente, el solvente puede contener pequeñas cantidades de impurezas como, por ejemplo, p-tolualdehído, tereftaldehído, 4-carboxibenzaldehído (4-CBA), ácido benzoico, ácido p-toluico, aldehído p-toluico. (4-metilbenzaldehído), ácido alfa-bromo-p-toluico, ácido isoftálico, ácido ftálico, ácido trimelítico, poliaromáticos y/o partículas en suspensión.

El sistema catalítico empleado convencionalmente en la oxidación parcial de p-xileno es un catalizador homogéneo en fase líquida que comprende cobalto, bromo y manganeso.

El uso de reactores de columna de burbujas para la reacción de oxidación primaria ofrece muchas ventajas sobre los reactores de tanque agitados continuos convencionales, y los procesos de oxidación que emplean reactores de columna de burbujas se describen, por ejemplo, en EE. UU. 7,355,068,EE. UU. 7,371,894,EE. UU. 7,568,361,EE. UU. 7,829,037,EE. UU. 7,910,769,EE. UU. 8,501,986,EE. UU. 8,685,334yEE. UU. 8,790,601. Los reactores de columna de burbujas proporcionan agitación del medio de reacción sin requerir equipos mecánicos costosos y poco confiables. Los reactores de columna de burbujas incluyen típicamente una zona de reacción vertical alargada dentro de la cual está contenido el medio de reacción. La agitación del medio de reacción en la zona de reacción se proporciona principalmente por la flotabilidad natural de las burbujas de gas que ascienden a través de la fase líquida del medio de reacción. Esta agitación de flotabilidad natural proporcionada en los reactores de columna de burbujas reduce los costos de energía, capital y mantenimiento de los servicios públicos con relación a los reactores agitados mecánicamente. Además, la ausencia sustancial de partes mecánicas móviles asociadas con los reactores de columna de burbujas proporciona un sistema de oxidación que es menos propenso a fallas mecánicas en comparación con los reactores con agitación mecánica.

En la oxidación parcial en fase líquida de p-xileno, el producto retirado del reactor de oxidación primaria es típicamente una suspensión que comprende una fase sólida particulada de ácido tereftálico crudo (CTA) y un licor madre. El CTA contiene niveles relativamente altos de impurezas (por ejemplo, 4-carboxibenzaldehído, ácido ptoluico, fluorenonas y otros cuerpos de color) que lo hacen inadecuado como materia prima para la producción de PET. Por tanto, el CTA se somete típicamente a un proceso de purificación que convierte las partículas de CTA en partículas de ácido tereftálico purificado (PTA) que pueden ser adecuadas para la producción de tereftalato de polietileno. En la práctica comercial reciente, la purificación adicional de CTA se realiza a menudo mediante un proceso de hidrogenación o un proceso de digestión oxidativa.

Un proceso de hidrogenación convencional para convertir CTA en PTA puede incluir las siguientes etapas: (1) reemplazar el licor madre de la suspensión que contiene CTA con agua, (2) calentar la suspensión de CTA/agua para disolver la CTA en agua, (3) hidrogenar catalíticamente la solución de CTA/agua para convertir las impurezas en más conveniente y/o compuestos fácilmente separables, (4) precipitar selectivamente el ácido tereftálico de la solución hidrogenada mediante múltiples etapas de cristalización, y (5) separar el PTA cristalizado de los líquidos restantes. Aunque es efectivo, este tipo de proceso de purificación convencional puede resultar muy caro. Los factores individuales que contribuyen al alto costo de los métodos de purificación de CTA convencionales incluyen, por ejemplo, la energía térmica requerida para promover la disolución del CTA en agua, el catalizador requerido para la hidrogenación, la corriente de hidrógeno requerida para la hidrogenación, la pérdida de rendimiento causada por la hidrogenación de algo de ácido tereftálico y los múltiples recipientes necesarios para la cristalización en varios pasos.

Alternativamente, el CTA se puede convertir en PTA en una serie de reactores de oxidación adicionales comúnmente denominados "digestores." Típicamente, en tal sistema, una suspensión inicial de partículas de CTA en un licor madre de reacción de oxidación inicial puede contener de 10 a 50 por ciento en peso de partículas de CTA sólidas, siendo el resto licor madre líquido. Las partículas sólidas de CTA presentes en la suspensión inicial extraída del reactor de oxidación primaria pueden contener de 400 ppm en peso a 15 000 ppm en peso de 4-carboxibenzaldehído (4-CBA). El sistema de reactor de oxidación inicial puede incluir tanto un reactor de oxidación primaria que proporciona principalmente la oxidación de la mayoría del compuesto oxidable en fase líquida y opcionalmente al menos un reactor de oxidación secundario que proporciona principalmente la conversión de pulido del compuesto oxidable en fase líquida antes de entrar en los digestores.

Típicamente, la suspensión de CTA extraída del sistema de reactor de oxidación inicial se transfiere a un sistema de unidades de digestión en donde se lleva a cabo una reacción de oxidación adicional a temperaturas de ligeramente a significativamente más altas que las que se usaron en los reactores de oxidación primaria y secundaria opcionales. Opcionalmente, la suspensión de partículas de CTA puede someterse a una etapa de reemplazo de solvente antes de pasar a las unidades del digestor, de manera que el solvente reemplazado tiene concentraciones reducidas de impurezas aromáticas y/o concentraciones alteradas de catalizador y agua que se reajustan para ser más adecuadas para la oxidación catálisis en las unidades de digestión. Opcionalmente, la fracción de masa de sólidos en la suspensión de CTA también puede ajustarse, con o sin reemplazo de solvente, antes de ingresar a las unidades del digestor.

Las partículas de CTA obtenidas por precipitación relativamente rápida y heterogénea en el reactor de oxidación primaria típicamente tienen un grado relativamente grande de imperfecciones cristalinas que incluyen alta porosidad, alta área superficial y tamaño de partícula pequeño y no uniforme, y la CTA seca típicamente exhibe una menor densidad en masa que la CTA obtenida en oxidaciones CSTR. Además, las partículas de CTA precipitadas relativamente rápido comprenden típicamente concentraciones de superequilibrio de muchas de las impurezas de oxidación, incluidas especies poliaromáticas acopladas e intermedios de oxidación incompleta. Los intermedios de oxidación incompletos, tales como 4-CBA y ácido p-toluico, son particularmente problemáticos ya que típicamente ocurren en concentraciones de unos pocos cientos a varios miles de partes por millón en peso. Por el contrario, el uso del PTA en la formación de polímeros de condensación como el PET requiere concentraciones de terminadores de cadena de polímero de ácido monocarboxílico lo más bajas posible, siendo 300 partes por millón un límite superior típico para la suma de todos los ácidos monocarboxílicos en el PTA.

Con mayor preferencia, la suspensión de CTA procedente de la oxidación primaria se trata en un BCR de oxidación secundaria antes de alimentarse a la digestión. El objetivo principal de esta oxidación secundaria, que también se conoce como Post Oxidación o Digestión Oxidativa Temprana como en EE. UU. 7,393,973, consiste en oxidar una fracción sustancial de los intermedios de oxidación aromáticos en fase líquida desde la oxidación primaria en adelante hasta TPA antes de entrar en las condiciones de oxidación más severas de la digestión. Esto proporciona una reducción útil en la cantidad total de sobreoxidación a óxidos de carbono que se produce después de la oxidación primaria.

Para hacer que las impurezas intermedias de oxidación precipitadas estén disponibles para la oxidación en la serie de digestores, las partículas se exponen a temperaturas más altas que en la oxidación primaria para disolver al menos parcialmente las partículas de CTA y exponer las impurezas a la oxidación en fase líquida que comprende moléculas adicionales de oxígeno inyectado en el digestor. La alta área superficial, las imperfecciones cristalinas y las concentraciones de impurezas de superequilibrio de las pequeñas partículas de CTA son favorables, tanto cinética como termodinámicamente, para la disolución parcial y la recristalización continua del ácido tereftálico cuando la temperatura de la suspensión de CTA se eleva moderadamente por encima de la temperatura en el que se formó el CTA en la oxidación primaria.

La oxidación adicional llevada a cabo en el sistema digestor está destinada a reducir la concentración de 4-CBA en las partículas de CTA. La temperatura de digestión puede ser de 5 °C a 90 °C más alta que la temperatura de oxidación primaria y típicamente puede ser de aproximadamente 150 °C a 280 °C. El producto purificado de la digestión oxidativa puede cristalizarse y recogerse en una o más unidades de cristalización y recristalización.

En un segundo efecto del proceso de digestión, las partículas de ácido tereftálico pueden experimentar una maduración de Ostwald que tiende a proporcionar partículas más grandes que tienen una distribución de tamaño de partículas más estrecha en comparación con las partículas de CTA en la corriente de salida de la oxidación primaria.

En un tercer efecto del proceso de digestión, las partículas de ácido tereftálico recristalizado comprenden concentraciones reducidas de muchas de las impurezas que son resistentes a la corrección oxidativa catalítica para formar ácido tereftálico, impurezas tales como especies de ácido carboxílico poliaromático, incluyendo notablemente muchas especies coloreadas como 2,6-DCF y 2,7-DCF, entre otros. Esta reducción es causada por un enfoque más cercano a la distribución de equilibrio de las impurezas resistentes a la oxidación entre las fases sólida y líquida, que resulta tanto de la temperatura de operación más alta que en la oxidación inicial como del tiempo de recristalización prolongado durante el proceso de digestión. La reducción en la concentración en fase sólida de impurezas resistentes a la oxidación se mejora aún más si la etapa opcional de sustitución del solvente ha usado un solvente relativamente más puro como, por ejemplo, ácido acético acuoso destilado de un proceso de deshidratación del solvente usado para retirar el agua producida por oxidación del p-xileno.

Los digestores de columna de burbujas (BCR) proporcionan las ventajas mecánicas descritas anteriormente para los reactores de oxidación de columnas de burbujas. Sin embargo, cuando se emplean múltiples BCR convencionales en serie o en paralelo, esto conduce a una gran superficie de planta de producción, así como también intrincados sistemas de plomería para suministrar y controlar las múltiples columnas. Además, el diseño de un proceso de digestión de CTA y un aparato de BCR se presenta, sin embargo, con una serie de dificultades de diseño diferentes de las oxidaciones iniciales BCR, mientras que se alcanzan los objetivos beneficiosos del proceso para la digestión.

Varios de estos objetivos de diseño del proceso de digestión se abordan en EE. UU. 7,393,973. Específicamente de interés para la presente invención, los intervalos preferidos de distribución del tiempo de residencia (RTD) para las fases líquida y sólida que son útiles para proporcionar los objetivos del proceso en competencia cerca de la entrada de sólidos y cerca de la salida de sólidos, un medio para reducir el cortocircuito de alimentar sólidos desde la entrada a la salida de sólidos, y un medio para controlar la sobreoxidación a óxidos de carbono mientras, no obstante, se logra la oxidación deseada de los intermedios de oxidación parcial hacia el producto TPA.

Como se revela en EE. UU. 7.393.973, la velocidad de disolución de sólidos es particularmente rápida cerca de la entrada de sólidos a la digestión debido a la concentración local de una fracción mayor de partículas más pequeñas obtenidas de la oxidación inicial en las condiciones de columna de burbujas descritas. En consecuencia, cerca de la entrada de sólidos, por el contrario con cerca de la salida de sólidos, existe una necesidad local de una mayor velocidad de suministro de oxígeno disuelto desde la fase gaseosa a la fase líquida debido a la velocidad más rápida de disolución de los intermedios de oxidación, por ejemplo, 4-CBA y ácido p-toluico, de la fase sólida. Una dificultad estrechamente relacionada cerca de la entrada de sólidos es la necesidad de una combinación adecuada de dilución de mezcla líquida y oxidación concurrente, de manera que la concentración permanente de intermedios de oxidación en fase líquida, por ejemplo, 4-CBA y ácido p-toluico, se mantenga lo suficientemente pequeña para evitar demasiada reprecipitación en las partículas de PTA más grandes, más termodinámicamente y cinéticamente estables que se están formando. En combinación, estas dificultades recomiendan un mayor grado de mezcla y/o aireación de la suspensión local en la región de entrada de sólidos del digestor por el contrario con la región de salida de sólidos para diluir la explosión de los intermedios de oxidación aromáticos en disolución y proporcionar la velocidad de suministro local necesaria de oxígeno molecular disuelto. La velocidad de suministro local de oxígeno disuelto puede ser proporcionada por varias combinaciones de mayor fracción molar de oxígeno molecular gaseoso y mayor aireación para mejorar el coeficiente de transferencia de masa entre fases, comúnmente denominado como el producto "kLa" de un efecto de transferencia de película entre fases "kL" y una propiedad del área interfacial "a".

Otra dificultad del proceso de digestión revelada en EE. UU. 7,393,973es la necesidad de limitar el paso por cortocircuito de los sólidos alimentados desde la oxidación inicial desde su lugar de entrada a la digestión hasta la salida de sólidos de la digestión. Las partículas en cortocircuito llevarán consigo una concentración mayor que la deseada de intermedios de oxidación en fase sólida sesgando de esta manera indeseablemente hacia arriba la composición promedio ponderada de intermedios de oxidación, por ejemplo, 4-CBA, en todos los sólidos que salen. Además, las partículas en cortocircuito también ampliarán indeseablemente la distribución del tamaño de partícula y reducirán los tamaños de partícula promedio calculados de forma diversa para el PTA sólido que sale del proceso de digestión; y esto afecta adversamente en diversos grados la filtración, lavado, secado y manipulación a granel del producto en polvo de PTA.

En relación con la dificultad para equilibrar en los digestores entre la oxidación conveniente de los intermedios de oxidación aromáticos contra la sobreoxidación de ácidos carboxílicos, por ejemplo, ácido acético y TPA, para formar óxidos de carbono, la descripción de EE. UU. 7,393,973describe que "la última etapa de la digestión oxidativa se lleva a cabo en condiciones de" falta de oxígeno", en las que está presente una concentración muy baja de oxígeno molecular en el efluente gaseoso". Esto también se combina con un diferencial de temperatura en donde la temperatura de la última etapa es mayor que la de la etapa anterior. Además, de acuerdo con esta invención, "... se suministra oxígeno molecular a la digestión a múltiples elevaciones ...", y "... las elevaciones separadas para suministrar oxígeno molecular a la digestión comprenden al menos una abertura en la mitad superior de la digestión medio de reacción y al menos una abertura en la mitad inferior del medio de reacción de digestión".

Las configuraciones de la unidad de digestión múltiple se describen en EE. UU. 7,393,973. Sin embargo, no se describe un sistema de digestión basado únicamente en la tecnología de columna de burbujas. Como se señaló anteriormente en la presente descripción, los reactores de columna de burbujas (BCR) ofrecen eficiencias mecánicas y de costos en comparación con los reactores agitados mecánicamente que tienen un alto costo de capital, alto costo operativo y altos requisitos operativos y de mantenimiento.

