MX2007002418A - Oxidacion en fase liquida optimizada. - Google Patents

Abstract

Se divulga un proceso y aparato optimizados para llevar a cabo mas eficiente y economicamente la oxidacion en fase liquida de un compuesto oxidable. Tal oxidacion en fase liquida se lleva a cabo en un reactor de columna de burbujeo que proporciona una reaccion altamente eficiente a temperaturas relativamente bajas. Cuando el compuesto oxidado es para-xileno y el producto de la reaccion de oxidacion es acido tereftalico crudo (CTA), tal producto de CTA se puede purificar y separar mediante tecnicas mas economicas que las que podrian ser empleadas si el CTA se formara por un proceso de oxidacion de alta temperatura convencional.

Description

OXIDACIÓN EN FASE LIQUIDA OPTIMIZADA CAMPO DE LA INVENCIÓN Esta invención se relaciona generalmente a un proceso para la oxidación catalítica, en fase liquida de un compuesto aromático. Un aspecto de la invención se relaciona a la oxidación parcial de un compuesto aromático de idialquilo (por ejemplo, para-xileno) para producir un ácido dicarboxilico aromático crudo (por ejemplo, ácido t^reftálico crudo) , que después se puede someter a la purificación y separación. Otro aspecto de la invención se relaciona a un reactor de columna de burbujeo mejorado que proporciona un proceso de oxidación en fase liquida más efectivo y económico. ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN Las reacciones de oxidación en fase liquida se emplean en una variedad de procesos comerciales existentes. Por ejemplo, la oxidación en fase liquida actualmente se utiliza para la oxidación de aldehidos a ácidos (por ejemplo, propionaldehído a ácido propiónico) , la oxidación de ciciohexano a ácido adipico, y la oxidación de aromáticos de alquilo a alcoholes, ácidos o diácidos. Un proceso de oxidación comercial particularmente significante en la última categoría (oxidación de aromáticos de alquilo) es la oxidación parcial catalítica en fase liquida del para-xileno a ácido tereftálico. El ácido tereftálico es un compuesto importante con una variedad de aplicaciones. El uso primario del ácido tereftálico es como un material de alimentación en la producción de polietilentereftalato (PET). El PET es un plástico bien conocido utilizado en grandes cantidades alrededor del mundo para hacer productos tales como botellas, fibras y envasado o empaquetamiento. En un proceso de oxidación en fase liquida tipico, que incluye la oxidación parcial del para-xileno a ácido tereftálico, una corriente de alimentación en fase liquida y una corriente- de oxidante en fase de gas se introducen en un reactor y forman un medio de reacción de fases múltiples en el reactor. La corriente de alimentación en fase liquida introducida en el reactor contiene por lo menos un compuesto orgánico oxidable (por ejemplo, para-xileno), mientras que la corriente de oxidante en fase de gas contiene oxigeno molecular. Por lo menos una porción del oxigeno molecular introducido en el reactor como un gas se disuelve en la fase liquida del medio de reacción para proporcionar disponibilidad de oxigeno para la reacción en fase liquida. Si la fase liquida del medio de reacción de fases múltiples contiene una concentración insuficiente de oxigeno molecular (es decir, si ciertas porciones del medio de reacción son "subalimentadas de oxigeno"), las reacciones secundarias indeseables pueden generar impurezas y/o las reacciones propuestas se pueden retardar en la velocidad. Si la fase liquida del medio de reacción contiene muy poco del compuesto oxidable, la velocidad de reacción puede ser indeseablemente lenta. Además, si la fase liquida del medio de reacción contiene una concentración en exceso del compuesto oxidable, las reacciones secundarias indeseables adicionales pueden generar impurezas. Los reactores de oxidación en fase liquida convencionales están equipados con medios de agitación para mezclar el medio de reacción de fases múltiples contenido en los mismos. La agitación del medio de reacción se suministra en un esfuerzo para promover la disolución de oxigeno molecular en la fase liquida del medio de reacción, mantiene concentraciones relativamente uniformes de oxigeno disuelto en la fase liquida del medio de reacción, y mantiene concentraciones relativamente uniformes del compuesto orgánico oxidable en la fase liquida del medio de reacción. La agitación del medio de reacción que se somete a la oxidación en fase liquida frecuentemente se proporciona por medios de agitación mecánica en recipientes tales como, por ejemplo, reactores de tanque agitado continuo (CSTRs) . Aunque los CSTRs pueden proporcionar mezclado completo del medio de reacción, los CSTRs tienen un número de desventajas. Por ejemplo, los CSTRs tienen un costo de capital relativamente alto debido a su requerimiento por motores costosos, cojinetes sellados en fluido y árboles propulsores, y/o mecanismos de agitación complejos. Además, los componentes mecánicos de rotación y/u oscilación de Jos CSTRs convencionales requieren mantenimiento regular. El tiempo de trabajo y paro asociado con tal mantenimiento se adiciona al costo de operación de los CSTRs. Sin embargo, aún con mantenimiento regular, los sistemas de agitación mecánicos empleados en los CSTRs están propensos a la falla mecánica y pueden requerir reemplazo durante periodos relativamente cortos de tiempo. Los reactores de columna de burbujeo proporcionan una alternativa atractiva a los CSTRs y otros reactores de oxidación mecánicamente agitados. Los reactores de columna de burbujeo proporcionan agitación del medio de reacción sin el requerimien o de equipo mecánico costoso y no confiable. Los reactores de columna de burbujeo típicamente incluyen una zona de reacción vertical alargada dentro de la cual el medio de reacción está contenido. La agitación del medio de reacción en la zona de reacción se proporciona principalmente por la flotación natural de las burbujas de gas que se elevan a través de la fase liquida del medio de reacción. Esta agitación de flotación natural proporcionada en los reactores de columna de burbujeo reduce los costos de capital y mantenimiento con relación a los reactores mecánicamente agitados. Además, la ausencia sustancial de partes mecánicas movibles asociadas con los reactores de columna de burbujeo proporciona un sistema de oxidación que está menos propenso a la falla mecánica que los reactores mecánicamente agitados. Cuando la oxidación parcial en fase liquida del para-xileno se lleva a cabo en un reactor de oxidación convencional (CSTR o columna de burbujeo), el producto retirado del reactor es típicamente una suspensión que comprende ácido tereftálico crudo (CTA) y un licor madre. El CTA cont Lene niveles relativamente altos de impurezas (por ejemplo, 4-carbox?benzaldehido, ácido para-toluico, fluorenonas, y otros cuerpos de color) que lo vuelven inadecuado como un material de alimentación para la producción de PET. Asi, el CTA producido en reactores de oxidación convencionales típicamente se somete a un proceso de purificación que convierte el CTA en ácido tereftálico purificado (PT?) adecuado para hacer PET. Un proceso de purificación típico para convertir el CTA a PTA incluye 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 el CTA en agua, (3) hidrogenar catalíticamente la solución de CTA/agua para convertir las impurezas a compuestos más deseables y/o fácilmente separables, (4) precipitar el PTA resultante de la solución hidrogenada por la vía de múltiples etapas de cristalización, y (5) separar el PTA cristalizado de los líquidos restantes. Aunque efectivo, este tipo de proceso de purificación convencional puede ser muy costoso. 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 tereftalico y los recipientes múltiples requeridos para la cristalizac ón de etapas múltiples. Así, seria deseable proporcionar un producto de CTA que pudiera ser purificado sm requerir disolución promovida por calor en agua, h i drogenací ón y/o cristalización de etapas múltiples. OBJETIVOS DE LA INVENCIÓN Es, por lo tanto, un objetivo de la presente invención proporcionar un reactor y proceso de oxidación en Case líquida más efectivos y económicos. Otro objetivo de la invención es proporcionar un reactor y proceso más efectivos y económicos para la oxidación parcial catalítica en fase líquida de parai-xileno a ácido tereftálico. Todavía otro objetivo de la invención es proporcionar un reactor de columna de burbujeo que facilita las reacciones de oxidación en fase liquida mejoradas con formación reducida de impurezas. Todavía otro objetivo de la invención es proporcionar un sistema mas efectivo y económico para producir ácido tereftálico puro (PTA) por la via de la oxidación en fase liquida de para-xileno para producir ácido teref a! ico crudo (CTA) y subsecuentemente purificar el CTA a PTA . Un objetivo adicional de la invención es proporcionar un reactor de columna de burbujeo para oxidar el para-x Lleno y producir un producto de CTA capaz de ser purificado sin requerir la disolución promovida por calor del CTA en agua, la hidrogenación del CTA disuelto y/o la cristalización de etapas múltiples del PTA hidrogenado. Debe ser notado que el alcance de la presente invención, como se define en Las reivindicaciones adjuntas, no se limita a procesos o aparatos capaces de realizar todos los objetivos listados en lo anterior. Mas bien, el alcance de la invención reclamada puede abarcar una variedad de sistemas que no realizan todos o cualquiera de los objetivos listados en lo anterior. Objetivos y ventajas adicionales de la presente invención serán fácilmente evidentes para un experto en La técnica en la revisión de la siguiente descripción detallada y los dibujos asociados. BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Una modaLidad de la presente invención se relaciona a un proceso de oxidación que comprende las siguientes etapas: (a) introducir una corriente de alimentación predominantemente en fase liquida que comprende uno o más compuestos oxidables en una zona de reacción de un reactor de columna de burbujeo, en donde el acetaldehído, para-xileno, y meta-xileno en combinación constituyen menos de aproxi adamente bO por ciento en peso de los compuestos oxidables; (b) introducir una corriente de oxidante predominantemente en fase de gas que comprende oxigeno molecular en la /ona de reacción; y (c) oxidar por lo menos una porción de los compuestos oxidables en una fase liquida de un medio de reacción de tres fases contenido en la zona de reacción, en donde la oxidación de los compuestos oxidables causa La formación de sólidos en el medio de reacción. Otra modalidad de la presente invención se relaciona a un proceso que comprende las siguientes etapas: (a) oxidar uno o más de compuestos oxidables en un medio de reacción de tres fases contenido en una zona de reacción de un reactor de columna de burbujeo en donde el acetaldehido, para-xileno y meta-xileno en combinación constituyen menos de aproximadamente 50 por ciento de los compuestos oxidados, en donde el medio de reacción de tres fases comprende un componente sólido y un licor madre liquido; (b) retirar una suspensión inicial que comprende el componente sólido y el licor madre de la zona de reacción; (c) reemplazar por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del licor madre de la suspensión inicial con un liquido de reemplazo para proporcionar de esta manera una suspensión reemplazada que comprende el componente solido y el liquido de reemplazo; y (d) someter la suspensión reemplazada a la oxidación en un reactor de oxidación secundario. BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS Las modalidades preferidas de la invención se describen en detalle enseguida con referencia a las figuras de dibujos adjuntas, en donde; la 1 LG. 1 es una vista lateral de un reactor de oxidación construido de acuerdo con una modalidad de la presente invención, que ilustra particularmente la introducción de corrientes de alimentación, de oxidante y de reflujo en el reactor, la presencia de un medio de reacción de fases múltiples en el reactor, y el retiro de un gas y una suspensión de la parte superior y del fondo del reactor, respecti vamente; la 11G. 2 es una vista lateral de sección agrandada del fondo del reactor de columna de burbujeo tomada a lo largo de la l nea 2-2 en la FJG. 3, que ilustra pa ticularmente la ubicación y configurac ón de un tubo rociador de oxidante utilizado para introducir la corriente de oxidante en el reactor; la 1 LG. 3 es una vista superior deL tubo rociador de oxidante de la L1G. 2, que ilustra particularmente los orificios de oxidante en la parte superior del tubo rociador de oxidante; la FiG. 4 es una vista de fondo del tubo rociador de oxLdante de la FTG. 2, que lustra particularmente los orificios de oxidante en el fondo del tubo rociador de oxidante; i a FIG. 5 es una VLsta lateral seccional del tubo rociador de oxidante tomada a lo largo de la linea 5-5 en la FIG. 3, que ilustra particularmente la orientación de los orificios de oxidante en la parte superior y el fondo del tubo rociador de oxidante; la FIG. 6 es una vista lateral agrandada de la porción de fondo del reactor de columna de burbujeo, que ilustra particularmente un sistema para introducir la corriente de alimentación en el reactor en ubicaciones vertí ca 1 mente espaciadas, múltiples; i a FJG. 7 es una vista superior seccional tomada a lo largo de la Línea 7-7 en la FIG. 6, que ilustra particularmente como el sistema de introducción de alimentación mostrado en la FLG. 6 distribuye la corriente de alimentación en una zona de alimentación radial preferida ( FZ ) y más de un cuadrante azimutal (Qi, Q2, Q3, Q ); la F1G. 8 es una vista super or seccional similar a la F 1 G . 7, pero que ilustra un medio alternativo para descargar la corriente de alimentación en el reactor utilizando tubos de bayoneta cada uno que tiene una II pluralidad de orificios de alimentación pequeños; la FJG. 9 es una vista isométrica de un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentación en la zona de reacción en ubicaciones vertí cálmente espaciadas múltiples sin requerir penetraciones del recipiente múltiples, que ilustra part cularmente que el sistema de distribución de alimentación puede ser por lo menos parcialmente soportado sobre el tubo rociador de oxidante; la 1 LG. 10 es una vista lateral del sistema de distribución de alimentación de una sola penetración y el tubo rociador de oxidante ilustrado en la FIG. 9; i a F1G. 11 es una vista superior seccional tomada a lo largo de la linea 11-11 en la FTG. 10 y que ilustra adicionalmente el sistema de distribución de alimentación de una sola penetración soportado sobre el tubo rociador de oxidante ; la LAG: 12 es una vista isométnca 'de un tubo rociador de oxidante alternativo que tiene todos los orificios de oxidante localizados en el fondo del miembro de aníllela riG. 13 es una vista superior del tubo rociador de oxidante alternativo de la FIG. 12; la riG. 14 es una vista de fondo del tubo rociador de oxidante alternativo de la FTG. 12, que ilustra particularmente La ubicación de los orificios de fondo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción; la FLG. 15 es una vista lateral seccional del tubo rociador de oxidante tomada a lo largo de la linea 15-15 en la F1G. 13, que ilustra particularmente la orientación de los orificios de oxidante inferiores; la riG. 16 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desa reación interno cerca de la salida de fondo del reactor; Ja flG. 17 es una vista lateral seccional agrandada de i a porción mfepor del reactor de columna de burbujeo de la FLG. 16 tomada a lo largo de la linea 17-17 en la FIG. 18, que i lustra part icu Larmente la configuración del recipiente de desai reación interno colocado en la salida de fondo del reactor de columna de burbujeo; la FlG. 18 es una vista superior seccional tomada a lo largo de i a linea 18-18 en i a F1G. 16, que ilustra particularmente un rompedor de vórtice colocado en el recipiente de desai reación; la FlG. 19 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desai reación externo y que i lustra la manera en la que una porción de la suspensión desaireada que sale del fondo del recipiente de desaireación se puede utilizar para inundar una linea de des-i nventariación acoplada al fondo del reactor; Ja F1G. 20 es un vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireación mterno/externo híbrido para desacoplar la fase de gas de un medio de reacción retirado desde una ubicación lateral elevada en el reactor; La 1 1G. 21 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireación híbrido alternativo cerca del fondo del reactor; la F1G. 22 es una vista lateral seccional agrandada de la porción inferior del reactor de columna de burbujeo de la F1G. 21, que ilustra particularmente el uso de un tubo rociador de oxidante alternativo que emplea conductos de entrada que reciben la corriente de o<?dante a través de la cabe/a de fondo del reactor; la F1G. 23 es una vista lateral seccional agrandada similar a la I 1G. 22, que ilustra particularmente un medio alternativo para introducir la corriente de oxidante en el reactor por la vía de una pluralidad de orificios en la cabeza inferior del reactor y, opci onalmente, que emplea placas de choque pa a distribuir más uniformemente i a corriente de oxidante en el reactor; la FIG. 24 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que emplea un conducto de flujo interno para ayudar a mejorar La dispersión de un compuesto oxidable al recircular una porción de medio de reacción desde una porción superior del reactor a una porción inferior del reactor; i a F1G. 25 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que emplea un conducto de flujo externo para ayudar a mejorar la dispersión del compuesto oxidable al recircular una porción del medio de reacción desde una porción superior del reactor a una porción inferior del reactor; la FIG. 26 es una vista lateral seccional de un eductor horizontal que se puede uLi zar para mejorar la dispersión del compuesto oxidable en un reactor de oxidación, que Llustra particularmente un eductor que usa la alimentación líquida entrante para retirar el medio de reacción en el eductor y descarga la mezcla de alimentación y el medio de reacción en una zona de reacción a alta velocidad; la 1 JG. 27 es una vista lateral seccional de un eductor vertical que se puede utilizar para mejorar la dispersión del compuesto oxidable en un reactor de oxidación, que ilustra particularmente un eductor que combina la alimentación líquida y el gas de entrada y usa el fluido de dos fases combinado para retirar el medio de reacción en el eductor y descargar la mezcla de alimentación líquida, gas de entrada, y el medio de reacción en una zona de reacción a al ta ve 1 oc i dad; la FLG. 28 es una vLSta lateral de un reactor de columna de burbujeo que contiene un medio de reacción de fases múltiples, que i Lustra particularmente el medio de reacción que es teóricamente dividido en 30 cortes horizontales de igual volumen a f n de cuant ficar ciertos ingredientes en el medio de reacción; la LTG. 29 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que contiene un medio de reacción de fases múltiples, que ilustra part cularmente el primero y segundo volumen cont i nuo de 20 por ciento discreto del medio de reacción que tienen concentraciones de oxigeno y/o proporciones de consumo de oxigeno sustanc i almente d i feren tes ; La riG. 30 es una vista lateral de dos recipientes de reacción apilados, con o sin la agitación mecánica opcional, que contienen un medio de reacción de fases múltiples que ilustran particularmente que los recipientes contienen volúmenes continuos del 20 por ciento discretos del medio de reacción que tienen concentrac ones de oxigeno y/o proporciones de consumo de oxigeno sustancialmente diferentes; La 11G. 31 es una vista lateral de tres recipientes de reacción de lado a lado, con o sin agitación mecánica opcional, que contiene un medio de reacción de fases múltiples, que ilustra particularmente que los recipientes contienen volúmenes continuos de 20 por ciento discretos del medio de reacción que t Leñen concentraciones de oxigeno y/o proporciones de consumo de oxigeno sustancialmente di ferentes; las I I GS . 32A y 32B son vistas agrandadas de partículas de acido tereftalico crudo (CTA) producidas de acuerdo con una modal Ldad de la presente invención, que ilustran pa ticularmente que cada particula de CTA es una partícula de á rea de superficie alta, de baja densidad compuesta de una pluralidad de sub-particulas de CTA enlazadas sueltamente; las riGS. 33A y 3313 son vistas agrandadas de un CTA convenc i ona 1 mente producido, que ilustra part cularmente que la partícula de CJ'A convencional tiene un tamaño de particula más grande, baja densidad, y área de superficie inferior que i a part í cu 1 a de CTA inventiva de las FIGS. 32A y 32B; la 1 IG. 34 es un diagrama de f Lu o de proceso simplificado de un proceso de la técnica previa para hacer ácido tereftálico purificado (PTA); y la FlG. 35 es un diagrama de flujo de proceso simpl i f i cado de un proceso para hacer PTA de acuerdo con una modalidad de la presente invención. DESCRIPCIÓN DETALLADA Una modaLidad de la presente invención se relaciona a la oxLdacLÓn parciaL en fase J iquida de un compuesto oxidable. Tal oxidación se 1 Leva a cabo preferiblemente en la fase 1 iqu Lda de un medio de reacción de fases múltiples contenido en uno o más reactores agitados. Los reactores agitados adecuados incluyen, por ejemplo, reactores agitados de burbujeo (por ejemplo, reactores de columna de burbujeo), reactores mecánicamente agitados (por ejemplo reactores de tanque de agitado continuo), y reactores agitados de flujo (por ejemplo reactores de chorro) . En una modalidad de la invención, la oxidación en fase líquida se lleva a cabo en un solo reactor de columna de burbujeo. Como se uti liza en la presente, el término "reactor de columna de burbujeo" denotará un reactor para fácil itar Jas reacciones químicas en un medio de reacción de fases múltipLes, en donde Ja ag tación del medio de reacción se proporciona princ palmente por el movimiento hacia arriba de las burbujas de gas a través del medio de reacción. Como se utili/a en la presente, el término "agitación" denotará el trabajo disipado en el medio de reacción que causa el flujo de f1 u Ldo y/o mezclado. Como se utiliza en la presente, los términos "mayoría", "principalmente", y "predominantemente" denotarán más de 50 por ciento. Como se utiliza en la presente, el término "agitación mecánica" denotará la agitación del medio de reacción causada por el movimiento físico de un(os) elemento(s) ríg?do(s) o flex?ble(s) contra o dentro del medio de reacción. Por ejemplo, la agitación mecánica se puede proporcionar mediante rotación, oscilación, y/o vibración de los agitadores internos, paletas, vibradores, o diafragmas acústicos localizados en el medio de reacción. Como se utiliza en la presente, el término "agLtacion de flujo" denotara la agitación del medio de reacción causado por la inyección y/o recirculacion a alta veJocidad de uno o más fluidos en el medio de reacción. Por e empLo, la agitación de flujo se puede proporcionar por boqui 1 las, eyectores y/o eductores. l,n una modaLidad preferida de la presente invención, menos de aproximadamente 40 por ciento de la agitación del medio de reacción en el reactor de columna de burbujeo durante La O?idacion se proporciona por la agitación mecánica y/o de flujo, más prefe iblemente menos de aproximadamente 20 por ciento de la agitación se proporciona por la agitación mecánica y/o flujo, y mucho más preferiblemente menos de 5 por ciento de la agitación se proporciona por La ag tación mecánica y/o de flujo. Preferiblemente, la cantidad de la agitación mecánica y/o de flujo impartida al medio de reacción de fases múltiples durante la oxidación es menor que aproximadamente 3 kilowatts por metro CÚÓLCO del medio de reacción, más preferiblemente menos que 2 kilowatts por metro cúbico, y mucho más preferiblemente menos que 1 kilowatt por metro cúbico. Con referencia ahora a la FLG. 1, se lustra un reactor de columna de burbujeo preferido 20 como que comprende una coraza de recipiente 22 que tiene una sección de reacción 24 y una sección de desacopl amiento 26. La sección de reacción 24 define una zona de reacción interna 28, mientras que la sección de acoplamiento 26 define una zona de desacop 1 a i en to interna 30. Una corriente de alimentación predominantemente en fase liquida se introduce en la zona de reacción 28 por la vía de las entradas de alimentación 32a,b,c,d. Una corriente de oxidante predominantemente en fase de gas se introduce en la zona de reacción 28 por la vía de un tubo rociador de oxidante 34 localizado en la porción inferior de la zona de reacción 28. La corriente de alimentación en fase liquida y la corriente de o- idante en fase de gas forman cooperativamente un medio de reacción de fases múltiples 36 dentro de la zona de reacción 28. Ll medio de reacción de fases múltiples 36 comprende una fase liquida y una fase de gas. Mas preferiblemente, el medio de reacción de fases múltiples 36 comprende un medio de tres fases que tiene componentes de fase sólida, fase liquida y fase de gas. EJ componente de fase solida del medio de reacción 36 prefer blemente precipita dentro de la zona de reacción 28 como resultado de la reacción de oxidación llevada a cabo en i a fase líquida del medio de reacción 36. 1.1 reactor de columna de burbujeo 20 incluye una salida de suspensión 38 Localizada cerca del fondo de la /ona de reacción 28 y una salida de gas 40 localizada cerca de la parte superior de la zona de desacopla i ento 30. Un efluente de suspensión que comprende componentes de fase líquida y fase sólida de un medio de reacción 36 se reti a de la zona de reacción 28 por la vía de la sal ida de suspensión 38, mientras que un efluente predominantemente gaseoso se retira de la zona de acoplamiento 30 por Ja vía de Ja salida de gas 40. La corriente de aJimentacion en fase líquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por i a vía de las entradas de alimentación 32a,b,c,d preferiblemente comprende un compuesto oxidable, un solvente y un sistema catal i zador . Ll compuesto oxidabLe presente en la corriente de alimentación en fase líquida preferiblemente comprende por lo menos un grupo h i drocarb i 1 o . Mas preferiblemente, el compuesto O?idable es un compuesto aromático. Todavía más preferibLe, el compuesto oxidable es un compuesto aromático con por lo menos un grupo hidrocarb Lo enlazado o por lo menos un grupo hidrocarbilo sustituido enlazado o por lo menos un heteroatomo enlazado o por lo menos una función de ácido carboxí 1 ico enlazado (-COOI1). Aun más preferible, el compuesfo oxidable es un compuesto aromático con por lo menos un grupo h i d roca rb i 1 o enla/aclo o por lo menos un grupo h drocarbilo sustituido enlazado con cada grupo enlazado que comprende de 1 a 5 átomos de carbono. Todavía aun más preferible, el compuesto oxidable es un compuesto aromático que tiene exactamente dos grupos enlazados con cada grupo enlazado que comprende exactamente un átomo de carbono y que consiste de grupos meti lo y/o grupos metilo sustituidos y/o a lo mas un grupo de acido carboxí lico. Todavía aun más preferible, el compuesto oxidable es para-xileno, meta-xileno, para- tol ua Ideh í do, meta-tolualdehído, ácido para-toluico, acido meta-to 1 ui co, y/o acetaldehído. Mucho más preferiblemente, el compuesto o??dabLe es para-xileno. Un "grupo h i droca b i lo" , como se define en la presente, es por lo menos un átomo de carbono que se enlaza únicamente a átomos de hidrogeno o a otros átomos de carbono. Un "grupo hidrocarb lo sustituido", como se define en la presente, es por lo menos un átomos de carbono unido a por lo menos un heteroatomo y a por lo menos un átomo de hidrógeno. "Hete roa tomos" , como se define en la presente, son todos los átomos di ferentes a los átomos de carbono e hidrógeno. Los compuestos aromáticos, como se definen en i a presente, comprenden un anUlo aromático, preferiblemente que tiene por lo menos 6 átomos de carbono, aun mas prefer blemente que tiene únicamente átomos de carbono como parte del anillo. Ejemplos adecuados de tales aniJlos aromáticos incluyen, pero no se l imitan a, benceno, bi fem lo, terfem lo, naftaleno, y otros ani llos aromáticos fundidos basados en carbono. 1 jemplos adecuados del compuesto oxidable incluyen ?? hidrocarburos alifat cos (por ejemplo, alcanos, alcanos ramificados, alcanos cíclicos, alquenos alifáticos, alquenos ramificados y alquenos cíclicos); a Ldehidos alifáticos (por ejemplo, acetaldehído, propionaldehido, isobutiraldehído, y n-but i ra I deh i do) ; alcoholes al i [alíeos (por ejemplo, etanol, isopropanol, n-propanol, n-butanol, e isobutanol); cetonas alifáticas (por ejemplo, dimetLl cetona, etil metí! cetona, diet 1 cetona, e i sopropí 1 metil cetona); esteres alifáticos (por ejemplo, formialo de metiLo, acetato de metilo, acetato de etilo); peróxidos alifaticos, perácidos e hidroperóxidos (por ejemplo, hi drope róx Ldo de t-buti lo, ácido paracético e h i drope GO? i do de cl i -t -bul i I o) ; compuestos al i fat icos con grupos que son combinaciones de las especies alifáticas anteriores más otros heteroátomos (por ejemplo, compuestos ali [alíeos que comprenden uno o más segmentos moleculares de idrocarburos, aldehidos, alcoholes, cetonas, esteres, peróxidos, perácidos, y/o h i droperoxidos en combinación con sodio, bromo, cobalto, manganeso, y zircomo); varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifeniLos, terfenilos, y otros grupos aromat icos con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados (por ejemplo, tolueno, etilbenceno, isoprop i 1 benceno, n-prop ?l enceno, neopent ilbenceno, para-xi leño, meta-xileno, orlo-xi leño, todos los isómeros de tp mel i 1 bencenos , todos los isómeros de Letramet 1 bencenos, pentamet i 1 benceno, hexamet 1 benceno, todos los isómeros de etil -met i 1 bencenos, todos los Lsomeros de dietilbencenos , todos los isómeros de eti 1-d? metí 1 bencenos, todos los isómeros de dimetil na f tal enos , todos los isómeros de etil-met i 1 na fia I enos, todos los isómeros de dietilnaftálenos, todos los isómeros de di mel i 1 b i feni 1 os, todos los isómeros de et 1 -met i I b i fen i 1 os, y todos los isómeros de dieti 1 bifen 1 os, esti Ibeno y con uno o más grupos de hidrocarbilo enlazados, [Luoreno y con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados, antraceno y con uno o mas grupos hidrocarbilo enlazados, y difeni lelano y con uno o mas grupos h drocarbilo enlazados); varios ani 1 los de benceno, anillos de naftaleno, bifemlos, lerfeni los, y otros grupos aromáticos con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados y/o uno o más heteroátomos enlazados, que se pueden conectar a otros átomos o grupos de átomos (por ejemplo, fenol, todos los Lsomeros de metí 1 fenol es , todos los isómeros de d i met i 1 feno 1 es , todos los isómeros de naftoles, éter metí 1 i co de bencí lo, todos los isómeros de bromofenoles, bromobenceno, todos los isómeros de bromotoluenos que incluyen a 1 fa-bromoto Lueno, d i bromobenceno, naftenato de cobalto y todos los isómeros de bromobi fem los ) ; varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifen los, terfeni los, y otros grupos aromáticos con uno o mas grupos hidrocarbilo enlazados y/o uno o mas heteroátomos enlazados y/o uno o mas grupos hidrocarbilo sustituidos enlazados (por ejemplo, ben/a dehí do, todos Los isómeros de bromobcn/ 1 deh i dos , todos los isómeros de tol ualdehídos bromados que incluyen todos los isómeros de alfa-tol ua I deh í dos, todos los isómeros de hidroxi benzaldehídos, todos los isómeros de bromo-hi droxibenza Ldehídos, todos los isómeros de benceno dica rboxal deh Ldos, todos los isómeros de benceno t r i carboxaldehidos , para-tolual dehído, meta-tolua 1 deh í do, orto-to 1 ualdehí do, todos los isómeros de tolueno d i ca rbo\a 1 deh í dos , todos los isómeros de tolueno tricatbo aldehidos, todos los isómeros de tolueno tet raca rbo? 1 deh í dos, todos los isómeros de dimetil benceno dicarboxa 1 dehí dos, todos Jos isómeros de dimeti 1 benceno t r i ca r ??d I deh i dos , todos los isómeros de di metiJ benceno tet raca rboxa 1 deh i dos , todos los isómeros de trimetiJ benceno tp ca rboxa 1 deh í dos, todos los isómeros de etiltoJ ualdehídos, todos los isómeros tpmet 1 benceno dicarboxaldehí dos, tet ramet i I benceno di ca rboxa 1 dehído, h i droximet il-benceno, todos los isómeros de h i dro> imelí J - tol uenos , tocios Jos isómeros de h i cl rox i me 111 -bromotol uenos , todos los isómeros de hi dro^- i met i 1 -to I ua I deh i dos, todos los isómeros de hidro? i metí L-bromoto 1 ua Ldehí dos, hi droperóxido de bencilo, hidroperóx i do de benzoiJo, todos Jos isómeros de toJ i 1 metiJ-hidroperóx i dos , y todos los isómeros de metiJfenol metil-hidroperóx i dos ) ; varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terTenLlos, y otros grupos aromáticos con uno o más grupos seleccionados enlazados, grupos seleccionados que significan grupos hidrocarbilo y/o heteroatomos enlazados y/o grupos hidrocarbilo sustituidos y/o grupos de acido carboxi I ico y/o grupos de peroxiácidos (por ejemplo, acido benzoico, ácido pa ra-toluico, ácido meta-toluico, ácido orto-to 1 ui co, todos los isómeros de ácidos et i 1 benzo i cos , todos los isómeros de ácidos propí lbenzoicos, todos los isómeros de ácidos butilbenzo cos , todos los isómeros de ácidos pent i Ibenzoi cos, todos los isómeros de ácidos dimeti lbenzoicos, todos los sómeros de ácidos eti 1 met, i 1 ben/o i cos, todos los isómeros de ácidos trimet i 1 benzol cos, todos los isómeros de ácidos Let ramet i I ben/o i cos, acido pent amet L 1 benzoico, todos los isómeros de ácidos di et i 1 ben/oi cos, todos los isómeros de ácidos benceno d i ca boxil i cos, todos los isómeros de ácidos benceno t r i ca rboxí 1 i cos, todos los isómeros de ácidos me lbenceno dicarboxi lieos, todos los isómeros de ácidos d met i 1 benceno dicarboxi lieos, todos los Lsómeros de ácidos melí Ibenceno tr i ca rboxí li cos , todos los isómeros de ácidos bromoben/o i cos , todos los isómeros de ácidos d i bromoben/o i co , todos los isómeros de ácLdos bromotoluí cos que incluyen a 1 fa-bromotol ui cos, ácido tol l acético, todos los isómeros de ácidos hi droxibenzoi cos, todos los isómeros de ácidos hidroximet i 1-benzo?cos, todos los isómeros de ácidos h i drox i foluí cos, todos los Lsómeros de ácidos hidrox i et il -to 1 uicos, todos los isómeros de ácidos hi drox i met i 1 -benceno d i ca rboxí 1 i cos , todos los isómeros de ácidos h Ldrox bromobenzoicos, todos los isómeros de ácidos hidrox i bromotol u LCOS, todos los isómeros de ácidos hidrox i met i 1-bromoben/o?cos , todos los isómeros de carboxi benza 1 den í os, todos los isómeros de dicarboxi benzaldehídos, ácido perben/oico, todos los isómeros de ácidos hidrope roxi met i 1 -benzol cos, todos los isómeros de ácidos hidroperoxi met i 1 -hidroxibenzoi cos, todos los isómeros de ácidos h i drope roxi ca rbom 1 -benzol cos, todos los isómeros de hi droperoxi ca rbon Ll-to 1 uenos, todos los sómeros de ácidos metí Lbi fenilocarboxí lieos, todos los isómeros de ácidos dimetilbifenil carboxí eos, todos los i someros de áci dos metí lbifenil dica rbox í 1 LCOS , todos los i someros de ácidos bifenil f r i ca rbox í 1 i cos, todos los Lsómeros de estilbeno con uno o más grupos seleccionados enlazados, todos los isómeros de fluorenona con uno o más grupos seleccionados enlazados, todos los isómeros de ácidos de naftaleno con uno o más grupos seleccionados enlazados, bencí lo, todos los isómeros de bencí lo con uno o más grupos seleccionados enlazados, benzofenona, todos los isómeros de benzofenona con uno o más grupos seleccionados enlazados, antraqui nona , todos los isómeros de antraquinona con uno o más grupos seleccionados enlazados, todos los isómeros de d i fen i letano con uno o más grupos seleccionados enlazados, benzocuma p na , y todos los isómeros de ben/ocuma p na con uno o más grupos seleccionados enlaz dos) . Si el compuesto oxidable presente en la corriente de al imentación en fase líquida es un compuesto normalmente sólido (es decir, es un sólido a temperatura y presión estándares) , se prefiere que el compuesto oxidable sea sustanc i a Lmen te dLSuelto en el solvente cuando se introduce en Ja zona de reacción 28. Se prefiere para el punto de ebull ición del compuesto oxidable a presión atmosférica que sea por lo menos aproximadamente 50°C. Más preferiblemente, el punto de ebul l ición del compuesto oxidable esta en el intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 400°C, y mucho más preferiblemente en eL intervalo de aproximadamente 125 a 155°C. ha cantidad del compuesto oxidable presente en la alimentación en fase líquida está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 40 por ciento en peso, más prefe iblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 20 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 6 a J 5 por ciento en peso. Ahora se menciona que eJ compuesto oxidable presente en la al imentación en fase l iquida puede comprender una combinación de dos o mas químicos oxidables diferentes. Estos dos o más materiales químicos d ferentes se pueden alimentar mezclados en la corriente de al imentación en fase liquida o se pueden al imentar separadamente en corrientes de alimentación múltiples. Por ejemplo, un compuesto oxidable que comprende para-xi leño, meta-xileno, para-tolualdehído, ácido para-loluico y acetaldehído se puede alimentar al reactor por la vía de una entrada sola o entradas separadas múl tiples. El solvente presente en la corriente de alimentación en fase líquida preferiblemente comprende un componente de ácido y un componente de agua. El solvente preferiblemente está presente en la corriente de alimentación en fase líquida en una concentración en el intervalo de aproximadamente 60 a aproximadamente 98 por ciento en peso, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 96 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 85 a 94 por ciento en peso. Ll componente de ácido del solvente es preferiblemente de manera principal un ácido monoca rboxí 1 i co de peso molecular bajo orgánico que tiene 1-6 átomos de carbono, más preferiblemente 2 átomos de carbono. Mucho más preferiblemente, el componente de ácido del solvente es principalmente acido acético. Preferiblemente, el componente de ácido constituye por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del solvente, mucho mas preferiblemente por lo menos apro imadamente 80 por ciento en peso del solvente, y mucho más prefe iblemente 85 a 98% en peso del solvente, con el resto que es principalmente agua. El solvente introducido en el reactor de columna de burbujeo 20 puede incluir pequeñas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, para-tolualdehído, tere ftal dehído, 4 -carboxi benzaldehí do (4-CBA) , ácido benzoico, ácido para-toluico, aldehido para-toluico, ácido a 1 fa-bromo-pa ra-to 1 uico, ácido isoftálico, ácido Itálico, ácido trimelítico, pol íaromáticos, y/o material particulado suspendido. Se prefiere que la cantidad total de impurezas en el solvente introducido en el reactor de columna de burbujeo 20 sea menos que aproximadamente 3 por ciento en peso. El sistema de catalizador presente en la corriente de alimentación en fase liquida es preferiblemente un sistema de catalizador en fase líquida, homogéneo capaz de promover la oxidación (que incluye la oxidación parcial) del compuesto oxidable. Más preferiblemente, el sistema de catalizador comprende por lo menos un metal de transición muJ tivalente . Todavía más preferiblemente, el metal de transición multivalente comprende cobalto. Aun más preferiblemente, el sistema de catalizador comprende cobalto y bromo. Mucho más preferiblemente, eL sistema de catalizador comprende cobaJ to, bromo y manganeso. Cuando el cobalto está presente en el sistema de ca ta 1 i - aclo r, se prefiere para la cantidad de cobalto presente en la corriente de alimentación en fase Líquida sea tal que la concentración de cobalto en la fase Jiquida del med LO de reacción 36 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 300 a aproximadamente 6,000 partes por millón en peso (ppmw), más prefer blemente en eL intervalo de aproximadamente 700 a aproximadamente 4,200 ppmw, y mucho más prefer blemente en el intervalo de 1,200 a 3000 ppmw. Cuando el bromo está presente en el sistema de catalizador, se prefiere que la cantidad de bromo presente en la corriente de alimentación en fase líquida sea tal que la concentración de bromo en la fase líquida del me io de reacción 36 se mantenga en el intervalo de apro imadamente 300 a aproximadamente 5,000 ppmw, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 600 a apro imadamente 4,000 ppmw, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 900 a 3,000 ppmw. Cuando eJ manganeso está presente en el sistema de catalizador, se prefiere que la cantidad de manganeso presente en la corriente de al ímentación en fase 1 iquida sea tal que la concentración de manganeso en la fase 1 iquida del medio de reacción 36 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 20 a apro imadamente 1,000 ppmw, mas preferiblemente en el mterv lo de apro? i maclamente 40 a aproximadamente 500 ppmw, mucho más preferiblemente en el intervalo de 50 a 200 ppmw. has concentraciones de cobalto, bromo, y/o manganeso en al fase liquida del medio de reacción 36, proporcionadas en lo anterior, se expresan sobre una base promediada en tiempo y promediada en volumen. Como se utiliza en Ja presente, el término "promediada en tiempo" indicará un promedio de por lo menos 10 mediciones tomadas igualmente sobre un periodo continuo de por lo menos 100 segundos. Como se uti l i/a en la presente, eL término "promediada en volumen" denotará un promedio de por lo menos 10 mediciones tomadas en el espací am i ento tridimensional uniforme por todo un cierto volumen . La relación en peso del cobalto al bromo (Co:Br) en el sistema de catalizador introducido en La zona de reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente i 0.25:1 a aproximadamente 4:1, más preferiblemente en el intervalo de apro? i uñadamente 0.5:1 a aproximadamente 3:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.75:J a 2:1. La relación en peso de cobalto a manganeso (Co:Mn) en el sistema de catal izador introducido en la zona de reacción 28 está preferiblemente en el intervaLo de aproximadamente 0.3:1 a aproximadamente 40:1, más preferiblemente en eJ intervalo de aproxi adamente 5:1 a aproximadamente 30:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 10:1 a 25:1. La corriente de al imentación en fase líquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 puede inclui r pequeñas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, tolueno, eti lbenceno, para-tolualdehído, tere fia 1 deh í do, 4 -ca rbox iben/a 1 deh í do (4-CBA) , ácido benzoico, ácido para-tolu co, aldehido para-toluico, ácido aLfa bromo paratoluico, acido ísoftálico, ácido itálico, ácido trimelitico, pol laromáticos, y/o particulado suspendido. Cuando eL reactor de columna de burbujeo 20 se emplea para la producción del acido tereflálico, meta-xileno y orto-, lleno tambi n se consideran impurezas. Ls preferido que la cantidad total de impurezas en la corriente de alimentación en fase líquida introducida en el reactor de columna ele burbujeo 20 sea menos que aproximadamente 3 por ciento en peso. Aunque La F1G. 1 Llustra una modalidad donde el compuesto oxidable, el solvente, y el sistema de catalizador se me/clan conjuntamente y se introducen en el reactor de columna de burbujeo 20 como una corriente de alimentación sola, en una modalidad alternativa de la presente invención, el compuesto Osidable, el solvente, y el catalizador se pueden introducir separadamente en el reactor de columna de burbujeo 20. Por ejemplo, es posible alimentar una comente de para-x leno puro en el reactor de columna de burbujeo 20 por la vía de una entrada separada de la(s) entrada (s) de solvente y de catalizador. La corriente de oxidante predominantemente en fase gaseosa introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por la vía del tubo rociador de oxidante 34 comprende oxígeno molecular (02). Preferiblemente, la corriente oxidante comprende en eL intervaLo de aproximadamente 5 a apro? i maclamente 40 por ciento en mol de oxigeno molecular, más preferiblemente en el intervaJo de aprox madamente 15 a aproximadamente 30 por ciento en mol de oxígeno molecular, y mucho más preferiblemente en el intervaJo de 18 a 24 por ciento en mol de oxigeno molecular. Se prefiere que el baJance de la corriente oxidante sea comprendido pr ncipalmente de un gas o gases, tal como nitrógeno, que son inertes a la Osidacion. Mas prefe iblemente, La corriente de oxidante consiste esencialmente de oxígeno molecular y nitrógeno. Mucho mas preferiblemente, la corriente de oxidante es aire seco que comprende aproximadamente 21 por ciento en mol de oxígeno molecular y aproximadamente 78 a aproximadamente 81 por ciento en mol de nitrógeno. En una modalidad alternativa de la presente invención, la corriente de oxidante puede comprender oxígeno sustancialmente puro. Con referencia otra vez a la 1 1G. 1, el reactor de columna de burbujeo 20 es preferiblemente equipado con un distribuidor ele reflujo 42 colocado arriba de una superficie superior 44 del mecho de reacción 36. EL distribuidor de reflujo 42 es operable para introducir gotitas de una corriente de reflujo predominantemente en fase líquida en la zona de desacopl ami ento 30 mediante cualquier medio de formación de gotitas conocido en la técnica. Mas prefe iblemente, eL distribuidor de reflujo 42 produce un rocío de gol i tas dirigido hacia abajo hacia la superficie superior 44 del mecho de reacción 36. Prefer blemente, este rocío hacia abajo de las gotilas afecta (es decir, se acopla e influencia) por lo menos aproximadamente 50 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de la /ona de desacop 1 a i ento 30. Mas preferiblemente, el rocío de gotitas afecta por lo menos ap o? i madamenle 75 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desacop 1 am i ento 30. Mucho más preferiblemente, el rocío de gotitas afecta por lo menos 90 por ciento del área de sección transversal horizontal máximo de la zona de desacoplamiento 30. 1 ste rocío ele: reflujo 1 iquido hacia abajo, puede ayudar a prevenir la espumacion en o arriba de la superficie superior 44 del medio de reacción 36 y también puede ayudar el desacop 1 ami ento de cualquier liquido o gotitas de suspensión transportadas en el gas que so mueve hacia arriba que fluye a la salida de gas 40. Ademas, el reflujo de líquido puede servir para reducir la cantidad de materiales particulados y compuestos potencí a 1 mente precipitantes (por ejemplo ácido benzoico di suelto, acido pa ra-tol u i co, 4-CBA, ácido tereftalico y sales de metal de catalizador) que salen en el efluente gaseoso retirado de la zona de desacoplami ento 30 por la vía de la sal ida de gas 40. Además, la introducción de gotilas de reflujo en la zona de desacop 1 ami ento 30 puede, mediante una acción de destilación, ser utilizada para ajustar la composición del efluente gaseoso retirado por la vía de la sal ida de gas 40. La corriente de reflujo de líquido introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por la vía del distribuidor del reflujo 42 preferiblemente tiene aproximadamente la misma composición como el componente de solvente de la comente de aLimentac ón en fase líquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por la vía de las ent radas de alimentación 32a,b,c,d. Así, se prefiere que la corriente de reflujo del Líquido comprenda un componente de ácido y agua. Ll componente de ácido de la corriente de reflujo es preferiblemente un ácido monoca rboxí 1 i co orgánico de peso molecular bajo que tiene 1-6 átomos de carbono, mas preferiblemente 2 átomos de carbono. Mucho mas preferiblemente el componente de ácido de i a corriente de reflujo es ácido acético. Preferiblemente, el componente de acido constituye por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso de La corriente de reflujo, más prefe iblemente por Lo menos apro? i madamente 80 por ciento en peso de la comente de reflujo, y mucho más preferiblemente 85 a 98 por ciento en peso de la comente de reflujo, con el resto que es agua. Debido a que la corriente de reflujo típicamente tiene sus tanc La 1 mente La m sma composición como el solvente en la comente de alimentación en fase liquida, cuando esta descripción se refiere al "solvente total" introducido en el reactor, tal "solvente total" incluirá tanto la corriente de reflujo como la porción de solvente de la corriente de al mentación. Durante la oxidación en fase Aqu da en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que las corrientes de alimentación, de oxidante, y de refLujo sean introducidas de manera sustancial continuamente en la zona de reacción 28, mientras que las comentes de efluente de gas y suspensión sean rct iradas de manera sustancial continuamente de la zona de reacción 28. Como se utiliza en la presente, el término "de manera sustancial continuamente" significará durante un período de por lo menos 10 horas inte rumpidas por menos de JO minutos. Durante la O?idación, se prefiere que el compuesto oxidabLe (por ejemplo, para-xi leño) que sea de manera sustancial continuamente introducido en la zona de reacción 28 en una proporción de por lo menos aprox madamente 8,000 k? logramos por hora, más preferiblemente en una proporción en el intervalo de aproximadamente 13,000 a aproximadamente 80,000 kilogramos por hora, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 18,000 a apro imadamente 50,000 kilogramos por hora, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 22,000 a 30,000 kilogramos por hora. Aunque se prefiere generalmente que los gastos de flujo de las comentes de al ímentacion, de oxidante, y de reflujo entrantes sean sustancí a 1 mente estables, ahora se nota que una modalidad de la invención presente contempla puLsar la corriente de alimentación, oxidante, y/o de reflujo entrante a fin de mejorar el mezclado y la transferencia de masa. Cuando la corriente de alimentación, oxidante y/o de reflujo entrante se introduce en una forma pulsada, se prefiere que sus gastos de flujo vanen dentro de aproximadamente 0 a aproximadamente 500 por ciento de los gastos de flujo de estado permanente citados en la presente, más preferiblemente dentro de aproximadamente 30 a apro imadamente 200 por ciento de los gastos de flujo de estado permanente citados en la presente, y mucho más preferiblemente dentro de 80 a 120 por ciento de los gastos de flujo de estado permanente citados en la presente. La proporción de espacio-tiempo promedio de Ja reacción (SJ'R) cn el reactor de oxidación de columna de burbujeo 20 se define como la masa de Ja alimentación del compuesto oxidabJe por volumen unitario del medio de reacción 36 por tiempo unitario (por ejemplo, kúogramos de alimentación de para-xi leño por metro cubico por hora). Cn el uso convencional, la cantidad del compuesto oxidable no convertido a producto típicamente sería sustraída de la cantidad del compuesto oxidable en la corriente de alimentación antes de calcular la STR. Sin embargo, las conversiones y rendimientos son típicamente altos para muchos de los compuestos oxidables preferidos en la presente (?0r ejemplo para-xi leño) y es conveniente definir el término en la presente como es establecido en lo anterior. Para razones de costo de capLtal e inventario de operación entre otros, generalmente se prefiere que la reacción sea conducida con una S'l R alfa. Sin embargo, la conducción de la reacción en SJ'R i ncremen tadament e mas alta puede afectar la calidad o rendimiento de la oxidación parcial. Ll reactor de columna de burbujeo 20 es particularmente útil cuando la STR o el compuesto oxidable (por ejemplo, para-x leno) está en el intervalo de apro imadamente 25 kilogramos por metro cúbico por hora a apro imadamente 400 kiLogramos por metro cúbLeo por hora, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cúbico por hora a apro? i madamenle 250 kilogramos por metro cúbico por hora, todavía más preferiblemente de aproximadamente 35 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 150 k logramos por met ro cubico por hora y mucho más preferiblemente en el intervalo de 40 kilogramos por metro cúbico por hora kilogramos por metro cúb co por hora a 100 kilogramos por metro cúbico por hora. I 1 oxigeno-SIR en el reactor de oxidación de columna de burbujeo 20 se define como el peso del oxígeno molecular consumido por volumen unitario del medio de reacción 36 por tiempo unitario (por ejemplo kilogramos de oxígeno molecular consumido por metro cúbico por hora). Por razones de costo de capital y consumo oxidante de solvente, entre olios, generalmente so prefiere que la reacción sea conducida con un oxigeno-STR alta. Sin embargo, la conducción de la reacción en oxígeno-STR i ncrementadamente más alta eventualmente reduce i a calidad o rendimiento de i a oxidación parcial. Sin que sea relacionado por la teoría, se manifiesta que esto de relaciona posiblemente a la proporción de transferencia del o- gono molecular de la fase de gas en el líquido en el área de superficie interfac al y por consiguiente en el liquido en volumen. Un oxí geno-SJA demasiado alto posiblemente conduce a un contenido de oxígeno disuelto demasiado bajo en la fase líquida en volumen del medio de reacción. Ll g 1 obal -promedi o-oxi geno-STR se define en la presente como el peso de todo el oxígeno consumido en el volumen entero del medio de reacción 36 por tiempo unitario (por ejemplo ki logramos de oxigeno molecular consumido por metro cúbico por hora) . Ll reactor de columna de burbujeo 20 es particularmente útiL cuando el global -promedi o-ox Lgeno-STR esta on intervalo de apro - i madamente 25 kilogramos por metro cúbico por hora aproximadamente 400 kiLogramos por metro cúbico por hora, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 250 kiLogramos por metro cúbico por hora, todavía más pr feriblemente de aproximadamente 35 kilogramos por metro cubico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por mot ro cúbico por hora, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 40 ki logramos por metro cúb co por hora J 100 kilogramos por metro cubico por hora. Durante la oxidación en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que la relación del gasto de flujo de masa del solvente total (de tanto las comentes de alimentación como de reflujo) al gasto de flujo de masa del compuesto O?idable que entra en la zona de reacción 28 sea mantenido en el intervalo de aproximadamente 2:J a aproximadamente 50:1, mas preferiblemente en el intervalo de apro> i madamen te 5:1 a aproximadamente 40:1, y mucho más preferiblemente en cl intervalo de 7.5:1 a 25:1. Preferiblemente, la relación del gasto de flujo de masa del solvente introducido en la parte de la corriente de alimentación al gasto de flujo de masa del solvente introducido como parte de la comente de refLujo es mantenida en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 al flujo de corriente no de reflujo cualquiera que sea, más preferiblemente cn el intervalo de aproximadamente 0.5:1 a apro imadamente 4:1, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 2:J, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 1.25:1 a 1.5:1. Durante la O?idacion en fase líquida en el reactor de columna de burbujeo 20 se prefiere que la comente de oxidante sea introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 en una cantidad que proporcione oxígeno molecular excediendo de alguna manera la demanda de oxígeno estoqu i omet r i co . La cantidad del oxigeno molecular de exceso requerida para mejores resultados con un compuesto oxidable par cular afecta la economía completa de la oxidación en fase líquida. Durante la oxidación de fase líquida en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que la relación del gasto de flujo de masa de i a corriente de oxidante al gasto de flujo de masa del compuesto orgánico oxidable (por ejemplo, para-xi leño) que entra al reactor 20 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 a aprox i adamen l e 20:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a ap o?i madamente 10:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 2:1 a 6:1. Con referencia nuevamente a la F1G. 1, las corrientes de alimentación, de oxidante, y de reflujo introducidas en el reactor de columna de burbujeo 20 forman cooperativamente por Jo menos una porción del medio de reacción de fases múltiples 36. Fl medio de reacción 36 es preferiblemente un medio de tres fases que comprende una fase sólida, una Tase líquida, y una fase de gas. Como se menciona en lo anterior, la oxidación del compuesto oxidable (por ejemplo, para-?? leño) torna lugar predominantemente en la fase líquida del medio de reacción 36. Así, la fase líquida del medio 36 comprende oxigeno disuelto y el compuesto oxidable.

