ES2916390T3 - Método que integra energía y medio ambiente para la producción de ácidos dicarboxílicos aromáticos mediante oxidación - Google Patents

Abstract

Un proceso continuo para preparar un ácido dicarboxílico aromático, que comprende: oxidar un compuesto aromático sustituido con dialquilo con aire comprimido en un medio de reacción de ácido acético en un reactor primario de columna de burbujas en presencia de un catalizador para obtener un medio de reacción de tres fases; eliminar una porción del medio de reacción de tres fases que contiene el catalizador del reactor primario de columna de burbujas a una unidad de columna de burbujas de postoxidación alimentada con aire comprimido para obtener un medio de reacción de postoxidación; transferir el medio de reacción de postoxidación a una unidad de desgasificación y separar el medio de reacción de postoxidación en un gas superior y una suspensión de flujo inferior; recoger un gas superior de cada uno de los reactores primarios de oxidación y del reactor de postoxidación con el gas superior de la unidad de desgasificación y conducir los gases superiores combinados a una columna de eliminación de agua (WRC); transferir la suspensión de flujo inferior de la unidad de desgasificación a una unidad de digestión en donde la temperatura de la suspensión de flujo inferior se aumenta a una temperatura para disolver al menos parcialmente los sólidos precipitados y efectuar una mayor oxidación de los productos de oxidación intermedios expuestos con aire y catalizador presentes en la suspensión de flujo inferior sin adición de aire a la unidad de digestión, para obtener una suspensión de oxidación final; eliminar los gases superiores de la unidad de digestión a la columna de eliminación de agua; cristalizar la suspensión de oxidación final para obtener una suspensión lista para filtrar del ácido dicarboxílico aromático; filtrar la suspensión lista para filtrar en un filtro de presión giratorio para obtener un filtrado de licor madre y una torta de filtración; en donde los gases superiores enviados a la columna de eliminación de agua se separan en la columna de eliminación de agua en un gas de escape que comprende vapor eliminado de la parte superior de la columna y un líquido de flujo inferior que comprende ácido acético, al menos una porción de la energía del gas de escape que comprende vapor se recoge y se emplea para accionar un compresor de aire para suministrar aire comprimido al reactor primario de columna de burbujas y a la unidad de columna de burbujas de postoxidación, y el contenido de agua de la oxidación continua se controla mediante la eliminación del agua condensada del gas de escape de la columna de eliminación de agua.

Description

DESCRIPCIÓN

Método que integra energía y medio ambiente para la producción de ácidos dicarboxílicos aromáticos mediante oxidación

Campo de la invención

La presente invención se refiere a un sistema y método energéticamente eficientes para producir ácidos dicarboxílicos aromáticos mediante oxidación en fase líquida de compuestos aromáticos sustituidos con dialquilo que recogen y reciclan catalizadores y reactivos para preparar ácidos dicarboxílicos aromáticos de forma segura para el medio ambiente. Los elementos del sistema y, por tanto, el método puede adaptarse a las plantas químicas existentes para obtener una mayor eficiencia energética y de producción mientras se produce un producto de alta calidad.

Antecedentes de la invención

Las reacciones de oxidación en fase líquida se emplean comúnmente para la oxidación de aldehídos a ácidos (por ejemplo, propionaldehído a ácido propiónico), la oxidación de ciclohexano a ácido adípico, y la oxidación de compuestos alquilaromáticos a alcoholes, ácidos, o diácidos. Un ejemplo importante de la oxidación de alquilaromáticos es la oxidación catalítica en fase líquida del paraxileno a ácido tereftálico que es una materia prima en la producción de tereftalato de polietileno ("PET"). El PET es un plástico muy conocido usado en grandes cantidades en todo el mundo para fabricar productos tal como botellas, fibras, y empaques.

En un proceso de oxidación en fase líquida, una corriente de alimentación en fase líquida y una corriente de oxidante en fase gaseosa se introducen en un reactor y forman un medio de reacción multifase en el reactor. La corriente de alimentación en fase líquida introducida en el reactor contiene al menos un compuesto orgánico oxidable, mientras que la corriente oxidante en fase gaseosa contiene oxígeno molecular. Al menos una porción del oxígeno molecular introducido en el reactor como gas se disuelve en la fase líquida del medio de reacción para proporcionar disponibilidad de oxígeno para la reacción en fase líquida. Si la fase líquida del medio de reacción multifase contiene una concentración insuficiente de oxígeno molecular (es decir, si ciertas porciones del medio de reacción están "privadas de oxígeno"), las 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. Además, si la fase líquida del medio de reacción contiene una concentración en exceso del compuesto oxidable, las reacciones secundarias indeseables adicionales pueden generar impurezas. Por lo tanto, con el fin de obtener un producto de alta pureza a un costo mínimo, se realiza un gran esfuerzo para lograr la utilización eficiente de las materias primas, que incluye el reciclaje de las materias primas, el consumo mínimo de energía y el costo mínimo del tratamiento de desechos.

Con el fin de obtener una distribución uniforme del medio de reacción de oxidación multifase, los reactores de oxidación en fase líquida pueden equiparse con medios de agitación para promover la disolución del oxígeno molecular en la fase líquida del medio de reacción, mantener concentraciones relativamente uniformes de oxígeno disuelto en la fase líquida del medio de reacción, y mantener concentraciones relativamente uniformes del compuesto orgánico oxidable.

Por tanto, la agitación del medio de reacción puede proporcionarse mediante agitación mecánica como se proporciona en los reactores de tanque agitado continuo ("CSTR"). Sin embargo, los CSTR tienen un costo de capital relativamente alto debido a que requieren motores costosos, cojinetes y ejes de transmisión sellados con fluido, y/o mecanismos de agitación complejos. Además, los componentes mecánicos giratorios y/o oscilantes de los CSTR convencionales requieren un mantenimiento regular. La mano de obra y el tiempo de parada asociados con tal mantenimiento se suman al costo de operación de los CSTR. Sin embargo, incluso con un mantenimiento regular, los sistemas de agitación mecánica empleados en los CSTR son propensos a fallas mecánicas y pueden requerir reemplazo en períodos de tiempo relativamente cortos.

Los reactores de columna de burbujas proporcionan agitación del medio de reacción sin requerir equipamiento mecánico costoso 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 capital y mantenimiento con relación a los reactores con agitación mecánica. 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.

La fabricación eficiente de productos de oxidación de alto volumen de interés, tal como el ácido tereftálico, implica no solo el proceso de oxidación, sino también el procesamiento y aislamiento del producto y, a menudo, se emplean múltiples operaciones unitarias realizadas en serie o en paralelo en el proceso de fabricación total. Cada una de estas operaciones pueden requerir un aporte de energía o puede ser una fuente de energía que puede capturarse y utilizarse. Además, el control de las variables de reacción y la estequiometría de los reactivos para optimizar el rendimiento y la pureza del producto y, al mismo tiempo, minimizar los desechos y el impacto ambiental puede ser clave para obtener el éxito comercial en la operación.

El ácido tereftálico se produce convencionalmente mediante oxidación en fase líquida de paraxileno. En un proceso típico, una corriente de alimentación de solvente en fase líquida y una corriente de oxidante en fase gaseosa se introducen en un reactor primario de oxidación con un sistema catalizador y forman un medio de reacción multifase en el reactor. 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 tal como, por ejemplo, p-tolualdehído, tereftaldehído, 4-carboxibenzaldehído (4-CBA), ácido benzoico, ácido p-toluico, aldehído p-toluico. (4-metilbenzaldehído), ácido alfabromo-p-toluico, ácido isoftálico, ácido Itálico, ácido trimelítico, poliaromáticos y/o partículas en suspensión.

El catalizador es un sistema homogéneo en fase líquida que comprende cobalto, bromo, y manganeso.