CN 202700501describe un proceso de TPA en donde la "oxidación profunda" (digestión) se lleva a cabo en uno o más BCR. Después de la oxidación primaria en un reactor de oxidación de columna de burbujas, la suspensión de la reacción de oxidación se conduce a través de un "barril de descarga" de menor diámetro en donde se continúa el proceso de oxidación primaria. La suspensión de oxidación primaria se transfiere desde el barril de descarga a una porción central de una primera columna de burbujas "reactor de oxidación profunda" que se alimenta con un gas que contiene oxígeno en la parte inferior del BCR. En una modalidad, solo se emplea un reactor de oxidación profunda. En una segunda modalidad, la suspensión extraída del fondo del primer reactor de oxidación profunda se conduce a una porción media de un segundo reactor de oxidación profunda que también tiene una entrada de aire en la parte inferior. El gas de escape del primer reactor de oxidación profunda se canaliza hasta cerca de la parte inferior del segundo reactor de oxidación profunda y es la fuente del gas que contiene oxígeno para el segundo reactor de oxidación profunda. En ambas modalidades, el gas de escape del reactor de oxidación primaria se usa para diluir el aire ambiental antes de la compresión y alimentación al primer reactor de oxidación profunda. Aunque se describe una relación de volumen específica para los BCR de oxidación profunda de 70-80 % en comparación con el BCR "oxidante" (oxidante primario) junto con una relación de longitud a diámetro en el intervalo de 5 a 8, no existe la descripción para los recipientes de oxidante primario o BCR de oxidación profunda se refiere a sus volúmenes con respecto a los caudales de líquidos y sólidos. Además, no se describe una relación adecuada del flujo de oxígeno molecular, la fracción molar de oxígeno molecular o el flujo de compuestos gaseosos totales comprendidos en la combinación de reciclado de gases de escape más aire ambiental en comparación con los flujos de suspensión o recipiente de CTA diámetros en las BCR de oxidación profunda. Estas velocidades de flujo de gas y fracciones de oxígeno molecular proporcionadas a los reactores de oxidación profunda son esenciales para controlar los requisitos de energía, la hidrodinámica de mezcla y transferencia de masa, las reacciones químicas convenientes que comprenden reacciones de oxidación en fase líquida de ácido p-toluico y 4-CBA para formar ácido tereftálico, las reacciones de combustión de carbono que desperdician ácidos carboxílicos en CO y CO2, la sedimentación de partículas sólidas en crecimiento en ausencia de agitación mecánica y la distribución del tiempo de residencia de los sólidos dentro de los BCR de oxidación profunda. En resumen, el documento CN 202700501 proporciona una descripción insuficiente de las características esenciales para el escalado y el diseño de BCR trifásicos para una conversión de digestión eficaz de CTA en PTA.

US 7,816,556 B2describe un sistema para la producción de ácido tereftálico. El sistema incluye un sistema de digestión oxidativa de múltiples etapas para el procesamiento de una suspensión inicial mejorada a partir de la oxidación primaria. El sistema de digestión de múltiples etapas es capaz de purificar adecuadamente la suspensión inicial mejorada sin requerir un intercambio de licor significativo entre la oxidación primaria y la digestión oxidativa. Por lo tanto, existe la necesidad de un método de digestión y un reactor estructurado correspondientemente para las suspensiones de CTA obtenidas en una oxidación inicial de p-xileno en unidades de columna de burbujas que sea eficiente, con un costo reducido en los requisitos de instalación de capital, mantenimiento mecánico, servicios de proceso, crudo pérdidas materiales y de diseño simple para conducir la oxidación digestiva y producir PTA de buena calidad.

Resumen de la invención

Por lo tanto, es un objeto de la presente invención proporcionar un método para la digestión efectivo y eficiente de partículas de CTA que proporcione ácido tereftálico a un nivel de calidad necesario para la producción de PET. También es un objeto de la presente invención proporcionar una estructura de sistema de digestión en donde CTA se convierte en ácido tereftálico a un nivel de calidad necesario para la producción de PET.

Estos y otros objetos se resuelven mediante un método de purificación de ácido tereftálico crudo de acuerdo con la reivindicación 1, un sistema de digestión oxidativa de acuerdo con la reivindicación 3 y un sistema de digestión por columna de burbujas de acuerdo con la reivindicación 12.

El método inventivo para la purificación de ácido tereftálico crudo es como se define en la reivindicación 1.

En una segunda modalidad, la presente invención incluye un sistema de digestión oxidativa como se define en la reivindicación 3. En una tercera modalidad, la presente invención proporciona un sistema de digestión en columna de burbujas como se define en la reivindicación 12.

Los sistemas de digestión oxidativa de acuerdo con las modalidades anteriores están libres de agitación mecánica.

La descripción anterior pretende proporcionar una introducción general y un resumen de la presente invención y no pretende limitar su divulgación a menos que se indique explícitamente de cualquier otra manera. Las modalidades preferidas actualmente, junto con otras ventajas, se entenderán mejor haciendo referencia a la siguiente descripción detallada tomada junto con los dibujos adjuntos.

Breve descripción de las figuras

La figura 1 es un dibujo esquemático de un sistema de oxidación de p-xileno que incluye una unidad de oxidación del digestor de acuerdo con una modalidad de la presente invención.

La figura 2 es un dibujo esquemático de una unidad de oxidación del digestor de acuerdo con una modalidad opcional en donde se usan dos BCR separados en flujo en serie en la fase de suspensión con un suministro de alimentación fresco de oxígeno molecular a cada BCR.

La figura 3 es un dibujo esquemático de una unidad de oxidación del digestor de acuerdo con una modalidad de la invención que tiene zonas inferiores de menor diámetro que la zona superior.

La figura 4A es un diagrama esquemático de una disposición de un deflector desde una perspectiva horizontal de acuerdo con una modalidad de la presente invención.

La figura 4B es un diagrama esquemático de un deflector de 4A desde una perspectiva vertical.

La figura 5A es un diagrama esquemático de otro deflector desde una perspectiva horizontal de acuerdo con una modalidad de la presente invención.

La figura 5B es un diagrama esquemático del deflector de 5A desde una perspectiva vertical.

La figura 6 es un dibujo esquemático de una unidad deflectora de cono invertido para una entrada de alimentación de suspensión de acuerdo con una modalidad de la presente invención.

Descripción de las modalidades preferidas

En la descripción de la presente invención, los términos "un", "una" y "el" significan uno o más. Como se usa en la presente, el término "y/o", cuando se usa en una lista de dos o más elementos, significa que cualquiera de los elementos enumerados se puede emplear por sí mismo o se puede emplear cualquier combinación de dos o más de los elementos enumerados. Por ejemplo, si se describe que una composición contiene componentes A, B y/o C, la composición puede contener solo A; solo B; solo C; A y B en combinación; A y C en combinación; B y C en combinación; o A, B y C en combinación. Los términos "que comprende", "comprende" y "comprender" son términos de extremo abierto que se usan para hacer la transición de un tema mencionado antes del término a uno o más elementos enumerados después del término, donde el elemento o los elementos enumerados después del término de transición no son necesariamente los únicos elementos que componen el tema. Los términos "tener", "tiene" y "tener", así como también los términos "que incluye", "incluye" e "incluyen" tienen el mismo significado de extremo abierto que "que comprende", "comprende" y "comprenden" proporcionados anteriormente.

Como se usa en la presente, la retención de gas, retención de burbujas, fracción de gas y fracción de burbuja de un medio de reacción aireado significan lo mismo y son simplemente la fracción de volumen de un medio multifase que está en estado gaseoso. Las unidades son adimensionales, siendo metros cúbicos divididos por metros cúbicos, por ejemplo, o pueden expresarse como por ciento de volumen. Como se usa en la presente, la velocidad superficial del gas es el régimen de flujo volumétrico de los componentes de un medio multifase que están en estado gaseoso dividido por el área de la sección transversal del conducto o recipiente a través del cual fluyen estos componentes gaseosos. Las unidades de velocidad superficial del gas son metros cúbicos por segundo divididos por metros cuadrados, lo que da como resultado metros por segundo, por ejemplo. La velocidad de la suspensión superficial, la velocidad del líquido superficial y la velocidad del sólido superficial se definen de manera similar reemplazando el régimen de flujo volumétrico del componente gaseoso por el régimen de flujo volumétrico de la lechada, el régimen de flujo volumétrico del líquido y el régimen de flujo volumétrico del sólido, respectivamente. Es importante observar que la velocidad superficial del gas es un valor calculado y no necesariamente representa la velocidad espacial real de cualquier burbuja u otra alícuota de componente gaseoso. Declaraciones similares se aplican a las otras velocidades superficiales. Es importante observar que las velocidades superficiales del líquido y del sólido pueden ser diferentes entre sí y, a su vez, diferentes de la velocidad superficial de la suspensión cuando los efectos de la diferencia de densidad líquido-sólido y la fuerza gravitacional son relativamente mayores en comparación con la turbulencia convectiva del líquido local predominante es decir, cuando hay una sedimentación significativa de sólidos debido a la reducción de la turbulencia de la fase líquida y/o debido al aumento del tamaño de las partículas de la fase sólida. Como se usa en la presente, aire significa cualquier mezcla gaseosa que comprenda oxígeno molecular en cualquier fracción molar, a menos que se proporcione una modificación explícita adicional tal como aire ambiental, aire ambiental comprimido y aire ambiental más gas de escape reciclado, entre otros.

Cuando se proporcionan intervalos numéricos para cuantificar ciertos parámetros relacionados con la invención, debe entenderse que dichos rangos deben interpretarse como un soporte literal para las limitaciones de la reivindicación que solo mencionan el valor menor del intervalo, así como también las limitaciones de la reivindicación que solo mencionan el mayor valor del intervalo. Los valores expresados también incluyen intervalos y subintervalos dentro de los valores límite establecidos.

De acuerdo con la presente invención, una suspensión de ácido tereftálico crudo (CTA) obtenida mediante una operación de oxidación primaria tal como se describe en EE. UU. 7,355,068,EE. UU. 7,393,973,EE. UU.

7,829,037,EE. UU. 7,910,769,EE.UU 8,501,986,EE.UU 8,685,334yEE. UU. 8,790,601se trata en una unidad de digestión de estructura de columna que comprende una serie de zonas dispuestas verticalmente. La suspensión de CTA contiene partículas de ácido tereftálico crudo, que comprenden ácido tereftálico, 4-carboxibenzaldehído, ácido p-toluico en un medio de ácido acético como se describió anteriormente. Para la digestión, la temperatura de la suspensión de CTA obtenida del sistema de oxidación primario se incrementa a un valor de al menos 5 °C a 90 °C más alto, preferiblemente de 10 °C a 60 °C más alto, y con mayor preferencia de 15 °C a 40 °C más alta que la temperatura de la suspensión que entra desde la oxidación inicial. La temperatura de la suspensión que deja la oxidación inicial puede estar en el intervalo de 125 °C a 200 °C, preferentemente de 140 °C a 185 °C, con mayor preferencia de 150 °C a 175 °C. Por tanto, la temperatura de la suspensión en una etapa de digestión está en el intervalo de 150 °C a 280 °C, preferentemente de 160 °C a 240 °C, y con mayor preferencia de 170 °C a 210 °C. Este aumento de temperatura se puede lograr en una unidad de calentamiento ubicada antes de la unidad de digestión o mediante cualquier método adecuado para aumentar la temperatura de una suspensión de partículas en una mezcla acuosa de ácido acético.

El aumento de temperatura en la digestión comprende típicamente una mayor presión de cabeza que en la oxidación primaria y secundaria para controlar la evaporación del solvente en las zonas de digestión. La presión de gas de cabeza de cabeza de al menos una zona de digestión con relación a la presión de gas de escape de cabeza de la oxidación primaria está en el intervalo de aproximadamente igual a 4 MPa mayor, preferentemente de 0,5 MPa mayor a 3 MPa mayor, y con la máxima preferencia de 1 MPa mayor a 2 MPa mayor. Preferentemente, la presión de los gases de escape de cabeza de al menos una zona de digestión está en el intervalo de 0,4 MPa a 8 MPa, de 0,5 MPa a 4 MPa o de 1 MPa a 2 MPa.

Los presentes inventores han descubierto que es posible alimentar la suspensión desde una posición de menor presión manométrica en una elevación superior en el oxidante primario BCR a una posición de mayor presión manométrica ubicada en una elevación inferior en el oxidante secundario BCR sin usar un medio de bombeo mecánico o cualquier energía de flujo suplementaria, tal como un eductor, y a pesar de la densidad típicamente mayor del medio de reacción en el oxidante secundario BCR. Además, los inventores han descubierto que alimentar la suspensión de CTA desde un oxidante primario a una elevación más baja del oxidante secundario BCR es sorprendentemente beneficioso para optimizar los objetivos de conversión incrementada de intermedios aromáticos en fase líquida con formación reducida de compuestos poliaromáticos acoplados y coloreados simultáneamente reacciones de sobreoxidación que forman óxidos de carbono.

La transferencia de una presión manométrica menor a una presión manométrica más alta se logra preferentemente separando el medio de reacción aireado extraído de una elevación superior de un oxidante primario y desaireándolo para formar una suspensión sustancialmente desaireada. Con mayor preferencia, la desaireación del medio de reacción se logra en una cantidad mínima de tiempo de acuerdo con las descripciones de EE. UU. 7,371,894 de esta manera minimizando la formación de impurezas aromáticas que comprenden impurezas poliaromáticas y coloreadas. Se prefiere un recipiente de desaireación interno o externo. Con mayor preferencia, el recipiente de desaireación para el medio de reacción es externo al oxidante primario.

La suspensión desaireada extraída de una porción inferior del recipiente de desaireación tiene una mayor densidad en masa aparente y altura de elevación por metro de altura que la lechada aireada en los BCR de oxidación primaria o secundaria. En consecuencia, un conducto de conexión desde una porción inferior del recipiente de desaireación puede fluir por la fuerza gravitacional solamente en cualquier elevación inferior de los BCR de oxidación primaria o secundaria cuando están operando en una condición aireada. Esencialmente, los vapores de gas y solvente que se elevan hacia arriba en el oxidante primario BCR han expandido el medio de reacción en un bombeo de tipo neumático, aunque la suspensión retenida dentro del oxidante primario BCR cae continuamente hacia abajo a través del gas ascendente de acuerdo con la fuerza la gravedad interactúa con fuerzas viscosas y de tensión superficial, entre otras.

Sin embargo, como una cuestión práctica de control del proceso, es útil y preferido tener ciertas relaciones entre la elevación de la base del recipiente de desaireación que sale del oxidante primario, la elevación de la parte superior del medio de reacción aireado en el oxidante secundario, la elevación a la que se proporciona primero aireación dentro del oxidante secundario BCR, y el grado de aireación dentro del oxidante secundario BCR. Esto es para asegurar que se pueda transportar suficiente flujo de suspensión con conductos y elementos de control de flujo de tamaño comercialmente razonable.

Se prefiere que la retención de gas en el oxidante secundario BCR sea al menos 14, con mayor preferencia al menos 20, aún con mayor preferencia al menos 26, con la máxima preferencia al menos 32 por ciento en volumen en condiciones normales de funcionamiento de varios flujos, presiones y temperaturas y niveles dentro de los BCR primarios y secundarios. Además de las consideraciones para soportar un flujo suficiente y el control de la suspensión extraída de la elevación superior del oxidante primario BCR, este grado de aireación es útil para soportar la transferencia de masa de gas a líquido para suministrar oxígeno molecular disuelto en el oxidante secundario BCR. Se prefiere lograr esta retención de gas mediante el uso de velocidades de gas superficiales de al menos 0,04, con mayor preferencia al menos 0,08, aún con mayor preferencia al menos 0,12, con la máxima preferencia al menos 0,16 metros por segundo medidas o calculadas en la elevación de altura media BCR, elevación de un cuarto de altura y elevación de tres cuartos de altura. Esta velocidad superficial se calcula mediante el uso del flujo volumétrico de todos los componentes gaseosos ascendentes, ambos gases verdaderos, por ejemplo, O2, N2, Ar, CO, CO2y similares, y vapores líquidos evaporados, por ejemplo, vapor de ácido acético, vapor de agua y similares, divididos por el área de la sección transversal del BCR a la elevación considerada.

Se prefiere que al menos 25, con mayor preferencia al menos 50, aún con mayor preferencia al menos 75, con la máxima preferencia al menos 100 por ciento de la suspensión alimentada al oxidante secundario BCR se retire del oxidante primario BCR a una elevación que sea al menos 12, con mayor preferencia al menos 18, aún con mayor preferencia al menos 24, con la con la máxima preferencia 30 metros por encima de la elevación más baja a la que se suministra oxígeno molecular gaseoso al oxidante primario BCR.

Se prefiere que al menos 25, con mayor preferencia al menos 50, aún con mayor preferencia al menos 75, con la máxima preferencia al menos 100 por ciento en masa de la suspensión extraída de la elevación superior del oxidante primario BCR se suministre al oxidante secundario BCR en una elevación que es menos de 12, con mayor preferencia menos de 8, aún con mayor preferencia menos de 4, con la máxima preferencia menos de 2 metros por encima de la elevación más baja a la que se suministra oxígeno molecular gaseoso al oxidante secundario BCR.