La naturaleza exotérmica de la reaedon de oxidación que toma lugar en eJ reactor de columna de burbujeo 20 causa que una porción deJ solvente (por ejemplo, ácido acético y agua) introducida por la vía de las entradas de alimentación 32a,b,c,d hierva/se vaporice. Así, la fase de gas del medio de reacción 36 en el reactor 20 se forma principalmente de solvente vaporizado y una porción no reaccionada, no disuelta de la corriente de oxidante. Ciertos reactores de oxidación de la técnica previa emplean tubos/aletas de intercambio de calor para calentar o enfriar el medio de reacción. Sin embargo, tales estructuras de intercambio de calor pueden ser indeseables en el reactor inventivo y el proceso descrito en Ja presente. Asi, se p ref i ere que el reactor de coJumna de burbujeo 20 incluya sustancí a 1 mente ninguna superficie que hagan contacto con el medio de reacción 36 y exhiban un flujo de calor promediado en t i empo mayor que 30,000 watts por metro cuadrado. La concentración de oxígeno disuelto en Ja fase líquida del medio de reacción 36 es un balance dinámico entre la proporción de transferencia de masa de la fase de gas y la proporción del consumo de reactivo dentro de la fase líquida (es decir no se ajusta simplemente por la presión parcial del oxígeno molecular en la fase de gas de suministro, aunque esto es un factor en la proporción del suministro del oxígeno disuelto y afecta la concentración superior limitante del oxígeno disuelto). La cant idad del o igeno disuelto varía localmente, siendo más alto cerca de las interfaces de burbujeo. Globalmente, la cantidad del oxígeno disuelto depende del balance de los factores de suministro y de demanda en regiones diferentes del medio de reacción 36. Temporalmente, la cantidad del oxigeno disuelto depende de la uniformidad de la mezcla de gas y líquido relativa a las proporciones de consumo químico. Ln el diseño para igualar apropiadamente el suministro y demanda para el oxígeno di sue 1 to en la fase líquida del medio de reacción 36, se prefiere que la concentración de oAigeno promediada en tiempo y promediada en volumen en la fase liquida del medio de reacción 36 sea mantenida arriba de aproximadamente J ppm molar, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 1,000 ppm molar, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 8 a aproximadamente 500 ppm molar, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 1 a 120 ppm mol r. La reacción de O/i dación en fase liquida llevada a cabo en el reactor de col umna de burbujeo 20 es preferiblemente una reacción de precipitación que genera sólidos. Más preferiblemente, la oxidación en fase líquida 1 levada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 20 causa que por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xi Jeno) introducido en i a zona de reacción 28 forme un compuesto sólido (por ejemplo, partícuLas de ácLdo Lereftálico crudo) en el medio de reacción 36. Todavía más preferiblemente, la oxidación en fase 1 iquida causa que por lo menos aproximadamente 50 por ciento cn peso del compuesto oxidabLe forme un compuesto sólido en el me LO de reacción 36. Mucho más preferiblemente, la oxidación en fase líquida causa que por lo menos 90 por ciento en peso del compuesto oxidable forme un compuesto sólido en el medio de reacción 36. Se prefiere que la cantidad total de solidos en el medio de reacción 36 sea mayor que aproximadamente 3 por ciento en peso sobre una base promediada en tiempo y promediada en volumen. Más preferiblemente, la cantidad total de sólidos en el medio de reacción 36 se mantiene en el intervalo de aproximadamente 5 a apro imadamente 40 por ciento en peso, todavía más prefe iblemente en eL intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 35 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 15 a 30 por ciento en peso. Se prefiere que una porción sustancial de producto de oxidación (por ejemplo, ácido tereftálico) producido en el reactor de columna de burbujeo 20 esté presente en el medio de reacción 36 como sólidos, como es opuesto al resto disuelto en la fase 1 i qu i da del medio de reacción 36. La cantidad del producto de oxidación en fase sóLida presente en el medio de reacción 36 es preferiblemente por lo menos apro imadamente 25 por ciento en peso del producto de oxidación total (fase solida y líquida) en el medio de reacción 36, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del producto de oxidación total en el medio de reacción 36, y mucho mas preferiblemente en por lo menos 95 por ciento en peso del producto de oxidación total en cl medio de reacción 36. Los intervalos numéricos proporcionados cn lo anterior para la cantidad de sol idos en el medio de reacción 36 api ican a la operación de estado permanente sus tanc i a 1 mente de la columna de burbujeo 20 durante un período sus tanc i a 1 mente continuo de tLempo, no de arranque, paro, o la operación sub-optima del reactor de columna de burbujeo 20. La cantidad de solidos en el medio de reacción 36 se determina mediante un método gravimét r co . En este método qravimélpco, una porción representativa de suspensión se retira del medio de reacción y se pesa. En las condiciones que efectivamente mantienen i a presente división de so 1 i do- 1 í qu i do completa dentro del medio de reacción, el liquido libre es removido de la porción de sólidos mediante la sedimentación o filtración, efectivamente sin pérdida de los sólidos precipitados y con menos de aproximadamente 10 por ciento de la masa liquida inicial que resta con la porción de sólidos. Ll líquido restante en los sólidos se evapora a sequedad, efectivamente sin la sublimación de sólidos. La porción restante de solidos se pesa. La relación 16 deL poso de la porción de sol idos al peso de la porción original de suspensión es la fracción de solidos, típicamente expresado como un porcentaje. La reacción de precipitación llevada a cabo en el reactor de columna 20 puede causar el ensuciamiento (es decir, acumulación de solidos) sobre la superficie de ciertas estructuras rígidas que hacen contacto con el medio de reacción 36. Asi, en una modalidad de la presente invención, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 incluya sustanc i a 1 mente el intercambio de calor no mlerno, ag i tac ion, o est ructuras de desviación en la zona de reacción 28 debido a que tales estructuras podrían ser propensas aJ ensuciamiento. Si las estructuras internas están presentes en la zona de reacción 28, cs deseable evitar las estructuras internas que tienen superficies externas que incluyen una cantidad significante de área de superficie plana que enfrenta hacia arriba debido a que tales superficies planas que enfrentan hacia arriba serian altamente propensas al ensuciamiento. ?s i , si cualquiera de las estructuras internas están presentes en la zona de reacción 28, se prefiere que menos de apro imadamcnte 20 por ciento del á rea de superficie externa expuesta enfrentada hacia arriba total de tales estructuras internas sea formada por superficies sustanc i a J mente planas molinadas menos de aproximadamente 15 grados de la horizontal.

Con referencia nuevamente a la FJG. 1, la configuración física del reactor de columna de burbujeo 20 ayuda a proporcionar la o,- i dación optimizada del compuesto oxidable (por ejemplo, para-?i leño) con generación de impurezas mínima. Ls preferido pa a i a sección de reacción alargada 24 de la co ra ¿a de recipiente 22 incluir un cuerpo principal sustanc i aJ mente cilindrico 46 y una cabeza inferior 48. 1 1 extremo superior de la zona de reacción 28 se define por un plano horizontal 50 que se extiende a través de la parte supepor del cuerpo medio cilindrico 46. Un extremo inferior 52 de la zona de reacción 28 se define por la superficie interna más baja de la cabeza inferior 48. Típicamente, el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28 se localiza próximo al orificio para la salida de la suspensión 38. ?s i , la /ona ele reacción alargada 28 definida dentro del reactor de columna de burbujeo 20 tiene una longitud máxima "L" medida desde el extremo superior 50 al extremo de fondo 52 de la zona de reacción 29 a lo largo del eje de aLargamienlo del cuerpo principal cilindrico 46. La longitud "I." de la /ona de reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de apro imadamente 10 a aproximadamente J00 metros, mas preferiblemente en el intervalo de apror- uñadamente 20 a apro imadamente 7b metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 25 a 50 metros. La zona de reacción 28 tiene un diámetro máximo (ancho) "D" que es 18 típicamente iguaL al diámetro interno máximo del cuerpo medio cilindrico 46. 1 1 diámetro máximo "D"de la zona de reacción 28 está prefer blemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 12 metros, mas pre eriblemente en el intervalo de apro imadamente 2 a aproximadamente 10 metros, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 3.J a aproximadamente 9 met ros, y mucho mas prefer blemente en el intervalo de 4 a 8 metros, in una modalidad preferida de la presente invención, la zona de reacción 28 tiene una relación de longitud a diámetro "L:D" en el intervalo de aproximadamente 6:1 a apro i adamente 30:1. J'odavía más preferiblemente, la zona de reacción 28 tiene una relación L:D en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1. Mucho más preferiblemente la zona de reacción 28 tiene una relación L:D en el intervalo de 9:1 a 1 :1. Como se discute en lo anterior, la zona de reacción 28 del reactor de columna de burbujeo 20 recibe el medio de reacción de fases múltiples 36. Ll medio de reacción 36 tiene un extremo de fondo coinciclente con el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28 y un extremo superior localizado en la superficie superior 44. La superficie superior 44 del medio de reacción 36 se define a lo largo ele un plano horizontal que se corta a t raves de la zona de reacción 28 en una ubicación donde los contenidos de la zona de reacción 28 transitan desde un estado continuo en fase de gas a un estado continuo de fase liquida. La superficie superior 44 se coloca preferiblemente en la ubicación vertical donde la contención de gas promediado en tiempo local de un corte horizontal delgado de los contenidos de la zona de reacción 28 es 0.9. Ll medio de reacción 36 tiene una altura máxima "H" medida entre sus extremos superior e inferior. EL ancho máximo "W" del medio de reacción 36 es típicamente igual al diámetro máximo "D" del cuerpo medio cilindrico 46. Durante la Oxidación en fase 1 iquida en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que 11 se mantenga aproximadamente 60 a aproximadamente 120 por ciento de L, más de manera preferible de apro uñadamente 80 a aproximadamente 110 por ciento de L, y mucho mas preferiblemente 85 a 100 por ciento de !,. 1 n una modaLidad preferida de la presente invención, el medio de reacción 36 tiene una relación de altura a ancho "11:W" mayor que aproximadamente 3:1. Mas preferiblemente, el medio de reacción 36 tiene una relación 11:W en el intervalo de aproximadamente XX a aproximadamente 25:1. Todavía más preferiblemente, el medio de reacción 36 tiene una relación H: en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1. Mucho más preferiblemente, el medio de reacción 36 tiene una relación 11 : W en el intervalo de 9:1 a 15:1. En una modalidad de la invención, L=ll y D=W de modo que varias dimensiones o reLaciones proporcionadas en la presente para L y D también api ican a 11 y , y viceversa.