Como se describió anteriormente, el uso de reactores de columna de burbujas para la reacción de oxidación primaria ofrece muchas ventajas sobre los reactores de tanque agitado continuos convencionales, y los procesos de oxidación que emplean reactores de columna de burbujas se describen, por ejemplo, en el documento WO 2007/106288, U.S. 7,355,068, U.S. 7,371,894, U.S. 7,568,361, U.S. 7,829,037, U.S. 7,910,769, U.S. 8,501,986, U.S.

8,685,334 y U.S. 8,790,601 Los reactores de columna de burbujas típicamente incluyen una zona de reacción vertical alargada dentro de la cual está contenido el medio de reacción y la agitación del medio de reacción en la zona de reacción se proporciona principalmente mediante 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.

El sistema de reactor de oxidación inicial puede incluir tanto un reactor primario de oxidación que proporciona principalmente la oxidación de la mayoría del compuesto oxidable en fase líquida y opcionalmente al menos un reactor secundario de oxidación. El objetivo principal de esta oxidación secundaria, que también se conoce como Postoxidación o Digestión Oxidativa Temprana como en el documento U.S. 7,393,973 es 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. El producto retirado del sistema 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 p-toluico, 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. La purificación adicional de CTA puede incluir un tratamiento de digestión oxidativa subsecuentemente seguido de un tratamiento de hidrogenación.

Típicamente, una suspensión de partículas de CTA en un licor madre obtenido del sistema de oxidación primaria puede contener de aproximadamente 10 a aproximadamente 50 por ciento en peso de partículas sólidas de CTA, con el resto principalmente el licor madre de ácido acético. Las partículas sólidas de CTA presentes en la suspensión inicial retiradas del sistema de oxidación primaria pueden contener de aproximadamente 400 ppmw a aproximadamente 15000 ppmw de 4-carboxibenzaldehído (4-CBA).

El CTA puede convertirse en PTA mediante un tratamiento de digestión oxidativa en una serie de reactores de oxidación adicionales comúnmente referidos "digestores", en donde la reacción de oxidación adicional se lleva a cabo a ligeramente o significativamente altas temperatura que las que usadas en los reactores de oxidación primaria y secundaria. 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 de digestión.

Con el fin de hacer que las impurezas intermedias de oxidación precipitadas estén disponibles para la oxidación en la serie de digestores, las partículas se exponen a altas temperaturas 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 oxígeno molecular adicional 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 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 aproximadamente 90 °C mayor que la temperatura de oxidación primaria y típicamente puede ser de aproximadamente 150 °C a aproximadamente 280 °C. 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, que incluyen notablemente muchas especies coloreadas tal 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 tal como, por ejemplo, ácido acético acuoso destilado de un proceso de deshidratación del solvente usado para eliminar el agua producida por oxidación del paraxileno.

Después del tratamiento de digestión, el producto purificado de la digestión oxidativa puede cristalizarse y recogerse en una o más unidades de cristalización y aislarse mediante filtración a un licor madre filtrado y una torta de filtración. La torta de filtración se lava extensamente con solvente para eliminar el catalizador y otras impurezas, que incluye el acetato de metilo formado durante los procesos de oxidación.

A continuación, la torta de filtración puede soplarse para eliminar el lavado y el licor madre retenidos y secarse en un sistema de horno para eliminar el solvente residual.

A continuación, puede emplearse un proceso de hidrogenación convencional para una purificación adicional. La torta de filtración lavada y seca se resuspende en agua y se hidrogena catalíticamente para convertir las impurezas en compuestos más convenientes y/o fácil de separar.

El ácido tereftálico puede precipitarse de manera selectiva de la solución hidrogenada por medio de múltiples etapas de cristalización y aislamiento.

Los sistemas múltiples necesarios para la oxidación primaria, la digestión, la cristalización, la filtración, el secado y la purificación requieren una gestión energética para el control térmico de las diversas operaciones, sistemas aéreos para gestionar los vapores de escape de los sistemas de oxidación y digestión, un suministro de aire oxidante y sistemas para recoger y reciclar el solvente y el catalizador. Por tanto, existe la necesidad de integrar aún más los sistemas de oxidación en fase líquida existentes para la oxidación de compuestos dialquilaromáticos para reducir los requisitos de energía totales mientras se maximiza la eficiencia de producción y el rendimiento del producto. Existe una necesidad adicional de desarrollar nuevos sistemas de oxidación en fase líquida que proporcionen una gestión eficiente de la energía, el reciclaje de materiales y la minimización de desechos en comparación con la tecnología existente.

Resumen de la invención

Por lo tanto, un objeto de la presente invención es proporcionar métodos para integrar la gestión de energía y materiales en sistemas de oxidación en fase líquida existentes para compuestos dialquilaromáticos para proporcionar un consumo de energía reducido en general y una eficiencia de producción significativamente mejorada.

Otro objeto de la presente invención es proporcionar un nuevo método y sistema para sistemas de oxidación en fase líquida para compuestos dialquilaromáticos que tienen un consumo de energía significativamente reducido y una eficiencia de producción significativamente mejorada en comparación con los sistemas convencionales.

Estos y otros objetos los proporciona la presente invención, cuya primera modalidad proporciona un proceso continuo para preparar un ácido dicarboxilado aromático, que comprende:

oxidar un compuesto aromático sustituido con dialquilo con aire comprimido en un medio de reacción de ácido acético en un reactor primario de columna de burbujas en presencia de un catalizador;

eliminar una porción del medio de reacción de tres fases que contiene el catalizador del reactor primario de columna de burbujas a una unidad de columna de burbujas de postoxidación suministrada con aire comprimido; transferir el medio de reacción de postoxidación a una unidad de desgasificación y separar el medio de reacción de postoxidación en un gas superior y una suspensión de flujo inferior;

recoger un gas superior de cada uno de los reactores primarios de oxidación y del reactor de postoxidación con el gas superior de la unidad de desgasificación y conducir los gases superiores combinados a una columna de eliminación de agua;

transferir la suspensión de flujo inferior de la unidad de desgasificación a una unidad de digestión, en donde la temperatura de la suspensión de flujo inferior se aumenta a una temperatura para disolver al menos parcialmente los sólidos precipitados y efectuar además una mayor oxidación de los productos de oxidación intermedios con aire y el catalizador presente en la suspensión de flujo inferior, para obtener una suspensión de oxidación final; eliminar los gases superiores de la unidad de digestión a la columna de eliminación de agua;

cristalizar la suspensión de oxidación final para obtener una suspensión lista para filtrar del ácido dicarboxílico aromático;

filtrar la suspensión lista para filtrar en un filtro de presión giratorio para obtener un filtrado de licor madre y una torta de filtración;

en donde

los gases superiores enviados a la columna de eliminación de agua se separan en la columna de eliminación de agua en un gas de escape que comprende vapor eliminado de la parte superior de la columna y un líquido de flujo inferior que comprende ácido acético,

al menos una porción de la energía del gas de escape que comprende vapor se recoge y se emplea para accionar un compresor de aire para suministrar aire comprimido al reactor primario de columna de burbujas y a la unidad de columna de burbujas de postoxidación, y

el contenido de agua de la oxidación continua se controla mediante la eliminación del agua condensada del gas de escape de la columna de eliminación de agua.

En otro aspecto, la primera modalidad puede incluir el lavado de la torta de filtración con ácido acético;

hacer fluir gas nitrógeno a través de la torta de filtración lavada con ácido acético para obtener una torta de filtración sólida;

secar la torta de filtración sólida para eliminar el solvente;

resuspender y purificar la torta de filtración seca del ácido dicarboxílico aromático en un medio acuoso para obtener una suspensión de ácido dicarboxílico purificado;

filtrar la suspensión acuosa purificada en un filtro de presión giratorio para obtener una torta de filtración final del ácido dicarboxílico aromático y un filtrado acuoso del licor madre;

filtrar por membrana el filtrado acuoso del licor madre para obtener un permeado de agua; y transferir el permeado de agua a la columna de eliminación de agua.