Se prefiere que el nivel de funcionamiento normal del oxidante secundario BCR sea menos de 45, con mayor preferencia menos de 40, aún con mayor preferencia menos de 35, con la máxima preferencia menos de 30 metros y más de 8, con mayor preferencia más de 12, aún con mayor preferencia más de 16, con la máxima preferencia más de 20 metros por encima de la elevación más baja a la que se suministra oxígeno molecular gaseoso al oxidante secundario BCR.

Se prefiere que la altura de la línea tangente a la línea tangente del oxidante secundario BCR sea menos de 50, con mayor preferencia menos de 45, aún con mayor preferencia menos de 40, con la máxima preferencia menos de 35 metros y más de 10, con mayor preferencia más de 14, aún con mayor preferencia más de 18, con la máxima preferencia más de 22 metros.

Se prefiere que la elevación más baja a la que se suministra oxígeno molecular gaseoso al oxidante secundario BCR sea menos de 16, con mayor preferencia menos de 12, aún con mayor preferencia menos de 8, con la máxima preferencia menos de 4 metros desplazados verticalmente desde la elevación más baja en cuyo oxígeno molecular gaseoso se suministra al oxidante primario BCR.

Se prefiere seleccionar una combinación de los intervalos anteriores para el nivel de operación normal y la retención normal de gas dentro del oxidante secundario BCR de manera que la presión manométrica en el conducto de suministro de suspensión se encuentre en la elevación más alta de entrada de lodo al oxidante secundario desde el primario. oxidante es mayor que la presión dentro del oxidante secundario BCR a la misma elevación en al menos 30, preferentemente al menos 60, aún con mayor preferencia al menos 90, con la máxima preferencia al menos 120 kPa cuando el flujo de suspensión se detiene rápidamente, es decir, la diferencia de presión entre el conducto de suministro de suspensión y el interior del oxidante secundario BCR en la elevación más alta de entrada de lechada medida o calculada sin ninguna pérdida de presión en el conducto de suministro relacionada con pérdidas de flujo por fricción, pérdidas de presión de la cabeza cinética o pérdidas de presión del elemento de control. El exceso de presión manométrica estática en el conducto de suministro de suspensión en comparación con la presión manométrica dentro del oxidante secundario BCR, ambos medidos en la elevación más alta donde la suspensión se suministra al oxidante secundario BCR, está de esta manera disponible para el desarrollo de la cabeza cinética, para pérdidas por fricción en el conducto de la suspensión y la entrada al oxidante secundario BCR, y los elementos de control para regular el régimen de flujo de la lechada. El régimen de flujo de la suspensión desde el oxidante primario al oxidante secundario se regula preferentemente en respuesta a al menos una medición del proceso que comprende el nivel de medio de reacción aireado en el oxidante primario BCR, el nivel de medio de reacción aireado en el oxidante secundario BCR, el o velocidad de alimentación de masa de p-xileno en el oxidante primario, y la velocidad de flujo másico o volumétrico de la suspensión dentro y/o fuera del oxidante secundario.

Los sorprendentes beneficios de alimentar la suspensión desde el oxidante primario BCR hasta cerca de la base del oxidante secundario BCR se refieren a igualar la región de mayor velocidad de suministro de transferencia de masa de gas a líquido de oxígeno molecular disuelto con la región de mayor demanda de oxígeno molecular disuelto en combinación con proporcionar una mayor separación axial de las elevaciones de entrada y salida de la lechada. Por ejemplo, cuando la suspensión se alimenta a una elevación media, quizás para colocar la demanda máxima de oxígeno disuelto más cerca de un nuevo suministro de oxígeno molecular gaseoso o quizás para permitir que la concentración en fase líquida de los intermedios aromáticos disueltos florezca tanto hacia arriba como hacia abajo para reducir la velocidad de demanda máxima de oxígeno molecular disuelto, entonces la concentración de intermedios aromáticos en una salida de la parte inferior de BCR también aumenta indeseablemente. Al alimentar la suspensión y el suministro gaseoso de oxígeno molecular cerca de la base y luego retirar la lechada cerca de la parte superior del oxidante secundario BCR, es posible lograr simultáneamente los beneficios de la formación reducida de impurezas poliaromáticas acopladas, la necesidad reducida de un exceso de oxígeno molecular cerca de la parte superior del oxidante secundario BCR, y aumento de la conversión de los intermedios de oxidación parcial en fase líquida en la suspensión que sale del oxidante secundario. La conversión aumentada de los intermedios de oxidación parcial en fase líquida puede proporcionar una combustión de carbono reducida en la operación posterior del digestor, particularmente cuando la suspensión de CTA se alimenta directamente a la digestión sin pasar por una operación de intercambio de solvente. En consecuencia, se prefiere que al menos 25, con mayor preferencia al menos 50, aún con mayor preferencia al menos 75, con la máxima preferencia al menos aproximadamente 100 % del suministro de oxígeno molecular gaseoso al oxidante secundario BCR se alimente dentro de 1, preferentemente dentro de 0,5, con mayor preferencia dentro de 0,25, con mayor preferencia dentro de 0,1 veces el diámetro de la porción cilíndrica principal y dentro de 0,64, con mayor preferencia dentro de 0,32, aún con mayor preferencia dentro de 0,16, con la mayo dentro de 0,08 metros de la elevación más baja dentro del oxidante secundario BCR. Además, se prefiere que al menos 25, preferentemente al menos 50, con mayor preferencia dentro de 75, con la máxima preferencia al menos aproximadamente 100 % del suministro de suspensión de CTA al oxidante secundario BCR se alimente dentro de 3,con preferencia dentro de 2, aún con mayor preferencia dentro de 1, más preferentemente dentro de 0,5 veces el diámetro de la porción cilíndrica principal y dentro de 6, más preferentemente dentro de 4, aún más preferentemente dentro de 2, lo más preferentemente dentro de 1 metro de la elevación más baja dentro del oxidante secundario BCR.

La conversión aumentada de los intermedios de oxidación en fase líquida en la salida de suspensión elevada se obtiene porque el oxidante secundario BCR no es un recipiente perfectamente mezclado con respecto a las constantes de tiempo de reacción y transferencia de masa relevantes en la oxidación parcial de p-xileno para formar TPA. En consecuencia, cuando los puntos de entrada y salida de la suspensión se pueden separar ampliamente, la conversión de la reacción mejora incluso sin cambiar el tamaño de la columna. Se prefiere que las entradas y salidas de la suspensión del oxidante secundario BCR estén separadas verticalmente por al menos 8, con mayor preferencia al menos 12, con mayor preferencia al menos 16, con la máxima preferencia al menos 20 veces el diámetro máximo del oxidante secundario BCR. Adicionalmente, se prefiere que la salida de la suspensión del oxidante secundario BCR esté ubicada a menos de 8, con mayor preferencia a menos de 6, con mayor preferencia a menos de 4, con la máxima preferencia a menos de 2 veces el diámetro máximo de la porción cilíndrica principal del recipiente más abajo del nivel operativo normal promediado en el tiempo del medio de reacción. La porción del volumen del recipiente que está por encima del nivel operativo promediado en el tiempo se puede usarse para la desconexión del gas y/o las fluctuaciones de nivel relacionadas con las respuestas a las perturbaciones del régimen de flujo aguas arriba y aguas abajo. En una modalidad preferida de la invención, el nivel operativo normal, promediado en el tiempo del medio de reacción en un oxidante secundario BCR ubicado sustancialmente en la elevación de salida de la suspensión, de manera que el recipiente está funcionando en un modo de desbordamiento de la suspensión.

Sin embargo, el aumento del andamiaje axial proporcionado por una separación más amplia de las posiciones de entrada y salida de la suspensión y/o haciendo que el volumen de BCR del oxidante secundario sea mayor puede alcanzar una situación de rendimientos decrecientes en la oxidación en fase líquida en comparación con lo que queda en las partículas en fase sólida.

Para evitar una conversión excesiva del ácido p-toluico en fase líquida, el volumen del oxidante secundario BCR se puede reducir para proporcionar una reducción en el costo de capital y también en la sobreoxidación a óxidos de carbono. En esta situación, a menudo es conveniente reducir el diámetro interior del recipiente "D" con preferencia a la altura del recipiente "H" para que la relación H:D del BCR aumente y de esta manera promueva un mayor andamiaje del volumen de reacción que queda. Por supuesto, la reducción de volumen aumentará la concentración de los intermedios de oxidación en fase líquida que salen del oxidante secundario BCR, pero la reducción del volumen del recipiente reduciendo el diámetro proporciona un desplazamiento mucho más atenuado en comparación con la reducción del volumen reduciendo la altura. En consecuencia, es preferible que la relación entre la altura y el diámetro del medio de reacción en el oxidante secundario BCR esté en el intervalo de al menos 6:1, con mayor preferencia al menos 12:1, al menos 16:1, con la máxima preferencia 20:1.

También es útil aumentar el andamiaje axial de la oxidación en fase líquida en el oxidante secundario BCR mediante el uso de al menos 1,2, 4, 8 deflectores "no ensuciadores" de acuerdo con la descripción de EE. UU. 7,568,361. (Se observa que en el resto de la especificación, la lista de múltiples valores numéricos como en la oración anterior significa un intervalo anidado desde el preferido al más preferido). Esto se vuelve cada vez más importante en unidades de producción dimensionadas para mayores velocidades de producción en donde una relación H:D alta indica alturas absolutas excesivamente altas. La adición de deflectores que no se ensucian puede mantener un buen rendimiento de andamiaje en el oxidante secundario BCR incluso con un aumento de D y una disminución de H:D.

Generalmente se prefiere colocar la mayoría de estos deflectores por encima del nivel de sedimentación de sólidos que se obtiene después de suspender la alimentación de oxígeno molecular fresco durante al menos 2, 8, 16, 32 horas. Una vez que los sólidos de CTA se sedimentan y compactan, se pueden imponer fuerzas muy grandes sobre un medio desconcertante cuando la aireación se reinicia rápidamente. No obstante, es posible proporcionar deflectores sin incrustaciones de suficiente integridad mecánica para resistir las fuerzas de inicio de la aireación incluso con CTA bien asentadas cuando el diseño general de los BCR del oxidante primario y secundario y de los digestores indica que esta colocación del deflector es útil para reducir sobreoxidación a óxidos de carbono mientras se alcanzaba la pureza objetivo de PTA.

Para mitigar o evitar las dificultades anteriores con los sólidos sedimentados durante una interrupción, también se prefiere proporcionar un conducto de drenaje de suspensión que vaya desde la parte inferior o muy cerca de la parte inferior del oxidante secundario BCR a una salida de presión reducida. Con mayor preferencia, este conducto de drenaje inferior se conecta a la succión de las bombas usadas para alimentar la suspensión al sistema digestor. Sin embargo, se prefiere que este conducto alternativo esté completamente obstruido por una válvula cerrada durante el funcionamiento normal del oxidante secundario BCR.

Existe una situación similar con sedimentación por interrupción en el conducto que transporta la suspensión desaireada desde el oxidante primario hasta cerca de la base del oxidante secundario BCR. La situación operativa en el conducto de la suspensión de menor diámetro es relativamente más importante que en los BCR de mayor diámetro. Siempre que se interrumpe la aireación en el oxidante primario BCR, el conducto delgado relativamente alto que va desde el recipiente de desaireación puede dejar de ser suministrado con suspensión de levantamiento de gas hasta la elevación de la entrada del recipiente de extracción y desaireación del lado de la suspensión. Poco después, el flujo de suspensión en el conducto cesará cuando la presión se equilibre con la posición de entrada de la lechada del BCR del oxidante secundario. Cuando esto ocurre durante al menos 2, 8, 16, 32 horas, se prefiere enfriar la suspensión que queda en el conducto de suministro alimentando gas inerte cerca de la elevación más baja del conducto. Se prefiere alimentar suficiente gas para proporcionar enfriamiento por evaporación de la suspensión restante en al menos 10, 20, 30, 40°C más abajo de la temperatura operativa normal, ya que esto retarda sustancialmente la unión cementosa de los sólidos de CTA. Es más preferido drenar el conducto de suministro a través del oxidante secundario por su conducto de salida inferior, durante o después del drenaje del oxidante secundario BCR. Opcionalmente, se proporciona un conducto de drenaje desde cerca de la elevación más baja del conducto de suministro de suspensión directamente a la succión de las bombas usadas para alimentar la lechada al sistema digestor, pero sin pasar a través del oxidante secundario BCR. De nuevo, se prefiere que este conducto de drenaje esté completamente obstruido por una válvula cerrada durante el funcionamiento normal del oxidante secundario BCR.

A pesar de tales disposiciones para reiniciar el funcionamiento después de interrupciones e interrupciones del proceso, se prefiere que muchas de las modalidades de la presente invención funcionen de manera sustancialmente uniforme y con flujos continuos.

Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de ácido p-toluico en la fase líquida de la suspensión extraída del oxidante secundario BCR es menos del 50, 10 o 5 por ciento de la concentración promediada en el tiempo de ácido p-toluico en la fase líquida de la suspensión introducida en el oxidante secundario BCR. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de ácido p-toluico en la fase líquida de la suspensión introducida en el oxidante secundario BCR está en el intervalo de 50 a 10000, 100 a 6000 o 500 a 5000 ppm en peso. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de ácido p-toluico en la fase líquida de la suspensión extraída del oxidante secundario BCR es menos de 1000, 200 o 60 ppm en peso. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de 4-CBA en la fase líquida de la suspensión extraída del oxidante secundario BCR es menos del 50, 10 o 5 por ciento de la concentración promediada en el tiempo de 4-CBA en la fase líquida de la suspensión introducida en el oxidante secundario BCR. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de 4-CBA en la fase líquida de la suspensión introducida en el oxidante secundario BCR está en el intervalo de 100 a 6000, 200 a 4000 o 400 a 3500 ppm en peso. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de 4-CBA en la fase líquida de la suspensión extraída del oxidante secundario BCR es menos de 500, 100 o 30 ppm en peso. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la suspensión extraída del oxidante secundario BCR está en el intervalo de 5 a 95, 10 a 90, 20 a 80 o 30 a 70 por ciento de la concentración promediada en el tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la suspensión introducida en el oxidante secundario BCR. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la suspensión introducida en el oxidante secundario BCR está en el intervalo de aproximadamente 100 a 15 000, 400 a 8000 o 1000 a 6000 ppm en peso. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la suspensión extraída del oxidante secundario BCR está en el intervalo de 100 a 12000, 300 a 8000 o 800 a 4000 ppm en peso.

La combinación de oxidación primaria y oxidación secundaria, si se usa, se denomina en la presente descripción oxidación inicial y el producto de suspensión de CTA se denomina suspensión inicial.

El sistema catalizador presente en la fase líquida de la corriente de alimentación del digestor es preferiblemente un sistema catalizador en fase líquida homogéneo capaz de promover la oxidación (incluida la oxidación parcial) de pxileno. En una modalidad, el sistema catalítico puede comprender cobalto, bromo y manganeso.

Cuando hay cobalto presente en el sistema catalizador, se prefiere que la cantidad de cobalto presente en la corriente de alimentación en fase líquida de manera que la concentración de cobalto en la fase líquida del medio de reacción se mantenga en el intervalo de 300 a 6000 partes por millón en peso (ppm en peso), con mayor preferencia en el intervalo de 700 a 4200 ppm en peso, y con la máxima preferencia en el intervalo de 1200 a 3000 ppm en peso. Cuando hay bromo presente en el sistema catalizador, se prefiere que la cantidad de bromo presente en la corriente de alimentación en fase líquida de manera que la concentración de bromo en la fase líquida del medio de reacción se mantenga en el intervalo de 300 a 5000 ppm en peso, con mayor preferencia en el rango de 600 a 4000 ppm en peso, y con la máxima preferencia en el rango de 900 a 3000 ppm en peso. Cuando hay manganeso presente en el sistema catalizador, se prefiere que la cantidad de manganeso presente en la corriente de alimentación en fase líquida de manera que la concentración de manganeso en la fase líquida del medio de reacción se mantenga en el intervalo de 20 a 1000 ppm en peso, con mayor preferencia en el intervalo de 40 a 500 ppm en peso, con la máxima preferencia en el intervalo de 50 a 200 ppm en peso.