Las relaciones L:D y H:W relativamente altas proporcionadas de acuerdo con una modalidad de la invención pueden contribuir a varias ventajas importantes del sistema inventivo. Como se discute en detalle adicional enseguida, se ha descubierto que las relaciones L:D y 11:W más altas, as como algunas otras característ cas discutidas enseguida, pueden promover gradientes verticales benéficos en Las concentraciones del oxígeno molecular y/o el compuesto oxidable (por ejemplo, pa ra-,- i 1 eno) en el medio de reacción 36. Contrario al conocimiento convencional, que favorecería un medio de reacción bien mezclado con concentraciones relativamente uniformes por todo, se ha descubierto que la formación de etapas vertical del oxigeno y/o las concentraciones de compuesto oxidables facilitan una relación de o,- idación más efectiva y económica. La minimización del oxígeno y las concentraciones de compuesto oxidables cerca de la parte superior del med LO de reacción 36 pueden ayudar la pérdida del oxígeno no reaccionado y el compuesto oxidable no reaccionado a través de la salida de gas superior 40. Sin embargo, si las concentraciones del compuesto oxidable y el oxígeno no reaccionado son bajas por todo el medio de reacción 36, entonces la proporción y/o selectividad de la oxidación se reduce. Así, se prefiere que las concentraciones de oxígeno molecular y/o el compuesto oxidable estén significantemente más altos cerca del fondo del medio de reacción 36 que cerca de la parte superior del medio de reacc i ón 36. Ademas, las relaciones L:D y 11:W altas causan que la presión en el fondo del medio de reacción 36 sea sustanc i a 1 mente más grande que la presión en la parte superior del medio de reacción 36. Este gradiente de presión vertical es un resultado de la altura y densidad del medio de reacción 36. Una ventaja de este gradiente de presión vertical es que la presión elevada en el fondo del recipiente dirige más solubilidad de oxigeno y transferencia de masa que de otra manera sería Jograble a temperaturas comparables y presiones de la parfe de arriba en los reactores bajos. Así, la reacción de oxidación se puede llevar a cabo en temperaturas mas bajas que serian requeridas en un recipiente mas bajo. Cuando el reactor de columna de burbujeo 20 se utili/a pa a la oxidación parcial de para-xileno a ácido tereftálico crudo (CT?) , la habilidad para operar a temperaturas de reacción más bajas con las mismas o mejores proporciones de transferencia de masa de oxígeno tiene un número de ventajas. Por ejemplo, la oxidación a temperatura ba a del para-xi leño reduce la cantidad del solvente quemado durante la reacción. Como se discute en detalle adicional enseguida, la o-.idacion a temperaturas bajas también favorece la formación de partículas de CTA fácilmente disueltas, sueltamente unidas de á rea de superficie alta, pequeñas, que se pueden someter a técnicas de purificación más económicas que las partículas de CTA densas, de área de superficie bajas, grandes, producidas mediante los procesos de oxidación de temperatura alta convencionales. Durante la oxidación en el reactor 20, se prefiere que la temperatura promediada en tiempo y promediada en volumen del medio de reacción 36 sea mantenida en el intervalo ele aproximadamente 125 a aproximadamente 200°C, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180°C, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 150 a 170°C. La presión de la parte de arriba del mecho de reacción 36 es prefe iblemente mantenida en eL intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20 bar manométpco (barg), más preferiblemente en el intervalo de apro s i maclamente 2 a aproximadamente 12 barg, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4 a 8 barg. Preferiblemente, la diferencia de presión entre la parte superior del medio de reacción 36 y eL fondo del medio de reacción 36 est en el intervalo de aproximadamente 0.4 a aproximadamente 5 bars, más preferiblemente la diferencia de presión está en el intervalo de aproximadamente 0.7 a aproximadamente 3 bars, y mucho más preferiblemente la diferencia de presión está de a 2 bar. Aunque generalmente se prefiere que la presión de la parte de arriba del medio de reacción 36 sea mantenida en un valor relativamente constante, una modalidad de la presente invención contempla pulsar la presión de la parte de arriba para facilitar el mezclado mejorado y/o la transferencia de masa en el medio de reacción 36. cuando la presión de la parte de arriba se pulsa, se prefiere que las presiones pulsadas varíen entre aproximadamente 60 a aproximadamente 140 por dentó de la presión de la parte de arriba de estado permanente citada en la presente, más preferiblemente entre aproximadamente 85 y aproximadamente 115 por ciento de la presión de la parte de arriba de estado permanente citado en la presente, y mucho más preferiblemente entre 9b y 105 por ciento de la presión de la parte de arriba de estado permanente citada en Ja presente . Una ventaja adicional de la relación de L:D alta de la zona de reacción 28 es que puede contribuir a un incremento en la velocidad superficial promedio del medio de reacción 36. El término "velocidad superficial" y "velocidad de gas superficial", como se utilizan en la presente con referencia al medio de reacción 36, indicará el gasto de flujo volumétrico de la fase ele gas del medio de reacción 36 en una elevación en el reactor dividida por el área de sección transversal horizontal del reactor en esa elevación. La velocidad superficial incrementada proporcionada por la relación L:D alta de la zona de reacción 28 puede promover el mezclado local en incrementa la detención del gas del medio de reacción 36. Las velocidades superficiales promediadas de tiempo del medio de reacción 36 en una altura de un cuarto, media altura, y/o tres cuartos de altura del medio de reacción 36 son preferiblemente más grandes que aproximadamente 0.3 met os por segundo, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.8 a aproximadamente 5 metros por segundo, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.9 a aproximadamente 4 metros por segundo, y mucho más prefe iblemente en el intervalo de 1 a 3 metros por segundo. Con referencia nuevamente a la F1G. 1, la sección de desacop 1 am i ento 26 del reactor de columna de burbujeo 20 es simplemente una porción ensanchada de la coraza de recipiente 22 localizada inmediatamente arriba de la sección de reacción 24. La sección de desacop 1 am i ento 26 reduce la velocidad de la fase de gas que fluye hacia arriba en el reactor de columna de burbujeo 20 conforme la fase de gas se eleve arriba de la superficie superior 44 del medio de reacción 36 y se aproxime a la sal ida del gas 40. Esta reducción en la velocidad hacia arriba de la fase de gas ayuda a facilitar la remoción de los líquidos y/o sólidos transportados en la fase de gas que fluye hacia arriba y de esta manera reduce la perdida indeseable de ciertos componentes presentes en la fase líquida del medio de reacción 36.

La sección de desacopl ami ento 26 preferiblemente incluye una pared de transición generalmente frustrocónica 54, una pared lateral amplia generalmente cilindrica 56, y una cabeza superior 58. 1,1 e/tremo inferior angosto de la pared de transición 54 se acopla a la parte superior del cuerpo medio cilindrico 46 de la sección de reacción 24. El extremo superior ancho de la pared de transición 54 se acopla al fondo ele la pared lateral ampl ía 56. Se prefiere que la pared de transición 54 se extienda hacia arriba y hacia abajo desde su extremo inferior angosto en un ángulo en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 70 grados del vertical, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 15 aproximadamente 50 grados del vertical, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 15 a 45 grados del vertical. La pared lateral amplia 56 tiene un diámetro máximo "X" que es generalmente más grande que el diámetro máximo "D" de la sección de reacción 24, aunque cuando la porción superior de la sección de reacción 24 tiene un diámet ro más pequeño que el diámetro máximo completo de la sección de reacción 24, luego X puede realmente ser más pequeño que D. Ln una modal idad preferida de la presente invención, la relación del diámetro de la pared lateral ampl ía 56 al diámetro máximo de la sección de reacción 24 "X:D" está en el intervalo de aproximadamente 0.8:1 a aproximadamente 4:1, mucho más preferiblemente en el intervalo de 1.1:1 a 2:1. La cabeza superior 58 se acopla a la parte superior de la pared lateral amplia 56. La cabeza superior 58 cs preferiblemente un miembro de cabeza generalmente elíptico que define un orificio cent ral que permite al gas escapar de la zona de desacoplamiento 30 por la vía de la sal ida de gas 40. Alternativamente, la cabeza superior 58 puede ser de cualquier forma, incluyendo cónica. La zona de desacop 1 a i ent o 30 tiene una altura máxima "Y" medida desde la parte superior 50 de la zona de reacción 28 a la porción más superior de la zona de desacopl amiento 30. La relación de la longitud de la zona de reacción 28 a la altura de la zona de desacop 1 ami ento 30 "L:W" está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aprox madamente 24:1, mas p e fot íblemente en cl intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1 y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 16:1. Con referencia ahora a las FLGS. 1-5, la ubicación y configu ación del tubo rociador de oxidante 34 ahora será discutido en mayor detalle. Las F1GS. 2 y 3 muestran que el tubo rociador de oxidante 34 puede inclui un miembro de añil lo 60, un miembro cruzado 62, y un par de conductos de entrada de oxidante 64a, b. Convenientemente, estos conductos de entrada de oxidante 64a, b pueden entrar en el recipiente en una elevación arriba del miembro de anillo 60 y luego girar hacia abajo como se muestra en las TTGS. 2 y 3.

Alternativamente, un conducto de entrada de oxidante 64a, b puede entrar al recipiente por debajo del miembro de anillo 60 o encima alrededor del mismo pLano horizontal como el miembro de ani 1 lo 60. Cada conducto de entrada de oxidante 64a, b incluye un primer extremo acoplado a una entrada de oxidante respectiva 66a, b formada en la coraza de recipiente 22 y un segundo extremo acoplado fluidamente al miembro de ani 1 lo 60. 1 1 miembro de ani I lo 60 preferiblemente se forma de conductos, mas pre eriblemente de una pluralidad de secciones de conductos rectos, y mucho mas preferiblemente una plural idad de secciones de tubos rectos, rígidamente acoplados uno al otro para formar un anillo poligonal tubular. Preferiblemente, cl miembro de anillo 60 está formado ele por lo menos 3 secciones ele tubo rectos, mas preferiblemente 6 a 10 secciones de tubo, y mucho mas preferiblemente 8 secciones de tubo. Por consiguiente, cuando el miembro de ani 1 lo 60 esta formado de 8 secciones de tubo, éste tiene una configuración generalmente octagonal. El miembro cruzado 62 esta preferiblemente formado de una sección de tubo sus tancí a 1 en fe recta que se acopla fluidamente a y se extiende diagonalmente entre las secciones de tubo opuestas del miembro de anillo 60. La sección de tubo utili/acla para el miembro cruzado 63 preferiblemente tiene sustanc i a 1 mente el mismo diámetro como las secciones de tubo utilizadas para formar el miembro de anillo 60. Se prefiere que las secciones de tubo que constituyen los conductos de entrada de o-,?dante 64a, b, el miembro de anillo 60, y el miembro cruzado 62 tengan un diámetro nominal más grande que aproximadamente 0.1 metros, mas preferiblemente en el intervalo de aprox madamente 0.2 a aproximadamente 2 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.25 a 1 metro. Como qui/as mejor se i lustra cn la F 1 G . 3, el miembro de am lio 60 y el miembro cruzado 62 cada uno presenta una plural idad de orificios de oxidante superiores 68 para descargar la corriente de oxidante hacia arriba en la zona de reacción 28. Como quizas mejor se ilustra en la FTG. 4, el miembro de ani 1 lo 60 y/o el miembro cruzado 62 pueden presentar uno o más orificios de oxidante inferiores 70 para descargar la corriente de oxidante hacia abajo en la zona de reacción 28. Los orificios de oxidante inferiores 70 también se pueden utilizar para descargar líquidos y/o sólidos que podrían meterse dentro del miembro de anillo 60 y/o el miembro cruzado 62. A Tin ele prevenir los sólidos de la acumulación dentro del tubo rociador de oxidante 34, una corriente de líquido se puede continuamente o periódicamente pasar a través del tubo rociador 34 para limpiar cualquiera de los sólidos acumulados. Con referencia nuevamente a las FIGS. 1-4, durante la oxidación en el reactor de columna de burbujeo 20, las corrientes ele o idante se hacen pasar a través de las entradas de Oxidante 66a, b y en los conductos de entrada de oxidante 64a, b, respectivamente. Las comentes de oxidante Luego se transportan por la vía de los conductos de entrada de oxidante 64a, b al miembro de anillo 60. Una vez que la comente de Oxidante ha entrado en el miembro de an llo 60, La corriente ele oxidante se distribuye por todos los volúmenes internos del mi ornb ro de ani llo 60 y el mi embro cruzado 62. La corriente de oxidante luego se hace pasar hacia afuera del tubo rociador de oxidante 34 y en Ja zona de reacción 28 por la vía de los orificios de oxidante superior e infer ior 68, /O del miembro de ani llo 60 y el miembro cruzado 62. Las salidas de los orificios de oxidante superiores 68 son lateralmente espaciadas de una a la otra y se colocan en sustanc i a 1 mente Ja misma elevación en la zona de reacción 28. Asi, las salidas de los orificios ele oxidante superiores 68 generalmente se localizan a lo largo de un plano sus tanc i a 1 men te horizontal definido por la parte superior del tubo rociador de o -mídante 34. Las salidas de los orificios de oxidante inferiores /0 son lateralmente espaciadas de una a la otra y se colocan en sustanc i a 1 ment e la misma elevación en al zona de reacción 28. Así, las salidas de los orificios de oxidante inferiores /0 generalmente se localizan a lo largo de un plano sustancí a 1 mente horizontal definido por eL fondo del tubo rociador de oxidante 34.

En una modalidad de la presente invención, el tubo rociador de oxidante 34 tiene por lo menos aproximadamente 20 orificios de oxidante superiores 68 formados en eL mismo. Más preferiblemente, el tubo rociador de o> idante 34 tiene en eJ intervalo de apro uñadamente 40 a aproximadamente 800 orificios de oxidante superiores formados en el mismo. Mucho más preferiblemente, el tubo rodador de oxidante 34 tiene en el intervalo de 60 a 400 orificios de Oxidante superiores 68 formadas en el mismo. 1.1 tubo rociador de oxidante 34 preferiblemente tiene por lo menos apro/U madamente 1 orificio de o idante inferior 70 formado en el mismo. Mas preferiblemente, el tubo rociador de o<?danle 34 tiene en el intervalo de apro \ i madamente 2 a aproximadamente 40 orificios de o- idante inferiores /0 formados en el mismo. Mucho más preferiblemente cl tubo rociador de oxidante 34 tiene el intervalo de 8 a 20 orificios de oxidante inferiores 70 formados en el mismo. La relación del numero de orificios de oxidante superiores 68 a los orificios de oxidante inferiores 70 en el tubo rociador de oxidante 34 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 100:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente: 25:1, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 8:1 a 15:1. Los diámetros de sustancialmente todas los orificios de oxidantes superiores e inferiores 68, 70 son preferiblemente ele manera sustancial los mismos, de modo que i a relación del gasto de flujo volumétrico de la corriente de O?idante que sale de Jos orificios superior e inferior 68, /O es sust anc i a 1 mente La misma como las relaciones, dadas en lo anterior, para el numero relativo de orificios de oxidante superior e inferior 68, 70. La 11G. 5 ilustra la dirección de la descarga de oxidante desde; los orificios de Oxidante superior e inferior 68, /O. Con referencia a los orificios de oxidante superiores 68, se prefiere que por lo menos una porción de los orificios de oxidante superiores descarguen la comente de oxidante en un ángulo "?" que es obl i cuo de la vertical . Se prefiere que el porcentaje de los orificios de oxidante superiores 68 sean oblicuos de la vertical por el ángulo "A" pa a estar en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 90 por ciento, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 50 a aproxi adamente 80 por ciento, todavía más preferiblemente en el intervalo de 60 a 75 por ciento, y mucho mas preferiblemente apro,- i madamente 67 por ciento. Ll ángulo "A" está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 60 grados, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 45 grados, y mucho más preferiblemente en eL intervalo de 15 a 30 grados. Como para los orificios de oxidante inferiores 70, se prefiere que sustanc almente todos de los orificios de oxidante inferiores 70 se local Leen cerca de la porción mas de fondo del miembro de ani Lio 60 y/o el miembro cruzado 62. Asi, cualquiera de los líquidos y/o sólidos que pueden haber entrado i nlenei ona Lmente en el tubo rociador de oxidante 34 pueden ser fácilmente descargados del tubo rociador de oxidante 34 por la vía de los orificios de oxidante inferiores /O. Preferiblemente, los orificios de oxidante inferiores 70 descargan la comente de oxidante hacia abajo en un ángulo sustanc i a 1 mente vertical. Para propósitos ele esta descripción, un orificio de oxidante superior puede ser cualquier orificio que descarga una corriente de Osidanfe en una dirección generalmente hacia arriba (es decir, en un ángulo arriba de lo horizontal), y un orificio de oxidante inferior puede ser cualquier orificio que descargue una comente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo, (es decir, en un ángulo abajo de la horizonta 1 ) . Cn muchos reactores de columna de burbujeo convencionales que contienen un medio de reacción de fases múltiples, sustanc i a 1 mente todo del medio de reacción Localizado abajo del tubo rociador oxidante (u otro mecanismo para introducir la comente de oxidante en i a zona de reacción) tiene un valot ele contención de gas muy bajo. Como es conocido en la técnica, "contención de gas" es simple i a fracción de volumen de un medio de fases múltiples que está en el estado gaseoso. Las zonas de contención de gas bajo en un medio también se puede referir como zonas "desaireadas". En muchos reactores de columna de burbujeo de suspensión convencionales, una porción significante del volumen tota L del medio de reacción se localiza abajo del tubo rociador de oxidante (u ot.ro mecanismo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción) . Así, una porción signi ficante del medio de reacción presente en el fondo de los reactores de columna de burbujeo convencionales está no a ireada . Se ha descubierto que minimizar la cantidad de zonas no aireadas en un medio de reacción sometidas a la oxidación en un reactor de columna de burbujeo puede minimizar la generación de ciertos tipos de impurezas indeseables. Las /onas no aireadas de un medio de reacción contienen relativamente pocas burbujas de oxidante. Este volumen bajo de burbujas de oxidante reduce la cantidad del oxígeno molecular disponible para la disolución en la fase líquida del mecho de reacción. Asi, la fase líquida en una zona no aireada del medio de reacción tiene una concentración relativamente baja de oxígeno molecular. Estas zonas no aireadas, suba 1 i mentadas de oxigeno del medio de reacción tienen una tendencia para promover las reacciones laterales indeseables, antes que la reacción de oxidación deseada. Por ejemplo, cuando el para-xi leño se oxida parcialmente para formar ácido fereffalico, la disponibilidad de oxígeno insuficiente en la fase líquida del medio de reacción puede causar la formación de cantidades indeseablemente altas de ácido benzoico y ani llos aromáticos acoplados, que incluyen notablemente moléculas coloreadas altamente indeseables conocidas como fluorenonas y antraqu i nonas . De acuerdo con una modal idad de la presente invención, la o*» i dación en fase 1 iquida se 1 leva a cabo en un reactor de columna de burbujeo configurado y operado en una manera tal que la fracción de volumen en el medio de reacción con valores de contención ele gas bajos se minimiza. Esta minimización ele las zonas no aireadas se puede cuanti f icar al dividir teóricamente el volumen entero del medio de reacción en 2,000 cortes horizontales discretas de volumen uniforme. Con la excepción de las cortes horizontales más altas y más bajas, cada corte horizontal es un volumen discreto unido en sus lados por la p red lateral del reactor y unido sobre su parte superior y fondo por planos horizontales imaginarios. Ll corte horizontal más alto se une sobre su fondo por un plano horizontal imaginario y sobre su parte superior por la superficie superior del mecho de reacción. El corte horizontal más bajo se une sobre su parfe superior por un plano horizontal imaginario y sobre su fondo por el extremo inferior del recipiente. Una vez que el medio de reacción se ha dividido teóricamente en 2,000 cortes horizontales discret s de igu l volumen, la contención de gas promediada en tiempo y promediado en volumen de cada corte hop onta L se puede determinar. Cuando este método de cuanti f icación de la cantidad de las zonas no tratadas se emplea, se prefiere que el número de cortes horizontales tengan una contención de gas promediado en tiempo y promediado en volumen menor que 0.1 para ser menor que 30, mas preferiblemente menor que 15, todavía mas preferiblemente menor que 6, aun más pre eriblemente menor que 4, y mucho más preferiblemente menor que 0.2 Se prefiere que el numero de cortes horizontales tengan una contención de gas menor que 0.2 para ser menor que 80, mas preferiblemente menor que 40, todavía más preferiblemente menor que 20, aun más preferiblemente menor que 12, y mucho más preferiblemente menor que 5. Se prefiere que el numero ele cortes horizontales tengan una contención de gas menor que 0.3 para ser menor que 120, mas preferiblemente menor que 80, todavía más preferiblemente menor que 40, aun mas preferiblemente menor que 20, y mucho más preferiblemente menor que 15. Con referencia nuevamente a las F1GS. 1 y 2, se ha descubierto que el tubo rociador oxidante 34 más bajo en la zona de reacción 28 proporciona varias ventajas, que incluyen la reducción de la cantidad de las zonas no aireadas en el medio de reacción 36. Dado una altura "11" del medio de reacción 36, una longitud "L" de la zona de reacción 28, y un diámetro máximo "D" de la zona de reacción 28, se prefiere que una mayoría (es decir, >50 por ciento en peso) de la comente de oxidante sea introducida en la zona de reacción 28 dentro de aproximadamente 0.02511, 0.022L, y/o 0.25D del extremo inferior 52 ele la zona de reacción 28. Más preferiblemente, una mayoría de la comente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28 dentro de aproximadamente 0.0211, 0.018L, y/o 0.2D del e-,tremo inferior 52 de i a zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente, una mayoría de la corriente de oxidante se introduce en i a zona de reacción 28 dentro de 0.01511, 0.013L, y/o 0.15D deL extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Ln la modal idad ilustrada en la TIG. 2, la distancia vert i ca 1 "Yj" entre el extremo inferior 52 de la zona ele reacción 28 y la salida de los orificios de oxidante superiores 68 del tubo rociador de oxidante 34 es menos que aproximadamente 0.2511, 0.22L, y/o 0.25D, de modo que sustanc i a 1 ment e todo de la corriente de oxidante entra en la zona de reacción 28 dentro de aproximadamente 0.25H, 0.22L, y/o 0.25D del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, Yi es menor que aproximadamente 0.0211, 0.018L, y/o 0.2D. Mucho más preferiblemente, Yi es menor que 0.01511, 0.013L, y/o O.lbD, pero mas que 0.00511, 0.004L, y/o 0.06D. La 1 LG. 2 ilustra una linea tangente 72 en la ubicación donde el borde de fondo del cuerpo medio cilindrico 46 de la coraza de recipiente 22 se une con el borde superior de la cabeza el íptica 48 de la coraza de recipiente 22. Alternativamente, la cabe/a inferior 48 puede ser de cualquier forma incluyendo comea, y la línea tangente todavía se define como el borde de fondo del cuerpo medio cilindrico 46. La distancia vertical "Y:" entre la línea tangente 12 y la parte superior del tubo rociador de oxidante 34 es preferiblemente por lo menos a ap ro • i madamente 0.001211, 0.001L, y/o 0.01D; mas preferiblemente por lo menos apro imadamente 0.00511, 0.004L, y/o 0.05D; y mucho más preferiblemente por lo menos 0.0111, 0.008L, y/o 0.1D. La distancia vertical "Y3" entre el extremo inferior '52 de la zona de reacción 28 y la salida de los orificios de oxidante inferiores /0 del tubo rociador de oxidante 34 es preferiblemente menor que aproximadamente 0.001511, 0.013L, y/o 0.15D; mas preferiblemente menor que aproximadamente 0,01211, 0.01L, y/o 0.1D; y mucho más preferiblemente menor que 0.0111, 0.0081, y/o 0.075D, pero mas que 0.003H, 0.002L, y/o 0.025D. l'n una modalidad preferida de la presente invención, los orificios que descargan la corriente de oxidante y la corriente de alimentación en la zona de reacción se configuran de modo que la cantidad (en peso) del oxidante o la corriente de alimentación descargada desde un orificio son directamente proporcionadas al área abierta del orificio. Asi, por ejempLo, si 50 por ciento del área abierta acumulat iva definida por todos los orificios de oxidante se localizan dentro de 0.15D del fondo de la zona de reacción, entonces 50 por ciento en peso de la corriente de oxidante entra en la zona de reacción dentro de 0.15D del fondo de la zona de reacción y viceversa. Además de la ventajas proporcionadas aL minimizar las zonas no aireadas (es decir, zonas con contención de gas ba a) en un mecho de reacción 36, se ha descubierto que la oxidación se puede aumentar al maximizar la contención de gas del medio de reacción entero 36. 1 1 medio de reacción 36 preferiblemente tiene contención de gas promediado en tiempo y promediado en volumen de por lo menos aproximadamente 0.4, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.6 a apro imadamente 0.9, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 0.65 a 0.85. Varios atributos f sicos y operac i ona 1 es del reactor de columna de burbujeo 20 contribuyen a la contención de gas alta discutida en lo anterior. Por ejemplo, para un tamaño de reactor dado y flujo de corriente ele Oxidante, la relación L:D alta de la zona de reacción 23 produce un diámetro inferior el cual incrementa la velocidad superficial en cl mecho de reacción 36 que a su vez incrementa la contención de gas. ?d i ci onal mente, el diámetro actual de una columna de burbujeo y la relación L:D son conocidas por influenciar la detención del gas promedio aun para una velocidad superficial constante dada. Además, la minimizacLÓn de las zonas no aireadas, particularmente en el fondo de la zona de reacción 28, contribuye a un valor de contención de gas incrementado. Además, la presión de la parte de arriba y la configuración mecánica del reactor de columna de burbujeo pueden afectar la estabilidad de operación en las velocidades superficiales altas y los valores de contención de gas divulgados en la presente. Además, los inventores han descubierto Ja importancia de operación con una presión de parte de arriba optimizada para obtener la contención de gas incrementada y la transferencia de masa incrementada. Podría aparecer que la operación con una presión de parte de arriba inferior, que reduce la so I ubi 1 idad del Oxígeno molecular de acuerdo a un efecto de Luw llenry, reduciría la proporción de transferencia de masa del oxigeno molecular del gas al líquido. En un recipiente mecánicamente agitado, ta L es típicamente el caso debido a los niveles de aireación y las proporciones de transferencia de masa se denominan por el diseño del ag tador y la presión de la parte de arriba. Sin embargo, en un reactor de columna de burbujeo de acuerdo a una modalidad preferida ele la presente invención, se ha descubierto como usar una presión de la parte ele arriba inferior para causar una masa dada de corriente de oxidante en fase de gas para ocupar más volumen, incrementar la velocidad superficial en el medio de reacción 36 y a su vez incrementar la contención de gas y proporción de transferencia de oxígeno molecular. Fl balance entre la coalescencia y dispersión del burbujeo es un fenómeno extremadamente complicado, conduciendo por una parte a una tendencia a La espuma, lo cual reduce las proporciones ele circulación internas de la fase 1 i qu i da y lo cual puede requerir, zonas de desacop 1 am i en to muy grandes, y por otra parte una tendencia a más pocas, burbujas muy grandes que dan una contención de gas inferior y proporción de transferencia de masa más baja de la corriente de Oxidante a la fase liquida. Concerniente a i a fase líquida, su composición, densidad, viscosidad y tensión de superficie, entre otros factores, son conocidas para ínteractuar en una manera muy complicada para produc r result dos muy comp 1 icados aun en la ausencia de una fase sólida. Por ejemplo, los investigadores de laboratorio han encontrado útil calificar si el "agua" es agua potable, agua desti lada, o agua desionizada, cuando reportan y evalúan las observaciones para las columnas ele burbujeo de agua-aire aun simples. Para las mezclas complejas en la fase líquida y para la adición de una fase sólida, el grado de complejidad se eleva ad i c i ona 1 mente . Las irregularidades de superficie de las partículas individuales de sólidos, el tamaño promedio de sol idos, la distribución de tamaño de partícula, la cantidad de solidos relativa a la fase líquida, y la habiLidad de liquido para humedecer la superficie del sólido entre otras cosas, todas son importantes en su interacción con la fase líquida y la corriente de oxidante en establecer que el comportamiento del burbujeo y los patrones de flujo de convención natural resultarán. Así, la habilidad del reactor de columna de burbujeo para funcionar útilmente con las velocidades superficiales altas y la contención de gas alta divulgada en la presente depende, por ejemplo, en una selección apropiada de: (1) la composición de la fase liquida del medio de reacción; (2) la cant idad y t i po de los sol idos precip tados, ambos de los cuales se pueden ajusfar mediante condiciones de reacción; (3) la cantidad de la comente de oxidante alimentada al reactor; (4) la presión de la parte de arriba que afecta cl fLujo volumétrico de La comente de oxidante, la estabilidad de las burbujas, y, por la vía del balance de energía, la temperatura de reacción; (5) la temperatura de reacción por sí misma, que afecta las propiedades del fluido, las propiedades de los solidos precipitados, y el volumen específico de la corriente de oxidante; y (6) los detalles de geometría y mecánica de recipiente de reacción, incluyendo Ja reí ac i on L : D. Con referencia nuevamente a la FLG. 1, se ha descubierto que la distribución mejorada del compuesto oxidable (por ejemplo, pa ra- i 1 eno) en el medio de reacción 36 se puede proporcionar al introducir una corriente de alimentación en fase líquida en la zona de reacción 28 en ubicaciones vert icalmenle espaciadas múltiples. Preferiblemente, la corriente de alimentación en fase líquida se introduce en la zona de reacción 28 por La vía de por lo menos 3 orificios de alimentación, más preferiblemente por lo menos 4 orificios de alimentación. Como se utiliza en la presente, el término "orificios de ali entae ón" indicará los orificios donde la corriente de alimentación en fase líquida se descarga en la zona de reacción 28 para mezclarse con el medio de reacción 36. Se prefiere que por lo menos dos de los orificios de alimentación estén especiadas verticalmente de una a la otra por al menos aproximadamente 0.5D, más preferiblemente: por lo menos aproximadamente 1.5D, y mucho más preferiblemente por lo menos 3D. Sin embargo, se prefiere que el orificio ele alimentación más lto sea espaciado vert i ca 1 mente del orificio de oxidante más bajo pero no más de apro imadamente 0.7511, 0.65L y/o 8D; más prefer blemente no más que apro imadamente 0.511, 0.4L y/o 5D; y mucho más preferiblemente no más que 0.411, 0.35L y/o 4D. Aunque es deseable introducir la comente de alimentación cn fase líquida en ubicaciones verticales múltiples, también se ha descubierto que la distribución mejorada en el compuesto oxidable en el medio de reacción 36 se proporciona si la mayoría de la comente de alimentación en fase líquida se introduce en la mitad del fondo en el medio de reacción 36 y/o la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso de la corriente de alimentación en la fase liquida se introduce en la mitad del fondo deL medio de reacción 36 y/o la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente por lo menos 90 por ciento en peso ele la comente de alimentación en fase líquida se introduce en la mitad del fondo del medio de reacción 36 y/o la zona de reacción 28. Además, se prefiere que lo menos 30 por ciento en peso de la corriente de alimentación en fase líquida se introduzca en la zona de reacción 28 dentro de aproximadamente 1.5D de la ubicación vertical más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona ele reacción 28. Esta ubicación vertical más baja donde la corriente de o- idante se int oduce en i a zona de reacción 28 es típicamente en el fondo del tubo rociador de oxidante; sin embargo, una variedad de configuraciones alternativas para introducir la corriente de oxidante de la zona de reacción 28 se contemplan por una modalidad de la presente invención. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso de la alimentación en fase líquida se introduce dentro de aproxi adamente 2.5D de La ubicación vertical mas baja donde la comente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75% en peso de la comente de alimentación en fase líquida se introduce dentro de aproxi adamente 51) de la ubicación vertical más baja donde la corriente oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Cada orificio de alimentación define un área abierta a través de la cual la al ímentación se descarga. Se prefiere por lo menos aproximadamente 30 por ciento del área abierta acumulativa de todas las entradas de alimentación se localicen dentro de aproximadamente 1.5D de la ubicación vertical mas baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Preferiblemente, por Jo menos aproximadamente 50 por ciento del área abierta acumulativa de todas las entradas de alimentación se localizan dentro de aproximadamente 2.5D de la ubicación vertical mas baja donde la corriente de o> idante se introduce en la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75 por ciento del área abierta acumulativa de todas las entradas de alimentación se localizan dentro de aproximadamente 5D de la ubicación vert i c 1 mas baja donde la corriente de Oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Con referencia nuevamente a la FTG. 1, en una modalidad de la presente invención, las entradas de alimentación 32a, b, c, d son simplemente una serie de orificios ve rt, i ca 1 mente alineados a lo largo del lado de la coraza de recipiente 22. 1 stos orificios de alimentación preferiblemente tienen diámetros sus tanc i a 1 mente similares de menos que aproximadamente / centímetros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.25 a aproximadamente 5 centimet ros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.4 a 2 centímetros. 1 1 reactor de columna de burbujeo 20 preferiblemente esta equipado con un sistema para controJar el gasto de flujo de la comente ele alimentación en fase liquida fuera de cada orificio de alimentación. Tal sistema de control de flujo preferiblemente incluye una válvula de controL de flujo individual 74a, b, c, d para cada entrada de alimentación résped iva 32a, b, c, d. Ademas, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 sea equipado con un sistema de control de flujo que permite por lo menos una porción de la comente de alimentación en fase Líquida ser lroclucida en la zona de reacción 28 en una velocidad superficial de entrada elevada de por lo menos aproximadamente 2 metros por segundo, mas preferiblemente por lo menos aproximadamente 5 metros por segundo, todavía más preferiblemente por lo menos aproximadamente 6 metros por segundo, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 8 a 20 metros por segundo. Como se utiliza en la presente, el término "velocidad superficial de enfrada" indica el gasto de flujo volumétrico promediado en tiempo de la corriente de alimentación fuera del orificio de alimentación dividido por el arca el orificio de alimentación. Preferiblemente por lo menos aproximadamente 50 por ciento de la comente de alimentación se introduce en la zona de reacción 28 a una velocidad superficial de entrada elevada. Mucho más preferiblemente, de manera sustancial toda la comente de alimentación se introduce en la zona de reacción 28 a una velocidad superficial de entrada elevada. Con referencia ahora a las FIGS. 6-7, un sistema alternat ivo para introducir la corriente de al ímenlación en fase liquida en la zona de reacción 28 es ilustrado. En esta modalidad, la corriente de alimentación se introduce en la zona de reacción 28 en cuatro elevaciones diferentes. Cada elevación esta equipada con un sistema de distribución de alimentación respectivo 76a, b, c, d. Cada sistema de distribución de alimentación 76 incluye un conducto de alimentación mecho /8 y un múltiple 80. Cada múltiple 80 se proporciona con por lo menos 2 salidas 82, 84 acopladas a los conductos de inserción respectivos 86, 88, que se extienden en la zona de reacción 28 de la coraza de recipiente 22. Cada conducto de inserción, 86, 88 presenta un orificio de alimentación respectiva, 8/, 89 para descargar la corriente de al ímentación en la zona de reacción 28. Los orif LCIOS de alimentación 87, 89 preferiblemente tienen diámetros sustanc i a I mente similares de menor que aproximadamente 7 centímetros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.25 a apro imadamente 5 centímetros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.4 a 2 centímetros. Se prefiere que los orificios de alimentación 87, 89 de cada sistema de distribución de distribución de alimentación 76a, b, b, d sean opuestos cl i amel r i ca 1 ment e a fin de introducir la comente de al ímentación en la zona de reacción 28 en las d?recc?ones3 opuestas. Además, se prefiere que los orificios de alimentación di ametra 1 mente opuestos 86, 88 de los sistemas de distribución de al imentación adyacentes /6 sean orientados a 90° de rotación relativos uno al otro. En i a operación, la corriente de alimentación en fase liquida se carga al conduelo ele alimentación mecho /8 y subsecuentemente entra al mu 1 t íplo 80. Ll múlti le 80 distribuye la corriente de al imentación uniformemente para la introducción simultanea sobre los lados opuestos del reactor 20 por la vía de los orificios de alimentación 8/, 89. La I 1G. 8 ilustra una configuración alternativa en donde cada sistema de distribución de alimentación 76 está equipado con tubos de bayoneta 90, 92 diferentes a los conductos de inserción 86, 88 (mostrados en la 1 1G. 7) . Los tubos ele bayoneta, 90, 92 se proyectan en la zona de reacción 28 e incluyen una pluralidad de orificios de alimentación pequeños 94, 96 p ra descargar la alimentación en fase líquida en la zona de reacción 28. Se prefiere que los orificios de alimentación pequeños 94, 96 de los tubos de bayoneta 90, 92 tengan sustancí a 1 mente los m smos diámetros de menor que aproximadamente 50 milímetros, mas de manera preferible de apro imadamente 2 a aproximadamente 25 milímetros y mucho más preferiblemente 4 a 15 milímetros. Las FIGS. 9-11 ilustran un sistema de distribución de alimentación alternativo 100. Ll sistema de distribución de alimentación 100 introduce la corriente de alimentación en fase líquida a una pluralidad de ubicaciones verticalmente espaciadas y l teralmente espaciadas sin el requerimiento de penetraciones múltiples de la pared lateral del reacotar de columna de burbujeo 20. Ll sistema de introducción de alimentación 100 generalmente incluye un conducto de entrada solo 102, un cabezal 104 una pluralidad de tubos de distribución rectos 106, un mecanismo de soporte lateral 108, y un mecanismo de soporte vertical 110. Ll conducto de entrada 102 penetra la pared lateral del cuerpo medio 46 de la coraza de recipiente 22. Ll conducto de entrada 102 se acopla fluidamente al cabezal 104. El cabezal 104 distribuye la corriente de alimentación recibida del conducto de entrada 102 uniformemente enfre los tubos de distribución rectos 106. Cada tubo de distribución 106 tiene una pluralidad de orificios de alimentación vert i ca i mente espaciadas 112a, b, c, d para descargar la corriente de al ímentación en la zona de reacción 28. 1.1 mecanismo de soporte lateral 108 se acopla a cada tubo de distribución 106 e inhibe el movimiento lateraL relativo de los tubos de distribución 106. El mecanismo de soporte vertical 110 preferiblemente se acopla al mecanismo de soporte lateral 108 y a la parte superior del tubo rociador de oxidante 34. El mecanismo de soporte vertical 110 sus tanc i a 1 mente inhibe el movimiento vertical de los tubos de distribución 106 en la zona de reacción 28. Se prefiere que los orificios de alimentación 1J2 tengan sustanc i a 1 ment e los mismos diámetros que menor que aproximadamente 50 milímetros, más de manera preferibJe aproximadamente 2 a aproximadamente 25 milímetros, y mucho más preferiblemente 4 a 15 milímetros. El espací amiento vertical de los orificios de ali men tac ion 112 del s is tema de distribución de alimentación 100 ilustrado en las FIGS. 9-11 puede ser sustancí a 1 mente el mismo como se describe en lo anterior, con referencia al sistema de distribución de alimentación de la 1 1 G . A Se ha descubierto que los patrones de flujo deJ medio ele reacción en muchos reactores ele columna de burbujeo pueden permitir la distribución azimutal desigual del compuesto Oxidable em el mecho de reacción, especialmente cuando el compuesfo ele oxidable se introduce principalmente a lo largo de un lado del medio de reacción. Como se utiliza en la presente el término "azimutal" indicará un ángulo o espacio alrededor del eje recto de alargamiento de i a zona de reacción. Como se utiliza en la presente, "recto" significará dentro de 45 grados de vertical. I n una modalidad de la presente invención, la corriente ele alimentación que contiene el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xi leño) se mtroduce en la zona de reacción por la vía de una pluralidad de orificios de al imentación a z i muía 1 ment e espaciados. Estos orificios de al imentación az i mu ta 1 mente espaciados pueden ayudar a prevenir a las regiones de las concentraciones de compuesto oxídatele excesivamente altas y exces vamente bajas en el medio de reacción. Los sistemas de introducción de alimentación varios i lustrados en las F1GS. 6-11 son ejemplos de sistemas que proporcionan el espací ami ento azimutal apropiado de los orificios de ali men tac i ón . Con referencia nuevamente a la FlG. 7, a fin de cuanti f icar la introducción a/ i muta 1 mente espaciada de la comente de al imentación en fase líquida en el medio de reacción, el medio ele reacción se puede dividir teóricamente en cuatro cuadrantes azimutales rectos "Qi, Q2, Qi, Q4" de volumen aproximadamente igual. Estos cuadrantes azimutales "Qi , 0.2 , A Q'i" se definen por un par de planos verticales perpendicul res de inserción imaginaria "Pi/P2" que se extienden más allá de la dimensión vertical máxima y dimensión radial máxima del medio de reacción. Cuando el medio de reacción está contenido en un recipiente cilindrico, la línea de inserción de los planos verticales de inserción imaginarios, P], P2 serán aproximadamente comcidentes con la Linca central vertical del ci 1 indro, y cada cuadrante azimutal Q?,Q;,Q?,Q¡ serán un volumen vertical generalmente en forma de cuña que tienen una altura igual a la altura del medio de reacción. Se prefiere que una porción sustancial del compuesto oxidable se cargue en el medio de reacción por la vía de los orificios de alimentación localizados en por lo menos dos cuadrantes azimutaLes diferentes. l'.n una modalidad preferida de la presente invención, no más ele apro imadamente 80 por ciento en peso del compuesto OxLdable se descarga en el medio de reacción a través de los orificios de alimentación que se pueden local izar en un cuadrante azimutal solo. Más preferiblemente, no más de aproximadamente 60 por ciento del compuesto oxidable se descarga en el medio de reacción a través de los orificios ele alimentación que se pueden Localizar en un cuadrante azimutal solo. Mucho más preferiblemente, no más de 40 por ciento en peso del compuesfo oxidable se descarga en el medio de reacción a través de los orificios de alimentación que se pueden localizar en un cuadrante azimutal solo. Estos parámetros para la di tribución azimutal del compuesto oxidable se miden cuando los cuadrantes azimutales se oriental az i muta 1 mente tal que la cantidad posible máxima del compuesto oxidable está siendo descargado en uno de los cuadrantes azimutales. Por ejemplo, si la corriente de alimentación completa se descarga en el medio de reacción por la vía de dos orificios de alimentación que están azimuta I mente espaciados del uno al ot.ro por 89 grados, para propósitos de determinar la distribución azimutal en cuatro cuadrantes azimutales, 100 por ciento en peso de la corriente de al i mentación se descarga en el medio de reacción en un cuadrante azimutal solo debido a que los cuadrantes azimutales se pueden orientar az i muta! mente de Lal manera que ambos le los orificios de alimentación se localizan en un cuadrante azimutal solo. Además do las ventajas asociadas con el espac i am i ento azimutal apropiado de los orificios de alimentación, también se ha descubierto que el espac i ami ento radial apropiado de los orificios de alimentación en un reactor de columna de burbujeo también puede ser importante. Se prefiere que una porción sustancial del compuesto oxidable introducido en el mecho de reacción sea descargado por la vía de orificios de al imentación que están radialmente espaciados hacia adentro de la pared lateral del recipiente. Así, en una modal idad de la presente invención, una porción sustancial del compuesto oxidable entra a la zona de reacción por la vía de los orificios de alimentación localizados en una "zona de alimentación" radial preferida que está espaciada hacia dentro de las paredes laterales rectas que definen la zona de reacc i on . Con referencia nuevamente a la FIG. 7, la zona de alimentación radial preferida "FZ" puede tomar la forma de un cilindro recto teórico centrado en Ja zona de reacción 28 y que tiene un di metro externo "Do" de: 0.9D, donde "D" es el diámetro de la zona de reacción 28. Así, un anillo externo "OA" que tiene un grueso de 0.05D se define entre la zona de alimentación radial preferida \ 7, y el interior de la pared lateral que define la zona de reacción 28. Se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable sea introducido en i a zona de reacción 28 por la vía de los ori f icios de al imentación local izados en este ani l lo eterno OA . Ln ot ra modal idad, se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable sea introducido en el centro de la /ona de reacción 28. Así, como se i lustra en la L 1C. 8, la zona de al imentación radial preferida I Z puede tomar la forma de un anAlo recto teórico centrado en la zona de reacción 28, que tiene un diámetro externo Do de 0.9D, y que tiene un diámetro interno i de 0.2D. Así, en esta modalidad, un cilindro interno que l i ene un diámetro de 0.2D se "corta" del centro de la zona de al imentación radial preferida \ 7, . Se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable sea introducido en i a zona de reacción 28 por la vía de los orificios de Ja al imentación local izado cn este cil indro interno IC. Ln una modal idad preferida de la presente invención, una porción sustancial del compuesto oxidable se introduce en el medio de reacción 36 por la vía de los orificios de: al imentación local izados en la zona de al imentación radi l preferida, sm considerar si la zona de al imentación radial preferida tiene la forma cilindrica o anular descrita en lo anterior. Mas preferiblemente, en por lo menos aproximadamente 25 por ciento del compuesto oxidable ase descarga en el medio de reacción 36 por la vía de los orificios de alimentación localizados en la zona de alimentación radial preferida. Todavía más preferiblemente, por lo menos apro- uñadamente 50% en peso del compuesto oxidable se descarga Gn si medio de reacción 36 por la vía de los o ificios ele al imentación localizados en la zona de alimentación radial preferida. Mucho más preferiblemente, por lo menos /5 por ciento en peso del compuesto oxidable se descarga en cl mecho de reacción 36 por la vía de los orificios de al imenlación local i ados en la zona de alimentación radi l preferida. Aunque los cuadrantes azimutales teóricos y la zona de al ímenfación radial preferida teórica en Las FTGS. 7 y 8 se describen con referencia a la distribución de de la comente de al imentación en fase líquida, se ha descubierto que la distribución azimutal y radial apropiada de la distribución de la corriente de oxidante en fase de gas también puede proporcionar ciertas ventajas. Así, en una modali ad de la presente invención, la descripción de Ja distribución azimutal y radial ele la corriente de alimentación en Tase liquida, proporcionada en lo anterior, también api ica en la manera en la que Ja corriente de oxidante en fase de gas se introduce en el medio de reacción 36. Con referencia ahora a las 1 I GS . 12-15, un tubo rociador de oxidante alternativo 200 se ilustra como generalmente que comprende un miembro de anillo 202 y un par de conductos de entrada de oxidante 204, 206. El tubo rociador de o- id ntc 200 ele las I 1 GS . 13-15 es simi Lar al tubo rociador de o-;?dante 34 de las F1GS. 1-11 con las siguientes tres diferencias primarias: (1) el tubo rociador oxidante 200 no incluye un miembro cruzado diagonal; (2) la porción superior del miembro de ani 1 lo 202 no tiene orificios pa a descargar cl Oxidante en una dirección hacia arriba; y (3) el tubo rociador de o.- idante 2002 tiene mucho más orificios cn la porción inferior del miembro de anillo 202. Como quizas mejor se Llustra en las FJGS. 14 y 15, la porción de fondo del ani 1 lo de tubo rociador de oxidante 202 presenta una pluralidad de orificios de oxidante 208. Los orificios de o- idante 208 son preferiblemente configurados tal que por lo menos aproximadamente 1 por ciento del área abierta total definida por los orificios de oxidante 208 se local i /a abajo de la linea central 210 (FlG. 15) del miembro de ani llo 202, donde la l inea central 210 se locali/a en la elevación del cent roide volumétrico del miembro de amJLo 202. Mas preferiblemente, por lo menos aproximadamente 5 por ciento del arca abierta total definida por todos los orificios de o1- idante 208 se localizan abajo de la línea central 210 con por lo menos aproximadamente 2 por ciento del á ea abierta total que se define por los orificios 208 que descargan la corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo dentro de aproximadamente 30 grados de vertical todavía mas preferiblemente, por Lo menos apro imadamente 20 por ciento del á rea abierta total definida por todos lo orificios de Osidante 208 se localiza abajo de i a línea central 210, con por lo menos aprox madamente 10 por ciento del área abierta total que se define por los orificios 208 que descargan la corriente de o idante en una dirección generalmente hacia abajo dentro de 30 grados del vertical. Mucho más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75 por ciento del área abierta total definida por tocios los orificios de oxidante 208 se localiza abajo de la linea central 210, con por lo menos aproximadamente 40 por ciento del área abierta tot l que se define por los orificios 208 que descargan la corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo dentro de 30 grados del vertical. La fracción de! arca abierta total definida por todos los orificios de o -mídante 208 que se localizan arriba de la línea central 210 es preferiblemente menor que aproximadamente 75 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente 50 por ciento, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 2b por ciento, y mucho mas preferiblemente menor que b por ciento.