En otro aspecto, la primera modalidad puede incluir:

resuspender la torta de filtración seca del ácido dicarboxílico aromático en un medio acuoso;

tratar la suspensión acuosa con hidrógeno en presencia de un catalizador de hidrogenación para obtener una suspensión de ácido dicarboxílico aromático lista para la cristalización;

cristalizar el ácido dicarboxílico aromático en una serie de al menos dos unidades de cristalización;

filtrar la suspensión acuosa cristalizada en un filtro de presión giratorio para obtener una torta de filtración final del ácido dicarboxílico aromático y un filtrado acuoso del licor madre;

filtrar por membrana el filtrado acuoso del licor madre para obtener un permeado de agua; y

transferir el permeado de agua a la columna de eliminación de agua como reflujo de agua.

En una segunda modalidad el proceso de oxidación continua de la invención que comprende, además:

lavar la torta de filtración con agua para eliminar el solvente y el catalizador;

hacer fluir gas nitrógeno a través de la torta de filtración lavada con agua para obtener una torta de filtración sólida;

resuspender y purificar la torta de filtración sólida del ácido dicarboxílico aromático en un medio acuoso para obtener una suspensión de ácido dicarboxílico aromático purificado;

filtrar la suspensión acuosa purificada en un filtro de presión giratorio para obtener una torta de filtración final del ácido dicarboxílico aromático y un filtrado acuoso del licor madre;

filtrar por membrana el filtrado acuoso del licor madre para obtener un permeado de agua; y

transferir el permeado de agua a la columna de eliminación de agua.

En una versión adicional de la segunda modalidad, resuspender y purificar la torta de filtración seca del ácido dicarboxílico comprende:

resuspender la torta de filtración sólida del ácido dicarboxílico aromático en un medio acuoso;

tratar la suspensión acuosa con hidrógeno en presencia de un catalizador de hidrogenación para obtener una suspensión de ácido dicarboxílico aromático lista para la cristalización;

cristalizar el ácido dicarboxílico aromático en una unidad de cristalización;

filtrar la suspensión acuosa cristalizada en un filtro de presión giratorio para obtener una torta de filtración final del ácido dicarboxílico aromático y un filtrado acuoso del licor madre;

filtrar por membrana el filtrado acuoso del licor madre para obtener un permeado de agua; y

transferir el permeado de agua a la columna de eliminación de agua como reflujo de agua.

En versiones particulares de todas las modalidades anteriores y sus aspectos, el compuesto aromático sustituido con dialquilo es paraxileno y el ácido dicarboxílico aromático es ácido tereftálico.

Los párrafos anteriores se han proporcionado por medio de introducción general, y no pretenden limitar el alcance de las siguientes reivindicaciones. Las modalidades descritas, junto con otras ventajas adicionales, se entenderán mejor mediante referencia a la siguiente descripción detallada tomada junto con las figuras acompañantes.

Breve descripción de las figuras

Una apreciación más completa de la descripción y muchas de sus ventajas consiguientes se obtendrán más fácilmente cuando la misma se entienda mejor como referencia a la siguiente descripción detallada cuando se considere junto con las figuras acompañantes, en donde:

La Figura 1 muestra un diagrama esquemático de los sistemas de unidades empleados en el proceso de acuerdo con diversas modalidades de la invención.

La Figura 2 muestra un arreglo esquemático de la unidad de Suministro y Reciclaje de Materiales de acuerdo con una modalidad de la invención.

La Figura 3 muestra un arreglo esquemático de la unidad de Oxidación de acuerdo con una modalidad de la invención.

La Figura 4 muestra un arreglo esquemático de la unidad de Eliminación de Agua de acuerdo con una modalidad de la invención.

La Figura 5 muestra un arreglo esquemático de una unidad de Expansión de acuerdo con una modalidad de la invención (expansor en seco).

La Figura 6 muestra un arreglo esquemático de la unidad de suministro de aire comprimido de acuerdo con una modalidad de la invención.

La Figura 7 muestra un arreglo esquemático de una unidad de expansión alternativa de acuerdo con una modalidad de la invención (expansión húmeda).

La Figura 8 muestra un arreglo esquemático de la unidad de Digestión de acuerdo con una modalidad de la invención.

La Figura 9 muestra un arreglo esquemático de la primera unidad de Filtración de acuerdo con una modalidad de la invención (Campo marrón).

La figura 10 muestra un arreglo esquemático de la primera unidad de Filtración de acuerdo con una modalidad de la invención (Campo verde).

La Figura 11 muestra un arreglo esquemático de la unidad de purificación de acuerdo con una modalidad de la invención.

La Figura 12 muestra un arreglo esquemático de la segunda unidad de filtración de acuerdo con una modalidad de la invención.

Descripción detallada de las modalidades preferidas

Como se describió anteriormente, la presente invención se dirige a la integración del reciclado de energía y materiales en una oxidación continua en fase líquida a escala industrial de compuestos aromáticos sustituidos con dialquilo a un ácido dicarboxílico aromático correspondiente. El proceso que se describirá en detalle en los siguientes párrafos describe la oxidación en fase líquida del paraxileno (PX) a ácido tereftálico (PTA) y la descripción hace referencia a diversos intermedios e impurezas asociados con la química específica de la fabricación de PTA. Sin embargo, los sistemas generales integrados de gestión y reciclaje de energía asociados con el proceso de oxidación continua de PX son aplicables a la oxidación de cualquier compuesto aromático sustituido con dialquilo. A lo largo de la siguiente descripción, las palabras "un" y "un" y similares tienen el significado de "uno o más". Las frases "seleccionado del grupo que consiste en", "elegido de" y similares incluyen mezclas de los materiales especificados. Los términos tal como "contiene(n)" y similares son términos abiertos que significan 'incluido al menos' a menos que se indique específicamente de cualquier otra manera. Donde se indica un límite o intervalo numérico en la presente descripción, se incluyen los puntos finales. Además, todos los valores y subgrupos dentro de un límite o intervalo numérico se incluyen específicamente como si se escribieran explícitamente.

Cuando se describen contenidos numéricos, las unidades son porcentajes en peso o ppm en peso, a menos que se especifique de cualquier otra manera. Los términos más bajo y más alto, cuando se aplican para describir la localización dentro de un reactor, designan un 10 % superior y un 10 % inferior de la altura total de la mezcla de reacción dentro del reactor.

Los sistemas integrados de gestión de oxidación, reciclaje de materiales y energía de acuerdo con las diversas modalidades de la presente invención se describirán con referencia a las figuras asociadas. Debe entenderse que las figuras son esquemáticas y muestran el arreglo e interacción de los sistemas y operaciones unitarias empleadas.

El posicionamiento espacial real y las localizaciones de los sistemas pueden variar mucho en dependencia de la estructura física de la instalación de fabricación y si se actualiza un sistema existente o se construye un nuevo sistema.

Un sistema integrado de unidad de oxidación de acuerdo con una modalidad de la invención se muestra en la Figura 1 y, como se indica, incluye una unidad de suministro y reciclaje de materiales, una unidad de oxidación, una unidad de eliminación de agua, una unidad de expansión, una unidad de suministro de aire comprimido, un unidad de digestión, una unidad de cristalización, una primera unidad de filtración, una unidad de secado opcional, una unidad de purificación, una segunda unidad de filtración y una unidad de tratamiento de filtrado. Como entenderá un experto en la técnica, el sistema total puede incluir otras unidades auxiliares para soportar y controlar la integración y el rendimiento de las unidades descritas y no se pretende que la invención se limite a las unidades que se muestran en la figura 1.