Las concentraciones de cobalto, bromo y/o manganeso en la fase líquida del medio de reacción pueden expresarse sobre una base promediada en el tiempo y promediada en volumen. Como se usa en la presente, el término "promediado en el tiempo" denota un promedio de al menos 10 mediciones tomadas igualmente durante un período continuo de al menos 100 segundos. Como se usa en la presente, el término "promediado en volumen" denota un promedio de al menos 10 mediciones tomadas con una separación tridimensional uniforme a lo largo de un cierto volumen. La relación en peso de cobalto a bromo (Co:Br) en el sistema catalizador introducido en la reacción de oxidación está preferentemente en el intervalo de 0,25:1 a 4:1, con mayor preferencia en el intervalo de 0,5:1 a 3:1 y con la máxima preferencia en el intervalo de 0,75:1 a 2:1. La relación en peso de cobalto a manganeso (Co:Mn) en el sistema catalizador introducido en la reacción de oxidación está preferentemente en el intervalo de 0,3:1 a 40:1, con mayor preferencia en el intervalo de 5:1 a 30: 1, y con la máxima preferencia en el intervalo de 10:1 a 25:1.

Opcionalmente, la suspensión inicial de CTA procedente de la oxidación inicial se puede procesar en una operación de intercambio de solvente o en una operación de grosor de suspensión antes de alimentarla a la digestión. Cuando se usan estas operaciones opcionales, los objetivos del proceso comprenden ajustar la composición catalítica, por ejemplo, composiciones en fase líquida de cobalto, manganeso, bromo y agua, retirar cantidades adicionales de intermedios de oxidación aromáticos en fase líquida antes de la digestión, retirar las impurezas de la fase líquida que no se oxidan fácilmente, por ejemplo 2,6-DCF y 2,7-DCF, para mejorar la pureza y blancura del PTA digerido, y ajustar la fracción de masa de sólidos en la suspensión para alterar el volumen total de la lechada y/o ajustar las propiedades hidrodinámicas de la lechada. Después de tal tratamiento, la suspensión inicial se denomina en la presente descripción suspensión de CTA modificada con solvente.

Cuando se emplea esta operación de intercambio de solvente opcional, se prefiere eliminar al menos el 40, 60, 80, 90 % del solvente y los compuestos solubles que se encuentran en la fase líquida de la suspensión inicial. A partir de entonces, se prefiere usar un solvente limpiador para proporcionar una suspensión reconstituida que tenga una fracción másica de sólidos como se describe en otra parte en la presente descripción. Como se usa en la presente, el término "solvente limpiador" denota solvente que tiene una concentración en fase líquida de compuestos catalizadores totales que es menor que la concentración de compuestos catalizadores totales en la fase líquida de la suspensión a la que se añade el solvente limpiador. Preferentemente, el solvente limpiador contiene menos del 90, 50, 10 o 2 por ciento en peso de la concentración en fase líquida de los compuestos catalizadores totales y/o menos del 90, 50, 10 o 2 por ciento en peso de la concentración en fase líquida de compuestos aromáticos totales en comparación con la fase líquida de la suspensión a la que se añade el disolvente limpiador.

Cuando se elimina sustancialmente el intercambio de solvente entre la oxidación primaria y la digestión oxidativa de acuerdo con una modalidad de la presente invención, se puede preferir que se extraiga al menos el 30, 60, 80 o 95 por ciento en peso del líquido inicial originalmente presente en la suspensión inicial de la oxidación primaria para ser retenido en la suspensión sometida a digestión oxidativa. Por tanto, se puede preferir que menos del 70, 40, 20 o 5 por ciento en peso del líquido inicial presente originalmente en la suspensión inicial extraída de la oxidación primaria se elimine de la suspensión sometida a digestión oxidativa. Preferentemente, la relación en peso de cobalto, otros compuestos catalizadores y/o ácido benzoico en la suspensión que entra en digestión oxidativa con el mismo compuesto en la suspensión inicial producida a partir de la oxidación primaria es al menos 0,3, 0,6, 0,8 o 0,95. Con mayor preferencia, la relación en peso de cobalto, otros compuestos catalizadores y/o ácido benzoico en la suspensión que sale de la digestión oxidativa al mismo compuesto en la suspensión inicial producida a partir de la oxidación primaria es al menos 0,3, 0,6, 0,8 o 0,95. Cuando la digestión oxidativa se lleva a cabo en múltiples etapas, la descripción en este párrafo puede aplicarse a cualquiera o todas las etapas de la digestión oxidativa, incluyendo con la máxima preferencia la última etapa de la digestión oxidativa.

En consecuencia, la suspensión que se alimenta al digestor puede ser una suspensión inicial de CTA o una suspensión de CTA modificada con solvente y en lo sucesivo se denominará suspensión de alimentación del digestor.

Se prefiere que la fracción de masa de CTA sólida en la suspensión de alimentación del digestor sea más de 0,10, 0,20, 0,30 y menos de 0,50, 0,45, 0,40.

La cantidad de oxígeno molecular requerida para la oxidación de los intermedios aromáticos que quedan en la suspensión de alimentación del digestor proporcionada de acuerdo con la presente invención es relativamente pequeña. Se prefiere que los moles de oxígeno molecular proporcionados a todas las etapas de la digestión sean menores que la cantidad comprendida en la alimentación de 3, 2, 1 kg de aire ambiente comprimido por 100 kg de suspensión de alimentación del digestor. En comparación, la velocidad de alimentación de aire ambiente comprimido a un oxidante primario es a menudo de aproximadamente 100 kg por 100 kg de suspensión inicial. Además de los régimen de flujo másico y molar relativamente pequeñas de aire en la digestión, el aumento de la temperatura de funcionamiento del sistema digestor indica una presión de funcionamiento significativamente mayor en comparación con la oxidación inicial, y esto provoca una reducción adicional en la relación de alimentación volumétrica para el oxígeno molecular suministrado a el sistema digestor. En combinación, la pequeña velocidad de alimentación volumétrica de oxígeno molecular al sistema digestor presenta graves dificultades para proporcionar suficiente energía de mezcla de gas en un digestor BCR para satisfacer los requisitos del proceso que comprenden suspensión de sólidos, transferencia de masa de oxígeno molecular de gas a líquido y relativamente mezcla rápida de la suspensión de alimentación del digestor donde ingresa a la primera zona de digestión.

La energía de mezcla proporcionada por el gas ascendente dentro del medio de reacción del digestor se aproxima estrechamente por el volumen de gas que fluye multiplicado por la altura de elevación de la suspensión a través de la cual sube el gas, ya que la altura de elevación de la suspensión es típicamente mucho menor que la superior absoluta presión. Como se usa en la presente, el término "energía de mezcla de gas" se define como VdP y es igual al régimen de flujo volumétrico de gas que sube dentro de un recipiente digestor multiplicado por la altura de elevación de la suspensión a través de la cual sube, con unidades convertidas apropiadamente en unidades de energía. Como puede apreciarse, son posibles muchas combinaciones posibles de altura y diámetro del digestor para un tiempo de residencia total dado de la suspensión, y son posibles muchas presiones operativas diferentes. En consecuencia, hay muchos resultados posibles para la energía de mezcla de gas, pero en todos los casos razonables, la energía de mezcla de gas resultante es bastante pequeña dentro de las zonas de digestión de la presente invención. Se prefiere que la energía de mezcla de gas sumada en todas las zonas del digestor de BCR de la presente invención dividida por la masa de suspensión dentro de estas zonas sea inferior a 0,2, 0,1, 0,05 vatios/kg de suspensión. La descripción adicional para la distribución de esta cantidad limitada de energía de mezcla de gas dentro de varias zonas del sistema digestor BCR se describe en otra parte en la presente descripción en la discusión de las velocidades y dimensiones superficiales del gas, es decir, altura y ancho, de las diversas zonas.

Por razones de economía de quemado de carbón e inflamabilidad del espacio de cabeza, generalmente no es deseable aumentar la energía de mezcla de gas alimentando un exceso mayor de aire ambiente comprimido del que se necesita como mínimo para eliminar los intermedios de oxidación que comprenden ácido p-toluico y 4-CBA. Por razones de costo de equipo de capital, costo de energía de compresión y costo de energía térmica, a menudo no es deseable aumentar o reducir la fracción molar de oxígeno molecular mediante la adición o retirar de diluyentes inertes gaseosos que comprenden nitrógeno molecular, dióxido de carbono, monóxido de carbono, hidrógeno molecular, metano, bromuro de metilo y argón, entre otros. Sin embargo, queda dentro del ámbito de las descripciones de esta invención alimentar a al menos una zona de digestión una corriente de aire comprimido que esté enriquecida o empobrecida en fracción molar de oxígeno molecular en comparación con la composición del aire ambiental.

Las modalidades de la presente invención obvian la necesidad de proporcionar agitación mecánica de energía de eje al medio de reacción del digestor mediante el uso del intervalo preferido de tamaños de partículas de CTA y composición de suspensión inicial, entre otras cosas. Sin embargo, los inventores también han descubierto que la adaptación de la mezcla de energía de gas de flujo burbujeante a situaciones menos ideales puede proporcionarse mediante cantidades sorprendentemente pequeñas de agitación de potencia mecánica suplementaria del eje. Por ejemplo, adaptar las invenciones en la presente descripción a un recipiente digestor existente con una cabeza inferior elíptica 2:1 relativamente plana puede requerir una agitación mecánica suave dentro de la zona de digestión más baja para garantizar que los sólidos de la suspensión no sedimenten, se estanquen y se aglomeren cementosamente en grandes trozos de sólidos dentro de la cabeza inferior. Cuando se usa agitación mecánica suplementaria, se prefiere que la energía de agitación mecánica sea inferior a aproximadamente 0,2, 0,1, 0,05 vatios/kg de suspensión como promedio para todo el volumen del medio de reacción del digestor, y se prefiere que el total combinado de la potencia de mezcla de gas y la potencia de mezcla mecánica sea inferior a aproximadamente 0,30, 0,15, 0,10 vatios/kg de suspensión como promedio para todo el volumen del medio de reacción del digestor.

Los métodos de calentamiento de la suspensión de digestor conocidos en la técnica comprenden la oxidación de sustratos orgánicos distintos del para-xileno, por ejemplo, oxidación del hexano alimentado para formar óxidos de carbono y ácido acético; otras reacciones químicas, por ejemplo, hidrólisis de anhídrido acético para formar ácido acético; suministrar un vapor de solvente condensable a la suspensión, por ejemplo, vapor de agua y vapor de ácido acético; y calentamiento sin contacto de la suspensión y/o del suministro gaseoso de oxígeno molecular mediante el uso de un aparato intercambiador de calor. Se prefiere particularmente el calentamiento sin contacto de la suspensión. El calentamiento sin contacto mediante el uso de un aparato intercambiador evita la complejidad química adicional y/o el volumen del recipiente que a menudo se necesita cuando se usa calentamiento químico o calentamiento por vapor de solvente.

La unidad de calentamiento del intercambiador para la lechada del digestor puede ser de cualquier diseño adecuado para la suspensión de CTA, de manera que se evite la obstrucción y el ensuciamiento de la unidad. También debe estar construido con materiales estables a las mezclas corrosivas de ácido acético. Las superficies del intercambiador de calor pueden estar ubicadas aguas arriba de la primera zona del digestor, que es preferentemente la sección superior de un digestor BCR, estando conectadas mediante conductos de suspensión entre las zonas de oxidación inicial y digestión. Se prefiere proporcionar al menos 30, 60, 90, 100 por ciento del trabajo térmico total para la zona de digestión mediante el uso al menos de un aparato intercambiador de calor sin contacto en la suspensión desde la oxidación inicial antes de que se alimente al recipiente de digestión.

En una modalidad, la unidad de calentamiento de lechada de CTA puede tener un diseño de carcasa de tubo vertical de manera que la suspensión pase a través del lado del tubo en una forma de flujo ascendente vertical antes de entrar en el recipiente digestor. Opcionalmente, las superficies del intercambiador de calor se pueden ubicar internamente, es decir, dentro del propio recipiente de reacción de digestión.

En otra modalidad preferida, al menos el 25, 50, 75, 100 por ciento del suministro de oxígeno molecular para la primera zona de digestión, preferentemente la sección superior o superior de un digestor BCR, se alimenta al digestor combinado con la suspensión de alimentación del digestor. Preferentemente, este oxígeno molecular se combina con la suspensión de alimentación del digestor dentro de 8, 2, 0,5 minutos después de que la suspensión se calienta por primera vez al menos aproximadamente 10 °C por encima de la temperatura a la salida de la oxidación inicial. Con mayor preferencia, al menos el 25, 50, 75, 100 por ciento del suministro de oxígeno molecular para la primera zona de digestión, preferentemente la sección superior de un digestor BCR, se mezcla con la suspensión antes de la salida de un intercambiador de calor externo, con mayor preferencia cerca de la entrada de suspensión de un intercambiador de calor externo. Esta estrecha coordinación en el tiempo entre el calentamiento de la suspensión inicial y el suministro de oxígeno molecular es importante para evitar una acumulación excesiva de ácido p-toluico en fase líquida y 4-CBA sin reaccionar durante el estallido inicial de actividad de disolución de CTA. Por ejemplo, calentar una suspensión de CTA desde aproximadamente 160 °C a aproximadamente 210 °C aumenta la fracción de masa en equilibrio de TPA disuelto desde aproximadamente la mitad por ciento de la masa de la fase líquida hasta más de aproximadamente el dos por ciento de la masa de la fase líquida; y los cristales de CTA más pequeños se disuelven en tan solo unos segundos después del calentamiento de la suspensión.

Es importante destacar que las partículas de CTA obtenidas de la operación de oxidación primaria de acuerdo con la presente invención se caracterizan por morfologías de partículas que son más pequeñas y más porosas que las partículas de CTA producidas por muchos otros procesos de oxidación de p-xileno que operan con diferentes características de mezcla del reactor, tiempos de residencia, volumétricos intensidades de velocidad de oxidación, perfiles de presión y temperatura y composiciones de solventes, entre otros. En modalidades preferidas, el producto de CTA sólido obtenido en la oxidación tiene un tamaño de partícula medio en un intervalo de 20 a 150 micras, preferentemente de 25 a 100 micras y con la máxima preferencia, de 30 a 80 micras. La morfología de las partículas es de manera que cada partícula está formada típicamente por una gran cantidad de pequeñas partículas aglomeradas y, por lo tanto, las partículas de CTA tienen un área superficial BET (Braunauer-Emmett-Teller) alta que varía de 0,6 a 4,0 m2/g, preferentemente de 0,8 a 3,0 m2/g y con la con la máxima preferencia, de 0,9 a 2,0 m2/g. Esta combinación de tamaño de partícula, área superficial y morfología aglomerada conduce a partículas de alta porosidad, baja densidad y baja velocidad de sedimentación que son propiedades que facilitan el proceso de digestión de acuerdo con la presente invención.

En comparación, las partículas de CTA obtenidas mediante algunos métodos de oxidación se caracterizan por un tamaño medio de partícula de aproximadamente 180 a 220 micras y un área superficial BET de 0,4 a 0,8 m2/g. Tales partículas convencionales tienen mucha menos porosidad y una densidad aparente significativamente mayor medida en solvente líquido.

Las propiedades físicas de las partículas de CTA de acuerdo con la presente invención descritas anteriormente permiten una digestión efectiva y eficiente a través del método de digestión en columna de burbujas de la presente invención porque las partículas pequeñas que tienen mayor área superficial se disuelven más fácilmente para liberar las impurezas atrapadas a la solución donde se oxida puede convertir la impureza en producto. De igual importancia, el tamaño de partícula más pequeño y la alta porosidad de las partículas de CTA permiten una mayor resistencia a la sedimentación en un entorno de flujo burbujeante y, por lo tanto, el flujo de partículas a través de un sistema de columna de burbujas puede controlarse hasta un tiempo de residencia suficiente para permitir la purificación como se describe.