Como se i lustra en las L 1GS. 14 y 15, los orificios de Oxidante 208 incluyen los orificios hacia abajo 208a y los orificios oblicuos 208b. Los orificios hacia abajo 208a se configuran para descargar la corriente de oxidante generalmente hacia abajo cn un ángulo dentro de aproximadamente 30 grados de vertical, mas prefe ri bl emente dentro de aproximadamente 15 grados de vertical, y mucho más preferiblemente dentro de 5 grados de vertical. Los orificios ob 1 i cuos 208b se configuran para descargar la comente de oxidante generalmente hacia a i uera y hacia abajo en un ángulo "A" que esta en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente I b grados del vertical, más preferiblemente el ángulo A esta en el intervalo dc^ apro imadamente 30 a apro? i adamente 60 grados del vertical, y mucho más preferiblemente el ángulo A está en el intervalo de aproximadamente 40 a 50 grados ele vertical. Se prefiere que sustanc i a 1 ment o todos los orificios de o- idante 208 tengan aproximadamente cl mismo diámetro. El diámetro ele los orificios de oxidante 208 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 300 milímetros, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 120 milímetros, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 8 a 60 milímetros. 1 1 número total ele orificios de oxidante 208 en el miembro de anillo 202 se selecciona para cumplir los criterios de caída de presión bajos detallados enseguida. Preferiblemente, el numero total de orificios de oxidante 208 formados en el miembro de a n L 1 lo 202 es por lo menos aproximadamente 10, mas preferiblemente el número total de orificios o- leíante 208 esta en el intervaLo de aproximadamente 20 a aproximadamente 200, y mucho más preferiblemente el numero total de orificios de oxidante 208 está en el intervalo de 40 a 100. Aunque las 1 IGS. 12-15 i lustran una configuración muy especifica para el tubo rociador de oxidante 200, ahora se menciona que una variedad de configuraciones de tubo rociador de o, idante se puede emplear para lograr las ventajas descritas cn la presente. Por ejemplo, el tubo rociador ele: o-idantc no necesita necesariamente tener la configuración de miembro de anillo octagonal ilustrado en las riGS. 12-13. Mas bien, es posible para el tubo rociador de oxidante ser formado de cualquier configuración de conducto(s) de flujo que emplea una pluralidad de orificios espaciados para descargar la corriente de oxidante. El tamaño, numero, y dirección de descarga de los orificios de oxidante en cl conducto ele flujo están preferiblemente dentro de los intervalos establecidos en lo anterior. Además, el tubo rociador de o-udante preferiblemente se configura para proporcionar la distribución azimutal y radial del oxígeno molecular descrito en lo anterior, Sin considerar la configuración específica del tubo rociador ele o.- idante se prefiere que el tubo rociador oxidante se configure físicamente y se opere en una manea que minimice la caída de presión asociada con la descarga de la corriente do Oxidante afuera del conducto(s) de flujo, a través de los orif icios de o,- idante, y en la zona de reacción. J'a 1 caída de presión se calcula como la presión estática promediada en tiempo de la comente de oxidante dentro del conducto de flujo on las entradas de oxidante 66a, b, c, el del tubo rociador de o- idante menos la presión estática promediada en t i empo cn la zona de reacción en la elevación donde una mitad de la corriente de oxidante se introduce arriba ele la ubicación vert ica 1 y una mitad de la corriente de o-.idante se introduce abajo de la ubicación vertical. 1 ii una moda lidad preferida de la presente invenc ion, la caída de pre ión promediada en tiempo asociada con la descarga de la corriente de O/ idante del tubo rociador de Oxidante cs menor que aproximadamente 0.3 megapascal (MPa), mas preferiblemente menos que apro <? madamente 0.2 MPa, todaví mas preferible menor que aproximadamente 0.1 MPa, y mucho mas preferiblemente menor que 0.05 MPa. Bajo las condiciones de operación preferidas del reactor de columna de burbujeo descritas en la presente, la presión de la corriente de o iclante dent ro de! conducto (s) ele flujo del tubo rociador de oxidante esta preferiblemente en el intervalo de apro imadamente 0.35 a aproximadamente 1 MPa, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.45 a aproximadamente 0.85 MPa, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.5 a 0.7 MPa. Como es aludido en lo anterior con referencia a la configuración del tubo rociador de oxidante ilustrado en las FLGS. 2-b, puede ser deseable Lavar continuamente o periódicamente el tubo rociador de oxidante con un líquido (por ejemplo, acido acético, agua, y/o para-xileno) para prevenir cl ensuciamiento del tubo rociador de oxidante con sólidos. Cuando tal lavado con líquido se emplea, es preferido para una cantidad efectiva del líquido (es decir, no solo la cantidad menor de gol i t as de líquido que podrían naturalmente estar presentes en la corriente de oxidante ser pasada a través del tubo rociador de oxidante y fuera de los orificios de O idante para por le: menos un período de más de un minuto cada día. Cuando un líquido se descarga continuamente o periódicamente del tubo rociador de oxidante, se prefiere que la relación del gasto de flujo de masa del líquido a través ele 1 tubo rociador de oxidante al gasto de fLujo ele masa del oxigeno molecular a través de-! tubo rociador de Oxidante esté en el intervalo de aproximadamente 0.05:1 a aproximadamente 30:1, o en el intervalo de aproximadamente 0.1:1 a aproximadamente 2:1, o aun en el intervalo de 0.2:1 a 1:1.