Cada uno de los sistemas de unidades se describirá con referencia a la Figura apropiada.

La Figura 2 muestra la unidad de suministro de material que contiene como componentes principales un tanque de lavado ácido, un tanque de filtrado, un tanque de catalizador que contiene catalizador de Co/Mn y un tanque de suministro de HBr.

El tanque de lavado ácido sirve como el principal punto de recolección del sistema para reciclar el ácido acético de múltiples fuentes, como se describió en la siguiente descripción. Sin embargo, una fuente principal de ácido acético reciclado de flujo inferior (2) de la columna de eliminación de agua (WRC). El tanque de lavado ácido también sirve para recoger ácido libre de sólidos y de catalizador de los condensadores de ventilación y los sistemas de vacío (no se muestra en la Figura 2). Puede agregarse ácido acético fresco a este tanque desde un suministro de almacenamiento asociado (1) con el fin de mantener un nivel suficiente de ácido acético para soportar los múltiples usos del ácido acético en el sistema integrado total. Se prefiere evitar la contaminación de este tanque con sólidos o catalizador.

Puede proporcionarse lavado ácido para lavar los filtros de producto primario (Campo marrón) que se describen más abajo.

El ácido acético del tanque de lavado ácido puede suministrarse a la parte superior del reactor primario de oxidación primaria como un reflujo de atomización para evitar el arrastre de sólidos en el respiradero de gas de escape (Figura 3) y para promover la separación de agua como ácido acético/vapor de agua al sistema de ventilación de gases de escape. También se suministra una pequeña cantidad de ácido acético a las líneas de aire comprimido que alimentan aire al oxidante primario y al oxidante secundario para lavar las líneas libres de sólidos (no se muestra). El ácido acético del tanque de lavado ácido también se suministra al tanque de filtrado. El tanque de filtrado es un recipiente de recolección para las corrientes de reciclaje que contienen catalizador y/o sólidos y se suministra con cobalto, manganeso y bromuro de hidrógeno (HBr) provenientes de los tanques de suministro de catalizador asociados.

El ácido acético del tanque de lavado ácido también puede emplearse como lavado de la torta de filtrado en el filtro de presión giratorio de la primera unidad de filtración (Figura 9).

Como se indica, el filtrado que contiene ácido acético, agua, cobalto, manganeso y bromo, así como también cualquier otra corriente de ácido acético que contiene sólidos, se reciclan y recogen en el tanque de filtrado.

El catalizador es un sistema homogéneo en fase líquida que comprende cobalto, bromo, y manganeso. La concentración de catalizador en el sistema puede controlarse mediante monitoreo de las concentraciones de los componentes en puntos definidos y se hacen ajustes cuando sea apropiado. Tal monitoreo y control es entendido por personas expertas en la tecnología.

La concentración de ácido acético de la mezcla de catalizador filtrado alimentada al reactor primario de oxidación puede ser de 83 a 96 % en peso del filtrado total alimentado, preferentemente 85 a 94 % en peso y con la máxima preferencia 88 a 93 % en peso.

El nivel de catalizador filtrado es importante para el desempeño de oxidación en términos de rendimiento y calidad. Debe evitarse el exceso de catalizador porque una vez que el catalizador está en el sistema; la velocidad de pérdida puede ser comparativamente baja y puede salirse de control rápidamente.

En todo el sistema, los tanques de filtrado y lavado ácido están conectados a un depurador de ventilación de proceso (no mostrado) que recupera y recicla el ácido acético de las corrientes de vapor antes de ventilarlas a la atmósfera.

La unidad de oxidación, como se muestra en la Figura 3, contiene un reactor primario de oxidación, un reactor secundario de oxidación y un desgasificador.

Durante las alimentaciones continuas de oxidación en fase líquida de p-xileno, el filtrado que contiene catalizador del tanque de filtrado y el aire alimentan al reactor primario de oxidación (Figura 3). El aire comprimido suministrado a la mezcla de reacción de oxidación primaria puede alimentarse a través de un anillo rociador de aire localizado en la región más baja del reactor primario de oxidación, preferentemente dentro del 10 % más bajo de la altura total del medio de reacción en el reactor primario de oxidación de columna de burbuja. El aire comprimido suministra tanto el oxidante O2 necesario para la oxidación del p-xileno como la agitación de la mezcla de reacción en la columna. La concentración de oxígeno promediada en el tiempo, en base seca, en el efluente gaseoso descargado del reactor a través de la salida de gas está preferentemente en el intervalo de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 9 por ciento en moles, con mayor preferencia en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 7 por ciento en moles, y con la máxima preferencia en el intervalo de 1,5 a 5 por ciento en moles.

La mezcla de reacción aireada puede ser esencialmente homogénea y ocupa aproximadamente 60 a 98 % en peso, preferentemente 80 a 96 % en peso y con la máxima preferencia 85 a 94 % en peso del volumen total del reactor primario de oxidación.

La pureza del paraxileno alimentado a la mezcla de reacción de oxidación primaria puede ser 99,5 % o superior, preferentemente 99,6 % o superior y con la máxima preferencia 99,7 % o superior.

Una solución reciclada de ácido acético débil, relativamente libre de catalizador, del tanque de lavado ácido se alimenta a través de toberas de atomización en el espacio superior del vapor como se describió anteriormente. El flujo de reflujo puede ajustarse para controlar el volumen de reacción total en el oxidante primario. El mantenimiento de la corriente de reflujo puede ser útil para controlar la corriente de vapor a la columna de eliminación de agua descrita en los siguientes párrafos. Las perturbaciones en esta corriente pueden resultar en una sobrecarga en la columna de eliminación de agua y posibles daños al sistema de tratamiento de gases de escape que también se describe en los párrafos siguientes.

La combinación de temperatura, presión y niveles de catalizador produce una conversión casi completa de p-xileno en ácido tereftálico en la mezcla de reacción de oxidación primaria. Los parámetros de operación para la oxidación primaria incluyen una temperatura de 125 a 200 °C, preferentemente 140 a 180 °C y con la máxima preferencia 150 a 170 °C; un contenido de agua de 2 a 12 % en peso, preferentemente, 2 a 16 % en peso y con la máxima preferencia aproximadamente 3 % en peso; una concentración de cobalto de 300 a 6000 ppmw, preferentemente, 700 a 4200 ppmw y con la máxima preferencia 1200 a 3000 ppmw; un contenido de manganeso de 20 a 1000 ppmw, preferentemente 40 a 500 ppmw y con la máxima preferencia 50 a 200 ppmw; un contenido de bromo de 300 a 5000 ppmw, preferentemente 600 a 4000 ppmw y con la máxima preferencia 900 a 3000 ppmw. El contenido total de sólidos de la mezcla de reacción de oxidación primaria puede ser de 5 a 40 % en peso, preferentemente 10 a 35 % en peso y con la máxima preferencia 15 a 30 % en peso.

Un tubo de transferencia de extracción lateral localizado en la porción más alta del reactor primario de oxidación se conecta al reactor secundario de oxidación (postoxidación) y permite que la mezcla de reacción aireada fluya hacia el oxidante posterior donde se alimenta aire comprimido adicional por medio de un anillo rociador en la parte inferior. La mezcla de reacción obtenida dentro del medio de reacción de oxidación primaria superior comprende una fase sólida en partículas de ácido tereftálico crudo (CTA) y un licor madre. El CTA contiene niveles relativamente altos de impurezas (por ejemplo, 4-carboxibenzaldehído, ácido para-toluico, fluorenonas y otros cuerpos de color). Las partículas sólidas de CTA presentes en la suspensión que ingresa al reactor secundario de oxidación desde el reactor primario de oxidación pueden contener aproximadamente 15000 ppm de 4-carboxibenzaldehído (4-CBA) y/o ácido paratoluico.