Los tiempos de residencia promediados en masa de la fase sólida y de la fase líquida, que pueden ser diferentes entre sí debido a la sedimentación parcial en un digestor BCR, están cada uno en el intervalo de 10 a 480 minutos, preferentemente de 20 a 360 minutos, y con mayor preferencia de 40 a 120 minutos, sumados para todas las zonas del digestor en flujo en serie.

La distribución del tiempo de residencia de la fase sólida se mejora convenientemente mediante el uso de la presente invención. Aunque existe la necesidad de una considerable mezcla en fase líquida donde la suspensión ingresa primero al digestor, es preferible a partir de entonces que la fase sólida se mueva a través del sistema del digestor con un RTD acercándose más al RTD de flujo de pistón. La mezcla de la fase líquida necesaria cerca de la entrada de la suspensión se relaciona con la liberación inicial en la fase líquida de 4-CBA y ácido p-toluico donde las partículas más pequeñas en la alimentación de la suspensión de CTA ingresan primero al digestor. Cerca de la ubicación de alimentación de la suspensión, es conveniente proporcionar suficiente mezcla convectiva para controlar la demanda local de fase líquida de O² disuelto, apoyando la oxidación aromática deseable en la fase líquida, y para controlar la concentración de la fase líquida local de 4-CBA y ácido p-toluico que podrían volver a precipitarse y enterrarse a medida que las partículas sólidas se agrandan. Después de cumplir con los requisitos de mezcla de la química de reacción y transferencia de masa de gas a líquido cerca de la ubicación de alimentación de la suspensión, es preferible controlar y alargar el tiempo de residencia en el digestor para partículas más pequeñas con concentraciones más altas de 4-CBA sólido y ácido p-toluico. Tal RTD se promueve mediante diversas modalidades de la presente invención que comprenden intervalos de velocidad de gas superficial, intervalos de velocidad de la suspensión axial cerca de la línea central axial del recipiente, intervalos de distribución del tamaño de partículas, relaciones H a D y sistemas de deflectores no ensuciadores.

En la siguiente descripción, se adopta una notación en donde "t" es el tiempo; la función de distribución de la residencia del tiempo es la fracción de masa acumulada (CMF) de una fase suministrada inicialmente a la zona de reacción en el tiempo t=0 que luego sale de la zona de reacción antes del tiempo "t/t^promedio"; donde T^promedio" es el tiempo de residencia promediado en masa determinado de acuerdo con el cálculo descrito más abajo y "t/t^promedio" es "tiempo reducido" que significa tiempo dividido por el tiempo de residencia promediado en masa. El tiempo reducido es adimensional. "CMF (t/t^promedio)" es la función de distribución de la residencia del tiempo reducido. Por ejemplo, CMF (0,2) es la fracción de masa acumulada suministrada inicialmente a una fase de la zona de reacción en el tiempo t=0 que luego sale de la zona de reacción antes de un tiempo reducido de 0,2. El tiempo de residencia promedio masivo (t^promedio) de una alícuota de masa alimentada inicialmente a un recinto en el momento t=0 se calcula como [(t)*(masa de la alícuota que sale en el momento t)]/(masa total de la alícuota) integrada desde el momento cero hasta que al menos aproximadamente el 99,9 por ciento de la masa de la alícuota ha salido del recinto. Las unidades de t^promedio son simplemente cualquier unidad de tiempo.

La etapa de digestión oxidativa y/o serie de etapas de digestión oxidativa pueden realizarse en un solo recinto de fluido o en múltiples recintos con conexión fluídica. En una modalidad de la presente invención, se prefiere que al menos una etapa de digestión oxidativa, con mayor preferencia la etapa en donde al menos el 25, 50, 75, 100 % de la suspensión de la oxidación inicial entre primero, con la máxima preferencia la sección superior o superior de un digestor BCR, está suficientemente bien mezclado de manera que CMF (0,5) solo para esa etapa/sección sea al menos 0,20, 0,25 o 0,30 y tal que CMF (1,5) también sea menor que 0,95, 0,90, 0,85 para cada uno de los fases sólida, líquida y en suspensión combinada. Para este valor de CMF, el tiempo de normalización es el tiempo de residencia promedio de la suspensión en la etapa de digestión única.

Además, se prefiere que la fase sólida en digestión después de la primera etapa de digestión oxidativa y/o en todas las zonas del digestor BCR más abajo de la zona superior se acerque a un RTD de flujo de pistón (pistón) de manera que el CMF (0,5) sea menor que 0,35, 0,25, 0,20 para cada una de las fases sólida, líquida y de suspensión combinada. Para este valor de CMF, el tiempo de normalización es el tiempo de residencia promedio total de la suspensión en todas las etapas de digestión sin incluir la primera etapa de digestión relativamente bien mezclada.

Para el total de todas las etapas de digestión, ya sea en un solo BCR o en múltiples BCR en serie, se prefiere que el RTD general tenga un CMF (0,5) de menos de 0,35, 0,25, 0,18 y un CMF (1,5) de más de 0,80, 0,85, 0,90 y menos de 0,98, 0,95 para cada una de las fases sólida, líquida y de suspensión combinada. Para este valor de CMF, el tiempo de normalización es el tiempo de residencia promedio total de la suspensión en todas las etapas de digestión.

Para lograr la mezcla deseada en la etapa de digestión donde la suspensión se alimenta desde la oxidación inicial, se prefiere que la velocidad hacia arriba promediada en el tiempo de la suspensión cerca de la línea central axial cerca de la altura media de la etapa de BCR sea de al menos 6, 8, 10 cm/s. Los inventores han descubierto que esto se puede lograr incluso en un régimen de flujo burbujeante con los intervalos de velocidad de la suspensión superficial y del gas superficial descritos en la presente descripción, siempre que la etapa BCR tenga un diámetro interior suficiente. Por ejemplo, la aireación uniforme con una velocidad superficial del gas de aproximadamente 0,5 cm/s en BCR a pequeña escala piloto con diámetros interiores de hasta 30 cm logra una velocidad de la suspensión en la línea central axial inferior a aproximadamente 6 cm/s hacia arriba, mientras que la misma velocidad superficial del gas en un BCR con un diámetro interior de 2 metros o más alcanza una velocidad de la lechada en la línea central axial de más de aproximadamente 10 cm/s hacia arriba. Cerca de la pared de BCR hay forzosamente un flujo descendente compensador de la suspensión. Los BCR con diámetros interiores aún mayores circularán internamente con velocidades axiales aún mayores sin aumentar la velocidad superficial del gas. Este es un resultado sorprendente del complejo equilibrio energético de la convección natural multifase que comprende la energía total proporcionada por las burbujas ascendentes; deslizamiento, arrastre y turbulencia local en la suspensión cerca de las burbujas individuales, flujo convectivo general inducido de la lechada y las fuerzas de arrastre de la pared BCR.

Para lograr el mezclado deseado en las etapas de digestión posteriores, preferentemente inferiores, en las que se prefiere un perfil de flujo de pistón más alto, se prefiere que la velocidad de la suspensión de velocidad ascendente promediada en el tiempo en la línea central axial cerca de la altura media de cada etapa de BCR sea menos de 20, 15, 10 cm/s. Cerca de la pared de BCR hay forzosamente un flujo descendente compensador de la suspensión. Esta velocidad de circulación reducida de la suspensión en las etapas de digestión posteriores, preferentemente inferiores, se proporciona mediante combinaciones adecuadas de las descripciones en la presente descripción que comprenden velocidades de gas superficiales, diámetros interiores de recipientes, alturas de la etapa del digestor y métodos de alimentación de gas.

Para obtener el equilibrio deseado de la mezcla hidrodinámica junto con la disolución adecuada de oxígeno molecular cerca de la parte superior de la zona del digestor donde entra por primera vez la suspensión de alimentación del digestor, que es preferentemente una zona superior de un BCR, los inventores han descubierto que es conveniente para la superficie la velocidad del gas debe ser superior a 0,1, 0,2, 0,4 cm/s y menos de 8, 4, 1 cm/s. Es más preferido alimentar aire comprimido sin diluir mientras se opera a una combinación de presión y temperatura en el digestor que hace que el solvente de ácido acético vaporizado comprenda una porción significativa de esta velocidad superficial descrita.

Para obtener el equilibrio deseado de la mezcla hidrodinámica junto con la disolución adecuada de oxígeno molecular en al menos una zona del digestor después, preferentemente más abajo, de la zona de suspensión de alimentación del digestor, los inventores han descubierto que es conveniente para la velocidad superficial del gas en este último, preferentemente la zona inferior debe ser más de 0,01, 0,02, 0,04 cm/s y menos de 4, 1, 0,2 cm/s. Es más preferido alimentar aire comprimido sin diluir mientras se opera a una combinación de presión y temperatura en el digestor que hace que el solvente de ácido acético vaporizado comprenda una porción significativa de esta velocidad superficial descrita. Estas son velocidades superficiales excepcionalmente pequeñas, y se requiere el debido cuidado con la distribución de burbujeo inicial para asegurar una distribución adecuada del oxígeno molecular disuelto junto con la suspensión deseada de sólidos junto con la RTD deseada de los sólidos.

Se prefiere que las velocidades verticales superficiales del sólido, el líquido y la suspensión promediadas sobre el volumen total del medio de reacción de digestión sean cada una de más de 0,05, 0,1, 0,2 cm/s y menos de 12, 8, 4 cm/s hacia abajo. Sin embargo, las selecciones adecuadas de las velocidades de gas superficial y de los tiempos de residencia de la suspensión en varias zonas de digestión son típicamente más importantes.

El método de digestión oxidativa de acuerdo con la presente invención reduce sustancialmente la cantidad de al menos un compuesto intermedio de reacción aromático. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de ácido p-toluico en la fase líquida de la suspensión extraída de la última etapa de digestión oxidativa es menos de 50, 10 o 2 ppm en peso. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de 4-CBA en la fase líquida de la suspensión extraída de la última etapa de digestión oxidativa es menos de 50, 10 o 2 ppm en peso. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de ácido p-toluico en el producto de PTA sólido extraído de la última etapa de digestión oxidativa está en el intervalo de 1 a 1000, 1 a 500, 5 a 125 o 10 a 60 ppm en peso. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de 4-CBA en el producto de PTA sólido extraído de la última etapa de digestión oxidativa está en el intervalo de 1 a 1000, 1 a 500, 10 a 250 o 20 a 125 ppm en peso. Preferentemente, la concentración promediada en el tiempo de 4,4'-DCS en el producto de TPA sólido es menos de 6, 4 o 2 ppm en peso.

La primera modalidad de la presente invención es un método de digestión para la purificación de ácido tereftálico crudo como se define en la reivindicación 1 digestión.

En una segunda modalidad, la presente invención incluye un sistema de digestión oxidativa como se define en la reivindicación 3.

El sistema de digestión oxidativa está libre de agitación mecánica.

La primera zona de digestión superior y las zonas de digestión adicionales pueden estructurarse como un reactor de columna de burbujas en donde las zonas respectivas están dispuestas verticalmente con las zonas adicionales inferiores secuencialmente debajo de la zona superior.

En esta modalidad, la suspensión de CTA calentada se inyecta en la zona más alta de un reactor de digestión de columna que tiene múltiples zonas dispuestas verticalmente en el reactor de columna, estando segregada cada zona mediante disposiciones de deflectores colocadas horizontalmente. Se prefiere que la zona superior comprenda del 10 al 50 por ciento, del 20 al 40 por ciento, del 25 al 35 por ciento del volumen de todo el medio de reacción en el recipiente cuando se encuentra en un nivel operativo normal. Se prefiere que la altura superior del recipiente proporcione un volumen de aumento de control de nivel adicional y un volumen de desacoplamiento de gas que sea igual al menos 10, 15, 20 por ciento del volumen de todo el medio de reacción en el recipiente cuando se encuentra en un nivel operativo normal y también se prefiere que el espacio libre desde el nivel operativo normal hasta la boquilla de salida de gases de escape sea de al menos 1 metro, con mayor preferencia 2 metros por encima del nivel operativo máximo. Aunque la velocidad superficial del gas es muy baja y la desconexión del gas típicamente no es problemática, cualquier tipo de reflujo de pulverización y dispositivos de desconexión por choque mecánico conocidos en la técnica pueden usarse en el espacio vacío para suprimir aún más el arrastre de espuma y nebulización de la suspensión en el gas de escape del digestor.

Debido a la energía de mezcla de gas bastante bajo y a la energía de mezcla total empleado en las zonas de digestión adicionales inferiores de la presente invención, se prefiere usar una cabeza de recipiente de parte inferior de forma cónica, preferentemente con un ángulo incluido en el vértice invertido del fondo del cono de al menos 40, 60, 80 grados y menos de 140, 120, 100 grados, preferentemente con una boquilla de salida de la suspensión que se descarga verticalmente hacia abajo desde el vértice inferior del cono invertido.

La estructura del deflector separa cada zona de una zona directamente verticalmente debajo y verticalmente arriba y cada unidad del deflector está estructurada para permitir el paso hacia arriba de las burbujas de gas y el paso hacia abajo de las partículas. La zona más alta tiene solo un deflector inferior mientras que la zona más baja tiene solo un deflector superior. Cada zona intermedia tiene un deflector inferior y un deflector superior. La unidad deflectora puede comprender una bandeja que tiene múltiples superficies inclinadas de forma invertida con múltiples áreas abiertas.

Preferentemente, el área abierta del deflector o deflectores está en el intervalo de 5 al 75 por ciento, con mayor preferencia en el intervalo de 10 al 35 por ciento del área horizontal total del deflector.

Los deflectores son resistentes a las incrustaciones. Los deflectores que tienen una cantidad significativa de área de superficie plana orientada hacia arriba casi horizontal pueden ser propensos a ensuciarse donde los sólidos se acumulan en las superficies de los deflectores que miran hacia arriba, y a medida que aumenta la cantidad de sólidos depositados en los deflectores, se forman trozos del precipitado los sólidos pueden desprenderse de los deflectores y caer hacia la parte inferior del reactor. Estos trozos de sólidos desprendidos pueden bloquear las aberturas en los deflectores provocando un deterioro del patrón de flujo de sólidos y la distribución del tiempo de residencia dentro del reactor. Estos trozos de sólidos también pueden acumularse en el fondo del reactor y pueden causar una serie de problemas que incluyen, por ejemplo, la inhibición de la descarga de la suspensión fuera de la parte inferior del digestor. En una modalidad, el deflector no presenta superficies exteriores planas orientadas hacia arriba y puede construirse a partir de materiales de tubería que tienen una sección transversal circular. Un dibujo esquemático de un ejemplo de dicho deflector se muestra desde diferentes perspectivas en las Figuras. 5A y 5B. En la figura 5A, el deflector se ve desde una perspectiva horizontal mientras que en la figura 5B el deflector se ve desde una perspectiva vertical.

A menos que se defina de cualquier otra manera en la presente descripción, una superficie orientada hacia arriba es una superficie que tiene un vector normal que se proyecta por encima de la horizontal. En otra modalidad, se puede usar una pequeña cantidad de superficies sustancialmente planas siempre que menos del 50 por ciento del área total de la superficie exterior expuesta orientada hacia arriba del deflector comprenda superficies sustancialmente planas inclinadas menos de 35 ° con respecto a la horizontal. Se prefiere además que las superficies exteriores expuestas del deflector que miran hacia arriba tengan un acabado sustancialmente liso para resistir más el ensuciamiento. Preferentemente, al menos una porción sustancial de las superficies exteriores expuestas que miran hacia arriba del deflector o deflectores tienen una rugosidad superficial menor de 125 micras RMS, con mayor preferencia menor de 64 micras RMS y con la máxima preferencia menor de 32 micras RMS. Los acabados electropulidos y los acabados lisos laminados en laminado "2B" son particularmente útiles.

En otra modalidad, el deflector puede comprender una pluralidad de miembros deflectores individuales alargados. En esta modalidad, cada miembro deflector está formado por un elemento de sección en L y presenta una superficie exterior expuesta orientada hacia arriba en forma de V generalmente invertida. El número, la separación y la orientación de los elementos deflectores de hierro en ángulo pueden ser sustancialmente los mismos como se describió anteriormente para los elementos deflectores cilíndricos descritos anteriormente.