En una modal ídacl de la presente invención, una porción s i gn i f i cant e del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) se puede introducir en la zona de reacción a través del tubo rociador de oxidante. En tal conf gu ación, se prefiere que el compuesto oxidabLe y el oxígeno molecular sean descargados del tubo rociador de oxidante a través de Jos mismos orificios en el tubo rociador de oxidante. Como se menciona en lo anterior, el compuesto oxidable es típicamente un líquido en STP. Por lo tanto, en esta modalidad, una corriente de dos fases se puede descargar desde leí tubo rociador de oxidante, con la fase líquida que comprende el compuesto oxidable y la fase de gas que comprende el oxígeno molecul r. Se debe: reconocer, sin embargo, que por lo menos una porción del compuesto oxidable puede estar en un estado gaseoso cuando se descarga desde el tubo rociador de oxidante. Ln una modalidad, la fase liquida descargada del tubo rociador de o; íclantc está formada predominantemente del compuesto oxidable. Ln otra modalidad, la fase líquida descargada del tubo rociador de oxidante tiene sus tanc i a 1 mente la misma composición como la comente de alimentación, descrita en lo anterior. Cuando la fase líquida descargada del tubo rociador de oxidante tiene sus tanc i a 1 men t e la misma composición como la comente de alimentación, tal fase liquida puede comprender un solvente y/o un sistema ele catalizador en las cantidades y relaciones descritas a lo anterior con referencia a la composición de la coméente: de al i mentación. Cn una modalidad de la presente invención, se prefiere: que por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso para todo el compuesto oxidable introducido en la zona de reacción sea introducido por la vía del tubo rociador de oxidante, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduce en la zona de reacción por la vía del tubo rociador de oxidante, y mucho más preferiblemente por lo menos 80 por ciento en peso del compuesto ov?dable se introduce en la zona de reacción por la vía del tubo rociador oxidante. Cuando todo o parte del compuesto oxidable es introduce en la zona de reacción por la vía del tubo rociador oxidante, se prefiere que por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso de todo el oxígeno molecul introducido en la ona de reacción se ha introducido por la vía del mismo tubo rociador de oxidante, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 40 por ciento cn peso del compuesto oxidable se introduce en la zona de reacción por la vía del mismo tubo rociador de oxidante, y mucho más preferiblemente por lo menos 80 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduce en la /ona de reacción por la vía del mismo tubo rociador de oxidante. Cuando una porción significante del compuesto o-idable se introduce en la /ona de reacción por la vía del tubo rociador de oxidante, se prefiere que uno o más dispositivos de detección de temperafura (por ejemplo, termopares) sean colocados en el tubo rociador de oxidante. Lstos sensores de temperatura se pueden cmpleai para ayudar asegurarse que la temperatura en el tubo rociador de oxidante no 1 legue a ser peí igrosamente al La . Con referencia ahora a las 11GS. 16-18, el reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un recipiente: de desai rcacion interna 300 colocado en el fondo de la /e:na de reacción 28 cerca de la sal ida de suspensión 38. Se ha descubierto que las reacciones secundarias que forman írnpure/as ocurren en una proporción relativamente alta durante: la desai rcacion del mecho de reacción 36. Como se utiliza en la presente, "desai reacion" indicará el desacop 1 am i ento de una fase de gas del medio de reacción de fases múltiples. Cuando el medio de reacción 36 es altamente aireado (>0.3 de contención de gas), la formación de impurezas es ínima. Cuando el medio de reacción 36 es aLLamcnle desaireado (>0.01 do contención de gas), la formación de: impurezas también es rn i n i ma . Sin embargo, cuando el medio de reacción es parcialmente aireado (0.01.0.3 de contención de gas), las reacciones secundarias indeseables se promueven y se incrementan y las impurezas se generan. Cl recipiente de desai reación 300 dirige estos y otros problemas a i minimizar el volumen del medio de reacción 36 en un estado parcialmente aireado, y al minimizar el tiempo que toma para desairear el mecho de reacción 36. Una suspensión sustanc i a 1 men te desaireada se produce desde el fondo del recipiente de desai reación 300 si sale del reactor 20 por la vía ele la sal ida de suspensión 38. La suspensión sustanc i a 1 mente desaireada preferiblemente contiene menos que apro i adamente b por ciento on volumen de fase de gas, más preferiblemente menos que aproximadamente 2 por ciento en volumen de fase de gas, y mucho más preferiblemente menos que 1 por ciento cn volumen de fase-: de gas. 1 n la 11G. 16, el reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un controlador de nivel 302 y una válvul e control ele flujo 304. Ll controlador de nivel 302 y la válvula de control de flujo 304 cooperan para mantener el mecho de reacción 36 en una elevación sustanc Lalmente constante en la zona de reacción 28. Ll controlador de nivel 302 es operable para detectar (por ejemplo, al detectar el nivel de presión diferencial o al detectar el nivel nuclear) la elevación de la superficie superior 44 del medio de reacción 36 y generar una señal de control 306 responsiva a la elevación del mecho de reacción 36. La válvula de conlroL de flujo 304 recibe la señal de control 306 y ajusta el gasto de flujo de una suspensión a través de un conducto de saLida de suspensión 308. Asi, cl gasto de flujo de la suspensión fuera de la salida de suspensión 38 puede variar entre un gasto de flujo volumét rico de suspensión máximo ( Fma ) cuando la elevación del medio de reacción 36 es muy alta y un gasto de flujo volumétrico de suspensión mínima (Fm?p) cuando la elevación del medio de reacción 36 es muy baja. ? fin de remover el producto de oxidación de fase sól ida ele la zona de reacción 28, una porción primero se debe pasar a I ravés del recipiente de desai reación 300. El recipiente de desai reación 300 proporciona un volumen interno de baja turbulencia que permite a la fase de gas del medio de reacción 36 a elevarse naturalmente fuera de la fase de líquido y sól ido del medio de reacción 36 como el flujo de líquido y sol Ldos hacia abajo hacia la sal ida de suspensión 38. La elevación de la fase de gas fuera de las fases líquidas y sol idas es causada por la flotación hacia arriba natural de la fase de gas en las fases líquidas y sólidas. Cuando el recipiente de desai reación 300 se emplea, i a transición del medio de-: reacción 36 desde un medio de tres fases, completamente aireado para una suspensión de dos fases, completamente desaireada es rápida y eficiente. Con referencia ahora a las F 1 GS . 17 y 18, el recipiente ele desai reacion 300 incluye una pared lateral generalmente recta 308 que define una zona de desa eación 312 entre los mismos. Preferiblemente, la pared lateral 308 se ext icnde hacia arriba dent ro de aproximadamente 300 grados del vertical, más preferiblemente dentro de aproximadamente 10 grados de vertical. Mucho mas preferiblemente, la pared lateral 308 es sustanc i a 1 mente verticaL. La zona de desai reacion 312 se separa de la zona de reacción 28 y tiene altura "h" y un diámetro "d". Un extremo superior 310 de la pared lateral 308 se abre para recibir el medio de reacción desde la zona de reacción 28 en el volumen interno 312. El extremo inferior de la pared lateral 308 se acopla fluidamente a la sal ida de suspensión 38 por la vía de una transición 314. ln ciertos casos, tal como cuando el orificio de la s l i a de suspensión 38 cs grande o cuando eJ diámetro "d" do la p red lateral 308 es pequeña, la sección de transición 314 se puede eliminar. Como quizás mejor se ilustra en la l IG. 18, el recipiente de desaireación 300 también puede incluir un rompedor de vórtice 316 colocado en la zona de desai eacion 312. Ll rompedor de vórtice 316 puede ser cualquier estructura operable para inhibir la formación de vórt ices conforme las fases sólida y líquida fluyan hacia abajo hacia la salida de suspensión 38. ? fin de permitir el clesacop Lamí ento acoplado de la fase do gas do las fases de sol ido y 1 iquido en el recipiente de desai reacion 300, la altura "h" y el á rea de sección transversal horizontal de la zona de desai reación interna 312 se seleccionan cuidadosamente. La altura "h" y el área de sección transversal horizontal de la zona de desaireación interna 312 debe proporcionar suficiente distancia y tiempo de modo que aun cuando la cant idad máxima de suspensión está siendo retirada (es decir, cuando La suspensión está siendo retirada en 1 na ), sustanc i a 1 mente todo del volumen de burbujas de gas se puede elevar fuera de las fases de sólido y liquido antes de que las burbujas de gas alcancen la salida de fondo del recipiente de desai reacion 300. Así, se prefiere que cl arca de sección transversal de la zona de desai eacion 312 sea tal que la velocidad hacia abajo máxima (Vama ) de las fases liquida y solida a través de la zona de desai reación 312 sea sustanc i almente menor que la velocidad de elevación natural (Vu) de las burbujas de fase de qas a través de las fases liquida y solida. La velocidad hacia abajo máxima (A,„a ) c'° A fases 1 i qu i da y sol ida a través de la zona de desai reacion 312 ocurre en el gasto do flujo volumétrico de suspensión máximo ( 1 ma ) discutido en lo anterior. La velocidad ele elevación natural (Vu) de las burbujas de gas a través de las fases 1 iquida y sol ida varía dependiendo del tamaño de las burbujas; sin embargo, La velocidad de elevación natural (Vu0 5) de las burbujas de gas de diámetro de O.b centímetros a través de las fases líquida y sóLida se pueden utilizar como un valor de corte debido a que sustanc 1 a 1 ment e todo del volumen de burbujas imcialmente en el medio ele reacción 36 serán más grandes que 0.5 centímetros. Preferiblemente, el área de sección transversal de a ona de desai reación 312 es tal que la Vraa es menor que aproximadamente 75 por ciento de Vu0 5 más preferiblemente Vdma es menor que aproximadamente 40 por ciento de V,o 5, mucho más preferiblemente la V ima es menor que 20 por ciento de Vuo 5. La velocidad hacia abajo de las fases líquida y sólida en la zona de desai reacion 312 del recipiente de desai reación 300 se calcula como el gasto de flujo volumétrico de la suspensión desai eada a través de la salida de la suspensión 38 dividida por el área de sección transversal mínima de la zona de desa reación 312. la velocidad hacia abajo de las fases líquida y sólida en la zona de desai reacion 312 del recipiente de desai reación 300 es preferiblemente menor que aproximadamente 50 centímetros por segundo, más preferiblemente menor que aproximadamente 30 centímetros por segundo, y mucho más preferiblemente menor que 10 centímetros por segundo. Ahora se nota que aunque la pared lateral vertical 308 del recipiente de desai reación 300 se ilustra como que tiene una configuración cilindrica, la pared lateral 308 podría comprender una pluralidad de paredes laterales que forman una variedad de configuraciones (por ejemplo, triangular, cuadrada, u oval), mientras que las paredes definen un volumen interno que tiene un volumen apropiado, área ele sección transversal, ancho "d" y altura "h". En una modal idad preferida de la presente invención, "d" está en el intervalo de aproxi adamente 0.2 a aproximadamente 2 metros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.3 a aproximadamente 1.5 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.4 a 1.2 metros. Ln una modalidad preferida de la presente invención, "h" está en el intervalo de aproximadamente 0.3 metros a aproximadamente 5 metros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 3 metros, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 0. /b a 2 metros. Ln una modalidad preferida de la presente invención, la parecí lateral 308 es sustanc i a 1 mente vertical de modo que cl área de sección transversal horizontal de la zona de desai reación 312 es sustancí al mente constante a lo largo ele la altura completa "h" de la zona de desai reación 312. Prefe iblemente, el área de sección transversal horizontal máxima en la zona de desai reación 312 es menos que 2b por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, el área do sección transversal horizontal máxima de la zona de desai rcacion 312 esta en el intervalo de aproximadamente 0.1 a apro imadamente 10 por ciento deJ área de sección transversal máxima ele la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente, el á rea de sección transversal horizontal máxima ele la zona de desai reación 312 está en el intervalo de 0.25 a 4 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima ele la zona de reacción 28. Preferiblemente, el área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desai reacion 312 está en el intervalo de aproximadamente 0.02 a aproxi adamente 3 metros cuadrados, más preferiblemente on el intervalo de aproximadamente 0.05 a aproximadamente 2 metros cuadrados, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.1 a 1.2 metros cuadrados. l'l volumen de la zona de desai reación 312 es preferiblemente menor que aproximadamente 5 por ciento del volumen tota L del medio de reacción 36 o la zona de reacción 28. Más preferiblemente, el volumen de la zona de desaLreación 312 osla en el intervalo de aproximadamente 0.01 a apro -. i uñadamente 2 por ciento del volumen total del medio de reacción 36 o la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente, el volumen de la zona de desaireación 312 está cn el intervalo de 0.05 a apro imadamente 1 por ciento del volumen total del medio de reacción 36 o la zona de reacción 28. 1 1 volumen de la zona de desai reación 312 es pre fe r i fc) 1 emente menor que apro \ i madamente 2 metros cúbicos, más preferiblemente en el mtervalo de aproximadamente 0.01 a aprox i adamcm Le 1 metro cúbico, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.05 a 0.5 metros cúbicos. Volviendo ahora a la 1 1G. 19, el reactor de columna de burbujeo 20 se i lustran ya que incluye un recipiente de desai reación externo 400. En esta configuración, el medio de reacción aireado 36 se retira de la zona de reacción 28 por la vía de un orificio elevado en el lado de la coraza de recipiente 22. El medio aireado retirado se transporta a un recipiente de desaireación externo 400 por la vía de un conducto exterior 402 para el desacoplamiento de la fase de gas de las fases sólida y líquida. La fase de gas desacoplada sale del recipiente de desaireación 400 por la vía del conducto 404, mientras que la suspensión sustancialmente desaireada sale del recipiente de desaireación 400 por la vía del conducto 406. En la FIG. 19 el conducto de salida 402 se muestra ya que es aproximadamente recto, horizontal, y ortogonal a la coraza de recipiente 22. Esto es meramente una configuración conveniente; y el conducto de salida 402 puede ser de otra manera en cualquier aspecto, probar que se conecta útilmente al reactor de columna de burbujeo 20 con el recipiente de desaireación externo 400. Volviendo al conducto 404, es útil para este conducto conectarse a o cerca del recipiente de desaireación superior 400 a fin de controlar una bolsa de gas estancada que contiene el compuesto oxidable y el oxidante. Además, los conductos 402 y 404 pueden comprender útilmente medios de aislamiento de flujo, tales como válvulas. Cuando el medio de reacción- 36 se retira del reactor 20 por la vía de una salida elevada, como se muestra en la FIG. 19, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 esté equipado con una salida inferior 408 cerca del fondo 53 de la zona de reacción 28. La salida inferior 408 y el conducto inferior 410, acoplados en el mismo, se pueden utilizar para la desinventariación (es decir, vaciado del reactor 20 durante la suspensiones. Preferiblemente, una o más salida inferior 408 se proporciona en el fondo de un tercio de la altura del medio de reacción 36, más preferiblemente en el fondo de un cuarto del medio de reacción 36, y mucho más preferiblemente en el punto más bajo de la zona de reacción 28. Con el retiro de la suspensión elevada y el sistema de desaireación mostrado en la FIG. 19, el conducto inferior 410 y la salida 408 no se utilizan para retirar la suspensión de la zona de reacción 28 durante la oxidación. Es conocido en la técnica que los sólidos tienden a asentarse por fuerzas de gravedad en porciones no aireadas y de otra manera no agitadas de la suspensión, incluyendo en los conductos de flujo estancados. Además, los sólidos asentados (por ejemplo ácido tereftálico) pueden tender a solidificarse en grandes aglomerados a continuar la precipitación y/o reorganización cristalina. Así, a fin de evitar el taponamiento del conducto de flujo inferior 410, una fracción de la suspensión desaireada del fondo del recipiente de desaireación 400 se puede utilizar para lavar continuamente o intermitentemente el conducto inferior 410 durante la operación normal del reactor 20. Un medio preferido para proporcionar tal lavado de suspensión al conducto 410 es abrir periódicamente una válvula 412 en el conducto 410 y dejar una fracción de la suspensión desaireada fluir a través del conducto 410 y en la zona de reacción 28 por la vía del orificio interior 408. Aun cuando la válvula 412 está completamente o parcialmente abierta, únicamente una fracción de la suspensión desairada fluya a través del conducto inferior 410 y regresa a la zona de reacción 28. La fracción restante de la suspensión desaireada no se utiliza para lavar el conducto inferior 410 se lleva por la vía del conducto 414 lejos del reactor 20 para el procesamiento corriente abajo adicional (por ejemplo, purificación) . Durante la operación normal del reactor de columna de burbujeo 20 sobre una longitud sustancial de tiempo (por ejemplo, >100 horas), se prefiere que la cantidad de la suspensión desaireada utilizada para inundar el conducto inferior 410 sea menor que 50 por ciento en peso de la suspensión desaireada total producida del fondo del recipiente de desaireación 400, más preferiblemente menor que aproximadamente 20 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente menor que 5 por ciento en peso. Además, se prefiere que durante una duración sustancial de tiempo el gasto de flujo de masa promedio de la suspensión desaireada utilizada para inundar el conducto inferior 410 sea menor que aproximadamente 4 veces el flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28, más preferiblemente menor que aproximadamente 2 veces el gasto de flujo de flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28, todavía más preferiblemente menor que el gasto de flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28, y mucho más preferiblemente menor que 0.5 veces el gasto de flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28. Con referencia nuevamente a la FIG. 19, el recipiente de desaireación 400 incluye una pared lateral preferiblemente cilindrica, sustancialmente vertical 416 que define una zona de desaireación 418. La zona de desaireación 418 tiene un diámetro "d" y una altura "h" . La altura "h" se mide como la distancia vertical entre la ubicación donde el medio de reacción aireado entra al recipiente de desaireación 400 y al fondo de la pared lateral 416. La altura "h", el diámetro "d", área, y el volumen de la zona de desaireación 418 es de manera preferible sustancialmente la misma como es descrito en lo anterior con referencia a la zona de desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 ilustrado en las FIGS. 16.18. Además, el recipiente de desaireación 400 incluye una sección superior 420 formada por la extensión de la pared lateral 416 arriba de la zona de desaireación 418. La sección superior 420 del recipiente de desaireación 400 puede ser de cualquier altura, aunque preferiblemente se extiende hacia arriba a o arriba del nivel del medio de reacción 36 en la zona de reacción 28. J^a sección superior 420 asegura que la fase de gas tenga lugar para desacoplarse apropiadamente de las fases líquida y sólida antes de salir del recipiente de desaireación 400 por la vía del conducto 404. Ahora se nota que aunque el conducto 404 se ilustre conforme regrese a la fase de gas desacoplada a la zona de desacoplamiento del reactor 20, el conducto 404 podría alternativamente ser acoplado a la coraza de recipiente 22 en cualquier elevación al conducto de salida 402. Opcionalmente, el conducto 404 podría ser acoplada al conducto de salida de gas 40 de modo que la fase de gas desacoplada del recipiente de desaireación 400 se combina con la corriente de vapor de la parte de arriba en el conducto 40 y se envía corriente abajo para procesamiento adicional. Volviendo ahora a la FIG. 20, el reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un recipiente de desaireación interno-externo híbrido 500. En esta configuración, una porción del medio de reacción 35 se retira de la zona de reacción 28 a través de un orificio elevado relativamente grande 502 en la pared lateral de la coraza de recipiente 22. El medio de reacción retirado 36 luego se transporta a través de un conducto de codo 504 de diámetro relativamente grande y entra a la parte superior del recipiente de desaireación 500. En la FIG. 20, el conducto de codo 504 se muestra ya que se conecta ortogonalmente a la pared lateral de la coraza de recipiente 22 ya que comprende una cuerva suave a través de un ángulo de aproximadamente 90 grados. Esto es meramente una configuración conveniente; y el conducto de codo 504 puede ser de otra manera en cualquier aspecto, proporcionado que se conecta útilmente al reactor de columna de burbujeo 20 con el recipiente de desaireación externo 500, como se describe. Además, el conducto de codo 504 puede comprender útilmente medios de aislamiento de flujo, tales como válvulas. En el recipiente de desaireación 500, la fase de gas se mueve hacia arriba, mientras que las fases sólida y líquida se mueven hacia bajo. La fase de gas que se mueve hacia arriba puede reentrar al conducto de codo 504 y luego escapar a través del orificio 502 de regreso en la zona de reacción 28. Así, un flujo contracorriente del medio de reacción entrante 36 y el gas desacoplado existente puede ocurrir en el orificio 502. La suspensión desaireada ' sale del recipiente de desaireación 500 por la vía del conducto 506. El recipiente de desaireación 500 incluye una pared lateral preferiblemente cilindrica, sustancialmente vertical 508 que define una zona de desaireación 510. La zona de desaireación 510 tiene una altura "H" y un diámetro "d". Se prefiere que el orificio elevado 502 y el conducto de codo 504 tengan un diámetro el mismo como, o mayor que, el diámetro "d" o de la zona de desaireación 510. La altura "h", el diámetro "d" el área y el volumen de la zona de desaireación 510 son de manera preferible sustancialmente los mismos como se describe en lo anterior con referencia a fa zona de desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 ilustrado en las FJGS. 16-18. Las FIGS. 19 y 20 ilustran una modalidad del reactor de columna de burbujeo 20 donde el producto sólido (por ejemplo, ácido tereftálico crudo) producido en la zona de reacción 28 se retira de la zona de reacción 28 por la vía de una salida elevada. El retiro del medio de reacción aireado 36 de una ubicación elevada arriba del fondo del reactor de columna de burbujeo 20 puede ayudar a evitar la acumulación y estancamiento del medio de reacción y pobremente aireado 36 en el fondo 52 de la zona de reacción 28. De acuerdo a otros aspectos de la presente invención, las concentraciones de oxígeno y el compuesto oxidable, por ejemplo para-xileno en el medio de reacción 36 cerca de la parte superior del medio de reacción 36 son preferiblemente más bajos que cerca del fondo. Así, el retiro del medio de reacción 36 en una ubicación elevada puede incrementar el rendimiento al disminuir la cantidad de los reactivos no reaccionados retirados del reactor 20. También, la temperatura del medio de reacción 36 varía significantemente en la dirección vertical cuando el reactor de columna de burbujeo 20 es operado con la STR alta y los gradientes de la composición química como se divulga en la presente. Bajo tales condiciones, la temperatura del medio de reacción 36 típicamente tendrá mínima local cera del extremo inferior y el extremo superior de la zona de reacción 28. Cerca del extremo inferior, la mínima se relaciona a la evaporación del solvente cerca de donde o todo de parte del oxidante es admitido. Cerca del extremo superior, la mínima es nuevamente debido a la evaporación de solvente, aunque aquí debido a la declinación de la presión dentro del medio de reacción. Además, otra mínima local puede ocurrir entre los extremos superior e inferior donde quiera que la alimentación adicional u oxidante sea admitida al medio de reacción. Así, existe una o más temperatura máxima, conducida por le calor exotérmico de las reacciones de oxidación entre el extremo inferior y el extremo superior de la zona de reacción 28. El retiro de medio de reacción 36 en una ubicación elevada de temperatura alta puede ser particularmente ventajoso con el procesamiento corriente abajo que ocurre a- altas temperaturas, debido a que los costos de energía asociados con el calentamiento del medio retirado para el procesamiento corriente abajo son reducidos. Así, en una modalidad preferida de la presente invención y especialmente cuando el procesamiento corriente abajo ocurre a temperaturas más altas, el medio de reacción 36 se retira del reactor de columna de burbujeo 20 por la vía de una salida (s) elevada colocada arriba de la ubicación (es) donde por lo menos 50 por ciento en peso de la corriente de alimentación en fase líquida y/o la corriente de oxidante en fase de gas entra a la zona de reacción 28. Más preferiblemente, el medio de reacción 36 se retira del reactor de columna de burbujeo 20 por la vía de una salida (s) elevada colocada arriba de la ubicación (es ) donde sustancialmente todo de la corriente de alimentación en fase líquida y/o la corriente de oxidante en fase de gas entra a la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos 50 por ciento en peso de los componentes en fase sólida y en fase líquida retirados del reactor de columna de burbujeo 20 se retiran por la vía de una salida (s) elevada. Más preferiblemente, sustancialmente todo de los componentes en fase sólida y en fase líquida retirados del reactor de columna de burbujeo 20 se retira por la vía de una salida (s) elevada. Preferiblemente, la salida (s) elevada se localiza por lo menos aproximadamente ID arriba del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, la salida (s) elevada se localiza en por lo menos aproximadamente 2D arriba del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente, la salida (s) elevada se localiza por lo menos 3D arriba del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Dada una altura "h" del medio de reacción 36, se prefiere que la salida (s) elevada esté verticalmente ubicada entre aproximadamente 0.2H y aproximadamente 0.8H, más preferiblemente entre aproximadamente 0.3H y aproximadamente 0.7H, y mucho más preferiblemente entre 0.4H y 0.6H. Además, se prefiere que la temperatura del medio de reacción 36 en una salida elevada de la zona de reacción.28 sea por lo menos 1°C mayor que la temperatura del medio de reacción 36 en el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, la temperatura del medio de reacción 36 en la salida elevada de la zona de reacción 28 esté en el intervalo de aproximadamente 1:5 a aproximadamente 16°C más caliente que la temperatura del medio de reacción 36 en el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente, la temperatura del medio de reacción 36 en la salida elevada de la zona de reacción 28 esté en el intervalo de 2 a 12°C más caliente que la temperatura del medio de reacción 36 en el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Con referencia ahora a la FIG. 21, el reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un recipiente de desaireación híbrido alternativo 600 colocado en el fondo del reactor 20. En esta configuración, el medio de reacción aireado 36 se retira de la zona de reacción 28 a través de un orificio relativamente grande 602 en el extremo inferior 52 de la coraza de recipiente 22. El orificio 602 II I define el extremo superior abierto y el recipiente de desaireacion 600. En el recipiente de desaireacion 600, la fase de gas se mueve hacia arriba, mientras que las fases solida y liquida se mueven hacia abajo. La fase de gas que se mueve hacia arriba puede reentrar a la zona de reacción 28 a través del orificio 602. Asi, un flujo contracorriente del medio de reacción entrante y el gas desacoplado existente puede ocurrir en el orificio 602. La suspensión desaireada sale del recipiente de desaireacion 600 por la vía del conducto 604. 1 1 recipiente de dcsaireacion 600 incluye una pared lateral preferiblemente cilindrica, sustancialmente vertical 606 que define una zona de desaireacion 608. La zona de desai reacion 608 tiene una altura "h" y un diámetro "d". Se prefiere que el orificio 602 tenga un diámetro el mismo, o mayor que, el diámetro "d" de la zona de reacción 608. La altura "h", el diámetro "d", el área y el volumen de la zona de desa reacion 608 son de manera preferible sustanc Lalmente los mismos como se describe en lo anterior con la zona de des desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 ilustrado en las Fl GS. 16-18. Con referencia ahora a la L1G. 22, el reactor de columna de burbujeo 20 de la FLG. 21 se ilustra como que incluye un tubo rociador de oxidante alternativo 620. El tubo rociador de oxidante 620 incluye un miembro de anillo 622 y un par de conductos de entrada 624, 626. Ll miembro de anillo 622 preferiblemente tiene sustancialmente la misma configuración como el miembro de anillo 202, descrito en lo anterior con referencia a las TIGS 12-15. Los conductos de entrada 624, 626 extendidos hacia arriba a través de los orificios en la cabeza inferior 48 de la coraza de recipiente 22 y proporcionan la corriente de oxidante al miembro de anillo 622. Con referencia ahora a la FIG. 23, el reactor de columna de burbujeo 20 de la FIG. 21 se ilustra ya que incluye un medio sin tubo rociador para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción 28. En la configuración de la FIG. 23, la corriente de oxidante se proporciona al reactor 20 por la vía de los conductos oxidantes 630, 632. Los conductos de oxidante 630, 632 se acopLan a los orificios de oxidante respectivos 634, 636 en la cabeza inferior 48 de la coraza de recipiente 22. La corriente de oxidante se introduce directamente en la zona de reacción 28 por la vía de los orificios de oxidante 634, 536. Las placas de choque opcionales 638, 640 se pueden proporcionar para desviar el flujo de la corriente de oxidante una vez que ha entrado ínicialmente en la zona de reacción 28. Como se menciona en lo anterior, se prefiere que el reactor de oxidación se configure y se opere de una manera que evite Jas zonas de concentración altas del compuesto oxidable en eJ medio de reacción debido a que tales zonas pueden conduc r a la formación de impurezas. Una manera para mejorar Ja dispersión inicial del compuesto oxidable (por ejemplo para-xileno) en el medio de reacción es al diluir el compuesto oxidable con un liquido. El liquido utilizado para diluir el compuesto oxidable puede originarse desde una porción deL medio de reacción localizada a una distancia sustancial de la ubi cac ón (es) donde el compuesto oxidable se alimenta a la zona de reacción. El liquido de una porción distante de medio de reacción se puede circular a la ubicación próxima a la ubicación de entrada del compuesto oxidable por la vía del conducto de flujo que se coloca internamente y/o externamente al recipiente de reacción medio . Las FTGS. 24 y 25 ilustran dos métodos preferidos de circulación de líquido desde una porción distante del medio de reacción a una ubicación cerca de la entrada del compuesto oxidable utilizando un conducto interno (FIG. 24) o externo (FIG. 25). Preferiblemente, la longitud del conducto de flujo desde su entrada (es decir, orificio (s) donde el líquido entra al conducto) a su salida (es decir, or?f?c?o(s) donde el líquido se descarga del conducto) es mayor que aproximadamente 1 metro, más preferiblemente mayor que aproximadamente 3 metros, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 6 metros, y mucho más preferiblemente mayor que 9 metros. S n embargo, la longitud real del conducto 1 lega a ser menos relevante si el líquido es obtenido desde un recipiente separado, tal vez localizado inmediatamente arriba o al lado del recipiente en el que el compuesto oxidable alimentado se libera ínicialmente . El líquido de cualquier recipiente separado que contiene por lo menos algo del medio de reacción es una fuente preferida para la d Lución inicial del compuesto oxidabLe. Se prefiere que el líquido fluya a través del conducto, cualquiera que sea la fuente, tenga una concentración permanente inferior del compuesto oxidable que el medio de reacción inmediatamente adyacente a por lo menos una entrada del conducto. Además, se prefiere que el líquido que fluye a través del conducto tenga una concentración de compuesto oxidable en La fase líquida abajo de aproximadamente 10,000 ppmw, más prefer blemente abajo de aproximadamente 10,000 ppmw, todavía más preferiblemente abajo de aproximadamente 1000 ppmw, y mucho más prefe iblemente abajo de 100 ppmw, donde las concentraciones se miden antes de i a adición al conducto del incremento del compuesto oxidable alimentado y de cualquier alimentación de solventes separado, opcional. Cuando se mide después de la adición deL incremento de Ja alimentación de compuesto oxidable y la alimentación del solvente opcional es preferible que la comente de líquido comb nada que entra al medio de reacción tenga una concentración de compuesto oxidable en la fase líquida abajo de aproximadamente 300,000 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 50,000 ppmw, y mucho más preferiblemente abajo de 10,000 ppmw. Es deseable mantener el flujo a través del conducto en una proporción suficiente baja de modo que el líquido circulado no suprima el gradiente total deseable del compuesto oxidable dentro del medio de reacción. En este respecto, es preferible que la relación de la masa de la fase líquida en la zona de reacción por lo cual el incremento del compuesto oxidable se libera inicialmente al gasto de flujo de masa del líquido que fluya a través del conducto sea mayor que aproximadamente 0.3 minutos más preferiblemente mayor que aproximadamente un minuto, todavía más preferiblemente entre aproximadamente 2 minutos y aproximadamente 120 minutos, y mucho más preferiblemente entre 3 minutos y 60 minutos. Hay muchos medios para obligar al líquido' fluir a través del conducto. Los medios preferidos incluyen gravedad, eductores de todos los tipos que emplean gas o líquido, o ambos como el fluido motriz, y las bombas mecánicas de todos los tipos. Cuando se utiliza un eductor, una modalidad de la invención usa un fluido automotriz por lo menos un fluido seleccionado del grupo que consiste de: alimentación de compuesto oxidable (líquido o gas) alimentación de oxidante (gas), alimentación de solvente (líquido) y una fuente bombeada de medio de reacción (suspensión) . Otra modalidad usa como un fluido motriz por lo menos dos fluidos seleccionados del grupo que consisten de: alimentación . de compuesto oxidable, alimentación de oxidante, y alimentación de solvente. Todavía otra modalidad usa como fluido motriz una combinación de alimentación de compuesto oxidable, alimentación de oxidante, y alimentación de solvente. El diámetro o diámetros apropiados del conducto de circulación pueden variar de acuerdo a la cantidad y propiedades del material que está siendo llevado, la energía disponible para obligar al movimiento de flujo, y consideraciones de costos de capital. Es preferible que el diámetro mínimo para tal conducto sea mayor que aproximadamente 0.02 metros, más preferiblemente entre aproximadamente 0.06 metros, y aproximadamente 2 metros, y mucho más preferiblemente entre 0.12 y 08 metros. Como se menciona en lo anterior, es deseable controlar el flujo a través del conducto en ciertos intervalos preferidos. Hay muchos medios conocidos en la técnica para efectuar este control al ajustar una geometría fija apropiada durante la construcción del conducto de flujo. Otra modalidad preferida es utilizar geometrías que son variables durante la operación, notablemente incluyen válvulas de todas las clases y descripciones, incluyendo tanto de operación manual como de operación propulsada por cualquier medio, incluyendo espirales de control de alimentación posterior de un elemento detector o sin el. Otro medio preferido para controlar el flujo del líquido de dilución es variar la energía de entrada entre la entrada y I la salida el conducto. El medio preferido incluye cambiar el gasto de flujo de uno o más fluidos a un eductor, cambiar la entrada de energía a un accionador de bomba, y cambiar la diferencia de densidad o diferencia de elevación cuando utiliza fuerza gravitacional. Estos medios preferidos también se pueden utilizar en todas las combinaciones. El conducto utilizado para la circulación del líquido del medio de reacción puede ser de cualquier tipo conocido en la técnica. Una modalidad emplea un conducto construido en todo o parte utilizando materiales de1 tubería convencionales en todo o parte utilizando la pared de recipiente de reacción como una parte del conducto. Un conducto se puede construir completamente encerrado dentro de los límites del recipiente de reacción (FIG. 24), o se puede construir completamente fuera del recipiente de reacción (FIG. 25), o puede comprender secciones tanto dentro y sin el recipiente de reacción. Los inventores contemplan que, particularmente en los reactores más grandes, puede ser deseable tener conductos múltiples y de varios diseños para el movimiento del líquido a través' del conducto. Además, puede ser deseable proporcionar salidas múltiples en posiciones múltiples sobre uno o todos los conductos. Los particulares del diseño balancearan el gradiente completo deseable en las concentraciones permanentes del compuesto oxidable' con la dilución inicial deseable de la alimentación del compuesto oxidable de acuerdo a otros aspectos de la invención actual. Las FIGS. 24 y 25 ambas ilustran diseños que emplean un recipiente de desaireación acoplado al conducto. Este recipiente de desaireación asegura que la porción del medio de reacción utilizado para diluir el compuesto oxidable entrante sea sustancialmente suspensión desaireada. .Ahora se nota, sin embargo, que el líquido o suspensión utilizado para diluir el compuesto oxidable entrante puede estar en una forma aireada así como una forma desaireada. El uso de un líquido que fluye a través de un conducto para proporcionar la dilución de la alimentación del compuesto oxidable es particularmente útil en los reactores de columna de burbujeo. Además, en los reactores de columna de burbujeo, un buen beneficio para la dilución inicial de la alimentación del compuesto oxidable se puede lograr aun si la adición de la alimentación del compuesto oxidable directamente en el conducto, proporcionando que la salida del conducto esté suficientemente cerca a la posición de adición del compuesto oxidable. En tal modalidad, es preferible que la salida del conducto esté localizada dentro de aproximadamente 27 diámetros de salida de conducto de la ubicación de adición más cercana para el compuesto oxidable, más preferiblemente dentro de aproximadamente 9 diámetros de salida del conducto, todavía más preferiblemente dentro de aproximadamente 3 diámetros de salida del conducto,' y mucho más preferiblemente dentro de un diámetro de salida de conducto . También se ha descubierto que los eductores de flujo pueden ser útiles para la dilución inicial de la i alimentación de compuesto oxidable en las columnas de burbujeo de oxidación de acuerdo a una modalidad de la presente invención, aun sin el uso de conductos para obtener el líquido de dilución de una porción distante del ' medio de reacción. En tales casos, el eductor se localiza dentro del medio de reacción y tiene una ruta abierta del medio de reacción en la garganta del eductor, donde la presión baja se retira en el medio de adyacente. Los ejemplos de dos configuraciones de eductor posibles se ilustran en las FIGS. 26 y 27. En una modalidad preferida de estos eductores, la ubicación más cercana de la alimenta de la alimentación del compuesto oxidable es dentro de aproximadamente 4 me'tros, más preferiblemente dentro de aproximadamente 1 metro y mucho más preferiblemente 0.3 metros de la garganta del eductor. En otra modalidad el compuesto oxidable se alimenta bajo presión como un fluido motriz. En todavía otra modalidad, ya sea el solvente o el oxidante se alimentan bajo presión como un fluido motriz adicional junto con el compuesto oxidable. En todavía otra modalidad, tanto el solvente como el oxidante se alimentan bajo presión como fluido motriz adicional junto con el compuesto oxidable. Los inventores contemplan que, particularmente en los reactores más grandes, puede ser deseable tener eductores múltiples y de varios diseños situados en varias posiciones dentro del medio de reacción. Los particulares del diseño balancearán el gradiente completo deseable en las concentraciones permanentes del compuesto oxidable con la dilución inicial deseable de la alimentación del compuesto oxidable, de acuerdo a otros aspectos de la invención actual. Además, los inventores contemplan que el flujo de salida burbujas de un eductor se pueda orientar en cualquier dirección. Cuando los eductores múltiples se utilizan, cada eductor se puede orientar separadamente, nuevamente en cualquier dirección. Como se menciona en lo anterior, ciertas características físicas y operacionales del reactor de columna de burbujeo 20, descrito en lo anterior con referencia a las FIGS. 1-27, proporcionan gradientes verticales en las concentraciones de presión, temperatura y reactivo (es decir, oxígeno y compuesto oxidable) del medio de reacción 36. Como se discute en lo anterior, estos gradientes verticales pueden proporcionar un proceso de oxidación más efectivo y económico como es comparado a los procesos de oxidación convencionales, que favorecen al medio de reacción bien mezcJado de la presión relativamente uniforme, temperatura, y concentración de reactivo por todo. Los gradientes verticales para eL oxigeno, eJ compuesto oxidable (por ejemplo, pa ra-xileno) , y la temperatura hecha posible al emplear un sistema de oxidación de acuerdo con una modalidad de la presente invención, ahora será discutido en mayor detai Le . Con referencia ahora a i a FIG. 28, a fin de cuantificar Los gradientes de concentración del reactivo que salen en el medio de reacción 36 durante la oxidación en el reactor de columna de burbujeo 20, el volumen completo del medio de reacción 36 se puede dividir teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. La Fig. 28 ilustra el concepto de dividir el medio de reacción 36 en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. Con la excepción de los cortes horizontales más altos y más bajos, cada corte horizontal es un volumen discreto enlazado en su parte superior y fondo mediante planos horizontales imaginarios y enlazados sobre sus lados por la pared del reactor 20. EJ corte horizontal más alto se une sobre su fondo por un plano horizontal imaginario y sobre su parte superior por la superficie superior del medio de reacción 36.

El corte horizontal más bajo se une sobre su parte superior por un plano horizontal imagmario y sobre su fondo por el fondo de la coraza de recipiente. Una vez que el medio de reacción 36 se ha dividido teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, la concentración promediada en tiempo y promediada en volumen de cada corte horizontal luego se puede determinar. El corte horizontal individual que tiene la concentración máxima de todos los 20 cortes horizontales se puede identificar como el "corte hopzonta L C-max". El corte horizontal individual localizado arriba del corte horizontal C-max y que tiene la concentración mínima de todos los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal C-max se puede identificar como el "corte horizontal C-min. El gradiente de concentración vertical luego se puede calcular como la relación de la concentración en el corte horizontal C-max a la concentración en el corte horizontal C-min. Con respecto a la cuantificación deJ gradiente de concentrac ón de oxígeno, cuando el medio de reacción 36 se divide teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, un corte hopzontaJ 02-max se identifica ya que tiene la concentrac ón de oxígeno máxima de todos los 30 cortes horizontales y un corte horizontal 02-m?n se identifica ya que tiene la concentración de oxígeno mínima de los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal 02-max. Las concentraciones de oxigeno de los cortes horizontales se miden en la fase de gas del medio de reacción 36 sobre una base húmeda molar promediada en tiempo y promediada en voLumen. Se prefiere que la relación de la concent ación de oxígeno del corte horizontal 02-max a la concentración de oxigeno del corte horizontal 02-m?n este en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 25:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 aproximadamente 15:1, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 10:1. Típicamente, el corte horizontal 02-max estará localizado ce rca del fondo del medio de reacción 36, mientras que el corte horizontal 02-m?n estará localizado cerca de la parte superior del medio de reacción 36. Preferiblemente, el corte horizontal 02-m?n es uno de 5 cortes horizontales más superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal 02-m?n el uno de los más superiores de los 30 cortes horizontales discretos, como se ilustra en la TIG. 28. Preferiblemente, el corte horizontal 0-max es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal 02-max es uno de los cortes horizontales mas inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo la FIG. 28 ilustra el corte horizontal 02-max como el tercer corte horizontal del fondo de reactor 20. Se prefiere que el espaciamiento vertical, entre los cortes horizontales 02-min y 02-max sea por lo menos aproximadamente 2W, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 4W, y mucho más preferiblemente por lo menos 6 . Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales 02-min y 02-max sean por lo menos aproximadamente 0.21-1 más preferiblemente por lo menos aproximadamente 0.4H, y mucho más preferiblemente por lo menos 0.6H . La concentración de oxígeno promediada en tiempo y promediada en volumen, sobre una base húmeda, del corte 02-min está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 3 por ciento en mol, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.3 aproximadamente 2 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.5 a 1.5 por ciento en mol. La concentración de oxigeno promediada en tiempo y promediada en volumen del corte horizontal 02-max está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 20 por ciento en mol, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 15 por ciento en mol y mucho más preferiblemente en el intervalo de 6 a 12 por ciento en mol. La concentración promediada en tiempo de oxígeno sobre una base seca, en el efluente gaseoso descargado del reactor 20 por la vía de salida de gas 40 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 9 por ciento en mol, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 7 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1.5 a 5 por ciento en mol. Debido a que la concentración de oxígeno se deteriora tan marcadamente en la parte superior del medio de reacción 36, es deseable que la demanda para el oxígeno sea reducida en la parte superior del medio de reacción 36. Esta demanda reducida para el oxigeno cerca de la parte superior del medio de reacción 36 se puede lograr al crear un gradiente ver cal en la concentración del compuesto oxidable (por ejemplo para-xil eno) , donde la concentración mínima deJ compuesto oxidable se localiza cerca de la parte superior del medio de reacción 36. Con respecto a Ja cuant i f i cac ón deJ compuesto oxidable (por ejemplo, para-xi 1 eno) , el gradiente de concentración, cuando el med o de reacción 36 se divide teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, un corte horizontal OC-max se identifica ya que tiene Ja concentración de compuesto oxidabJe máxima de todos los 30 cortes horizontales y un corte horizontal OC-rnin se identifica ya que tiene Ja concentración de compuesto oxidable mínima de Jos cortes horizontales localizados arriba deJ corte horizontal OC-max. Las concentraciones de compuesto oxidable de los cortes horizontales se miden en la fase líquida sobre una base de fracción de masa promediada en tiempo y promediada en volumen. Se prefiere para la relación de la concentración de compuesto oxidable del corte horizontal OC-max a la concentrac ón de compuesto oxidable del corte horizontal OC-rnin que sea mayor que aproximadamente 5:1, mas preferiblemente mayor que aproximadamente 30:3, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 20:1 y mucho más preferiblemente en el intervalo de 40:1 a 1000:1. Típicamente, el corte horizontal OC-max estará localizado cerca del fondo del medio de reacción 36, mientras que el corte horizontal OC-rnin estará localizado cerca de la parte superior del medio de reacción 36. Preferiblemente, el corte horizontaJ OC-mj n es uno de los 5 cortes horizontales más superiores de Jos 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal OC-rnin es uno de los más superiores de los 30 cortes horizontales completos, como se ilustra en la TIG- 28. Preferiblemente, el corte horizontal OC-max es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal OC-max es uno de los 5 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FlG. 28 ilustra el corte horizontal OC-max como el quinto corte horizontal del fondo del reactor 20. Se prefiere que el espaciami ento vertical entre los cortes horizontales OC-min y OC-max sean por lo menos aproximadamente 2 , donde "W" es el ancho máximo del medio de reacción 36. Más preferiblemente, el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales ;OC-min y OC-max es por lo menos aproximadamente 4 , y mucho más preferiblemente por lo menos 6W. Dado una altura "h" del medio de reacción 36, se prefiere que el espaciamiento vertical entre ios cortes horizontales OC-min y OC-max sean por lo menos aproximadamente 0.2H, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 0.4H y mucho más preferiblemente por lo menos 0.611. La concentración del compuesto oxidable promediada en tiempo y promediada en volumen (por ejemplo, para-xileno) en la fase líquida del corte horizontal OC-min es preferiblemente menor que aproximadamente 5,000 ppmw, más preferiblemente menor que aproximadamente 2,000 ppmw, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 400 ppmw, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1 ppmw a 100 ppmw. La concent ación de compuesto oxidable promediada en tiempo y promediada en volumen en la fase líquida del corte horizontal OC-max esté preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 100 ppmw a aproximadamente 10,000 ppmw, más pre eriblemente en el intervalo de aproximadamente 200 ppmw a aproximadamente 5,000 ppmw y mucho más preferiblemente en el intervalo de 500 ppmw a 3,000 ppmw.