Aproximadamente 80 a 99 % del aire comprimido total suministrado al medio de reacción de oxidación de la presente invención se suministra al reactor primario de oxidación y el restante aproximadamente 1 % a 20 % de la postoxidación. De acuerdo con las modalidades de la presente invención, no se añade aire comprimido ni oxígeno al sistema después de la postoxidación.

Mediante la operación en forma de flujo semitapón, el postoxidante es responsable de hacer reaccionar el ácido ptoluico en fase líquida en la mezcla de reacción del oxidante.

El postoxidante se conecta a una unidad desgasificadora por medio de una transferencia de extracción lateral a una unidad desgasificadora y la suspensión aireada del postoxidante se separa en la unidad desgasificadora en la suspensión líquida de flujo inferior y gas superior.

El CTA en el flujo inferior del postoxidante es relativamente alto en impurezas de fase sólida tales como 4-CBA. Para reducir aún más el nivel de impurezas, es necesario elevar la temperatura para redisolver los cristales y eliminar las impurezas, que es el propósito del sistema de digestión en la unidad de digestión, como se describió más abajo. La suspensión de flujo inferior del reactor secundario de oxidación se transfiere al sistema de digestión por medio del desgasificador y los vapores superiores se envían a la unidad de eliminación de agua como se indica en la Figura 3. La unidad de eliminación de agua, como se muestra en la Figura 4, contiene una columna de eliminación de agua. La columna de eliminación de agua (WRC) proporciona el método principal para eliminar el agua del sistema de proceso continuo y controlar el contenido de agua de las mezclas de la reacción de oxidación.

Los gases superiores de la unidad oxidante del reactor primario de oxidación, el reactor secundario y el desgasificador se envían a la columna de eliminación de agua. La WRC puede ser una columna de destilación equipada con platos y/o empaques. Las reacciones de oxidación de la oxidación primaria y la oxidación secundaria son exotérmicas y el calor generado vaporiza el ácido acético, el agua y compuestos de bajo punto de ebullición de la suspensión de la mezcla de reacción. Este vapor, junto con nitrógeno, oxígeno sin reaccionar y pequeñas cantidades de monóxido de carbono y dióxido de carbono obtenido como vapor superior de cada oxidante primario, postoxidante y desgasificador, se introduce en la base de la columna de eliminación de agua. El vapor superior tiene suficiente energía térmica para operar la columna de eliminación de agua.

Además de recibir los vapores superiores de la unidad de oxidación, la WRC también puede recibir vapores superiores de la unidad de digestión y permeado de agua de membrana del filtro de membrana de la unidad de tratamiento de filtrado.

El flujo inferior de la columna de eliminación de agua puede contener aproximadamente 90 % de ácido acético y 10 % de agua. El contenido de agua en el proceso general se controla en la base de esta columna. Parte del flujo inferior de la columna de agua puede bombearse directamente a los filtros de presión giratorios como un lavado con ácido acético de la torta de filtración.

El flujo inferior excedente no empleado como lavado para la torta de filtración puede enviarse a través de una serie de generadores de vapor o al menos un generador de vapor (no mostrado), para generar energía en turbinas compresoras de vapor. Después de los generadores de vapor, el flujo inferior puede enfriarse en una unidad de enfriamiento y enviarse al tanque de lavado ácido para reciclarlo posteriormente al sistema como se describió anteriormente.

La energía térmica restante del flujo inferior puede recolectarse en una serie de una o más unidades intercambiadoras de calor (no mostradas) en ruta hacia el tanque de lavado ácido.

Los gases de escape de la columna de eliminación de agua pueden enviarse a través de uno o más generadores de vapor para convertir la energía térmica del vapor en vapor de proceso, como se indica en la Figura 5. Solo se muestra un generador en la Figura 1; sin embargo, pueden incluirse múltiples generadores en serie o en paralelo para generar vapor de proceso a partir de la energía exotérmica del proceso de oxidación. A continuación, los vapores pueden condensarse parcialmente en el condensador y tanto el vapor como el condensado pueden recogerse en el tanque de reflujo de la WRC, donde el gas de escape no condensado y el condensado pueden separarse. El condensado de los vapores superiores recogidos en esta etapa contiene aproximadamente un 99 % en peso de agua con trazas de ácido acético y acetato de metilo y puede bombearse posteriormente a la parte superior de la columna de eliminación de agua como reflujo o puede verterse como agua residual en un sumidero de desechos.

El gas de escape se lava en un absorbente de alta presión (HP A) con el fin de recuperar cualquier resto de paraxileno contenido en la corriente de gas de escape. Después del HPA, el gas de escape se calienta de 150 a 240 °C, preferentemente de 170 a 220 °C en una o más unidades de precalentamiento antes de enviarse a través de un expansor de vapor-líquido al sistema de expansión de gas de escape de la unidad de aire comprimido donde la energía contenida en la corriente se recupera por expansión y se usa para mover el tren compresor.

La Figura 6 muestra un diagrama esquemático de la unidad de aire comprimido.

El compresor de aire proporciona aire comprimido de proceso al reactor primario de oxidación y al reactor secundario de oxidación de acuerdo con los requisitos de reacción descritos anteriormente. El aire puede tomarse de la atmósfera a través de un filtro de entrada (no mostrado) y se comprime en un compresor de aire multietapas. Un experto normal reconocerá que pueden emplearse unidades compresoras de diferente número de etapas dentro de los límites de la presente invención. Después de cada etapa, el aire comprimido se enfría con agua de refrigeración y el agua condensada del aire comprimido se separa en los intercambiadores de calor del interenfriador. Las condiciones normales de operaciones del compresor son de 301,325 a 2401,33 kPaA, preferentemente 401,325 a 1601,33 kPaA y con la máxima preferencia 601,325 a 1201,33 kPaA de presión de descarga.

La potencia requerida para comprimir el aire, se suministra por una turbina de vapor y el expansor de gases de escape recibe el gas de escape precalentado del HP A, tanto la turbina de vapor como el expansor de gases de escape montados en el mismo eje que el compresor. El vapor usado en la turbina de vapor puede generarse dentro del proceso, que incluye de la energía térmica del gas superior de la WRC como se describió anteriormente y de la energía térmica del flujo inferior de la WRC durante la transferencia al tanque de lavado ácido como se describió anteriormente.

En una modalidad alternativa a la unidad de expansión se muestra en la Figura 5 (expansor en seco), el gas de escape de la WRC puede procesarse como se muestra esquemáticamente en la Figura 7 (expansor en húmedo). El vapor de flujo superior caliente que sale de la columna de eliminación de agua está en su punto de rocío. La condensación de esta corriente puede resultar en la formación de ácido bromhídrico (HBr), que es altamente corrosivo. Para evitar este problema y recuperar y utilizar eficientemente la energía disponible en la corriente de gas de escape, la corriente de gas de escape de la WRC puede sobrecalentarse primero en uno o más precalentadores de gas. Los precalentadores de gas de escape pueden usar vapor a alta presión o cualquier otro medio de transferencia de calor. El gas de escape de la WRC sobrecalentado puede enviarse a través de un expansor de vapor-líquido al expansor de gas de escape de la unidad de aire comprimido (turbo expansor) que se muestra en la Figura 6 para recuperar directamente la energía contenida en la corriente sobrecalentada.

Después de salir del turbo expansor, el gas de escape se envía a uno o más generadores de vapor para producir vapor a baja presión. Después de los generadores de vapor, todos los vapores se condensan parcialmente en un condensador y se recogen en un tanque de reflujo de eliminación del agua. A continuación, el agua puede regresar a la WRC como líquido de reflujo.

El motor generador puede usarse en modo generador para producir energía eléctrica a partir de la energía restante disponible durante el funcionamiento normal del proceso de oxidación. Durante la puesta en marcha del tren de compresores, el motor generador puede usarse como motor de transmisión.