En una modalidad preferida de la invención, el deflector está estructurado como una serie de secciones horizontales en "V" invertidas separadas por espacios abiertos. La pendiente de cada pata de la "V" invertida es de aproximadamente 45 °, lo que permite que las partículas que se mueven hacia abajo pasen a través del deflector en un flujo suave sin tapar el deflector. Al mismo tiempo, las burbujas de aire que se mueven hacia arriba pueden pasar simultáneamente a través del deflector. Un dibujo esquemático de dicho deflector se muestra desde una perspectiva horizontal en la figura 4A y desde una perspectiva vertical en la figura 4B. En la modalidad mostrada en la figura 4A, el eje longitudinal de cada segmento alineado en paralelo se varía de un deflector a otro. En la figura 4A, los segmentos de deflectores alternos están orientados en un ángulo de 90 ° entre sí. Pueden emplearse disposiciones de ángulos alternativos para variar los parámetros de flujo de sólidos y gases como se describe en otra parte de esta descripción.

Las figuras 5A y 5B muestran un deflector compuesto por un grupo de tubos espaciados dispuestos en paralelo que en serie en la columna BCR están orientados en ángulos entre sí de un deflector al siguiente. Aunque la figura 5A muestra que la orientación relativa es perpendicular, se pueden disponer otros ángulos relativos para variar los flujos de sólidos y gases.

En otra modalidad preferida, el deflector puede estar estructurado como una serie de conos adyacentes que tienen un ángulo cónico de aproximadamente 45 ° y cada cono termina en un orificio.

En el diseño de la estructura del deflector, el área abierta es del 5 al 75 por ciento del área total del área horizontal del deflector, con mayor preferencia en el intervalo de 10 al 35 por ciento. Dicho diseño es necesario para evitar el retromezclado entre las zonas adyacentes verticalmente al mismo tiempo que permite el flujo descendente de partículas y el flujo ascendente de burbujas de aire.

Además de la entrada de aire de la primera zona de digestión, al menos una de las zonas de digestión adicionales inferiores está equipada con una entrada de aire ubicada en una porción inferior de la zona. Cada zona de digestión intermedia puede comprender opcionalmente una entrada de aire. En una modalidad de la presente invención, todas las zonas del digestor están equipadas con entradas de aire.

Se prefiere que cada entrada de suministro de aire ubicada en una zona de digestión comprenda un sistema rociador adecuado de manera que el aire se disperse uniformemente en la zona para crear un "flujo burbujeante" en donde las burbujas de gas liberadas estén espaciadas horizontalmente de manera relativamente amplia y viajen hacia arriba con una cantidad relativamente pequeña de coalescencia y ruptura de burbujas. Con un diseño adecuado de un burbujeador de gas, a menudo es posible mantener el flujo de burbujas a una velocidad superficial del gas de aproximadamente 4 cm/s. Un BCR que tiene una velocidad de gas superficial de aproximadamente 4 cm/s hacia arriba a aproximadamente 10 cm/s funciona a menudo en un régimen de transición de la hidrodinámica de la columna de burbujas. Los límites de este régimen de transición son algo variables con las propiedades de los fluidos y la geometría del sistema. A partir de una velocidad de gas superficial de aproximadamente 10 cm/s y hacia arriba, la hidrodinámica de la columna de burbujas se mueve cada vez más hacia un régimen de "agitación turbulenta" en donde las burbujas se unen caóticamente, se rompen y forman enjambres de burbujas. En una modalidad de la presente invención, el rociador puede construirse en una estructura de estrella o de radios de rueda para proporcionar eficazmente el flujo burbujeante. La construcción del sistema rociador con respecto al tamaño de los orificios, la separación, el ángulo, etc. es conocida convencionalmente y puede diseñarse y obtenerse comercialmente.

Cada sistema de rociador de aire puede estar equipado con un "sistema de descarga" de manera que se mezcle vapor y/o licor o vapor de ácido acético acuoso de alta presión (HP) con el aire y se haga pasar a través del rociador para evitar el ensuciamiento sólido del rociador. Un beneficio adicional del lavado continuo con vapor es evitar velocidades de oxidación excesivas cuando el ácido acético acuoso que comprende los componentes del catalizador gotea o fluye de cualquier otra manera desde la suspensión al interior del conjunto rociador. Por supuesto, la masa y la energía agregadas de cualquier fluido de lavado deben considerarse en los balances de masa y energía de la planta local y general.

La suspensión de CTA calentada se hace pasar a la zona del digestor superior a través de una entrada ubicada sobre el rociador de aire de la primera zona o de la zona superior. La entrada de CTA y el rociador de aire de la primera zona o la zona más alta están codiseñados de modo que se produzca la máxima mezcla y mezcla de las partículas de CTA y las burbujas de aire cuando las partículas calentadas entran en la zona más alta. Como se describió anteriormente, a la temperatura más alta, el ácido tereftálico se disuelve de la superficie de las partículas y el 4-CBA y el ácido p-toluico atrapado en la partícula se liberan en una solución donde la interacción con el oxígeno del aire conduce a una oxidación adicional. Este proceso se mejora en gran medida con las partículas pequeñas, porosas de gran área superficial de baja densidad de la presente invención y la velocidad de liberación de impurezas de oxidación parcial es particularmente rápida inmediatamente después del calentamiento de la suspensión.

El régimen de flujo de aire proporciona o inicia una porción significativa de la energía de mezcla en el sistema químico trifásico presente en el digestor de columna de burbujas. La energía de mezcla total en la primera zona o la zona más alta es principalmente una función del régimen de flujo de aire y la fuerza de dispersión de las partículas cuando se inyecta la suspensión de CTA en la zona. Los valores de altura y diámetro de la zona son parámetros de diseño de ingeniería importantes que deben determinarse teniendo en cuenta la energía de mezcla por unidad de volumen necesaria. Cuando el diámetro se hace más pequeño, la altura necesaria para el mismo volumen de medio de reacción obviamente se vuelve mayor. Además, el trabajo de mezcla de gas VdP también aumenta porque aumenta la altura de elevación de la suspensión atravesada por el volumen de flujo de gas. Sin embargo, la altura de un extremo a extremo de la zona también afecta el tiempo de circulación de la mezcla, al igual que la interacción no lineal del diámetro de la columna con la velocidad superficial del gas al establecer la velocidad de elevación axial de la suspensión en la línea central axial. Los efectos de mezcla proporcionados por el suministro de aire y la energía de inserción de partículas en esta zona deben lograr la suspensión o el movimiento deseado de la fase sólida particulada para que se logre un tiempo de residencia suficiente en la zona.

La cantidad de aire que se alimenta a la primera o primera zona de digestión, que comprende el aire alimentado con la suspensión de alimentación del digestor, el aire que se eleva desde las zonas inferiores del digestor y el aire alimentado directamente a la primera o la primera zona del digestor, debe suministrar una cantidad de oxígeno estequiométricamente en exceso de la cantidad requerida para oxidar el 4-CBA y el ácido p-toluico liberado en la primera o la zona más alta a ácido tereftálico, debe soportar el movimiento de convección de la suspensión de CTA y debe evitar proporcionar un gran exceso de oxígeno molecular. El costo principal del exceso de oxígeno molecular en todas las zonas del digestor es típicamente una excesiva "quema de carbón" de ácido acético y otros compuestos oxidables presentes en la suspensión de CTA por el contrario con la energía de compresión mecánica para proporcionar el aire.

Los inventores han reconocido que, en las condiciones descritas del digestor, el suministro de gas que asciende con un flujo burbujeante proporciona una velocidad de disolución de oxígeno en la fase líquida que puede hacerse lo suficientemente rápida para soportar la oxidación deseada de los intermedios de oxidación disueltos como el 4-CBA y el ácido p-toluico. Esta provisión de suministro de oxígeno disuelto es sin necesidad de proporcionar cantidades de gas mayores que las especificadas y energía de mezcla total para promover el coeficiente de transferencia de masa ''kLa1'. En las columnas de burbujas, el valor de kLa está estrechamente asociado con la fracción de volumen de burbujas, y la fracción de volumen de burbujas aumenta más fuertemente por la velocidad superficial del gas en la región de flujo burbujeante que en las regiones turbulentas de transición y agitación. La provisión de suficiente oxígeno molecular disuelto también depende de la velocidad de demanda de este oxígeno, y las descripciones en la presente descripción que comprenden la preparación y provisión de la suspensión de CTA de alimentación del digestor, la cantidad de calentamiento preferida para la digestión y el lapso de tiempo entre el calentamiento y la combinación con suministros frescos del aire también es un factor importante para mantener concentraciones adecuadas de oxígeno molecular disuelto sin recurrir a mayores poderes de mezcla de gas y total o mayores cantidades de alimentación total de aire.

La demanda total de oxígeno molecular para la conversión deseada de intermedios de oxidación aromáticos en producto de TPA en el digestor es sorprendentemente pequeña. Típicamente, la demanda estequiométrica de oxígeno en la digestión es mucho menos del 1 % de la demanda de oxígeno molecular en la oxidación primaria. Por supuesto, el oxígeno molecular consumido por reacciones indeseables de combustión de carbono en la digestión es aditivo, pero el flujo total requerido de oxígeno molecular en la digestión es todavía relativamente pequeño y típicamente menos del 0,5 % del oxígeno molecular suministrado a la oxidación inicial. Como resultado, un digestor BCR dimensionado para un tiempo de residencia adecuado y un flujo adecuado de oxígeno molecular funciona típicamente bastante bajo dentro del régimen de flujo burbujeante homogéneo de la hidrodinámica del BCR.

Con el fin de obtener velocidades de transferencia de masa aptas en kLa en combinación con una hidrodinámica convectiva apta, se prefiere que las velocidades de alimentación de aire, la geometría del recipiente, la temperatura y presión del sistema, las velocidades superficiales del gas y la composición de la suspensión se seleccionen dentro de los intervalos descritos en otra parte en la presente descripción, de manera que la fracción de retención de gas promediada en el tiempo y promediada en el área cerca de la parte superior de la primera zona superior del digestor BCR debe ser más de 0,5, 1,0, 1,5 por ciento y menos de 6, 4, 2 por ciento. En al menos una zona BCR del digestor secundario subsiguiente, se prefiere que la fracción de retención de gas promediada en el tiempo y promediada en el área sea inferior al 2, 1, 0,5 por ciento.

En correspondencia con la disolución de oxígeno, el disolvente puede pasar a la fase de vapor dentro de las burbujas de aire y los vapores ascendentes conducen a un espacio de cabeza de vapor que contiene aire y vapores orgánicos. La presión parcial de oxígeno puede ser bastante alta en los intervalos de presión del proceso descrito. Si no se controlan, los vapores del espacio superior pueden volverse potencialmente explosivos a medida que el contenido de oxígeno se acerca a aproximadamente el 8 por ciento en volumen, medido después de condensar los vapores de solvente y, de esta manera, convertir la medición de oxígeno en una medición de "base seca" que se corresponde con, pero es diferente a, la concentración real de oxígeno en las condiciones del proceso en el espacio de cabeza y los gases de escape. Por lo tanto, se prefiere monitorear el contenido de oxígeno del espacio superior y controlar el contenido de oxígeno a menos del 6 % en volumen en base seca por razones de seguridad del proceso.

Además, se prefiere por razones de economía del proceso relacionadas con la combustión del carbón y el costo del suministro de aire ajustar el oxígeno molecular en base seca que queda en el gas de escape del espacio de cabeza del digestor para que sea preferentemente menor del 4 % en volumen, con mayor preferencia menor del 2 % en volumen y con la con la máxima preferencia menos del 1 % en volumen, todos los valores de base seca. Esto proporciona un método efectivo y eficaz para controlar la conversión deseada de ácido p-toluico y 4-CBA en PTA en equilibrio con la minimización de la quema de carbón. Cuando todas las zonas de digestión están dispuestas verticalmente en un solo BCR, este equilibrio se realiza comenzando con un suministro de aire en exceso a cada zona y aproximadamente un 4 por ciento en volumen de oxígeno en base seca en el gas de escape superior. Luego, la velocidad de suministro de aire a la zona más baja se reduce hasta que la concentración producida de 4-CBA en PTA comienza a aumentar indeseablemente. Moviéndose hacia arriba zona por zona, los suministros de aire a varias zonas se valoran de manera similar para la concentración final de 4-CBA en el PTA producido frente a la velocidad de suministro de aire reducida. De esta manera, se puede minimizar el exceso de quemado de carbón mientras se mantiene la pureza del PTA objetivo. Sin embargo, típicamente hay pequeñas variaciones en todas las variables del proceso, de manera que el perfil de velocidad de suministro de aire más estrictamente minimizado puede no proporcionar una buena estabilidad operativa y, por lo tanto, se pueden proporcionar pequeños aumentos en el exceso de aire a una o más zonas para llegar al efecto acumulativo en composición de oxígeno del gas de escape de cabeza de acuerdo con los intervalos preferidos anteriores.

Como se indicó anteriormente, el arreglo de la entrada de la suspensión y el rociador de aire en la zona superior del digestor está diseñada para maximizar la interacción de las partículas y el oxígeno inmediatamente después de la entrada de la suspensión de CTA calentada en la zona. La mezcla y el flujo dentro de cada zona están controlados por el diseño de la zona en particular.

Preferentemente, la suspensión de alimentación del digestor se libera en la primera o la zona más alta cerca de la línea central axial del recipiente en una posición algo por encima del deflector en la porción inferior de la zona. Como se describe en otra parte en la presente descripción, el flujo burbujeante en columnas de burbujas de mayor diámetro produce una circulación de flujo axial convencional natural significativa. La fase líquida/suspensión dentro de un núcleo central del recipiente fluye hacia arriba, y esto se contrarresta con una región anular exterior que fluye hacia abajo. En el flujo burbujeante, este punto de inversión del anillo del núcleo del flujo de líquido/suspensión está típicamente en aproximadamente 0,7 veces el radio del recipiente. Preferentemente, la entrada de la suspensión de CTA se diseña de modo que la suspensión se dispersa significativamente horizontalmente dentro del núcleo central, pero sin proyectarse significativamente hacia la región exterior de flujo descendente. Preferentemente, la entrada de la suspensión se puede colocar al menos 1 o 2 metros por encima del deflector inferior con el rociador de aire ubicado entre la entrada de la lechada y el deflector inferior. Este posicionamiento está diseñado para reducir la fracción de partículas de la suspensión de alimentación del digestor que pasan más rápidamente hacia abajo al deflector, a través del deflector y hacia la zona inferior.

Un tiempo de residencia total preferido en la primera zona de digestión puede ser de 10 minutos a 60 minutos, preferentemente de 15 minutos a 50 minutos y con la máxima preferencia de 20 a 40 minutos.

Se prefiere que la altura de la primera zona superior sea inferior a 30, 20, 10 metros. Esto proporciona un tiempo de mezcla de extremo a extremo de la primera zona superior que empareja adecuadamente la recristalización y otras cinéticas químicas con el perfil de velocidad de circulación de núcleo-anillo axial disponible por las cantidades muy pequeñas de energía de mezcla de gas y energía de mezcla total descritas en la presente descripción. Para aumentar la energía de mezcla de gas proporcionada por los pequeños caudales volumétricos de gas (V) descritos en la presente descripción, se prefiere que las primeras zonas superiores tengan una altura de más de 1, 2, 4 metros, aumentando de esta manera, el dP término en la energía de mezcla de gas VdP. Con el fin de aumentar la velocidad superficial del gas y el perfil de velocidad de circulación de la suspensión axial por convección natural que es posible con los pequeños caudales volumétricos de gas descritos en la presente descripción, se prefiere que la primera zona superior tenga un diámetro interior que sea menor que 16, 12, 10 metros. Para aumentar el perfil de velocidad de circulación axial por convección natural evitando demasiada resistencia al arrastre de la pared del recipiente, se prefiere que la primera zona superior tenga un diámetro interior de más de 0,5, 1,0, 1,5 metros. Para equilibrar estos objetivos hidrodinámicos en competencia, se prefiere que la primera zona superior tenga una relación entre el diámetro del medio de reacción y la altura del medio de reacción de más de 0,5, 1,0, 1,5 a 1 y menos de 16, 8, 4 a 1.