Aunque se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 proporcione gradientes verticales en la concentración del compuesto oxidable, también se prefiere que el por ciento en volumen del medio de reacción 36 tenga una concentración de compuesto oxidable en Ja fase líquida arriba de 1,000 ppmw sea minimizada. Prefer blemente, el po'r ciento en volumen promediado en tiempo del medio de reacción 36 tiene una concentración de compuesto oxidable en la fase líquida arriba de 1,000 ppmw sea menor que aprox madamente 9 por ciento, mas prefe iblemente menor que aproximadamente 6 por ciento y mucho más preferiblemente menor que 3 por ciento. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado en tiempo del medio de reacción 36 que tiene una concentración de compuesto oxidable en la fase Jiquida arriba de 2,500 ppmw sea menor que aproximadamente 1.5 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente 3 por ciento, y mucho más preferiblemente menor que 0.5 por ciento. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado en tiempo deJ medio de reacción que tiene una concentración del compuesto oxidable en la fase líquida arriba de 10,000 ppmw sea menor que aproxi adamente 0.3 por ciento, más preferiblemente menor que aprox madamente 0.1 por ciento, y mucho mas preferiblemente menor que 0.03 por ciento. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado en tiempo del medio de reacción 36 que tiene una concentración del compuesto oxidable en la fase líquida arriba de 25,000 ppmw sea menor que aproximadamente 0.03 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.015 por ciento, y mucho más menor que 0.07 por ciento. Los inventores notan que el volumen del medio de reacción 36 que tiene niveles elevados del compuesto oxidable no necesita estar en un volumen contiguo solo. Ln muchos casos, los patrones de flujo caóticos en un recipiente de reacción de columna de burbujeo producen simultáneamente dos o más porciones segregadas pero continuas del medio de reacción 36 que tiene niveles elevados deJ compuesto oxidable. En cada tiempo utilizado en el promedio de tiempo, todos los volúmenes segregados pero continuos más grandes que 0.0001 por ciento en volumen del medio de reacción total se adicionan conjuntamente para determinar eJ volumen tota L que tiene los niveles elevados de la concentración de compuesto oxidable en la fase líquida. Ademas de los gradientes de concentración del oxígeno y el compuesto oxidable como se discute en lo anterior, se prefiere que un gradiente de temperatura exista en e 1 medio de reacción 36. Con referencia nuevame'nte a la FIG. 28, este gradiente de temperatura se puede cuantificar en una manera similar a los gradientes de concentrac ón mediante el medio de reacción teóricamente dividido 36 en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen y la med ción de 1 a temperatura promediada en tiempo y promediada en volumen de cada corte. El corte horizontal con la temperatura más baja fuera de los 15 cortes horizontales más bajos luego se puede identificar como el corte horizontal T-rnin, y el corte horizontal localizado arriba del corte hor zontal T-rnin y que tiene la temperatura máxima de todos los cortes arriba del corte horizontal T-rnin Luego se puede identificar como eJ "corte hopzontaL 'I -max". Se prefiere que la temperatura del corte horizontal T-max sea por lo menos aproximadamente 1°C más aLLo que la temperatura deL corto horizontal T-m n. Más preferiblemente la temperatura del corte horizontal T-max está en el intervalo de aproximadamente 1.25 a aproximadamente 12°C más alta que la temperatura del corte horizontal T-min. Mucho más preferiblemente en i a temperatura del corte horizontal T-max esté en el intervalo de 2 a 8°C más alta que la temperatura del corte horizontal T-min. La temperatura del corte horizontal T-max está prefer blemente en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200°C, mas preferiblemente en el intervalo de aprox madamente 140 a aproximadamente 180°C, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 150 a 170°C. Típicamente, el corte horizontal T-max estará local Lzado cerca del centro del medio de reacción 36, mientras que cl corte horizontal T-rnin estara localizado cerca del fondo del medio de reacción 36. Preferiblemente, el corte horizontal T-rnin es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de los 15 cortes horizontales más bajos. Mucho más preferiblemente, cl corte horizontal T-rnin es uno de los 5 cortes horizontales mas bajos de los 15 cortes horizontales mas bajos. Por ejemplo, la F1G. 28 ilustra el corte horizontaL T-rnin y el segundo corte horizontal del fondo del reactor 20. Pre eriblemente, el corte horizontal T-max es uno de los 20 cortes horizontales medios de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal 1 -mi n es uno de los 14 cortes horizontales medios de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FlG. 28 ilustra el corto horizontal t-max como el corte horizontal 20 del fondo de reactor 20 (es decir, uno de los 10 cortes horizontales medios). Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales T-m n y T-max sea por lo menos aproximadamente 2 , mas preferiblemente por lo menos 4W, y mucho más preferiblemente por lo menos 6W . Se prefiere que el espac i am i ento vertical entre los cortes horizontales T-rnin y rI -max sean por lo menos aproximadamente 0.2H, más preferiblemente por Jo menos aproximadamente 0.411, y mucho mas preferiblemente por lo menos 0.611. Como se discute en lo anterior, cuando un gradiente de temperatura vertical existe en eJ medio de reacción 36, puede ser ventajoso retirar el medio de reacción 36 en una ubicación elevada donde i a temperatura del medio de reacción es mas alta, especialmente cuando el producto retirado se somete al procesamiento comente abajo adicional a temperaturas mas altas. ?SL, cuando el medio de reacción 36 se retira de la zona de reacción 28 por la vía de una o más salidas elevadas, como se ilustra en las FIGS. J9 y 20, se prefiere que la sal?da(s) este localizada cerca del corte horizontal l'-max. Preferiblemente, la salida elevada se localiza dentro de los 10 cortes horizontales del corte horizontal 'L'-max, mas prefer blemente dentro de 5 cortes horizontales del corte horizontal T-max, y mucho mas preferiblemente dentro de 2 cortes horizontales del corte hop zonta 1 1 -max . Ahora se observa que muchas de las características inventivas descritas en la presente se pueden emplear en sistemas de reactor de oxidación múltiples - no solo sistemas que emplean un reactor de oxidación soLo. Además, ciertas características inventivas descritas en La presente se pueden emplear en reactores de oxidación agitados mecánicamente y/o agitados con flujo - no solo los reactores agitados con burbujas (es decir, reactores de columna de burbujeo). Por ejemplo, los inventores han descubierto ciertas ventajas asociadas con la concentración de oxigeno de formación de etapas/variantes y/o proporción de consumo de oxígeno por todo el medio de reacción. Las ventajas realizadas por la formación de etapas de la concentración/consumo de oxígeno en el medio de reacción se pueden realizar si el volumen total del medio de reacción esta contenido en un recipiente solo, o en recipientes múltiples. Además, las ventajas realizadas por la formación de etapas de la concentración/consumo dé oxígeno en el medio de reacción se pueden realizar si el (os) recipiente ( s ) de reacción se agita mecánicamente, se agita con fluido y/o se agita con burbujas. Una manera de cuanta ficar el grado de formacaon de etapas de la concentración de oxigeno y/o proporcaón de consumo en el medio de reacción es comparar dos o más volúmenes cont i nuos de 20 por ciento distintos del medio de reacción. Estos volúmenes continuos del 20 por ciento no necesitan ser definidos por cualquier forma particular. Sin embargo, cada volumen continuo de 20 por ciento se debe formar de un volumen contiguo del medio de reacción (es decir, cada voLumen es "continuo"), y los volúmenes continuos de 20 por ciento no se deben sobre poner uno a i otro (es decir, los volúmenes son "distintos"). Las rJGS. 29-31 ilustran que estos volúmenes continuos de 20 por ciento distintos se pueden localizar en el mismo reactor (FIG. 29) o en reactores múltiples (F1GS 30 y 31). Se nota que los reactores ilustrados en las LIGS. 29 y 31 pueden ser reactores agitados mecánicamente, agitado con fJu o, y/o agitados con burbujas. En una modalidad se prefiere que los reactores ilustrados en las FIGS. 29-31 sean reactores agitados con burbujas (es decir, reactores de columna de burbujeo) . Con referencia ahora a la FJG. 29 el reactor 20 se ilustra ya que contiene un medLO de reacción 36. El medio de reacción incluye un primer volumen continuo de 20 por ciento distinto 37 y un segundo volumen de 20% distinto 39. Con referencia ahora a la 1 1G. 30 un sistema de reactor múltiple se ilustra como que incluye un primer reactor 720a y un segundo reactor 720b. Los reactores 720a, b cooperativamente contienen un volumen total de un medio de reacción /36. Ll primer reactor 720a contiene una primera porción del medio de reacción 736a, mientras que el segundo reactor /20b contiene una segunda porción del medio de reacción /36b. Un primer volumen continuo de 20 por ciento distinto 737 del medio de reacción 736 se muestra ya que está defi n Ldo dentro del primer reactor 720a, mientras que un segundo volumen continuo de 20 por ciento distinto 739 del medio de reacción 736 se muestra ya que está definido dentro del segundo reactor /20b. Con referencia ahora a i a F1G. 31, un sistema de reactor múltiple se ilustra como que incluye un primer reactor 820a, un segundo reactor 820b, y un tercer reactor 820c. Los reactores 820a, b, c cooperativamente contienen un volumen total del medio de reactor 836. El primer reactor 820a cont Lene una primera porción del medio de reacción 836a; eL segundo reactor 820b contiene una segunda porción del medio de reacción 836b; y un tercer reactor 820c contiene una tercera porción del medio de reacción 836c. Un primer volumen continuo de 20 por ciento distinto 837 del medio de reacción 836 se muestra ya que esta definido dentro del primer reactor 820a; un segundo volumen continuo de 20 por ciento distinto 839 del medio de reacción 836 se muestra ya que esta definido dentro del segundo reactor 820b; y un tercer volumen continuo de 20 por ciento distinto 841 del medio de reacción 836 se muestra ya que esta definido dentro del tercer reactor 820c. La formación de etapas de la disponibilidad del oxígeno en el medLO de reacción se puede cuanlif icar al referarse al volumen continuo de 20% del medio de reacción que tiene y la fracción cn mol mas abundante de oxígeno en la fase de gas y al referirse el volumen continuo de 20 por ciento de medio de reacción que faene la fracción mol más dis anuada de oxigeno en i a fase de gas. Ln la fase de gas del volumen continuo del 20 por ciento d istmio del medio de reacción que contiene Ja concentración mas aJ La de oxigeno en Ja fase de gas, Ja concentración de oxígeno promeclaada en tiempo y promediada en volumen, sobre una base húmeda, está preferiblemente cn el intervalo de aproximadamente 3 a aproxi adamente 18 por ciento en mol, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3.5 a aproximadamente 14 por ciento cn mol, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 4 a 10 por ciento en mol. En la fase de gas del volumen continuo de 20 por ciento distinto deL medio de reacción que contiene La concent ación mas baja de oxígeno en la fase de gas, la concentración de oxígeno promediada en tiempo y promediada en volumen, sobre una base húmeda, está preferiblemente en el intervalo de aprox madamente 0.3 a aproximadamente 5 por ciento en mol, más preferiblemente en el intervalo de mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3.5 a aproximadamente 14 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4 a 10 por ciento en mol. 0.6 a más preferiblemente en el intervalo de aprox i madamente3.5 a aproximadamente 14 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4 a J 0 por ciento en mol, 4 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en eL intervaLo de 0.9 a 3 por ciento en mol. Además, la relación en la concentración de oxígeno promediada en tiempo y promediada en volumen, sobre una base húmeda, en el volumen continuo de 20 por ciento más abundante cleJ medio de reacción comparado al volumen continuo de 20 por ciento más disminuido del medio de reacción está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1.5:1 a aproximadamente 20:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 32:1, y mucho más preferiblemente en el intervaLo de 3:1 a 9:1. La formación de etapas de la proporción de consumo de Oxígeno en el medio de reacción se puede cuanta facar en térma nos de un oxigeno-STR, imci almente descrito en lo anterior. i 1 oxígeno-STR se describe previamente en el sentido global (es decir, desde la perspectiva del oxígeno-STR promedio del med LO de reacción completo); sin embargo, el oxígeno-STR también se puede considerar en un sentido local (es decir, una porción del medio do reacción) a fin de cuanta ficar la formación de etapas de la proporción del consumo de oxígeno por todo el medao de reacción. Los inventores han descubierto que es muy útil causar que el oxígeno-STR varíe por todo el medio de reacción en armonía general con los gradientes deseables divulgados en al presente que se relacionan a La presión en el medio de reacción y a la fracción en mol del oxígeno molecular en Ja fase de gas del medio de reacción. Así, es preferible que Ja reacción del oxígeno-STR de un primer voJ umen continuo de 20 por ciento distinto deJ medio de reacción comparado al oxígeno-STR de un segundo volumen continúo de 20 por ciento distinto del medio de reacción este en el intervalo de aproximadamente 1.5:1 aprox madamente 20:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 9:1. Fn una modalidad el "primer volumen continuo de 20 por ciento distmto" se localiza más cerca que el "segundo volumen continuo de 20 por ciento distinto" a la ubicación donde el oxígeno molecular se introduce ínicialmente en eL medio de reacción. Estos gradaentes grandes en el oxigeno-STR son deseables si eL medio de reacción de oxidación parcial está contenido en un reactor de oxidación de columna de burbujeo o en cualquier tipo de recipiente de reacción en el que los gradientes se crean en la presión y/o la fracción en mol del oxígeno molecular en la fase de gas del medio de reacción (por ejemplo, en un recipiente agitado mecánicamente que tiene zonas de agitación colocadas vert i ca 1 mente, múltiples logradas al utilizar impulsores múltiples que tienen flujo radial fuerte, posiblemente aumentado por montajes desvaadores generalmente horizontales, con el flujo de oxidante que se eleva generalmente hacia arriba desde una alimentación cerca de la porción inferior del recipiente de reacción, no obstante que el mezclado posterior considerable del flujo de oxidante puede ocurrir dentro de cada zona de agitación vert calmente colocada y que a Lgún mezclado posterior de flujo de oxidante puede ocurrir entre i a zonas de agitación colocadas vert i cálmente adyacentes). Esto es, cuando un gradiente existe en la presión y/o fracción en mol del oxígeno molecular en la fase de gas en el medio de reacción, los inventores han descubierto que es deseable crear un gradiente similar en la demanda química para disolver el oxígeno por el medio divulgado en la presente. Un medio preferido para causar al oxígeno-STR locaJ variar es aJ controlar las ubicaciones de aLimentación del compuesto oxidable y al controlar el mezclado de la fase líquida del medio de reacción para controlar los gradientes en i a concentración del compuesto oxidable de acuerdo a otras descripciones de la presente invención. Otros edi?s útiles para causar al oxígeno-STR Joca! va ri a r incLuyen la variación causante en la actividad de reacción al causar la variación de temperatura local y al cambiar la mezcla local de los componentes de catalizador y solvente (por ejemplo, al introducir un gas adicional para causar el enfriamiento evaporativo en una porción particular del medio de reacción y al adicionar una corriente de solvente que contiene una cantidad más alta de agua para disminuir la actividad en la porción particular del medio de reacción) . Como se discute en lo anterior con referencia a las FIGS . 30 y 31, la reacción de oxidación parcial se puede conducir útilmente en recipientes de reacción múltiples en donde por lo menos una porción, preferiblemente por lo menos i 25 por ciento, más pre fera b 1 emente por lo menos 50 por ciento, y mucho más preferiblemente por lo menos 75 por ciento del oxígeno molecular que sale de un primer recipiente de reacción se conduce a uno o más recipientes de reacción subsecuentes para el consumo de un incremento adicional, preferiblemente más del 10 por ciento, más preferiblemente que 20 por ciento, y mucho más prefer blemente más que 40 por ciento del oxígeno molecular que sal del primer recipiente de reacción corriente arriba. Cuando el uso de tal flujo en serie de oxígeno molecular de un reactor a otros, es deseable que el primer recipiente de reacción se opere dentro de una intensidad de reacción mas alta que por lo menos uno de los recipientes de reacción subsecuentes, preferiblemente con la relación del recip i ente-promedi o-oxí geno-STR dentro del primer recipiente de reacción al reci pi ente-promedio-oxígeno-STR dentro del recipiente de reacción subsecuente en el intervalo de aproximadame te 1.5:1 a aproximadamente 20:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 9:1. Como se discute en lo anterior, todos los tipos del primer recipiente de reacción (por ejemplo; columna de burbujeo, mecánicamente agitado, mezclado posterior, internamente de etapa, de gasto de tipo pistón, y así sucesivamente) y todos los tipos de recipientes reacción subsecuentes, que pueden o no ser de tapo diferente que el primer recipiente de reacción, son útiles para el flujo en serie del oxigeno molecular a los recipientes de reacción subsecuentes de acuerdo a la presenfe invención. IJOS med os para causar al reci piente-promedi o-oxígeno-STR declinar dentro de los recipientes de reacción subsecuentes útilmente incluyen temperatura reducida concentraciones reducidas de compuesto oxidable, y actividad de reaccaón reducida de la mezcla particular de los componentes catalíticos y solvente (por ejempLo, concentración reducida de cobalto, concentración incrementada de agua, y adición de un retardante cafa I i L i co tal como pequeñas cantidades de cobre iónico) . Ln el flujo del primer recipiente de reacción a un recipiente de reacción subsecuente, la corriente oxidante se puede tratar mediante cualquier medio conocado en la técnaca tal como reducción de compresaón o presión, enfraamiento calentamiento, y remocaón de masa o adición de masa de cualquier cantidad o cualquier tipo. Sin embargo, el uso para dec Linar el recipiente, promedi o-oxígeno-STR en los recipientes de reacción subsecuentes es particularmente útal cuando la presión absoluta en la porción superior del primer recipaente de reacción es menor que aproxa madamente 2.0 megapascal, mas preferiblemente menor que aprox madamente 1.6 megapascal, y mucho más preferiblemente menor que 1.2 megapascal. Además, el uso del reci piente-promedio-oxígeno-STR declinación en los recipientes de reacción subsecuentes es pa ticularmente util cuando La relación de La presión absoLuta en la porción superior del primer recipiente de reacción comparado a la presión absoluta en la porción superior do por lo menos un recipiente de reacción subsecuente está en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 a 6:1, más preferiblemente en el intervalo de 0.6:1 a aproximadamente 4:1, y mucho más preferiblemente en un intervalo de 0.7:1 a 2:1. Las reducciones de presión en los recipientes subsecuentes abajo de estas uniones inferiores reducen excesivamente la habilidad del oxígeno molecular, y la presión se incrementa arriba de estas uniones superiores son de manera incrementada costosamente comparadas a utilizar un suministro fresco de oxidante. Cuando el uso del flujo en serae del oxígeno molecular a los recipientes de reacción subsecuentes que tienen rec i p i ente-promedi o-oxí geno-S l'R declinante, las corrientes de alimentación frescas del compuesto oxidable, solvente y oxidante pueden fluir en los recipientes de reacción subsecuentes y/o en el primer recipiente de reacción. Los flujos de la fase liquida y la fase sólida, si está presente, del medio de reacción pueden fluir en cualquier dirección entre los recipientes de reacción. Todo o parte de la fase de gas que deja el primer recipiente de reacción y entra a un recipiente de reacción subsecuente puede fluir separada de o mezclada con porciones de la fase Jíquida o la fase sol ida, si está presente, del medio de reacción del pnmer recipiente de reacción. Un flujo de la corriente de producto que comprende la fase liquida y la fase solida, si esta presente, se puede retirar del medio de reacción cn cualquier recipiente de reacción en el sistema.