En las modalidades de expansor seco o húmedo, la energía generada en la reacción de oxidación exotérmica en la unidad de oxidación se recolecta y emplea para accionar al menos la unidad compresora de aire que suministra el aire comprimido para los reactores primario y secundario de oxidación.

La unidad de digestión se muestra esquemáticamente en la Figura 8.

Como se describió anteriormente, el CTA de la suspensión de flujo inferior obtenida del postoxidante por medio de la unidad desgasificadora contiene niveles moderadamente altos de impurezas que pueden reaccionar mediante oxidación adicional para producir ácido tereftálico. La suspensión postoxidante de la unidad de desgasificación puede estar a una temperatura de 125 a 200 °C, preferentemente 140180 °C y con la máxima preferencia 150 a 170 °C. Con el fin de disolver parcialmente los cristales de CTA, la suspensión puede calentarse a una temperatura de 180 a 240 °C, preferentemente de 190 a 220 °C, y con la máxima preferencia 200 a 216 °C. Un calentador se muestra en la Figura 8. Sin embargo, un experto en la técnica reconocerá que puede emplearse una serie de calentadores en esta etapa.

El flujo inferior de la suspensión postoxidante calentado puede bombearse a una unidad de digestión como se indica en la Figura 8. A la temperatura elevada en el digestor, los productos parcialmente oxidados de p-xileno (ácido ptoluico y 4-CBA) pueden oxidarse a ácido tereftálico que resultan en una conversión más completa de p-xileno a PTA. El principal obstáculo para lograr una alta conversión de p-xileno en PTA son las limitaciones de transferencia de masa asociadas con la difusión de oxígeno al 4-CBA y al ácido p-toluico integrados en el ácido tereftálico. Para lograr una conversión mayor que 99 % se requiere superar estas limitaciones de transferencia de masa. Esto puede lograrse mediante la operación de la unidad de digestión dentro del intervalo de temperatura de 180 a 240 °C como se describió anteriormente y a una presión de 790 a 2515 KPa.

De acuerdo con las modalidades de la presente invención, no se suministra aire comprimido a los digestores con el fin de completar el proceso de digestión por oxidación. Esto es contrario a los sistemas de digestión convencionales donde se inyecta oxígeno de alguna forma directamente en el reactor de digestión. Los inventores han descubierto sorprendentemente que bajo el control de la presente invención como se describió anteriormente, se retiene suficiente oxígeno residual en el flujo inferior de la suspensión postoxidante para impulsar la oxidación a ácido tereftálico mediante el control de la temperatura y la presión dentro de los reactores de digestión. Los reactores de digestión pueden equiparse con un sistema de agitación, que comprende varias palas montadas montadas en un vástago con cojinetes fijos con el fin de proporcionar suficiente agitación a la suspensión.

Los gases de escape de la unidad de digestión pueden enviarse a la WRC para la eliminación de agua, la recuperación de ácido y la utilización de captura de la energía térmica presente como se describió anteriormente. Después del tratamiento en la unidad de digestión, la suspensión puede transferirse a un tanque de cristalización (cristalizador) donde la temperatura se reduce a un intervalo entre 130 y 200 °C, preferentemente entre 150 y 180 °C y con la máxima preferencia entre 160 y 170 °C. El cristalizador puede agitarse para mantener la suspensión de sólidos con el agitador.

El gas de escape del cristalizador puede enviarse a un calentador de intercambio de calor con el fin de calentar el vapor que calienta el flujo inferior de la suspensión postoxidante en ruta a la unidad de digestión. Tal control de la energía térmica para preparar vapor puede lograrse mediante un sistema mecánico de recompresión de vapor, cuya mecánica es generalmente conocida por los expertos en la técnica. Esta recuperación de energía no se indica en la Figura 8.

Después del tratamiento en la unidad de cristalización, la suspensión puede transferirse a un sistema de enfriamiento rápido que incluye un tanque de vacío instantáneo (VFT). En el sistema de enfriamiento instantáneo, se lleva a cabo un enfriamiento controlado del producto de suspensión de la unidad de cristalización para evitar que el sistema se tape con sólidos.

El contenido de sólidos de la suspensión que ingresa al sistema de enfriamiento instantáneo puede ser de 20 a 60 % en peso, preferentemente, 25 a 50 % en peso y con la máxima preferencia 30 a 40 % en peso.

En el tanque instantáneo, la temperatura dentro del sistema de enfriamiento instantáneo puede ser de 40 a 110 °C, preferentemente 50 a 100 °C, con la máxima preferencia 60 a 90 °C. Prácticamente todo el material insoluble se precipita o se cristaliza de la solución en el tanque instantáneo. El vapor generado en el tanque de expansión puede enviarse a un sistema condensador en donde puede recuperarse el ácido acético restante. Cualquier gas no condensable restante puede eliminarse del sistema. El equipo auxiliar para el VFT es un equipamiento convencional conocido por los expertos en la técnica y no se muestra en la Figura 8.

La suspensión del producto enfriado instantáneamente puede enviarse a la primera unidad de filtración donde los sólidos formados en el cristalizador se separan del licor madre en un filtro de presión giratorio. El filtro está presurizado y constituido por múltiples zonas activas. En el filtro a presión, el PT A se separa como una torta húmeda sólida de la suspensión. Los filtrados recogidos del filtro de presión giratorio descrito se envían al tanque de filtrado de la unidad de suministro de materiales.

Como se describió en los párrafos anteriores, en el proceso de acuerdo con la presente invención, la energía térmica generada como resultado de la reacción de oxidación exotérmica puede capturarse para generar energía mecánica para hacer funcionar al menos el compresor de aire que suministra aire comprimido a los reactores primario y secundario de oxidación. Además, el contenido de agua de la oxidación continua y, por tanto, la reactividad y la eficiencia de la oxidación se controlan mediante la eliminación de al menos una porción del agua condensada del gas de escape de la columna de eliminación de agua.

Por tanto, en la primera modalidad, la presente invención proporciona un proceso continuo para preparar un ácido dicarboxílico aromático, que comprende:

oxidar un compuesto aromático sustituido con dialquilo con aire comprimido en un medio de reacción de ácido acético en un reactor primario de columna de burbujas en presencia de un catalizador;

eliminar una porción del medio de reacción de tres fases que contiene el catalizador del reactor primario de columna de burbujas a una unidad de columna de burbujas de postoxidación suministrada con aire comprimido; transferir el medio de reacción de postoxidación a una unidad de desgasificación y separar el medio de reacción de postoxidación en un gas superior y una suspensión de flujo inferior;

recoger un gas superior de cada uno de los reactores primarios de oxidación y del reactor de postoxidación con el gas superior de la unidad de desgasificación y conducir los gases superiores combinados a una columna de eliminación de agua;

transferir la suspensión de flujo inferior de la unidad de desgasificación a una unidad de digestión que comprende al menos dos tanques de reacción de digestión en serie, en donde la temperatura de la suspensión de flujo inferior se aumenta a una temperatura para disolver al menos parcialmente los sólidos precipitados y efectuar una mayor oxidación del intermedio expuesto productos de oxidación con aire y catalizador presentes en la suspensión de flujo inferior sin adición de aire a la unidad de digestión, para obtener una suspensión de oxidación final;

eliminar los gases superiores de la unidad de digestión a la columna de eliminación de agua;

cristalizar la suspensión de oxidación final para obtener una suspensión lista para filtrar del ácido dicarboxílico aromático;

filtrar la suspensión lista para filtrar en un filtro de presión giratorio para obtener un filtrado de licor madre y una torta de filtración;

en donde

los gases superiores enviados a la columna de eliminación de agua se separan en la columna de eliminación de agua en un gas de escape que comprende vapor eliminado de la parte superior de la columna y un líquido de flujo inferior que comprende ácido acético,

al menos una porción de la energía del gas de escape que comprende vapor se recoge y se emplea para accionar un compresor de aire para suministrar aire comprimido al reactor primario de columna de burbujas y a la unidad de columna de burbujas de postoxidación, y

el contenido de agua de la oxidación continua se controla mediante la eliminación del agua condensada del gas de escape de la columna de eliminación de agua.