En una modalidad, la entrada del conducto de suministro de la suspensión a la primera o la zona de digestión más alta puede incluir una unidad deflectora unida a la parte superior de una tubería de entrada vertical. El deflector puede tener la forma de una placa de impacto plana aproximadamente horizontal, un cono de impacto invertido o cualquier forma que mejore la distribución horizontal de la suspensión hacia afuera desde la terminación del conducto de suministro, con mayor preferencia sin una desviación significativa hacia abajo hacia el deflector en la porción inferior de la primera o más alta zona de digestión. En la figura 6 se muestra un diagrama esquemático de una modalidad de una unidad deflectora en la que se coloca un deflector de cono invertido encima de un tubo de entrada de CTA vertical. El ángulo de deflexión se puede variar para optimizar la distribución de la lechada para un régimen de flujo de entrada dado y otros parámetros asociados con el diseño del equipo. Como se indicó anteriormente, la energía impartida al sistema por tal deflexión se suma a la energía de mezcla en la zona más alta y mejora la distribución aleatoria de las partículas dentro de la región del núcleo de la zona.

Opcionalmente, se puede proporcionar al menos un aparato eductor de flujo para usar la energía cinética de la suspensión de alimentación del digestor para inducir una circulación adicional del medio de reacción cerca del extremo de al menos un conducto de suministro de la suspensión de alimentación del digestor.

Se prefiere que al menos el 25, 50, 75, 100 por ciento del régimen de flujo másico de la suspensión de alimentación del digestor que sale de las aberturas del conducto de suministro a una zona de alimentación del digestor se proporcione con una velocidad superficial en las respectivas aberturas del conducto de más de al menos 1, 3, 5 m/s y menos de 70, 50, 30 m/s.

Opcionalmente, la suspensión de alimentación del digestor puede dividirse en dos o más porciones aproximadamente iguales de régimen de flujo másico y alimentarse en posiciones separadas axialmente. Preferentemente, cada una de estas posiciones de alimentación de la suspensión está separada axialmente por al menos 0,5, 1,0, 1,5 veces el diámetro interior del recipiente digestor de columna de burbujas en las elevaciones donde se introduce la suspensión de alimentación del digestor. Ciertas combinaciones de la composición de la suspensión de alimentación del digestor y el régimen de flujo másico pueden indicar selecciones de velocidades de alimentación de aire y diámetros de recipiente que no se mezclan adecuadamente con respecto al control de las composiciones locales en fase líquida de ácido p-toluico disuelto, 4-CBA y O² molecular cerca de las aberturas de alimentación de la lechada. En tales casos, una división del flujo de la suspensión de alimentación del digestor y la separación axial de las aberturas de introducción de la suspensión de alimentación del digestor reduce las dificultades de mezcla cuando se emplea la circulación de masa por convección natural del medio de reacción proporcionada principalmente por la energía de mezcla de gas en el régimen de flujo burbujeante. La división del flujo de la suspensión de alimentación del digestor puede comprender elementos de medición de flujo y control de flujo variable situados en los conductos de suministro, geometría de diseño del conducto de suministro como la simetría de la caída de presión por fricción con ajuste para diferencias en la altura de elevación y otros medios conocidos en la técnica.

El gas de escape de la zona superior se puede pasar a un sistema para recuperar la masa de solvente y/o la energía térmica y/o mecánica del eje, como se conoce en la técnica, o el gas de escape se puede combinar con el gas de escape de los sistemas de oxidación primaria y/o secundaria para la recuperación de masa de solvente y/o energía térmica y/o mecánica del eje.

En las zonas debajo de la zona más alta del digestor, la velocidad de alimentación de aire y la estructura de diseño de la entrada de alimentación de aire son de manera que se induce menos circulación axial del núcleo-anillo a medida que el flujo superficial de la suspensión espesa continúa hacia abajo. Esto es beneficioso desde la perspectiva de la eficiencia del proceso, porque es conveniente que las partículas pasen a través de cada una de estas zonas de digestión adicionales inferiores de una manera aproximadamente de flujo de pistón. Sin embargo, incluso pequeñas cantidades de velocidad superficial del gas profundamente dentro del flujo burbujeante todavía inducen una circulación axial que es significativa con relación al tiempo de residencia en los BCR del digestor de PTA de tamaño comercialmente relevante. En consecuencia, se prefiere usar deflectores que no ensucian para crear subdivisiones axiales del volumen del digestor después, con mayor preferencia más abajo, de la zona del digestor que recibe la suspensión de alimentación del digestor. Estos deflectores interrumpen la continuidad de las corrientes circulantes axiales cerca y a través de los deflectores, y en algunos casos de altura y diámetro de la zona, los deflectores también pueden suprimir la velocidad máxima de las corrientes circulantes inducidas del núcleo-anillo entre dos deflectores. La descripción detallada adicional sobre el diseño mecánico y la colocación física de estos deflectores se proporciona en otra parte en la presente descripción.

Como se indicó anteriormente, la mayor porción del aire que se alimenta al digestor se alimenta a la primera zona de digestión. Por tanto, del 50 al 90 % en masa del aire inyectado en el digestor puede inyectarse en la primera zona. El resto se puede dividir entre la segunda y la zona de digestión adicional en porciones iguales o en proporciones variables ajustadas como se describe en otra parte en la presente descripción.

Como se describió anteriormente, una ventaja de usar reactores de columna de burbujas es la reducción de los costos de equipo de capital y el requerimiento continuo de energía asociado con la operación y mantenimiento de agitadores mecánicos. En comparación con la tecnología anterior para la digestión oxidativa, por ejemplo, E. UU.

7,393,973, las modalidades de la presente invención pueden reducir los costos de capital instalado para un sistema de digestor CTA, que comprende recipientes, equipos y tuberías muy grandes hechos con titanio, en más de $10 000 000 en una instalación con un tamaño de capacidad actual de aproximadamente 1000 toneladas por año de TPA. Este ahorro es el resultado de combinar la preferencia anterior por múltiples recipientes en serie en un solo recipiente con un volumen total más pequeño, sin agitación mecánica y sin medios de calentamiento separados para los recipientes separados. El ahorro en la energía del motor eléctrico supera los 300 kilovatios. El ahorro en el trabajo de calentamiento de la suspensión del digestor es superior al 10 por ciento al evitar usar solvente vaporizado sin comprometer la capacidad de purificar CTA a temperaturas favorablemente bajas. El ahorro en la capacidad de diseño y en el costo operativo de un sistema de purificación de purga de filtrado reciclado es de aproximadamente un 10 por ciento.

El documento EE. UU. 7,393,973 describe que la energía mecánica para impulsar los reactores de digestión CSTR es de 0,2 a 0,8 kilovatios por metro cúbico (kW/m3) de la suspensión de reacción de digestión. Los presentes inventores han calculado que en un sistema digestor CSTR convencional existente con dos recipientes de igual tamaño en serie, el consumo total de energía del agitador mecánico y la energía de mezcla de gas es de aproximadamente 0,3 vatios/kg. Por el contrario, se estima que la potencia energética del digestor BCR de la presente invención que procesa la misma alimentación del digestor tiene solo una energía de mezcla de gas que asciende a aproximadamente 0,02 Watt/kg. Por tanto, el coste de consumo de energía del método de acuerdo con la presente invención es significativamente menor que el de los métodos de tipo CSTR.

La altura total de las zonas dispuestas para la sedimentación de partículas en forma de pistón debajo de la zona de digestión superior puede variar de 1,0 a 5,0 veces la longitud de la zona superior, preferentemente de 1,5 a 4 veces la longitud y con la máxima preferencia, al menos el doble de la longitud de la zona más alta. La relación entre la altura total de las zonas inferiores del digestor adicional y el diámetro de una zona inferior del digestor adicional puede ser de 2/1 a 12/1, preferentemente de 3/1 a 8/1 y con la con la máxima preferencia de 4/1.

El número total de zonas de digestión adicionales inferiores está determinado por el número de deflectores horizontales colocados en la columna para segregar zonas individuales. El número mínimo de deflectores en el digestor es uno en donde la columna contendría una primera zona de digestión más bien mezclada en la parte superior y una zona de digestión de flujo de pistón adicional inferior. Preferentemente, la columna contiene más de un deflector y menos de 10 deflectores, preferentemente de 2 a 8 deflectores y con la máxima preferencia de 3 a 6 deflectores que proporcionan un número correspondiente de zonas de digestor adicionales inferiores que tienen una velocidad de gas superficial reducida con relación a la primera zona superior.

En una modalidad de acuerdo con la invención, el diámetro de la columna del digestor es constante de arriba a la parte inferior. En otras modalidades, la columna se puede construir de manera que el diámetro varíe de una zona a otra. Por ejemplo, el diámetro de las zonas inferiores puede ser menor que el diámetro de la zona superior, de manera que se logre una relación altura/diámetro (H/D) alta para promover el paso de flujo de pistón controlado a través de las zonas secundarias con un mínimo de gas-requisito de elevación. Por otro lado, la zona más alta puede estar estructurada para tener una mezcla convencional efectiva con el mínimo requisito de energía de elevación por gas.

Como se describió anteriormente, las partículas de CTA de la suspensión obtenida del sistema de oxidación primario no son uniformes en forma y distribución de tamaño de partículas. Debido a la maduración de Ostwald que ocurre en el digestor, la distribución del tamaño de las partículas típicamente puede agrandarse y estrecharse a medida que los sólidos avanzan a través de las zonas del digestor. Los inventores han reconocido que para llevar a cabo eficazmente la digestión de la presente invención, se debe considerar la relación entre el tamaño de partícula y la morfología y la velocidad de sedimentación. La temperatura de digestión puede ser un parámetro importante dentro de tal consideración. Los inventores han aprendido que las temperaturas de digestión más altas conducen a un mayor tamaño de partícula. Por ejemplo, la digestión a temperaturas de aproximadamente 240 a 260 °C puede dar como resultado partículas de aproximadamente 200 micras, y las partículas de tal tamaño tienen una velocidad de sedimentación mucho mayor incluso cuando la sedimentación se ve obstaculizada por estar en una suspensión con una fracción de sólidos como se describe en la presente descripción.

En consecuencia, en modalidades preferidas de la invención, la temperatura de digestión en cada una de las zonas está en un intervalo de aproximadamente 180 a 230 °C, preferentemente 190 a 220 °C y con la máxima preferencia 200 a 210 °C.

Opcionalmente, la primera zona de digestión más alta puede funcionar a una temperatura más alta o a una temperatura más baja que al menos una de las zonas de digestión posteriores mediante un diferencial de temperatura de 40, 20, 10, 5 °C. Este diferencial de temperatura puede ser útil para equilibrar la eliminación de los intermedios de oxidación, por ejemplo, 4-CBA, con las reacciones de combustión del carbono y/o la distribución del tamaño de partícula resultante. El calentamiento de una zona posterior se puede lograr mediante el uso de cualquiera de los métodos de calentamiento descritos en la presente descripción. El enfriamiento de una zona subsiguiente se puede efectuar agregando una masa de líquido solvente más frío, mediante superficies de intercambio de calor, preferentemente superficies raspadas mecánicamente, mediante el uso de un fluido de enfriamiento, y mediante enfriamiento evaporativo que comprende alimentación de gas y reducción de presión, siempre que otros aspectos de la invención relativas a las velocidades de gas superficiales, las presiones del sistema y las temperaturas de funcionamiento se mantienen en los intervalos descritos.

Preferentemente, el producto de PTA sólido formado por digestión mediante el uso de una o más de las modalidades inventivas descritas en la presente descripción comprende esencialmente partículas que tienen un tamaño de partícula medio, que es D(4,3), de al menos 30 micras, con mayor preferencia en el intervalo de 35 a 200 micras, aún con la con la máxima preferencia en el intervalo de 40 a 160 micras, y lo más preferentemente en el intervalo de 45 a 120 micras. Preferentemente, el producto de TPA sólido comprende esencialmente partículas que tienen un valor medido de D(v, 0,1) en el intervalo de 5 a 60 micras, con mayor preferencia en el intervalo de 10 a 50 micras, y con la máxima preferencia en el intervalo de 15 a 40 micras. Preferentemente, el producto de TPA sólido comprende esencialmente partículas que tienen un valor medido de tamaño medio de partícula, que es D(v, 0,5), en el intervalo de 25 a 160 micras, con mayor preferencia en el intervalo de 30 a 100 micras, y con la con la máxima preferencia en el intervalo de 35 a 80 micras. Preferentemente, el producto de TPA sólido comprende esencialmente partículas que tienen un valor medido de D(v, 0,9) en el rango de 40 a 300 micras, con mayor preferencia en el intervalo de 60 a 250 micras, y con la máxima preferencia en el intervalo de 80 a 200 micras. Preferentemente, el producto de TPA sólido comprende esencialmente partículas que tienen un valor medido de dispersión relativa del tamaño de partícula en el intervalo de 0,6 a 5,0, con mayor preferencia en el intervalo de 0,9 a 4,0 y con la máxima preferencia en el intervalo de 1,2 a 2,5. Preferentemente, el producto de TPA sólido comprende esencialmente partículas que tienen un área superficial BET promedio menor de 0,25 metros cuadrados por gramo (m2/g), con mayor preferencia en el intervalo de 0,005 a 0,2 m2/g y con la máxima preferencia en el intervalo de 0,01 a 0,18 m2/g.

Debido al muy bajo gas y a la energía de mezcla total incorporado en la presente invención, se prefiere que la combinación de distribución del tamaño de partículas sólidas, fracción de sólidos en la suspensión y composición del medio líquido, temperatura y presión se seleccione para proporcionar los siguientes intervalos de velocidad de sedimentación. Se prefiere que la velocidad de sedimentación sin obstáculos del tamaño medio de partícula D(4,3) de las partículas de PTA que salen de las zonas del digestor sea inferior a 120, 100, 80 metros por hora. En lugar de la medición física en las condiciones reales del proceso mediante el uso de partículas individuales separadas de tamaño adecuado, esta velocidad de sedimentación sin obstáculos puede calcularse mediante el uso de la Ley de Stokes con una forma de partícula esférica asumida como se conoce en la técnica. Además, se prefiere que la velocidad de sedimentación impedida de la suspensión de las partículas de PTA que salen de las zonas del digestor sea inferior a 30, 20, 10 metros por hora. En lugar de la medición física en las condiciones reales del proceso, esta velocidad de sedimentación obstaculizada puede calcularse al multiplicar la velocidad de sedimentación terminal de la Ley de Stokes calculada anteriormente del tamaño de partícula medio D(4,3) por un factor de corrección de la concentración de la lechada, que a menudo se denomina como el método de Richardson y Zaki, donde épsilon es la fracción de volumen de líquido en la suspensión:

Velocidad de sedimentación obstaculizada= Velocidad Ley de Stoke*épsilonA2*épsilonA2,65

Una salida de gas de escape en la parte superior de la zona superior puede estar equipada con un sistema de monitoreo de oxígeno para determinar el contenido de oxígeno. La salida de escape puede transferir el gas de escape a un sistema condensador para recuperar el solvente evaporado y otros materiales orgánicos volátiles presentes o puede reciclar el gas de escape al sistema de oxidación primario.

El digestor de columna de burbujas de acuerdo con la presente invención puede tener de 1 a 5 zonas secundarias inferiores debajo de la zona superior. La altura total de la columna puede ser de 16 a 40 metros, preferentemente de 20 a 30 metros y con la máxima preferencia de 22 a 28 metros. El diámetro de la columna puede ser de 1,0 metro a 8,0 metros, preferentemente de 2,0 a 6,0 metros y con la máxima preferencia de aproximadamente 3,0 a 5,0 metros. La longitud vertical de la zona más alta puede ser de 4 a 12 metros, preferentemente de 6 a 10 metros y con la máxima preferencia de aproximadamente 8 metros. Las longitudes verticales de las zonas de digestión inferiores pueden ser de 2 a 6 metros y el diseño real se basará en el carácter de flujo de pistón máximo en las zonas inferiores.