Ln una modalidad de la presente invención, el reactor de columna de burbujeo se emplea para oxidar uno o más compuestos oxidables en donde el acetaldehído, para-xileno y meta-xileno en combinación constituyen menos de aproximadamente 50 por ciento en peso de los compuestos oxidables totales en la corriente de alimentación en fase líquida. Más preferiblemente, eL acetaldehído, para-xiJeno y meta-xileno en combinación constituyen menos de 25 por ciento en peso de todos los compuestos oxidables contenidos en la corriente de al ímenlacion en fase líquida. Todavía más preferiblemente el aceta 1 deh i do, para-xi leño y meta-xileno en combinación constituyen menos de 10 por ciento en peso de todos los compuestos oxidables en la corriente de alimentación en fase Líquida. Aun mas pre fera bl emente, i a corriente de alimentación en fase líquida introducida en el reactor de columna de burbujeo contiene menos de apro imadamente 1 por ciento en peso de acetaldehído, menos de aproximadamente 1 por ciento en peso de para-xa leño, y menos de apro i adamente 1 por ciento en peso de meta-xileno. Mucho más preferiblemente, la comente de alimentación en fase líquida introducida en el reactor de columna de burbujeo no contiene sustanc i a 1 mente aceta 1 dehí do, para-xileno y meta-xileno . Con referencia nuevamente a las FJGS. 1-29, la oxidación preferiblemente se 1 leva a cabo en el reactor de columna de burbujeo 20 bajo condiciones que son marcadamente diferentes de acuerdo a Jas modalidades preferidas divulgadas en la presente, que los reactores de oxidación convencionales. Cuando el reactor de columna de burbujeo 20 se utiliza para llevar a cabo la oxidacaón parcaal de Jíquido-fase del para-xa leño al ácido tereftálico crudo (CTA) de acuerdo a modaJadades preferidas divulgadas en la presente, los perfiles espaciales de la intensadad local, de la intensidad de evaporación local y de la temperatura local combinada con los patrones de flujo líquidos dentro del med LO de reacción y las temperaturas de oxidación relativamente bajas, preferidas contribuyen a la formación de partículas de CÍA que t Leñen propiedades únicas y ventajosas . Las 1 1GS. 32? y 3213 ilustran las partículas de CT? base producidas de acuerdo con una modalidad de la presente invención. La I 1G. 32? muestra las partículas CT? base en 500 veces de ag randamient o, mientras que la FLG. 3213 se acerca en una de las partículas de CT? base y muestra esa partícula a 2000 veces de ag randam i en to . Como quizás mejor se ilustra en la I 1G. 32B, cada partícula CT? base típicamente se forma de un numero grande de sub-part ícui as de CTA aglomeradas, pegueñas, dando de esta manera la partícula CT? base un área de superficie relativamente alta, alta porosidad, baja densadad, y buena capacidad disolvente. Las partículas de CT? base típicamente tienen un tamaño de partícula medio en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 350 mieras, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 120 mieras, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 40 a 90 mieras. Las sub-pa rtí cul as de CTA típicamente t i enen un tamaño de partícula medio en el intervalo de aproximadamente O.b a apro madamente 30 mieras, más preferiblemente de aproximadamente 1 a aproximadamente 15 mieras, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 2 a 5 mieras. Ll á rea de superficie relativamente alta de las partículas de CTA base ilustrada en las FIGS 32A y 3213, se pueden cuantif icar utilizando un método de medición de área de superficie Bra i ma i er-Emmet t-J?e 11 er (BET). Preferiblemente, las partículas de Crl ? base tienen una superficie BEJ1 promedio de por lo menos aproximadamente 0.6 metros por gramo cuadrado (nr/g). Más preferiblemente, las partículas de CT? base tienen una arca de superficie BLT promedio en el intervalo de aproximadamente 0.8 a apro imadamente 0.4 m2/g. Mucho más preferiblemente, las partículas de C'F? base tienen un á rea de superficie BLT promedio en el intervalo de 0.9 a 2 m2/g. Las propiedades físicas (por ejemplo, tamaño de partícula, área de superficie BLT, porosidad y capacidad de disolución) de las partículas de CT? formadas mediante el proceso de oxidación opt imizado de una modalidad preferida de la presente invención que permite la purificación de las partículas ele CT? mediante métodos más efectivos y/o económicos, como se describe en detai le adicional enseguida con respecto a la 1 1G. 35. Los valores de tamaño de partícula medio proporcionados en lo anterior se determinaron utilizando la microscopía de luz polarizada y el anal ísis de imagen. EJ equipo empleado en eJ análasas de tamaño de partícula incluyó un microscópico óptico Nikon E800 con un objetivo 0.13 de N.?. de: Plan 1 luor 4x, una cámara digital Spot RT™, y una computadora personal que corre el software de análisis e imagen V4.5.0.19 Image Pro Plus™. El método de análisis de tamaño de partícula incluyo Las siguientes etapas principales: (1) dispersión de los polvos de CTA en aceite mineral; (2) preparar un portaobjeto/cubre objeto de microscopio de la dispersión; (3) examinar el portaobjeto utili ando la microscopía de luz polarizada (condición polares cruzadas - las particuLas se presentan como objetos brillantes sobre: el fondo negro); (4) capturar las diferentes imágenes para cada preparación de muestra (tamaño de campos = 3 x 2.25 mm; tamaño de píxel = 1.84 mi cras/pí xel ) ; (5) reala/ar los anal ísis de imagen con el software Image Pro Plus™; (6) exportar las mediciones de partícula a una hoja de cálculo; y (/) real i ar la caracterización estadística en la hoja de cálculo. La etapa (5) del "análisis de imagen de desempeño con el software Image Pro Plus™" incluidas las etapas de: (a) ajustar el lumbral de imagen para detectar partículas blancas sobre el fondo negro; (b) crear una imagen bmaria; (c) correr un filtro abierto de paso solo para filtrar el ruido del pixel exterior; (d) medir todas las partículas en la imagen; y (e) reportar el diámetro medio medido para cada partícula. 1,1 software Image Pro Plus™ define el diámetro medio de las partículas individuales como la longitud promedio de número de diámetros de una partícula medida en intervalo de 2 grados y que pasa a través del centroide de la partícula. La etapa / de "caracterización estadística de desempeño en la hora del cálculo" comprende calcular el tamaño de partícula medio pesado en volumen como sigue. 11 volumen de cada una de las partículas n en una muestra se calcula como si fueran esféricas utilizando p?/6 * d??3; multiplicar el volumen de cada veces de partícula su diámetro para encontrar p?/6 ? d??4; sumar todas las partículas en la muestra de los valores de p?/6 * d??4; sumar los volúmenes de todas las partículas en la muestra; y calcular el diámetro de partícula pesado en volumen como suma para todas las partículas n en la muestra de (p?/6 k d??4) dividida por la suma para todas las partículas n en la muestra (p?/6 k dx?3). Como se utiliza en la presente, "tamaño de partícula medio" se refiere al tamaño de partícula medio pesado en volumen determinado de acuerdo al método de prueba descrito en lo anterior; y también se refiere como Además, la etapa 7 comprende encontrar los tamaños de partícula para lo cual varias fracciones del volumen de muestra total son más pequeños. Por ejemplo, D(v, 0.1) es el tamaño de-: part ícula por lo cual 10% del volumen de la muestra total es más pequeña y 90 por ciento es más grande; D(v, 0.5) es el tamaño de partícula por lo cual una mitad del volumen de la muestra es más grande y una mitad es más pequeña; D(v, 0.9) es el tamaño de partícula por lo cual 90 por dentó del volumen de la muestra total es más pequeña; y así sucesivamente. Además, la etapa 7 comprende calcular el valor de D(v, 0.9) menos D(v, 0.1), lo cual se defane en la presente: como la "extensión deL tamaño de partícuLa"; y la etapa / comprende calcular el valor de la extensión de tamaño de partícula dividida por D(4,3), que se define en la presente como la "extensión relativa de tamaño de partícula". Además, es preferible que el D(v, 0.1) de las partículas CT? como es medido en lo anterior esté en el intervalo de aproximadamente 5 aproximadamente 65 mieras, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 55 mieras y mucho más preferiblemente en el intervalo de 25 a 45 mieras. Ls preferible que el D(v, 0.5) de las partículas CT? como es medido en lo antepor esté en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 90 mieras, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 80 mieras, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 30 a 70 mieras. Es preferible que el D(v.09) de las partículas CTA como es medado en lo anterior este en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 150 mieras, más prefer blemente en eJ intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 150 mieras, y mucho más preferiblemente en eJ intervalo de 50 a 110 mieras. Ls preferible que la extensión relativa del tamaño de partícula este en el intervalo de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 2.0, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.6 a aproximadamente 1.5 y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.7 a 1.3. Los valores del área de superficie BET proporcionados en lo anterior se midieron sobre un Mi crome r i t i cs ?SAP2000 (disponible de Mi cromen ta cs Lnstru ent Corporation of Norcross, GA) . Fn la primera etapa del proceso de medición, de 2 a 4 gramos de la muestra de las partículas se pesó y se secaron bajo vacío a 50°C. La muestra luego se colocó sobre el múltiple de gas de análisis y se enfrio a 7/°K. Se midió una exoterma de adsorción de nitrógeno en un mínimo de 5 presiones de equil Lbpo al exponer la muestra a volúmenes conocidos de gas de nitrógeno y la medición de la presión disminuyó. Las presiones de eguilibrio estuvieron apropiadamente en el intervalo de P/Po = 0.01-0.20, donde P es la presión de equilibrio y Po es la presión de vapor de nitrógeno liquido a /67°K. La isoterma resultante luego se grafLcó de acuerdo a la siguiente ecuac i ón BFT : donde va es el volumen de gas adsorbido por la muestra en P, Vm es el volumen de gas requerido para cubr r la superficie completa de la muestra con una monocapa de gas, y C es una constante. Desde esta gráfica, V„, y C se determinaron. Vm Luego se convirtió a un área de superficie utilizando el área de sección transversal del nitrógeno a //°K: donde s es el área de sección transversal del nitrógeno a 77°K, T es 7/°K, y R es la constante de gas. Como se alude en lo anterior, el CT? formado de acuerdo con una modalidad de la presente invención exhibe ropicdades de disolución superiores contra el CT? convencional hecho mediante otros procesos. Esta proporción de disolución mejorada permite el CT? inventivo ser purificado mediante procesos de pur ficación más eficientes y/o mas efectivos. La siguiente descripción dirige la manera en la que la proporción de la disolución de CTA se puede cuant i ficar. La proporción de disolución de una cantidad conocida de sólidos en una cantidad conocida de solvente y una mezcla agitada se puede medir mediante va ri os protocolos. Como se utiliza en la presente, el método de medición 1 Lamado la "prueba de disolución regulada" se define como sigue. Una presión ambiental de aproximadamente 0.1 megapascal se ut 1 i /a por toda la prueba de disolución regulada. La temperatura ambiente utilizada por toda la prueba de disolución regulada es aproxi adamente 22°C. Además, Jos sólidos, soLventes y todo eJ aparato de disoLuc ón se equilibran completamente de manera térmica en esa temperatura antes de inicial la prueba, y no hay calentamiento o enfriamiento apreciable del rompedor o sus contenidos durante eJ período de tiempo de disolución. Una porción de soJ vente de grado analítico HPLC, fresco de tet rah drofurano (>99.9 por ciento de pureza), después en la presente THF, 250 gramos de medición se coJoca en un vaso de vidrio de 400 mililitros de forma alta K 1 ?X limpio (Kimble® número de parte 14020, Kimbl e/Kontes, Vineland, NJ), eL cual no es aislado, del lado liso, y generalmente ci Líndrico en forma. Una barra de agí lación magnética recubierta de Teflón (VWR número de parte 58948-230, aproximadamente 1 pulgada de largo con 3/8-pulgada de diámetro, de sección transversal octagonal, VWR International, West Chester, PA 19380) se coloca en el vaso, donde se asienta naturalmente al fondo. La muestra se agita utilizando un agitador magnético 15 de mu! Apunto V'ariomag® (H&P 1 abortechni k ?G, Obersch 1 e i sshe i m, Alemania) en un ajuste de 800 revoluciones por minuto. Esta agitación comienza no mas de b minutos antes de la adición de los solidos y continua estable durante por lo menos 30 minutos después de la adición de los sol idos. Una muestra sólida de materiales particulados de rl P? crudos o purificados que ascienden a 2b0 mi I igramos so pesa en una charola pesadora de muest ra no de adhesión. Ln un tiempo de inicio designado como 1=0, los sol idos pesados se vacian Lodos a la vez en el TI1F agitado, y un cronometro se inicia sa muí táneamente . Apropiadamente hecho, el THl humedece muy rápidamente los solidos y forma una suspensión bien agitada, diluida dentro de 5 segundos. Subsecuentemente, las muestras de esta mezcla se obtienen en los siguientes t Lempos, medido en minutos de T=0: 0.08, 0.25, O.bO, 0.7b, 1.00, bO, 2.00, 2.50, 3.00, 4.00, 5.00, 6.00, 8.00, 10.00, 15.00, y 30.00. Cada muestra pequeña se retira de la mezcla bien agitada, diluida utilizando una je-:r?nga desechable, nueva (Becton, Dikinson y Co, 5 mAi litros, RL! 30163, I randl m Lakes, NJ0.7417). inmediatamente en el retiro deL vaso, aprox madamente 2 mililitros de la muestra liquida clara rápidamente se descarga a travos de un filtro de jeringa no usada, nueva (25 mm de diámetro, 0,45 mieras, Gelman GHP ?crodi se GF®, Pall COrporation, Las llills, NY 11548) en un frasquito de muestra de vidrio marcado, nuevo. La duración de cada relleno con jeringa, la colocación del fi lt ro, y la descarga en un frasquito de muesfra es correctamente menor que aproximadamente 5 segundos, y este intervalo es aproximadamente iniciado y terminado dentro de aproximadamente 3 segundos cada lado de cada tiempo de muestreo objetivo. Dentro de aproximadamente 5 minutos de cada relleno, los frasquitos de muestra se tapan y se mantienen a temperatura aproximadamente constate hasta real izar el siguiente anál isis químico. Después de que la muesfra fin l se toma en un tiempo pasados 30 minutos 1=0, todas las dieciséis muestras se analizan para la cantidad del TP? disuelto ut l izando un método HPLC-DAD generalmente como se describe en otra parte dentro de esta descripción. Sin embargo, en la presente prueba los estándares de calibración y los resultados reportados ambos se basan en miligramos del TPA di suelto por gramo de sofvente THF (después en la presente "ppm en TIIT") . Por ejemplo, si todo lo de los 250 mil igramos de sól idos fue 1 P? muy puro y esta cantidad completa se disolvió completamente en los 250 gramos del solvente de THF antes de que una muestra particular se tomara, la concentración correctamente medida seria aproximadamente 1,000 ppm en l'HF. Cuando el C'l ? de acuerdo a la presente invención se somete a i a prueba de disolución reguLada descr ta en lo anterior, se prefiere que una muesfra tomada en un malnuto t=0 se disuelva a una concentración de por lo menos aprox madamente 500 ppm en J'HF, más preferiblemente a por lo menos 600 ppm en THl . Para una muestra tomada en pasados dos minutos t=0, e^ pref iere que el CÍA de acuerdo a i a invención actual se disolverá a una concentración de por lo menos aproximadamente /00 ppm en Til! , más preferiblemente a por Jo menos 750 ppm en THF. Para una muestra tomada en pasados I cuatro minutos t=0, se prefiere que el CT? de acuerdo a la invención actual se disolverá a una concentración de por lo menos aproximadamente 840 ppm en THF, más preferiblemente a por lo menos 880 ppm en THF. Los inventores han encontrado que un modelo de crecimiento exponencial negativo relativamente simple' es útil para describi r la dependencia de tiempo de los grupos de datos completos ele una prueba de disolución regulada completa, no obstante la complejidad de las muestras particuladas y del proceso de disolución. La forma de la ecuación, después en la presente, el "modelo de disolución regulado", cs como sigue: S = A i B * (1 - exp(-C * t) ), donde t = tiempo en unidades de minutos: S = solubi lidad en unidades de ppm en THF, en t i ernpo t ; l- exp = función exponencial en i a base del logaritmo na tu ra 1 de 2 ; ?, 13 = constantes regresadas en unidades de ppm en TH! , donde A se relación principalmente a la disolución rápida de las partículas mas pequeñas en tiempo muy cortos, y donde la suma de ? i B se relaciona pr ncipalmente a la cantidad total de la disolución cerca del periodo de prueba especificado; y C = una constante de tiempo regresada en unidades de minutos recíprocos. Las constantes regresadas se ajustan para minimizar la suma de los cuadrados de los errores de los puntos de datos actuales y Los valores del modelo correspondientes, que lo cual el método es comúnmente llamado un ajuste "de últimos cuadros". Un paquete de software preferido para ejecutar esta regresión de datos es el JMP Reléase 5.1.2 (S?S Jnstitute Inc., JMP Software, S?S Campu 1 Drive, Cary, NC 27513). Cuando eL CTA de acuerdo a La presente invención se prueba con la prueba de disolución regulada y se ajusta a i modelo de-: disolución regulado descrito en lo anterior, se prefiere que el C'l'? tenga una constante de tiempo "C" mayor que aproximadamente 0.5 minutos recíprocos, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.6 minutos recíprocos y mucho mas preferiblemente mayor que 0.7 minutos reci procos . Las I IGS. 33? y 3313 ilustran una partícula de CT? convencional hecha mediante un proceso de oxidación a alta temperatura convencional en un reactor de tanque agitado continuo (CS R) . La FIG. 33? muestra la partícula de CT? convencional a 500 veces de ag randam i ento, mientras que i a riG. 3313 se acerca y muestra la partícula de CT? a 2,000 veces de agrandama ento . Una comparacaón visual de las partículas CT? inventivas ilustradas en las FTGS 32? y 32B y la partícula de C l'? convencional mostrada en las FJGS. 33A y 3313 muestra que La partícula de CTA convencional tiene una densidad mas alta, á rea de superficie inferior, porosidad inferior, y tamaño de partícula más grande que las partículas de CT? inventivas. De hecho, el CT? convencional representado en las L I GS . 33? y 3313 tiene un tamaño de partícula medio de aproximadamente 205 mieras y un área de superficie BET de aproximadamente 0.57 m"/g. La l'IG. 34 ilustra un proceso convencional para hacer acido tereftalico purificado (PTA). En el proceso de PTA convencional, el para-xi leño parcialmente.se oxida en un reactor ele oxidación a alta temperatura mecán camente agitado 700. Una suspensión que comprende CT/\ se reti ra del reactor 700 y luego se pu ifica en un sistema de purificación 702. El producto de P'l'? del sistema de purificación 702 se introduce en un sistema de separación /06 para separar y secar las partículas de PTA . Ll sistema de purificación 702 representa una porción grande de los costos asociados con la producción de partículas de PTA mediante métodos convencionales. El sistema de puri ficación 702 generalmente incluye un sistema de ad i c i ón/ i nt e rcamb i o de agua /08, un sistema de disolución 710, un sistema de h i drogenac i on 712, y 3 recipientes de cristal ización separados 704a, b, c. El sistema de ad LCI on/ i ntercamb i o de agua 708, una porcaón sustancial de licor madre se desplaza con agua. Después de la adición de agua, la suspensión de agua/CT? se introduce en el sistema de disolución 710 donde la mezcla de agua/CT? se calienta hasta que las partículas de CT? se disuelven completamente en el agua. Después de la disolución de C'F?, la solución de CTA en agua se somete a la hi d rogenación en el sistema de hi drogenac i ón /12. LL efluente de hidrogenado del sistema de hidrogcnac LÓ? /12 luego se somete a 3 etapas de cristal i zación cn recipientes de cristal ización 704a, b, c, seguido por la separación de P'I ? en el sistema de separación 706. La FIG. 35 i lustra un proceso mejorado para producir P'l'? empleando un reactor de oxidación de columna de burbujeo 800 configurado de acuerdo con una modalidad de la presente invención. Una suspensión inicial que comprende partículas de CT? sol idas y un l icor madre líquido se retara del reactor 800. '1 i p i camente, la suspensaon anacaal puede contener en el intervalo de aprox i madamenlelO a aproximadamente 50 por ciento cn peso do partículas de CTA sólidas. Con el resto que es licor madre líquido. Las partículas de CTA sólidas presentes en la suspensión inicial típicamente contiene por lo menos aproximadamente 400 ppmw de 4-carbox i benza 1 deh i do (4-CB?), más típicamente por lo menos aproximadamente 800 ppmw de 4-CB?, y mucho más típicamente en eL intervalo de 1,000 a 15,000 ppmw de 4-CBA. La suspensión inicial retirada del reactor 800 se introduce en un sistema de purificación 802 para reducir la concentración de 4-CBA y otras impurezas presentes en el CT?. Una suspensión más pura/pur Lf i cada se produce del sistema de purificación 802 y se somete a la separación y secado en el sistema de separación 804 para produdr de esta manera partículas de ácido fereftál ico sol idas más puras que comprenden menos que aproximadamente 400 ppmw de 4-CB?, más preferiblemente menos que apro imadament 250 ppmw de 4-C13A, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1 a 200 ppmw de 4-CB?. Ll sistema de purificación 802 del sistema de producción de P'l'? i lustrado en la FIG. 35 proporciona un número de ventajas sobre el sistema de purificación 802 del sistema de la técnica previa ilustrado en la FIG. 34. preferiblemente, el sistema de purificación 802 generalmente incluye un sistema de intercambio de licor 806 un digestor 808, y un cristalizador solo 810. En el sistema de intercambio de 1 icor 806, por lo menos aproximadamente 50 por i ciento en peso del I icor madre presente en la suspensión inicial se reemplaza con un solvente de reemplazo fresco para proporcionar de esta manera una suspensión intercambiada con solvente que comprende partículas de CTA y el solvente de reemplazo. La suspensión intercambiada con solvente que salde del sistema de intercambio de licor 806 se introduce en el digestor (o reactor de oxidación secundario) 808. En el digestor 808, una reacción de oxidación secundaria se realiza a temperaturas 1 ígeramente mas altas que se util Lzaron en la reacción de oxidación i n i c i a 1 /pr i ma r i a Llevada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 800. Como se divulga en lo anterior, el á rea de superficie alta, tamaño de partícula pequeño, y baja densidad de las partículas de CT? producidas en el reactor 800 causan ciertas impurezas atrapadas en las partículas CT? llegar a ser disponibles para la oxidación en el digestor 808 sin requerir la disolución completa de las partículas CTA en el digestor 808. Asi, la temperatura en el digestor 808 puede ser inferior que muchos procesos de i a técnica previa simi lares. La oxidación secundaria llevada a cabo cn el digestor 808 preferiblemente reduce la concentración de 4-CI3A en el CT? mediante por lo menos 200 ppmw, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 400 ppmw, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 600 a 6,000 ppmw. Prefe iblemente, la temperatura de oxidación secundaria en el digestor 808 es por lo menos aproximadamente 10°C mas alta que la temperatura de oxidación primaria en el reactor de columna de burbujeo 800, más preferiblemente aproximadamente 20 aproximadamente 80°C más alta que la temperatura de oxidación primaria en el reactor 800, y mucho más preferiblemente 30 a 50°C mas alta que La temperatura de oxidación primaria en el reactor 800. La temperatura de oxidación secundaria está prefe iblemente en el intervalo de aproximadamente 160 a aproximadamente 240°C, más pre eriblemente en cl intervalo de aproximadamente 180 a aproximadamente 220°C y mucho más preferiblemente en el intervalo de 190 a 210°C. 1,1 producto puri ficado del digestor 808 requiere únicamente una etapa de cristalización sola en el cristal i ador 810 antes de la separación en el sistema de separación 804. Las técnicas de oxidación/digestión secundarias adecuadas se discuten en detalle adicional en la publ icación de sol ic itud de patente norteamericana No. 2005/0065373, la descripción completa de la cual se incorpora expresamente en la presente por referencia. Ll acido tereftál ico (por ejemplo, PTA) producido por cl sistema i lustrado en la FIG. 58 se forma preferiblemente de partículas de PT? que tienen un tamaño de partícula mecho de por lo menos aproximadamente 40 mieras, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 50 a aprox i madamen te 2,000 mieras, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 60 a 200 mieras. Las partículas de PTA preferiblemente tiene un área de superficie BET promedio menor que aproximadamente 0.25 m~/g, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.005 a aproximadamente 0.2 m2/g, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.01 a 0.18 nr/g. I 1 PTA producido por el sistema ilustrado en la F1G. 58 es adecuado para el uso como un material de alimentación en la fabricación do PLT. Típicamente, eL PET se hace por la vía de la estepf icací ón de ácido tereftáLico con etilengl icol, seguido por la polacondensación. Preferiblemente, el ácido tereftál ico producido mediante una modalidad de la presente invención se emplea como una alimentación al proceso de PEÍ' del reactor de tubo descrito en la solicitud de patente norteamericana No. de Serie 10/013,318, presentada el 7 de Diciembre, del 2001, la descripción completa de La cual se incorpora en la presente por rc: fe re:nc i a . Las partículas de CT? con la morfología preferida divulgada en la presente son particularmente útiles en el proceso de digestión oxidante descrito en lo anterior para la reducción del contenido de 4-CB?. Además, estas partículas de CT? preferidas proporcionan ventajas en una amplia gama de otros post-procesos que involucran la disolución y/o la reacción química de las partículas. Estos post-procesos adicionales incluyen, preso no se limitan a, reacción, con por lo menos un compuesto que contiene hidroxalo para formar compuestos de ester, especialmente en la reacción de CTA con metanol para formar el i met i 1 Le re fia 1 a to y esteres de impureza; reacción con por lo menos un dioL para formar compuestos de monómeros de ester y/o polímero, especialmente la reacción de CT? con eti 1 eng 1 icol para formar po 1 i et i 1 enterefta 1 ato; y la disolución completa o parcial cn solventes, que incluyen, pero no se 1 imitan a, agua, ácido acétLco, y N-met?l-2-pirrolidona, que puede incluir procesamiento adicional que incluye, pero no se limita a, repreeipi tación de un ácido tereftálico más puro y/o reducción química selectiva de grupos carboni lo diferentes a los grupos de ácido carbo/ i I ico. Se incluyen notablemente i a disolución sustancial de CT? en un solvente que comprende agua acopLado con la h Ld ogenací ón parcial que reduce la cantidad de aldehidos, especialmente 4-CB?, f Luorenonas, fenonas, y/o ant raqui nonas . Los inventores también contemplan que las partículas de CT? que tienen las propiedades preferidas descritas en la presente se pueden producir de partículas de CT? que no conforman a las propiedades preferidas divulgadas en la presente (partículas de C'F? no de conformación) por medios que incluyen, pero no se limitan a, trituración mecánica de partículas de CT? no de conformación y dLSolucaón completa o parcial de partículas de CT? no de conformación seguida por la reprccipi tacion complefa o parcial. De acuerdo con una modalidad de la presente invención, se proporciona un proceso para oxidar parcialmente un compuesto aromático oxidable a uno o más tipos de ácido carboxi 1 ico aromático en donde la pureza de la porción de solvente de la alimentación (es decir, la "al mentación de solvente" y la pureza de la porción del compuesto oxidable de la alimentación (es decir, la "al mentación del compuesto oxidable") se controla dentro de ciertos intervalos especificados enseguida. Junto con otras modalidades de 'Ja presente invención, esto permite a Ja pureza de la fase liquida y, si está presente, la fase sólida y Ja fase de suspensión combinada (es decir solido más líquido) del medio de reacción p ra ser controlado en ciertos intervalos preferidos, resumidos enseguida. Con respecto a la alimentación de solvente, es conocido oxidar un(os) compuesto(s) aromát?co(s) ox?dable(s) para producí r un ácido carboxi 1 ico aromático en donde la alimentación de solvente introducida en el medio de reacción es una mezcla de ácido acét ico de pureza analítica y agua, como se emplea frecuentemente en escala de laboratorio y escala piloto. Del mismo modo, es conocido conducir la oxidación ci 1 compuesto aromático oxidable a ácido carbdi 1 ico aromático en donde el solvente que deja el medio de reacción se separa del ácido earboxi lico aromático producido y luego se recicla nuevamente al medio de ¡reacción como solvente de alimentación, principalmente para razones de costos de fabricación. Este reciclado de solvente causa ciertas impurezas de alimentación y subproductos de proceso para acumular a través del tiempo en el solvente reciclado. Vanos medios son conocidos en la técnica para ayudar a la purificación del solvente reciclado antes 'de la reí ntroducc i on cn el medio de reacción. Generalmente, un grado más alto de purificación del solvente rec clado conduce a costo de fabricación significantemente más alto que un grado inferior de purificación mediante medios similares. Una modalidad de la presente invención se relaciona al entendimiento y definición de los intervaLos preferidos de un número grande de impure/as dentro de la alimentación del solvente, muchas de las cuales estuvieron hasta ahora creídas grandemente benignas, a fin de encontrar un balance óptimo entre cl costo de fabricación completo y la pureza del producto complefa. "Alimentación de solvente recadado" se define en la presente como la alimentación de solvente que comprende por lo menos apro imadamente b por ciento en peso de masa que previamente ha pasado a través de un medio de reacción que contiene uno o más compuestos aromáticos oxidables sometidos a la o-udación parcial. Para razones de inventario de solvente y ele tiempo en la comente en una unidad de fabricación, es preferible que las porciones del solvente reciclado pasa a través del medio de reacción por lo menos una ve/ por día de operación, mas preferiblemente por lo menos una vez por día por lo menos siete días consecutivos de operación, y mucho más preferiblemente por lo menos una vez por día durante por lo menos 30 días consecutivos de operación. Para razones económicas, es preferible que por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de solvente al medio de reacción de La presente invención rec i c 1 c el solvente, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 40 por ciento cn peso, todavía más preferiblemente por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso, y mucho mas preferiblemente por lo menos 90 por ciento en peso. Los inventores han descubierto que, por razones de actividad de reacción y para consideración de las impurezas metálicas dejadas en el producto de oxidación, las concentraciones de metales mu 1 ti val entes seleccionados dentro de la al ímentacion del solvente reciclado están en preferiblemente los intervalos especificados inmediatamente enseguida. La concentración de hierro en el solvente reciclado esta preferiblemente abajo de aproximadamente 150 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 40 ppmw, y mucho mas preferiblemente entre 0 y 8 ppmw. La concent ación de níquel en el solvente reciclado esta preferible abajo de aproximadamente 150 ppmw, más pre eriblemente abajo de aproximadamente 40 ppmw, y mucho más preferiblemente entre 0 y 8 ppmw. La concent ración de cromo en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 150 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 40 ppmw, y mucho más preferiblemente-: entre 0 y 8 ppmw. La concentración de moJibdeno en cl solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente /5 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 20 ppmw, y mucho más prefe r i bJ emente entre 0 y 4 ppmw. La concentración de titanio en el ¡solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 75 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 20 ppmw, y mucho más prefe iblemente entre 0 y 4 ppmw. La concentración de cobre cn cl solvente reciclado esta preferible abajo de aproximadamente 20 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 4 ppmw, y mucho más preferiblemente entre 0 y 1 ppmw. Otras impurezas metálicas Lambién están típicamente presentes en el solvente reciclaclo generalmente que varían en niveles más bajos en producción a uno o más de los metales listados en lo anterior. El control de los metales listados en lo anterior en los intervalos preferidos mantendrá otras impurezas metálicas en niveles adecuados. Istos metales pueden surgir como impurezas en cualquiera ele las alimentaciones de proceso entrantes (por ejemplo, en el compuesto oxidable entrante, solvente, oxidante, y compuestos de catalizador). Alternativamente, Jos metales pueden surgir como productos de corrosión desde cuaLquiera de las unidades ele proceso que hacen contacto con el medio de reacción y/o que hacen contacto con el solvente reciclado. Los medios pa a controlar los metales en los intervalos de concentración divulgados incluyen Ja especificación apropiada y moni toreo de la pureza de varias al mentaciones y el uso apropiado de materiales de construcción, que incluyen, pero no se limitan a, muchos grados comerciales de titanio y de aceros inoxidables que incluyen aquellos grados conocidos corno aceros inoxidables dobles y aceros inoxidables de molibdeno alto. Los inventores Lambién han descubierto intervalos preferidos para los compuestos aromáticos seleccionados en el solvente reciclado. 1 stos incluyen compuestos aromáticos tanto precipitados como disueltos dentro del solvente rec i c I a do . Sorprendentemente, aun el producto precip tado (por ejemplo, TPA) de una oxidación parcial de para-xileno, es un contaminante que se maneja en el solvente reciclado. Debido a que hay sorprendentemente intervalos preferidos para los niveles de solidos dentro del medio de reacción, cualquier producto precipitado en la alimentación de solvente directamente se sustrae de la cantidad de compuesto oxidable que puede alimentar en convenio. Ademas, la alimentación de sólidos de TP? precipitados en el soLvente reciclado en niveles elevados ha sido descubierto por afectar adversamente el carácter de las partículas formadas dentro de un medio oxidación de precipitación, que conduce al carácter indeseable en las operaciones corriente abajo (por ejemplo, filtración del producto, lavado del solvente, digestión oxidada del producto crudo, disolución del producto crudo para procesamiento adicional, y así sucesivamente). Otra característica indeseabLe de los sol Ldos precipitados en la alimentación del solvente reciclado es que estos frecuentemente: contienen niveles muy altos de impurezas precipitadas, como es comparado a las concentraciones de impurezas cn cl volumen de sólidos dentro de las suspensiones de PTA de los cuales muchos ele los solventes reci ciados se obtienen. Posiblemente, los niveles elevados de impurezas observadas en los sólidos suspendidos en el material filtrado reciclado se puede relacionar a los tiempos de nucleacion para la precipitación de ciertas impurezas del solvente reciclado y/o al enfriamiento del solvente reciclado, si es intencional o debido a pérdidas ambientales. Por ejemplo, las concentraciones de 2 , 6-d i ca rboxi f 1 uorenona altamente coloreada e indeseable se ha observado en niveles mucho más altos en sólidos presentes en el solvente reciclado a 80°C que se^ observan en los sol idos TP? separados en el solvente reciclado a 160°C. Si m i 1 ármente, las concentraciones del ácido tpsoftálico se han observado en niveles mucho más altos en sólidos presentes en eL solvente reciclado comparado a los niveles observados en los sólidos de PTA del medio de reacción. Lxactamente como las impure/as precipitadas transportadas dentro del comportamiento del solvente reciclado cuando se reintroducen ai medio de reacción se presentan para variar. Lsto depende tal vez en la solubilidad relativa de la impureza dentro de la fase líquida deL medio de reacción, tal vez en como la impureza precipitada se ubica entro de los sol idos precipitados, y tal vez en la proporción local de la prec pitación de TP? donde el primer sólido reentra al medio de reacción. ?SL, los inventores han encontrado t i 1 cont rolar el nivel de ciertas impurezas en el solvente: rcciclado, como se divulga enseguida, sin respecto a si estas impurezas están presentes en el solvente reciclado en la forma disuelta o son materiales particulados transportados en las mismas. La canlidad de sóLidos precipitados presentes en el material filtrado reciclado se determina mediante un método graviinetpco como sigue. Una muestra representativa se retira del suminist ro de solvente al medio de reacción mientras que el solvente se hace fluir en un conducto haca a el medio de reacción. Un tamaño de muestra úti 1 es de aproximadamente 100 gramos capturada en un contenedor de vidrio que tiene aproximadamente: 250 mi I i 1 i tros de voLumen interno. Antes de que se I ibere a presión atmosférica, pero mientras que fluye continuamente hacia el contenedor de muestra, el material filtrador reciclado se enfria a menos que 100°C; este enfriamiento es a fin de limitar la evaporación del solvente durante el intervalo corto antes de que se cierre sellado en el contenedor ele vidrio. Después de que la muestra se, captura a presión atmosférica, el contenedor de vidrio se sella inmediatamente. Luego la muestra se deja enfriar aproximadamente 20°C mientras que se circunda por aire a aproximadamente 20°C y sm convección forzada. Después de que alcanza aproximadamente 20°C, la muestra se mantiene en esta condición durante por lo menos aproximadamente 2 horas. Luego, el contenedor sellado se agita vigorosamente hasta que una distribución uniforme visible de sólidos es obtenida. Inmediatamente después, una ba r ra agitadora magnética se adiciona al contenedor ele muestra y se rota a una velocidad suficiente para mantener la distribución efectivamente uniforme de sol idos. Una alícuota de 10 mililitros de líquido mezclado con sólidos suspendidos se retira mediante la pipeta y se pesa. Luego el volumen de la fase líquida de esta alícuota se separa mediante la fi ltración por vacío, todavía aproximadamente 20°C y efectivamente sin pérdida de sólidos. Los sólidos húmedos filtrados de esta alícuota luego se secan, e fect i vamente sin la sublimación de los sólidos, y estos sol icios secos se pesan. La relación del peso de los sólidos secos al peso de la alícuota original de la suspensión os la fracción de solidos, típicamente expresada como un porcentaje y se refiere en la presente como el contenido de filtrado reciclado de los sólidos precipitados a 20°C. Los inventores han descubierto que los compuestos aromáticos disueltos en la fase 1 iqu da del medio de reacción y que comprenden ácidos carboxílicos aromáticos que carecen de grupos hidrocarbí lo no aromáticos (por ejemplo, ácido isoftal ico, acido benzoico, ácido Itálico, 2,5,4'-tp ca rbox i 1 b i fen i 1 o) son componentes sorprendentemente perniciosos. Aunque estos compuestos son muy reducidos en la actividad química en el medio de reacción sujeto comparado a los compuestos oxidables que tienen grupos h droca rb i 1 os no aromáticos, los inventores han descubierto que estos compuestos sin embargo se someten a numerosas reacciones nocivas. Esto, es ventajoso para controlar el contenido de estos compuestos en intervalos preferidos en la fase líquida del medio de reacción. Lsto conduce a intervalos preferidos de compuestos seleccionados en alimentación del solvente reciclacio y también a intervalos preferidos de precursores seleccionados en la alimentación del compuesto aromático oxidabl e . Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xi leño a acido Lereftálico (TP?), los inventores han descubierto que La 2 , 7-d i ca rboxif luorenona de impurezas altamente coloreadas e indeseables (2,7-DCF) es virtualmenfe indetectable en eL medio de reacción y la toma del producto cuando los compuestos aromáticos metasust luidos están on niveles muy bajos en el medio de reacción. Los inventores han descubierto que cuando la impureza ele ácido isoftálico está présenle en niveles de i ncremen tac i ón en la alimentación del solvente, la formación de 2,7-DCF se eleva en casi la proporción directa. Los inventores también han descubierto que cuando la impureza de meta-xileno está presente en la alimentación del para-xi leño, la formación, de 2,7-DCl otra vez se eleva casi en la proporción directa. Ademas, aun si la alimentación del solvente y la alimentación del compuesto oxidable están libres de compuestos aromáticos metasust i Lu i dos, los inventores han descubierto que algún ácido isoftálico se forma durante una oxidación parcial típica de para-xi leño muy puro, part ícularmente cuando el ácido benzoico esta presente en la fase liquida del medio de reacción. Este ácido isoftálico autogenerado puede, debido a su solubilidad más grande que el TP? en el solvente que comprende ácido acet ico y agua, acumularse a través del tiempo cn unidades comerciales que emplean solvente reciclaclo. ?s i , la cantidad de ácido isoftáLico dentro de la alimentación de solvente, la cantidad de meta-xileno dentro do la alimentación ele compuesto aromático oxidable y la proporción de autocreación de acido LSoftáLico dentro del medio de reacción todas se consideran apropiadamente en balance entre sí y en balance con cualquiera de las reacciones que consumen ácido isoftálico. El ácido isoftálico ha sido descubierto para someterse a relaciones constructivas adicionales además de la formación de 2,7-DCF, como se divulga enseguida. ?clemas, los inventores han descubierto que hay otros pioblomas para considerar cuando Los intervalos apropiados de d i mens i onam ento para las especies aromáticas sustituidas on la O idación parcial del para-x Lleno a TP?. Otras impurezas altamente coloreadas e indeseables, Lal como 2, 6-d i c rbox i f 1 uorenona (2,6-DCF), parecen relacionarse grandemente a especies aromáticas para sustituidas, disueltas, que siempre están presentes con la alimentación del para-xi leño a una oxidación en tase líquida. ?sí, la supresión de: 2, ADCI se considera mejor en perspectiva con el nivel de ot ras impurezas coloreadas que están siendo produc i das . Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xi leño a TP? los inventores han descubierto que la formación de ácido trimelítico se eleva conforme los niveles de ácido Lsoftálico y ácido ftalico se elevan dentro del medio de reacción. El acido t rime lítico es un ácido carboxí 1 ico fp funcional que conduce a la ramificación de las cadenas de pol ímero durante la producción de PET de TP?. En muchas aplicaciones ele PF.T, los niveles de rami icación se deben confio! r a niveles bajos y por consiguiente el ácido Lpmel í tico se debe controlar a niveles bajos en el TPA purificado. Además, de conducir al ácido trimelítico, la presencia de las especies metasus ti fu i das y ortosusti luidas en el medio de reacción fambién dan origen a otros ácidos trica rbox í 1 i cos (por ejemplo, 1 , 3 , 5- tr i ca rboxa 1 benceno) . Además, la presencia ancrementada de ácidos tp carboxí 1 i cos en el medio de reacción incrementa la cantidad de la formac i ón de ác i do lelracarbo-u 1 ico (por ejemp 1 o, 1,2,4,5-tet raca rbox i benceno) . Ll control de la producción sumada de todos los ácido carboxí lieos aromáticos que tienen más de 2 grupos de ácido carboxí 1 ico es un factor en el di mens i onami en Lo de los niveles preferidos de especies elasusti luidos y ortosust i Luí das en la alimentación del solvente reciclado, en la alimentación de compuesto oxidable, y en el medio de reacción de acuerdo a la presente invención. Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xi leño a TP?, los inventores han descubierto que los niveles incrementados en la fase líquida del medio de reacción de varios ácidos carboxí lieos aromáticos disueltos que carecen de grupos de hidrocarbilo no aromáticos conducen directamente a la producción incrementada de monóxido de carbono y dióxido de carbono. Está producción incrementada de óxidos de carbono representa una pérdida de producción en tanto el oxidante como eL compuesto oxidable, puesto que muchos de los ácidos carboxil icos aromáticos coproducidos posteriores, que por una parte se pueden observar como impurezas, por otra parte también tienen valor comercial. ?sí, la remoción apropiada de: los ácidos carboxí Jicos relativamente solubles que carecen de grupos hidrocarbiJo no aromáticos del solvente reci ciado tiene un valor económico en la prevención de la pérdida de producción del compuesto aromático oxidable y el oxidante, además de suprimir la generación de impurezas altamente indeseables tales como varias fluorenonas y ácido IrLmelítico. Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para- l leno a TP?, los inventores han descubierto que la formación de 2 , 5, 4 ' - 1 r i ca rbox i bifen i 1 o es aparentemente inevitable. Ll 2 , 5, 4 ' -L r i ca rboxi b fenil o es un ácido t r i ca rbo í 1 i co aromático formado mediante el acoplamiento de dos anillos aromáticos, tal vez por el acoplamiento de especies aromáticas pa a-sustituidas disueltas con un radical de aplo, Lal vez un radical de arilo formado por la descarboxi 1 ac i on o desea rbom laca ón de unas especies aromat icas pa ra-sust i tu i das . Afortunadamente, el 2 , 5, 4 ' - 1 r i ca rbox i b i fen i 1 o típicamente se produce en niveles más bajos que el ácido trimelít co y no conduce usual mente a dificultades significantemente incrementadas con i a ramificación de las moléculas de polímero durante La producción de Pl i . Sin embargo, los inventores han descubierto que los niveles elevados de 2,5,4'-trica rboxi b i fcm lo en un medio ele reacción que comprende oxidación de aromáticos de alquilo de acuerdo a modalidad preferidas de la presente invención conducen a niveles incrementados de 2,6-DCf altamente coloreada e indeseable. La 2,6-DCl incrementada posiblemente se crea del 2,5,4'-L p ca rbox i b i fen i 1 o mediante el cierre de anillo con pérdida de una molécula de agua, aunque el mecanismo de reacción exacto no es conocido con certeza. Si el 2,5,4'-t ricarbox i bi fen i 1 o, que es mas soluble en solvente que comprende ácido acético y agua que es TPA, se deja acumular muy alto dentro del solvente reciclado, las proporciones de conversión a 2,6-DCl pueden llegar a ser inaceptablemente g randes . Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-x Meno a 'I PA, los inventores han descubierto que los ácidos carboxí lieos aromáticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, ácido isoftálico) generalmente conducen a la supresión media de la actividad química del mecho de reacción cuando está presente en i a fase liquida en concentración suficiente. Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase liquida del para- lleno a TP?, los inventores han descubierto que la precipitación frecuentemente no es ideal (es decLr sin equilibrio) con respecto a las concentraciones relativas de especies químicas diferentes en la fase sólida y en la fase líquida. Tal vez, esto es debido a que La proporción de precipitación es muy rápida en las proporciones de reacción de espací o- 11 empo preferidas en la presente, que conducen a la co-prec i p i tac i ón no ideal de impurezas, a un i a oclusión, así, cuando se desea limitar la concentración de ciertas impurezas (por ejempLo, ácLdo trimeJ ático y 2,6-DCF) dentro del TPA crudo debido a la configuración de las operaciones unitarias corriente abajo, es preferible controlar su concentración en la alimentación del solvente así como su proporción de generación dentro del medio de reacción. Por ejemplo, los inventores han descubierto que los compuestos de ben/ofenonu (por ejemplo, 4,4'-dicarbox i benzo fenona y 2 , 5, 4 ' -t r i ca rboxibenzofenona ) hechos durante la oxidación parcial del para-xileno, tienen efectos indeseables en un med LO de reacción de PLT aunque los compuestos de ben/ofenona no son tan altamente coloreados en el TP? per se como zonas fluorenonas y las antraqui nonas . Por consiguiente, cs deseable 1 imitar la presencia de benzofenonas y precursores seleccionados en el solvente reciclaclo y en la alimentación del compuesto oxidable. Además, los inventores han descubierto que la presencia de niveles elevados de ácido benzoico, ya se admitido en el solvente rec c I ado o formado dentro del medLO de reacción, conduce a proporciones elevadas de producción de 4,4'-dicarboxibenzofenona. Ln la revisión, los inventores han descubierto y cuan t i f I cáelo suficientemente un arreglo sorprendente de reacciones para compuestos aromáticos que carecen de grupos hidrocarbí lo no aromáticos que están presentes en la oxidación parcial en fase l iquida de para-x lleno TP?. La recapitulación solamente del caso solo del ácido benzoico, los inventores han descubierto que los niveles incrementado de acido benzoico en el medio de reacción de ciertas modal idades de la presente invención conducen a la producción grandemente incrementada del ácido 9- f 1 uorenona-2-carboxí 1 i co altamente coloreado e indeseable, a niveles grandemente incrementados de , ' -dica rboxi di b i fen i 1 o, a niveles incrementados de 4 , 4 ' -d carx i benzofenona , a una supresión media de actividad química de la oxidación propuesta del para-xi leño, y a niveles incrementados de óxido de carbono y pérdidas de rendimiento concomitante. Los inventores han descubierto que los niveles incrementados de ácido benzoico en el medio de reacción también conducen a Ja producción increment da cié ácido isof tal ico y ácido fia 1 ico, Jos niveles de los cuales se controlan deseablemente en intervalos bajos de acuerdo al aspecto similares de la invención actual. El número c: importancia de reacciones que involucran ácido benzoico son tal vez aun mas sorprendentes puesto que aJgunos inventores actuales contemplan la utilización deL ácido benzoico en lugar de ácido acético como un componente primario de solvente (ver, por ejemplo, patente norteamericana No. 6,562,997). Adi c i onal mente, los presentes inventores han observado que el ácido benzoico es autogenerado durante la oxidación del para-xileno en proporciones que son muy importantes relativa a su formación de impurezas, tal como tolueno y eti Ibcneeno, comunmente encontrados en la alimentación del compuesto oxidable que comprende para-xi leño de pureza comercí a 1. Por otra parte los inventores han descubierto pequeño v lor de la regulación adicional de la composición de I solvente recelado con respecto a la presencia del compuesto aromático o idable y con respecto a los intermedios de reacción aromáticos que ambos retienen los grupos de hidrocarbí lo no a rom t icos y también son relativamente soLubles en el solvente recelado. Ln general, estos compuestos se al ímenlan ya sea a o se crean dentro del medio de reacción en proporciones sus tanc i a 1 men te más grandes que su presencia en el solvente recelado; y la proporción de estos compuestos dentro del medio de reacción es suficientemente grande, retienen uno o más de los grupos hidrocarbí lo no aromáticos, p ra 1 imitar apropiadamente su acumulación dentro del solvente rec i ciado. Por ejemplo, durante la o- idación parcial del para-xi leño en un medí o de reacción de fases múltiples, el para-xLleno se evapora a un grado 1 imitado junto con grandes cantidades de solvente. Cuando este solvente evaporado sale del reactor como parte del gas de descarga y se condensa para la recuperación como solvente recelado, una porción sustancial ' para-xileno evaporado también se condensa en el mismo. No es necesario limitar la concentración de este para-xi leño en el solvente reciclado. Por ejemplo, si el solvente se separa de los sol idos cen l suspen ión que s le de un medio de reacción de oxidación ele-: para-xi leno, este solvente .recuperado contendrá una concentración similar de ácido paratolu co disuelto a aquel presente en el punto de remoción del medio de reacción. Aunque puedo ser importante limitar la concentración permanente del ácido paratoluico dentro de la fase liquida del medio de reacción, ver enseguida, no es necesario regular separadamente el ácido paratoluico en esta porción del solvente r ec i c I do debido a su solubil idad relativamente buena y a su gasto de flujo de mas bajo relativo a la presión de ác;?do paratoluico dentro del medio de reacción. S i mi 1 a rmenLe, los inventores han descubierto poca razón para limitar las concentraciones en el solvente recelado de los compuestos aromáticos con sustituyent.es de metilo (por ejemplo ácidos toluíco), aldehidos aromáticos (por ejemplo, tere fia 1 deh i do) , de compuestos aromáticos con sustituyentes de h Ldrox i -met i 1 o (por ejemplo, ácido 4-hi dro i met i 1 benzo i co) , y de compuestos aromáticos bromados que retienen por lo menos un grupo hidrocarbilo no aromático (por ejemplo, acido a 1 fa-bromo-pa ra-Lo 1 ui co) enseguida aquellos encontrados inherentemente en la fase líquida que sale del medio ele reacción que ocurre en la oxidación porción del ,? leño de acuerdo las modalidades preferidas de la presente invención. Sorprendentemente, los inventores también han descubierto que también no es necesario regular en el solvente recelado la concentración de fenoles seleccionados intrínsecamente producidos durante i a oxidación parcial del ?I leño, para estos compuestos se crean y se destruyen dent ro del medio de reacción en proporciones mucho mas grandes que su presencia en el solvente reciclado. Por ejemplo los inventores han descubierto que el ácLdo 4-h Ldro i benzo i co tiene efectos re 1 a t ivamente pequeños sobre la actividad química en las modalidades preferidas de la presente invención cuando se co-alimentan en proporciones de arriba de 2 gramos de ácido 4-h? drox i benzol co por un kilogramo de^ para-x lleno, mucho mas alto que la presencia natural en o I solvente rec i ciado, a pesar de que se reporta por otros, como un veneno significante en el medio de reacción similar (ver, por ejemplo, W. Partenhe i mer , Catalysis l'oday 23 (1995) p. 81). Asi, existen numerosas reacciones y numerosas consideraciones cn establecer los intervalos preferidos de varias impurezas aromáticas en la alimentación del solvente como ahora de divulga. Estos descubrimientos se estabLecen en términos de composición promedio en peso agregado de todas las corrientes de solvente que se alimentan al medio de reacción durante el curso de un período de tiempo ajustado, preferiblemente un cha, más preferiblemente una hora, y mucho más preferiblemente un minuto. Por ejemplo, si una alimentación de solvente fluye sustancí a 1 mente de manera continua con una composición ele 40 ppmw de ácLdo isof tal ico en un gasto de flujo de / ki logramos por minuto, una segunda alimentación de solvente fluye sustancí al mente de manera continua con una composición de 2,000 ppmw de ácido isottal ico en un gasto de flujo de 10 kilogramos por minuto, y no hay otras corrientes de alimentación de solvente que entran al medio ele reacción, luego la composición de solvente se calculo (40 * / i 2,000 * 10)/(/ i 10) 0= 1,193 ppmw de ácido isoftál ico. I.s notable que el peso de cuaLqu er alimentación de compuesto oxidable o de cualquier alimentación de oxidante que tal vez son mezclados con al alimentación del solvente-: anl.es de que entren al medio de reacción no se consideran en la calculación de la composición promedio en • peso agregado de la a 1 i ment ac i on . La labia 1, enseguida, l ista valores preferidos para ciertos componentes en la alimentación de solvente introducida en el medio de reacción. Los componentes de la alimentación de solvente listados en la Tabla 1 son como sigue: 4 -ca rbox i ben/a 1 deh í do (4-CBA), , 4 ' -di carboxi esti Ibeno (4,4'-DCS), 2, 6-d?carb?xiantraqu i nona (2,6-DC?), 2,6-d i ca rboxi f 1 uorenona (2,6-DCF), 2 , /-d i ca rboxi f Luorenona (2,7-DCF), 3, b-dicarboxi fluorenona (3,5-DCl ), acido 9-fluorenona-2-ca rbox i 1 i co (9F-2C?), ácido 9- f 1 uorenona-4-carlboxíl ico (9F-4C?), fluorenonas totales que incluyen otras fluorenonas no listadas individualmente (fluorenonas totales), 4,4'-d i ca rboxb i fen i 1 o (4,4'-DCB), 2 , 5, 4 ' -tp bi carbo¡x?fenil o (2, 5, 4' -TCB) , ácido ftálico (P?), ácido isoftálico (IP?), ácido benzoico (B?), ácido t. r i me 1 í t i co (TMA) , 2,6-d i carbox i ben/ocuma r i na ( 2 , 6-DCBC) , 4 , 4 ' -dica rbo ibenc 1.1 (4,4'-DCB ), 4, 4' -d i carboxi benzofenona (4,4'-DCBP), 2,5,4'-t p ca rbox i benzofenona (2 , 5, 4 ' -TCBP) , ácido tereftál ico (TPA), sólidos precipitados a 20°C, y ácidos carboxílicos aromatíceos totales que carecen de grupos hidrocarbilo no aromático, la Tabla 1, enseguida proporciona a las cantidades preferidas de estas impurezas en el CJ'A producido de acuerdo a una modal idad de la presente invención.