En un aspecto designado como el expansor en seco que se muestra esquemáticamente en la Figura 5, la energía del gas de escape que comprende vapor recogido y empleado para accionar un compresor de aire puede obtenerse mediante el paso del gas de escape que comprende vapor de la columna de eliminación de agua a través de al menos un generador de vapor del intercambiador de calor para emplear la energía térmica del gas de escape para producir vapor útil de proceso y una corriente del intercambiador de calor; recoger y eliminar el agua condensada de la corriente del intercambiador de calor para obtener una corriente de vapor presurizado; y enviar la corriente de vapor presurizado a un expansor de gas para accionar el compresor de aire.

En un aspecto designado como el expansor húmedo que se muestra esquemáticamente en la Figura 7, la energía del gas de escape que comprende vapor recogido y empleado para accionar un compresor de aire puede obtenerse sobrecalentando el gas de escape que comprende vapor de la columna de eliminación de agua en al menos un precalentador; que retira cualquiera; pasar el gas de escape sobrecalentado a un expansor de gas para accionar el compresor de aire; y hacer pasar la corriente expandida desde el expansor a al menos un generador de vapor del intercambiador de calor para producir vapor útil de proceso y una corriente del intercambiador de calor; y recoger y eliminar el agua condensada de la corriente del intercambiador de calor.

Como se describió previamente en un aspecto de la primera modalidad, el compuesto aromático sustituido con dialquilo es paraxileno y el ácido dicarboxílico aromático es ácido tereftálico.

Como se muestra esquemáticamente en la Figura 9, en un aspecto de la primera modalidad, designado como un aspecto de Campo marrón, la capa de la torta de filtración inicial en la primera zona de filtración del filtro de presión giratorio puede lavarse con múltiples operaciones de lavado con ácido acético para eliminar las impurezas y el catalizador de la torta de filtración del producto final. Los licores madre que contienen el catalizador de la filtración se recogen y transfieren al tanque de filtrado en la unidad de materiales. Estos licores pueden pasarse opcionalmente a través de un filtro tal como un filtro de vela para eliminar los sólidos antes de enviarlos al tanque de filtrado. Los lavados pueden seguirse de un tratamiento en una zona de secado con nitrógeno caliente del filtro de presión giratorio para eliminar al menos parcialmente el ácido acético y el agua presentes en la torta de filtración. El filtro de presión giratorio está presurizado y contiene múltiples zonas activas de filtración, lavado y alimentación de nitrógeno. A continuación, la torta de filtración puede transportarse a una unidad de secado adecuada para eliminar por secado el ácido acético, tal como, por ejemplo, un secador de husillo hueco giratorio, donde se calienta con vapor para evaporar sustancialmente todo el ácido acético de la torta a medida que pasa a través del secador. El ácido acético vaporizado puede eliminarse a través de un sistema depurador de ventilación como es convencional en la tecnología y el polvo seco puede recogerse y transferirse a la unidad de purificación.

En la Figura 10 se muestra esquemáticamente una segunda modalidad del proceso de oxidación continua, designada como la modalidad Campo verde. De acuerdo con esta modalidad, la suspensión de producto enfriado instantáneamente del VFT puede enviarse al filtro de presión giratorio en la primera unidad de filtración donde los sólidos formados en el cristalizador se separan del licor madre en un filtro de presión giratorio. El filtro está presurizado y constituido por múltiples zonas activas. Sin embargo, a diferencia del aspecto Campo marrón, en la modalidad Campo verde, la torta de filtración inicial en la primera zona de filtración del filtro de presión giratorio después de la eliminación del licor madre se lava con agua caliente (90 a 100 °C) recuperada de los gases superiores de oxidación recogidos en el tanque de reflujo de la columna de eliminación de agua. La torta de filtración lavada con agua se trata luego en una zona de secado para proporcionar la deshidratación parcial de la torta con gas nitrógeno caliente que pasa a través de la tela hacia la torta. La torta de filtración parcialmente deshidratada y lavada con agua se descarga del filtro de presión y se transporta directamente a la unidad de purificación sin ninguna otra operación de secado.

Los filtrados de licor madre recogidos del filtro de presión giratorio se envían al tanque de filtrado, y opcionalmente se filtran para eliminar los sólidos en el camino hacia el tanque de filtrado. Las aguas de lavado recogidas del filtro de presión giratorio se envían a la WRC.

Como se describió anteriormente, los receptores de filtrado y las líneas de transferencia se ventilan a un sistema de depuración.

La Figura 11 muestra un diagrama esquemático de una unidad de purificación que se utiliza en las modalidades Campo marrón y Campo verde. En el proceso Campo marrón, la torta de filtración seca del secador se disuelve en el tanque de disolución, mientras que en el proceso Campo verde, la torta de filtración húmeda se disuelve en el dispositivo de disolución. Los dos materiales se designan genéricamente como torta TA en la Figura 11. Puede emplearse un proceso de hidrogenación convencional, en donde la torta tereftálica se disuelve en agua y la solución se hidrogena catalíticamente para convertir las impurezas retenidas en compuestos más convenientes y/o fácilmente separables. La hidrogenación puede realizarse a una temperatura de 280 a 290 °C donde el ácido tereftálico está en solución y las impurezas retenidas están disponibles para la reacción. Después del tratamiento de hidrogenación, el ácido tereftálico disuelto puede precipitarse de manera selectiva de la solución hidrogenada mediante múltiples etapas de cristalización, y la suspensión de cristalización resultante puede enviarse a la segunda unidad de filtración para el aislamiento final mediante filtración. En la Figura 11 se muestra un cristalizador; sin embargo, el número de cristalizadores empleados puede variar de acuerdo con los parámetros de diseño y control del proceso. El control de la cristalización en etapas en múltiples unidades de cristalización puede permitir una disminución gradual de la temperatura con el fin de promover la formación de partículas del producto de un tamaño y distribución objetivo en la suspensión de cristalización final que se envía a la segunda unidad de filtración para aislamiento.

La Figura 12 muestra una figura esquemática de la segunda unidad de filtración. La suspensión de ácido tereftálico de cristalización final puede filtrarse en un filtro de presión giratorio para separar el PTA cristalino del filtrado. Las diversas zonas del filtro de presión giratorio pueden funcionar como se describió anteriormente para el filtro de presión giratorio de la primera unidad de filtración. La torta de filtración puede lavarse y luego soplar con nitrógeno caliente para eliminar el agua retenida antes de descargarla para su uso en síntesis posteriores. A continuación, el filtrado de licor madre se recoge y se pasa a través de un filtro para eliminar cualquier sólido que haya pasado por el filtro y luego se trata en un sistema de membrana para obtener un permeado de agua que puede devolverse a la columna de eliminación de agua como líquido de reflujo.

Como se describió anteriormente, las modalidades Campo marrón y Campo verde ofrecen una reducción significativa del requisito de energía del proceso al recolectar la energía exotérmica generada en la reacción de oxidación a través de la generación de vapor y la expansión controlada de los vapores superiores para impulsar el tren del compresor. Adicionalmente, la utilización de agua se conserva significativamente mediante el reciclaje de condensados y filtrados acuosos a la WRC como se describió anteriormente. Además, mediante el control del contenido de agua del proceso en la WRC, puede mejorarse significativamente la eficiencia del proceso de oxidación, así como también la calidad y el rendimiento del producto.