Cada zona puede tener el mismo diámetro o de acuerdo con parámetros especiales de diseño, el diámetro puede variar de una zona a otra. Por ejemplo, como se muestra en la figura 3, el diámetro de la zona de digestión superior puede ser mayor que el diámetro de las zonas inferiores. El número de zonas está determinado por el número de deflectores colocados en la columna. No se necesitan dispositivos mecánicos de agitación en ninguna de las zonas. La estructura de los deflectores se proporcionó previamente en la descripción de la modalidad del método.

En la figura 1 se muestra un sistema de producción de PTA esquemático de un solo BCR de acuerdo con la modalidad de la presente invención. De acuerdo con el flujo de producción, se inyecta una suspensión de CTA obtenida de un sistema de oxidación primario que contiene una unidad de oxidación de BCR primaria y una unidad de oxidación de BCR secundaria en una zona superior de un BCR que contiene cinco zonas dispuestas verticalmente segregadas por deflectores horizontales. La colocación opcional de las unidades de inyección de aire para la primera zona se indica mediante ubicaciones de HPA1, mientras que las ubicaciones de HPA2 son unidades de inyección de aire opcionales para la segunda zona de digestión y las subsiguientes verticalmente debajo de la primera zona de digestión. En cada caso, una o más de las entradas HPA1 y HPA2 pueden estar presentes en las ubicaciones indicadas.

Alternativamente, en otra modalidad, se pueden emplear dos o más reactores BCR en donde el primer recipiente corresponde a la primera zona del digestor superior que recibe la suspensión de alimentación del digestor y el segundo reactor BCR recibe la suspensión del proceso del primer BCR. Como el costo de capital de un BCR es significativamente menor que el de un CSTR, este sistema de dos columnas es rentable.

De acuerdo con esta modalidad de la presente invención, las zonas secuenciales pueden separarse en dos o más columnas de burbujas en serie, estando estructurada la primera BCR para una mezcla más convencional como se describe anteriormente para la primera zona de digestión superior del sistema BCR único y la siguiente. o más BCR que se estructuran para tener RTD que se acercan más al paso de la suspensión de partículas en forma de flujo de pistón como se describe para las zonas de digestión adicionales inferiores. Por tanto, la presente invención también incluye un sistema de digestión en columna de burbujas como se define en la reivindicación 12. De acuerdo con esta modalidad, la descripción de la alimentación del digestor y la estructura y disposición de entrada de gas oxígeno para la primera zona superior de la modalidad de BCR único también es aplicable a la estructura y disposición del primer BCR de la modalidad de BCR múltiple. Igualmente, la descripción de la estructura y disposición para la segunda o más zonas verticalmente por debajo de la primera zona superior del sistema BCR único es aplicable a la segunda y las BCR subsiguientes opcionales del sistema BCR múltiple.

La primera unidad está estructurada para optimizar el flujo convencional que tiene una altura de al menos 8 metros y una relación H/D de 4 o menos, preferentemente la relación H/D es 3 o menos y con la máxima preferencia la relación H/D es 2.

La primera unidad BCR está diseñada para tener un flujo convencional en donde un núcleo central de flujo burbujeante hacia arriba está compensado con una región anular exterior que fluye hacia abajo. La entrada de la lechada de CTA está diseñada para que la suspensión se disperse rápidamente dentro del núcleo central sin proyectarse hacia la región de flujo descendente exterior donde se reduciría el contenido de oxígeno. La entrada de la suspensión se puede colocar en el cuadrante inferior del BCR aproximadamente 1 o 2 metros por encima del rociador de aire ubicado entre la entrada de la lechada y la salida de la lechada en la parte inferior del BCR. Como se describió anteriormente, este posicionamiento está diseñado para maximizar el flujo de partículas hacia arriba en la región del núcleo central donde la interacción con el oxígeno es mayor antes de que las partículas se muevan hacia abajo hacia la salida de la suspensión.

El rociador puede construirse en una estructura de estrella o de radios de rueda para proporcionar eficazmente el flujo burbujeante. La construcción del sistema rociador con respecto al tamaño de los orificios, la separación, el ángulo, etc. es conocida convencionalmente y puede diseñarse y obtenerse comercialmente.

El sistema de rociador de aire puede estar equipado con un "sistema de descarga" de manera que el vapor y/o lavado con ácido de alta presión (HP) se mezcle con el aire y pase a través del rociador para evitar un ensuciamiento sólido del rociador.

Una salida de gas de escape en la parte superior de la unidad BCR puede estar equipada con un sistema de monitoreo de oxígeno para determinar el contenido de oxígeno. La salida de escape puede transferir el gas de escape a un sistema condensador para recuperar el solvente evaporado y otros materiales orgánicos volátiles presentes o puede reciclar el gas de escape al sistema de oxidación primario.

Un deflector como se describió anteriormente puede ubicarse debajo del rociador de aire y la salida de la suspensión.

La salida de la suspensión está conectada a una zona más alta de una segunda unidad BCR a través de una línea de transferencia, que opcionalmente tiene una unidad de bomba de transferencia. Como se describe, la segunda unidad BCR está diseñada para flujo de pistón y puede tener de 1 a 5 zonas separadas horizontalmente que se distinguen por deflectores como se describió anteriormente. Al menos una zona de la segunda unidad BCR está equipada con una entrada de aire y, opcionalmente, entre sí la zona puede estar equipada independientemente con un rociador de aire. La altura total de la segunda unidad BCR puede ser de 16 a 40 metros, preferentemente de 20 a 30 metros y con la máxima preferencia de 22 a 28 metros. El diámetro de la columna puede ser de 1,0 metros a 8,0 metros, preferentemente de 2,0 a 6,0 metros y con la máxima preferencia de aproximadamente 3,0 a 5,0 metros. Las longitudes verticales de las zonas individuales de flujo de pistón pueden ser de 2 a 6 metros y el diseño real se basará en el carácter óptimo de flujo de pistón en las zonas.

Cada zona puede tener el mismo diámetro o de acuerdo con parámetros especiales de diseño, el diámetro puede variar de una zona a otra. El número de zonas está determinado por el número de deflectores colocados en la columna. No se necesitan dispositivos mecánicos de agitación en ninguna de las zonas.

En la figura 2 se muestra un diagrama esquemático de un sistema de digestión de dos BCR de acuerdo con una modalidad de la presente invención. En este diagrama, el sistema de oxidación primario como se muestra en la figura 1 no se repite. Como en la figura 1, la colocación opcional de las unidades de inyección de aire para la primera zona BCR se indica mediante ubicaciones de HPA1, mientras que las ubicaciones de HPA2 son ubicaciones de colocaciones opcionales para las unidades de inyección de aire para la segunda zona de digestión de BCR y las siguientes. En cada caso, una o más de las entradas HPA1 y HPA2 están presentes en las ubicaciones indicadas. Como se describió anteriormente, la suspensión de CTA se puede calentar en una unidad de intercambio de calor antes de ingresar al BCR o se puede calentar dentro del BCR.

Claims (12)

REIVINDICACIONES

1. Un método para la purificación de ácido tereftálico crudo que comprende:

a) obtener una suspensión de alimentación de digestor de partículas de ácido tereftálico crudo, que comprende ácido tereftálico, 4-carboxibenzaldehído y ácido p-toluico en un solvente líquido que comprende ácido acético acuoso y un sistema catalítico que comprende al menos un compuesto de metal pesado de un reactor de oxidación primaria;

b) alimentar la suspensión de ácido tereftálico crudo a una primera zona de digestión de un sistema de columna de burbujas en el flujo de reacción aguas abajo del reactor de oxidación primaria;

c) calentar la suspensión de ácido tereftálico crudo a una temperatura de 150 °C a 280 °C antes de la entrada a la primera zona de digestión o dentro de la primera zona de digestión;

d) suministrar un gas que comprende oxígeno a la primera zona de digestión, en donde la velocidad superficial del gas que asciende cerca de la parte superior de la primera zona de digestión está en un intervalo de 0,1 cm/s a 8 cm/s;

e) disolver al menos parcialmente partículas de ácido tereftálico crudo en el ácido acético para liberar de esta manera al menos parte del 4-carboxibenzaldehído y el ácido p-toluico de las partículas y exponer el 4-carboxibenzaldehído y el ácido p-toluico disueltos al oxígeno para efectuar la oxidación a ácido tereftálico, y para obtener una suspensión de digestor de la primera etapa;

f) pasar la suspensión del digestor de la primera etapa a una segunda zona de digestión, que está opcionalmente ubicada verticalmente debajo de la primera zona de digestión;

g) suministrar un gas que comprende oxígeno a una porción inferior de la segunda zona de digestión;

en donde la velocidad de suministro del gas a la segunda zona de digestión es menor que la velocidad de suministro a la primera zona de digestión;

h) disolver y liberar 4-carboxibenzaldehído y ácido p-toluico adicionales de las partículas y exponer el 4-carboxibenzaldehído y el ácido p-toluico disueltos al oxígeno para efectuar una oxidación adicional a ácido tereftálico y para obtener una suspensión de digestor de la segunda etapa;

i) opcionalmente, mover la suspensión del digestor de la segunda etapa a través de una o más zonas de digestión adicionales estructuradas de manera similar a la segunda zona de digestión y opcionalmente verticalmente debajo de la segunda zona de digestión;

j) retirar la suspensión de cristales de ácido tereftálico resultante de la última zona de digestión; y

k) aislar las partículas de cristales de ácido tereftálico obtenidas;

en donde la primera zona de digestión, la segunda y una o más zonas de digestión adicionales opcionales están libres de agitación mecánica.

2. El método de la reivindicación 1, en donde la velocidad superficial del gas que asciende en la segunda zona de digestión es menor de 1 cm/s; o:

en donde un tamaño medio de partícula del ácido tereftálico crudo es de 20 a 150 micras; o:

en donde un área superficial BET del ácido tereftálico crudo es de 0,6 a 4,0 m2/g;

o:

en donde un tiempo de retención de las partículas en la primera zona de digestión es de 10 a 60 minutos; o:

en donde una temperatura de la suspensión de CTA dentro de la primera zona de digestión es de 180 a 230

°C; o: en donde la temperatura de al menos una zona de digestión es al menos 10 °C más alta que la temperatura de la suspensión de CTA cuando se obtiene a partir de un sistema de oxidación primario; o:

en donde el tiempo de residencia total de las partículas de ácido tereftálico en la primera y segunda zonas de digestión es de 60 a 120 minutos; o:

en donde el contenido de oxígeno del gas de escape es del 6 % en volumen o menos, de acuerdo con la medición en base seca; o:

en donde un tamaño medio de partícula de la partícula de ácido tereftálico en la salida de la digestión es de

60 a 100 micras; o:

en donde la energía de mezcla de gas sumada para todas las zonas de digestión es inferior a 0,2 Watt/kg de suspensión, preferentemente en donde la energía de mezcla de gas sumada para todas las zonas de digestión es inferior a 0,05 Watt/kg de suspensión; o:

en donde una retención máxima de burbuja promediada en el tiempo y promediada en el área dentro de la columna de burbujas es menor del 6 por ciento; o:

en donde una retención máxima de burbuja promediada en el tiempo y promediada en el área dentro de al menos una zona de la columna de burbujas es menor del 2 por ciento; o:

en donde un RTD de digestión global para cada una de las fases sólida, líquida y de suspensión combinada tiene un cmF (0,5) de menos de 0,35 y un cmF (1,5) de más de 0,80; o: en donde al menos el 25 por ciento del suministro de oxígeno molecular para la primera zona de digestión se combina con la suspensión de CTA dentro de los 8 minutos posteriores a que la suspensión de alimentación del digestor se calienta por primera vez al menos 10 °C por encima de la temperatura a la salida de la oxidación inicial;

o:

en donde al menos el 25 por ciento del suministro de oxígeno molecular para la primera zona de digestión se alimenta a la primera zona de digestión mezclado con la suspensión de alimentación del digestor; o: en donde la temperatura de al menos el 50 % de la suspensión de alimentación del digestor se aumenta en al menos 10 °C mediante el uso de al menos un aparato intercambiador de calor sin contacto situado fuera de la columna de burbujas, preferentemente en donde al menos el 25 por ciento del suministro de oxígeno molecular para la primera zona de digestión se mezcla con la suspensión de alimentación del digestor antes de la salida del intercambiador de calor externo.

3. Un sistema de digestión oxidativa, que comprende:

una serie de al menos dos zonas de digestión oxidativa dispuestas verticalmente en un reactor de columna de burbujas;

una entrada de reactivo ubicada en una porción inferior de la primera zona de digestión superior; entradas de suministro de gas oxígeno a la primera zona de digestión superior y al menos una zona en serie verticalmente por debajo de la primera zona superior;

al menos un deflector horizontal ubicado entre la primera zona superior y la segunda zona verticalmente debajo;

al menos un deflector horizontal ubicado entre cada una de las respectivas zonas adyacentes verticalmente cuando hay más de una zona presente debajo de la primera zona superior;

una salida de la suspensión de producto en la parte inferior de al menos una columna de burbujas;

en donde

el sistema de digestión oxidativa está en el flujo de reacción aguas abajo de un reactor de oxidación primaria y recibe un producto de reacción crudo del reactor de oxidación primaria;

el sistema está libre de agitación mecánica;

cada suministro de gas oxígeno comprende una unidad distribuidora de gas que alimenta el gas oxígeno a la zona como un flujo burbujeante; y

cada deflector horizontal comprende una bandeja que tiene múltiples superficies inclinadas de forma invertida con múltiples áreas abiertas.

4. El sistema de oxidación de acuerdo con la reivindicación 3, que comprende además una salida de gas de escape que tiene un sistema de control del contenido de oxígeno.

5. El sistema de oxidación de acuerdo con la reivindicación 3, en donde la altura total de la columna de burbujas es de 16 a 40 metros.

6. El sistema de oxidación de acuerdo con la reivindicación 3, en donde el diámetro de todas las zonas es el mismo y es de 1,0 metros a 8,0 metros.

7. El sistema de oxidación de acuerdo con la reivindicación 3, que comprende de 3 a 5 zonas dispuestas verticalmente debajo de la primera zona superior.

8. El sistema de oxidación de acuerdo con la reivindicación 3, en donde la relación entre la altura y el diámetro de la primera zona superior es de 1/1 a 4/1.

9. El sistema de oxidación de acuerdo con la reivindicación 3, en donde el deflector horizontal comprende una pluralidad de elementos deflectores espaciados lateralmente.

10. El sistema de oxidación de acuerdo con la reivindicación 9, en donde los elementos deflectores espaciados lateralmente comprenden cada uno una superficie exterior expuesta sustancialmente cilíndrica.

11. El sistema de oxidación de acuerdo con la reivindicación 9, en donde el deflector horizontal comprende una superficie exterior expuesta en forma de V invertida orientada hacia arriba; o:

en donde cada deflector horizontal comprende un área abierta del 25 al 75 % del área horizontal total del deflector.

12. Un sistema de digestión por columna de burbujas, que comprende:

una primera unidad BCR, estructurada para flujo de convección; y

al menos una unidad BCR estructurada para flujo de pistón en serie después de la primera unidad BCR; en donde

la primera unidad BCR comprende:

una entrada de la suspensión en una posición vertical central de la columna;

una entrada de gas que contiene oxígeno debajo de la entrada de la suspensión;

una salida de la suspensión en la parte inferior de la columna;

una salida de escape de gas en la parte superior de la columna equipada con un monitor de contenido de oxígeno; y

opcionalmente, un deflector horizontal entre la entrada de gas y la salida de la suspensión; y

en donde

la al menos una segunda unidad BCR comprende:

de 1 a 5 zonas segregadas horizontalmente, cada zona equipada opcionalmente con una entrada de gas oxígeno;

deflectores horizontales entre cada zona;

una entrada de la suspensión en una zona más alta; y

una salida de la suspensión en la parte inferior de la unidad BCR;

en donde al menos una zona está equipada con una entrada de gas oxígeno;

el sistema de digestión oxidativa está en el flujo de reacción aguas abajo de un reactor de oxidación primaria y recibe un producto de reacción crudo del reactor de oxidación primaria; y

el sistema está libre de agitación mecánica.