La modalidad Campo verde ofrece no sólo el ahorro de energía y la conservación de agua de la modalidad Campo marrón, sino también el ahorro de energía adicional obtenido mediante la eliminación de la operación de secado que consume energía de la torta prensada CTA para eliminar el ácido acético. Además, se eliminan el costo de capital y los costos operacionales de la unidad de secado. Ambas modalidades proporcionan la ventaja de los reactores de columna de burbujas sobre los reactores CSTR en términos de ahorro de energía y requisitos de mantenimiento. La descripción anterior se presenta para permitir que un experto en la técnica fabrique y use la invención, y se proporciona en el contexto de una solicitud particular y sus requisitos.

Claims (14)

REIVINDICACIONES

1. Un proceso continuo para preparar un ácido dicarboxílico aromático, que comprende:

oxidar un compuesto aromático sustituido con dialquilo con aire comprimido en un medio de reacción de ácido acético en un reactor primario de columna de burbujas en presencia de un catalizador para obtener un medio de reacción de tres fases;

eliminar una porción del medio de reacción de tres fases que contiene el catalizador del reactor primario de columna de burbujas a una unidad de columna de burbujas de postoxidación alimentada con aire comprimido para obtener un medio de reacción de postoxidación;

transferir el medio de reacción de postoxidación a una unidad de desgasificación y separar el medio de reacción de postoxidación en un gas superior y una suspensión de flujo inferior;

recoger un gas superior de cada uno de los reactores primarios de oxidación y del reactor de postoxidación con el gas superior de la unidad de desgasificación y conducir los gases superiores combinados a una columna de eliminación de agua (WRC);

transferir la suspensión de flujo inferior de la unidad de desgasificación a una unidad de digestión en donde la temperatura de la suspensión de flujo inferior se aumenta a una temperatura para disolver al menos parcialmente los sólidos precipitados y efectuar una mayor oxidación de los productos de oxidación intermedios expuestos con aire y catalizador presentes en la suspensión de flujo inferior sin adición de aire a la unidad de digestión, para obtener una suspensión de oxidación final;

eliminar los gases superiores de la unidad de digestión a la columna de eliminación de agua;

cristalizar la suspensión de oxidación final para obtener una suspensión lista para filtrar del ácido dicarboxílico aromático;

filtrar la suspensión lista para filtrar en un filtro de presión giratorio para obtener un filtrado de licor madre y una torta de filtración;

en donde

los gases superiores enviados a la columna de eliminación de agua se separan en la columna de eliminación de agua en un gas de escape que comprende vapor eliminado de la parte superior de la columna y un líquido de flujo inferior que comprende ácido acético,

al menos una porción de la energía del gas de escape que comprende vapor se recoge y se emplea para accionar un compresor de aire para suministrar aire comprimido al reactor primario de columna de burbujas y a la unidad de columna de burbujas de postoxidación, y

el contenido de agua de la oxidación continua se controla mediante la eliminación del agua condensada del gas de escape de la columna de eliminación de agua.

2. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, que comprende, además:

pasar el gas de escape que comprende vapor de la columna de eliminación de agua a través de al menos un generador de vapor del intercambiador de calor para emplear la energía térmica del gas de escape para producir vapor útil de proceso y una corriente del intercambiador de calor;

recoger y eliminar el agua condensada de la corriente del intercambiador de calor para obtener una corriente de vapor presurizado; y

enviar la corriente de vapor presurizado a un expansor de gas para accionar el compresor de aire.

3. El proceso de acuerdo con la reivindicación 2, en donde el agua condensada de la corriente del intercambiador de calor se devuelve a la WRC u, opcionalmente, se elimina como desecho.

4. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, que comprende, además:

sobrecalentar el gas de escape que comprende vapor de la columna de eliminación de agua;

pasar el gas de escape sobrecalentado a un expansor de gas para accionar el compresor de aire; y

pasar la corriente expandida desde el expansor a al menos un generador de vapor del intercambiador de calor para producir vapor útil de proceso y una corriente del intercambiador de calor; y

recoger y eliminar el agua condensada de la corriente del intercambiador de calor.

5. El proceso de acuerdo con la reivindicación 4, en donde el agua condensada de la corriente del intercambiador de calor se devuelve a la WRC u, opcionalmente, se elimina como desecho.

6. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, que comprende, además:

lavar la torta de filtración con ácido acético;

hacer fluir gas nitrógeno a través de la torta de filtración lavada con ácido acético para obtener una torta de filtración sólida;

secar la torta de filtración sólida para eliminar el ácido acético;

resuspender y purificar la torta de filtración seca del ácido dicarboxílico aromático en un medio acuoso para obtener una suspensión de ácido dicarboxílico purificado;

filtrar la suspensión acuosa purificada en un filtro de presión giratorio para obtener una torta de filtración final del ácido dicarboxílico aromático y un filtrado acuoso del licor madre;

filtrar por membrana el filtrado acuoso del licor madre para obtener un permeado de agua; y

transferir el permeado de agua a la columna de eliminación de agua como reflujo de agua.

7. El proceso de acuerdo con la reivindicación 6, en donde el ácido acético del lavado de la torta de filtración comprende ácido acético del líquido de flujo inferior de la WRC.

8. El proceso de acuerdo con la reivindicación 6, en donde resuspender y purificar la torta de filtración seca del ácido dicarboxílico comprende:

resuspender la torta de filtración seca del ácido dicarboxílico aromático en un medio acuoso;

tratar la suspensión acuosa con hidrógeno en presencia de un catalizador de hidrogenación para obtener una suspensión de ácido dicarboxílico aromático lista para la cristalización;

cristalizar el ácido dicarboxílico aromático en una serie de al menos dos unidades de cristalización;

filtrar la suspensión acuosa cristalizada en un filtro de presión giratorio para obtener la torta de filtración final del ácido dicarboxílico aromático y el filtrado acuoso del licor madre.

9. El proceso de acuerdo con la reivindicación 8, en donde el agua del medio acuoso de resuspensión se obtiene del condensado de los vapores superiores de la WRC.

10. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, que comprende, además:

lavar la torta de filtración con agua para eliminar el ácido acético y el catalizador;

hacer fluir gas nitrógeno a través de la torta de filtración lavada con agua para obtener una torta de filtración sólida;

resuspender y purificar la torta de filtración sólida del ácido dicarboxílico aromático en un medio acuoso para obtener una suspensión de ácido dicarboxílico aromático purificada;

filtrar la suspensión acuosa purificada en un filtro de presión giratorio para obtener una torta de filtración final del ácido dicarboxílico aromático y un filtrado acuoso del licor madre;

filtrar por membrana el filtrado acuoso del licor madre para obtener un permeado de agua; y

transferir el permeado de agua a la columna de eliminación de agua.

11. El proceso de acuerdo con la reivindicación 10, en donde resuspender y purificar la torta de filtración seca del ácido dicarboxílico comprende:

resuspender la torta de filtración sólida del ácido dicarboxílico aromático en un medio acuoso;

tratar la suspensión acuosa con hidrógeno en presencia de un catalizador de hidrogenación para obtener una suspensión de ácido dicarboxílico aromático lista para la cristalización;

cristalizar el ácido dicarboxílico aromático en una serie de al menos dos unidades de cristalización;

filtrar la suspensión acuosa cristalizada en un filtro de presión giratorio para obtener la torta de filtración final del ácido dicarboxílico aromático y el filtrado acuoso del licor madre.

12. El proceso de acuerdo con la reivindicación 11, en donde el agua del medio acuoso de resuspensión se obtiene del condensado de los vapores superiores de la WRC.

13. El proceso de acuerdo con la reivindicación 10, en donde el agua para el lavado de la torta de filtración es agua obtenida de la condensación de los vapores superiores de la WRC.

14. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde el compuesto aromático sustituido con dialquilo es paraxileno y el ácido dicarboxílico aromático es ácido tereftálico.