TABLA 1 -Componentes de la Alimentación de Solvente Introducida en el Medio de Reacción.

US5 Muchas otras impurezas aromáticas Lambién están típicamente presentes en el solvente reciclado, que varian generalmente en niveles uniforme y/o en proporción de uno o más de los compuestos aromáticos divulgados. Los métodos para I controlar los compuestos aromáticos divulgados en los intervalos preferidos t ípicamcntc mantendrán otras impurezas aromáticas en niveles adecuados. Cuando el bromo se utiliza dentro del medio de reacción, un gran numero de formas iónicas y orgánicas de bromo son conocidas para e istir en el equilibrio dinámico. Estas varias formas de bromo tienen características de estabilidad diferentes una vez que dejan el medio de reacción y pasan a t raves de varias operaciones unitarias que pertenecen al solvente reciclado. Por ejemplo, el acido a Lfa-bromo-pa ra- t,o 1 u i co puede persistir como tal en algunas condiciones o puede rápidamente hidrol izarse en otras condiciones para formar ácido 4-h i droxi met i 1 benzoico y bromo de hidrógeno. I n la presente invención, es preferible que por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso, más preferible que por lo menos aproximadamente 60 por ciento en peso, y mucho más preferible que por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso de la masa total del bromo presente en la alimentación de solvente agregada al medio de reacción esté en uno o mas de las siguientes formas químicas: bromo iónico, acido a L f -bromo-pa ra- to 1 u i co y acido bromoacét co.

Aunque la importancia y valor del control de la pureza promedio en peso agregado de la alimentación de solvente dentro ele los intervalos deseados, divulgados se la presente invención no se han descubierto y/o divulgado hasta-ahora, los medios adecuado para controlar la pureza de la alimentación de solvente se pueden juntar de varios métodos ya conocidos en la técnica. Primero, cualquier solvente evaporado del medio de reacción es típicamente de pureza adecuada que proporciona aquel liquido o sólido del medio de reacción no son transportados con el solvente evaporado. La alimentación de las gotitas de solvente de reflujo en el espacio de desacoplamiento del gas de descarga arriba del medio de reacción como se divulga en la presente, apropiadamente limita tal transportación; y el solvente reciclado de pureza adecuada con respecto al compuesto aromático se puede condensar de tal gas de descarga. Segundo, la purificación más difícil y costosa de la alimentación de solvente ele sopiado típicamente se relaciona al solvente tomado del medio de reacción en al. forma liquida y al solvente e^ue subsecuentemente hace contacto con la fase liquida y/o sólida del. medio de reacción retiradas del recipiente de reacción (por ejemplo, solvente reciclado obtenido de un filtro en el. que los sólidos se concentran y/o se lavan, solvente reciclado obtenido de una centrifuga y que los sólidos se concentran y/o se lavan, el solvente reciclado tomado de una operación de cr stalización, y asi sucesivamente) . Sin embargo, los medios son tamb én conocidos en al técnica para efectuar la purificación necesaria de estas corrientes ele solvente rec i ciada utili ando una o más descripciones previas. Con respecto al control de sólidos precipitados en el solvente rec i ciado que está dentro de los intervalos especificados, los medios de control adecuados incluyen, pero no se l imitan a, sedimentación graví métrica , filtración mecánica utilizando tela filtrante sobre filtros de banda rotatorios y filtros de tambor rotatorios, filtración mecánica utilizando medio de filtro estacionario dentro de recipientes de presión, h droc i cl ones, y ceñir Augas. Con respecto al control de las especies aromáticas disueltas en el solvente reciclado que está dentro de los intervalos especificados, el medio de control incluye, pero no se limita a, aquellos divulgados en la patente norteame icana No. 4,939,29/ y la publicación de soLicitud de patente norteamericana No, 2005-0039288, incorporado en la presente por referencia. Sin embargo, ninguna de estas 20 invenciones previas descubrieron y divulgaron los niveles preferidos ele; pureza en la alimentación de solvente agregado como se divulga en la presente. Más bien, estas nvenciones previas meramente proporcionan medios para purificar corrientes seleccionadas y parciales del solvente reciclado 2.5 sin deducir la inventiva presente, valores óptimos de la composic ón de la alimentación de solvente promedio en peso agregado al medio de reacción. Volviendo ahora a i a pureza de la alimentación del compuesto oxidable, es conocido que ciertos niveles de ácido isoftaLico, ácLdo ftalico, y ácido benzoico están presentes y tolerables cn ni veles bajos en rI P? purificado utilizado para la producción de polímero. Por otra parte, es conocido que estas especies son relativamente más solubles en muchos solventes y se pueden remover ventajosamente de TPA purificado mediante procesos de cristalización. Sin embargo, a partir do una modalidad de la invención divulgada en i a presente, es ahora conocido que el control del nivel de varias especies aromáticas relativamente solubles, notablemente que incluyen ácido isofLal ico, ácido ftálico, y ácido ben oico, en la fase liquida del medio de reacción es sorprendentemente importante para controlar el nivel de compuestos aromáticos pol icAl icos y coloreados creados en el medio de reacción, para controlar los compuestos con más de 2 funciones de acido carboxí 1 ico por molécula, para controlar la actividad de reacción dentro del medio de reacción de oxidación parcial, y para controlar las pérdidas de rendimiento del o??dante y del compuesto aromático. I s conocido dentro de la técnica que el ácido isoftalico, ácido fia! ico, y ácido benzoico se formen en el medio de reacción como sigue, la impureza de alimentación de Meta-Xi leño se o ida en buen con conversión y produce a IPA. La Linpureza de alimentación de Orto-X leno oxida en buena conversión y produce ácido ftálico. Las impurezas de alimentación de etilbenceno y tolueno se oxidan en buena conversión y producen a ácido benzoico. Sin embargo, los inventores han observado que cantidades significantes de acido isoftál ico, ácido Itálico, y acido benzoico también se forman dentro de un medio de reacción que comprende para-xi leño por medios diferentes a la oxidación de meta-xileno, OGLO?I leño, ct i 1 benceno y tolueno. 1 stas otras rutas químicas inlrinsicas posiblemente incluyen descarbon i lací ón, desea rb?? i 1 ac i ón, la reorgani ación de estado de transición, y la adición de radicales de met ílo y carbón i lo a anillos a roma t LCOS . l,n la determinac ón de intervalos preferidos de impurezas en la alimentación del compuesto oxidable, muchos factores son relevantes. Cualquier impureza en la alimentación probablemente va a ser una pérdida de rendimiento directo u un costo de purificación de productos y los requerimientos de pureza del producto oxidado son suficientemente estrictos (por ejemplo, en un medio de reacción para la oxidación parcial del para-x lleno, tolueno y et lbenceno típicamente encontrados en el para-xileno de pureza comercial conduce al acido benzoico, y este ácido benzoico es grandemente removido de la mayoría del TP? comercial). Cuando el producto de oxidación parcial de una impureza de alimentación participa en las reacciones adicionales, los factores diferentes a la pérdida de rendimiento imple y la remoción llega a ser apropiada cuando en la consideración de cuanto costo de purificación de alimentación incurre (por ejemplo, en un medio de reacción para la oxidación parcial o del para-x leño, el etiLbenceno conduce ácido benzoico, y el acido benzoico subsecuentemente conduce a ácido 9- fl uorenona-2-ca rboxi 1 i co altamente coloreado, a ácido isoftálico, a acido oftálico, y a óxidos de carbono incrementados, entre otros). Cuando el medio de reacción genera por si mismo cantidades adicionales de una impureza mediante mecanismos químicos no relacionados directamente a las impurezas de alimentación, el análisis llega a ser todavía mas complejo (por ejemplo, en un medio de reacción para la oxidación parcial del para-xileno, el ácido benzoico también se autogenera del para-?i leño por sí mismo, además, el procesamiento de corriente abajo del producto de oxidación crudo puede afectar las consideraciones para la pureza de al iment ación preferida. Por ejemplo, el costo de la remoción a niveles adecuados de una impureza directa (ácido benzoico e impurezas subsecuentes (acido isoftáLico, ácido Itálico, acido 9- f 1 uorenona-2-carbox í 1 i co, y colaboradores) puede ser uno y el mismo, puede ser diferentes entre sí, y pueden ser diferentes de los requerimientos de remoción de una impureza grandemente no relacionada (por ejemplo, el producto de oxidación incompleto 4-CB? en la oxidación del para-xileno a TP?). Los siguientes intervalos de pureza de alimentación divulgados para cl para-xileno se prefieren donde el para-xi leño se aliment con el solvente y el oxidante a un medio de reacción para la oxidación parcial para producir TP?. Estos intervalos son más preferidos en el proceso de producción ele TP? que tiene etapas de post-oxi dación para remover de impurezas del medio de reacción diferente al oxidante y el solvente (por ejemplo metales de catalizador). Estos intervalos todavía son más preferidos en los procesos de producción de TP? que remueven 4-CB? adicional del CT? (por ejemplo, mediante la conversión de CT? a d i et i 1 tero ft a 1 t o mas los esteres de impurezas y separación subsecuente del ésfer de metilo 4-CB? mediante la destilación, mediante los métodos de digestión oxidantes para convertir 4-CB? a TP?, mediante métodos de hi drogenac LÓn para convertir 4-CB? a ácido pa ra-tol u ico, que luego se separan mediante métodos de cristalización parciales. Estos intervalos son mucho más preferidos en los procesos de producción de TP? que remueven 4-CB? adicional de CT? mediante los métodos de digestión oxidantes para convertir 4-CB? a TP?. 1.1 uso del nuevo conocimiento de intervalos preferidos ele compuestos aromáticos de reciclado y de las cantidades relat ivas de los compuestos aromáticos formados directamente ele la o idacion de las impurezas de alimentación como son comparados a otras rutas químicas intrinsicas, los intervalos mejorados para las impurezas que han sido descubiertas para el para-s leno impuro que se alimenta a un proceso de oxidación parcial para la producción de PP?. La labia 2 enseguida proporciona valores preferidos para la cantidad de mcta--,? leño, orto-' Meno, y ctilbenceno -t tolueno en la a 1 i ment ac i on ele 1 pa ra- l leno Tabla 2 - Componentes de la Alimentación de para-xileno Impuro Aquellos expertos en la técnica ahora reconocerán que las impurezas anteriores dentro del para->?leno pueden tener su efecto mas grande sobre cl medio de reacción después de que sus productos de oxidación parciales se han acumulado en el solvente reciclado. Por e empLo, la alimentación de la cantidad superior del intervalo más preferido de meta-xileno, 400 ppmw, inmediatamente producirá aprox madamente 200 ppmw de ácido ísoftálico dentro de la fase líquida del medio de reacción cuando opera con aproximadamente 33 por ciento en peso de sol idos en el medio ele reacción. Esto se compara con una entrada de las cantidades superior del intervalo más preferido para el ácido isoftálico en el solvente reciclado de 400 ppmw el cual, después de tomar en cuenta una evaporación de solvente típico para enfriar el medio de reacción, ascienden aproximadamente 1,200 de ácido isoftálico dentro de la fase líquida del medio de reacción. Asi, es la acumulación de los productos de oxidación parcial sobre el tiempo dentro del solvente reciclado que representa el impacto probable más grande de las impurezas de meta-x leno, orLo-?i leño, eti lbenceno y tolueno en la al ímentación del para-xileno impuro. Por consiguiente, los intervalos anteriores para las impurezas en la alimentación del para-xileno impuro se prefieren que se mantengan por al menos una mitad ele cada \ a de la operación de; cualquier medio de reacción de o -^i dación parcial en una unidad de fabricación particular, más preferiblemente por Lo menos tres cuartos de cada día para por lo menos siete días consecutivos de operación, y mucho mas preferiblemente cuando los promedios 19-1 pesado en mas de la composición de alimentación del para-xileno impuro está dentro de los intervalos preferidos por al menos 30 días consecutivos de operación. Los medios para obtener el para-xi leño impuro de pureza preferida ya son conocidos en la técnica e incluyen, pero no se limitan a, dest ilación, mefodos de cristal zac ón parcial en temperaturas s?b-amb i en ta 1 es , y métodos de criba molecular utilizando la adsorción de tamaño de poro selectiva. Sin embargo, los intervalos preferidos de pureza especificada en la presente son, en su extremo alto, más demanda y costoso que característicamente practicado por los sum nistradores comerciales del para-xi leño; y todavía en el extremo bajo, las proporciones preferidas evitan la purificación excesivamente costosa de para-xileno para alimentar un mecho de reacción de oxidación parcial al descubrir y divulgar donde los efectos combinados de la aufogene rae i on del impureza del para-xi leño por si mismo y de las reacciones consultivas de impurezas dentro del medio de reacción 1 legan a ser más importantes que las proporcione de alimentación de impurezas dentro del para-xi leño impuro. Cuando la corriente de alimentación que contiene xi leño contiene impurezas seleccionadas, tal como etilbenceno y/o tolueno, la o-cidación de estas impurezas puede generar ácido benzoico. Como se utiliza en la presente, el térm no "ácido benzoico generado de impurezas" denotará el ácido benzoico derivado de cualquier fuente diferente de xileno durante la o-, i dación del xileno. Corno se divulga en la presente, una porción de ácido benzoico producido durante la oxidación de xi leño se der va de xi leño por si mismo. Está producción de ácido benzoico de xileno es distintamente además de cualquier porción de producción de ácido benzoico que puede ser ácido benzoico generado de impurezas. Sin que sea relacionado por la teoría, se cree que el ácido benzoico se deriva de xileno dentro e medio de reacción cuando varios productos de oxidación intermedios de xi leño espontáneamente se desea rbon i 1 an (pérdida de monóxido de carbono) o se desea rbox i 1 an (pérdida de diÓ?ido de carbono) para producir de esta manera radicales de ap lo. Estos radicales de aplo luego se pueden separar de un átomo de hidrógeno de uno de muchas fuentes disponibles en el medio de reacción y producir ácido benzoico au togenerado . Cualquiera que sea el mecanismo químico, el término "ácido benzoico" autogenerado, como se utiliza en la presente, denotará el ácido benzoico derivado de xi leño durante la oxidación do \? leño. Como también se divulga cen la presente, cuando el para-?i leño se oxida para producir ácido tereftál ico (TPA), fa producción de ácido benzoico autogenerado causa la pérdida de rendimiento del para-xiLeno y la pérdida del rendimiento del oxidante. Además, la presencia de ácido benzoico autogenerado en La fase líquida del medio de reacción se correlaciona con los incrementos para muchas reacciones secundarias indeseables, notablemente que incluye la generación de: compuesto a Llámente coloreados llamados mono-carbox i - f 1 uorenonas . El ácido benzoico autogenerado también contribuye a la acumulación indeseable de ácido benzoico en el ma ferial filt, rado reciclado que además eleva la concentración del ácido benzoico en la fase liquida del medio de reacción. Así, la formación del ácido benzoico autogenerado se minimiza deseablemente, pero esto también se considera apropiadamente de manera simultánea con el ácido benzoico generado de impurezas, con factores que afectan el consumo dee 1 acido benzoico, con factores característicos de otos problemas de selectividad ele reacción, y con economía comp lela. los inventores han descubierto que i a autogenerac i ón de ácido benzoico se puede controlar para los niveles mediante la selección apropiada de, por ejemplo, temperatura, distribución de xi leño, y d sponib lidad de oxígeno dent ro del medio de reacción durante la oxidación. Sin que se desee ser relacionado por la teoría, las temperaturas inferiores y la disponibilidad de oxígeno mejorado parecen suprimir las proporciones de desea bon i 1 ac i ón y/o desea rbo? i 1 ac i ón, evitando de esta manera el aspecto de pérdida de rendimiento del ácido benzoico autogenerado. La disponibilidad de oxigeno suficiente parece dirigir los radicales de arilo hacLa otros productos más benignos, en particular ácidos hidrox benzo i cos . La distribución de x 1 eno en el medio de reacción lambién puede afectar el balance entre i a conversión del radical aplo a ácido benzoico o acido hi drox i benzol co . Cualquiera que sean los mecanismos químicos, los inventores han descubierto las condiciones de reacción que, aunque bastante leve para reducir la producción de ácido benzoico, son suficientes severas para c-idar una fracción alta de la producción de ácido hi drox i benzo i co a monóxido de carbono y/o dióxido de carbono, el cual se remueve fácilmente del producto de oxidación. En una modal idad preferida de la presente invención, ol reactor de oxidación se configura y se opera de una manera tal que la formación de ácido benzoico aufogeneraclo se minimiza y la oxidación de los ácidos hi drobenzo i cos a monóxido de carbono y/o dióxido de carbono se maximiza. Cuando el reactor de oxidación se emplea para oxidar para-xi leño a ácido tereftál ico, se prefiere que el para-xi leño constituye por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del x i 1 eno total en la corriente de alimentación introducida en el reactor. Mas preferiblemente, el para-?i leño constituye por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del x i 1 eno total en la corriente de alimentación. Todavía más preferiblemente, el para-x leno constituye por lo menos aproximadamente 95 por ciento en peso del xi leño total en la corriente de alimentación. Mucho más preferiblemente, el para-xileno constituye sustanc i al mente todo eL xi leño total en la corriente de alimentación. Cuando el reactor se emplea para oxidar el para-xi leño a ácido tereftál ico, se prefiere que la proporción de producción do ácido tereftálico sea maximizada, mientras que la proporción de producción del ácido benzoico autogenerado se minimice. Preferiblemente, la relación de la proporción de producción (en peso) de ácido tereftál ico a la proporción de producción (en peso) de ácido benzoico auLogenerado es por lo menos apro? i madamente 500:1, mas preferiblemente por lo menos aproximadamente 1,000:1 y mucho más preferiblemente por lo menos 1,500:1. Como será visto enseguida, la proporción de producción del ácido benzoico autogenerado se mide prefe iblemente cuando la concentración de ácido benzoico en la fase líquida del medio de reacción está abajo de 2,000 ppmw, más preferiblemente abajo de 1,000 ppmw y mucho más preferiblemente abajo de 500 ppmw, debido a que estas concentraciones bajas suprimen las reacciones de proporciones adecuadamente bajas que convierten al ácido benzoico a otros compuestos . La combinación del ácido benzoico autogenerado y el ácido benzoico generado por impurezas, la relación de la proporción de producción (en peso) de ácido tereftál co a la proporción de producción (en peso) de ácLdo benzoico total es preferi lemente por lo menos a apro? i madamente 402:1, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 700:1, y mucho más preferiblemente por lo menos 1,100:1. Como será observado enseguida, la proporción sumada de producción del ácido benzoico autogenerado más el ácido benzoico generado por impurezas se mide preferiblemente cuando la concentración de ácido benzoico en la fase líquida del medio de reacción está abajo de 2,000 ppmw, más prefe iblemente abajo de 1,000 ppmw, y mucho más preferiblemente abajo de 500 ppmw, debido a que estas bajas concentraciones suprimen las reacciones de proporciones adecuadamente bajas que convierten el ácido benzoico a otros compuestos. Como se divulga en la presente, las concent aciones eLevadas de ácido benzoico en la fase líquida del medio de reacción conduce a la formación incrementada de muchos otros compuestos aromáticos, varios de los cuales son impurezas nocivas en el TP?; y, como se divulga en la presente, concentraciones elevadas de ácido benzoico en la fase líquida del mecho do reacción conducen la formación incrementada de gases de óxido de carbono, la formación de lo cual representa la pérdida de rendimiento sobre el oxidante y sobre los compuestos aromáticos y/o el solvente. Además, ahora se divulga que los inventores han descubierto una porción considerabLe de esta información incrementada de otros compuestos aromáticos y de O?ICIOS de carbono derivados de reacciones que convierten algo de las moléculas ele ácido benzoico por si mismas, como es contrastado para el ácido benzoico que caLal iza otras reacciones y que se consuma por si mismo. Por consiguiente, la "generación neta de ácido benzoico" se define en la presente como el peso promediado cn tiempo de todo el acido benzoico que sale del medio de reacción menos el peso promediado en t Lempo de todo el ácido benzoico que entra en el medio de reacción durante el mismo periodo de tiempo. Esta generación neta de ácido benzoico frecuentemente es positiva, conducida por las proporciones de formación del acido benzoico generado por impurezas y del acido benzoico autogenerado. Sin embargo, los inventores han descubierto que la proporción de conversión del ácido ben/oLco al ácido benzoico a óxidos de carbono, y a varios otros compuestos, parece incrementar aproximadamente de manera lineal como la concentrac ón de ácido benzoico se incrementa en la fase 1 í qu Lda del medio de reacción, medida cuando otras condiciones de reacción que comprenden temperatura, disponibilidad de oxígeno, STR, y actividad ele reacción se mantienen aproximadamente constantes. Asi, cuando la concentración de ácido benzoico en la fase líquida del medio de reacción es suficientemente grande, tal vez debido a una concentración elevada de ácido benzoico en el solvente recicLado, luego la conversión de moléculas de ácido benzoico a otros compuestos, que incluyen óxidos de carbono, pueden llegar a ser iguales a ?? mayores gue la generación química de las rnoLécuJas de ácido benzoico nuevas. En este caso, la generación neta de ácido benzoico puede 1 legar a ser balanceada cerca de cero o aun negativa. Los inventores han descubierto que cuando la generación neta de ácido benzoico es positiva, luego la relación de la proporción do producción (en peso) de acido tereftál ico en el medio ele reacción comparada a la proporción de generación neta de ácido benzoico en el medio de reacción es preferiblemente arriba de 700:1, más prefer blemente arriba de aproximadamente 1,100:1, y mucho más preferiblemente arriba de 4,000:1. Los inventores han descubierto que cuando la generación neta de ácido benzoico es negativa, la relación de la proporción de producción (en peso) de ácido Lereftálico en ce 1 mecho ele reacción comparada a la proporción de generación neta de ácido benzoico en el medio de reacción es preferiblemente arriba de aproximadamente 200: (-1), más preferiblemente arriba de i madamente 1,00: (-1), y mucho más preferiblemente a r r i ba de 5, 000 : ( -1 ) . los inventores también han descubierto intervalos preferidos para la composición de la suspensión (líquido t sólido) ret irada del medio de reacción y para i a porción CT? sólida de la suspensión. la suspensión preferida y las composiciones de CT? preferidas son sorprendentemente superiores y útiles. Por ejemplo, el TP? purificado producido de este: CT? preferido mediante 'la digest i ón oxidante tiene un nivel suficientemente bajo de impurezas totales y de impurezas coloreadas tal que el TPA purificado es adecuado, sin la h i drogenac i ón de 4-CB? adicional y/o las impurezas coloreadas, para un amp] 10 intervalo de api icac ones en las fibras de PET y aplicaciones de envasado de CPT. Por ejemplo, la composición de suspensión preferida proporciona una fase líquida del mecho de reacción que es relativamente baja en concentración de impurezas importantes y estas reducen importantemente la creación de otras impurezas aún más indeseables como divulgadas en la presente. Además, la composición de suspensión preferida importantemente ayuda al procesamiento subsecuente de líquido de la suspensión a llegar a ser el solvente reciclado adecuadamente puro, de acuerdo a otras modalidades de la presenfe invención. 1,1 CT? producido de acuerdo a una modalidad de la presenfe invención contiene menos impurezas de los tipos seleccionados que el CT? produce mediante procesos y aparatos convencion les, notablemente o aquellos que emplean solvente reciclado. Las impurezas que pueden estar presentes en el CT? incluyen lo siguiente. 4 -ca rbox i benza I dehí do (4-CB?), 4,4'-d i ca rbox i s t i I beno (4,4'-DCS), 2 , 6-d i ca rbox i ant raqui nona (2,6-DC?) , 2, 6-d i carbO?i fl uorenona (2,6-DCE), 2,7-di carbo> i f 1 uoi enona (2,7-DCl), 3, 5-d i ca box fl uorenona (3,5-DC1 ) , acido 9- f 1 uorcnona-2-ca rboxi 1 i co (91-2CA), ácido 9-fl uorenona-4 -ca rbo i 1 i co (91-4C?), 4 , 4 ' -di carbox i bifenil (4,4'-DCB), 2, 5, 4' -tpcarbo> íbifcml (2 , 5, 4 ' --TCB) , ácido ftalico (P?), acido ísoftalico ( 1 P?) , acido benzoico (BA), ac i do t r i me 1 i t i co (1 M?) , acido para-Loluico (Pl AC) , 2,6-di ca rbox i ben/ocuma r i na (2,6-DCBC), 4 , 4 A1? ca rboxibencí 1 (4,4'-DCBZ), 4 , 4' -d ícarboxibenzofenona (4,4'-DCBP), 2,5,4'-Lp ca rb?? i benzo fenona (2 , 5, 4 ' -'1 CBP) . 'labia 3, enseguida proporciona las cantidades preferidas de estas impurezas en CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presente invención. TABLA 3 - Impurezas de CTA Además, se prefiere que el CTA producido de acuerdo a una modal idad de la presente invención tenga contenido de color reducido relativo al CT? producido mediante procesos y aparatos convencionales, notablemente aquellos que emplean solvente reciclado. Así, se prefiere que el CT? producido de acuerdo a una modalidad de la presente invención tenga un por ciento de transmisión por ciento en 340 nanómetros (nm) de por lo menos aproximadamente 25 por ciento, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 50 por ciento, y mucho más preferiblemente de por lo menos 60 por ciento. Se prefiere ad i c i on 1 mente que cl CÍA producido de acuerdo a una modal idad de l presente invención tenga un por ciento de transmisión por ciento a 400 nanómetros (nm) de por Lo menos aproximadamente 88 por ciento, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 90 por ciento, y mucho más preferiblemente de por lo menos 92 por ciento. La prueba para el por ciento de Lransmi tencí a proporciona una medición de las impurezas adsorbentes de luz, coloreadas, presentes del PTA o CTA. Corno se ulil L?a en la presente, la prueba se refiere a mediciones hechas sobre una porción ele una solución preparada al disolver 2.00 gramos de TPA o CT? sol ido seco en 20.0 mililitros de dimet lsulfóxido (DMSO), grado analítico o mejor. Una porcLon de esta solución luego se coloca en una celda de flujo de semi-micro llellma, PN 1 /6. /00, la cual se hace de cuarzo y tiene una ruta de luz de 1.0 cm y un voLumen de 0.39 mililitros, (llellma US?, 80 Skyline Drive, Plainview, NY 11803). Un espect rofotómet ro de Diode Array Agilent 8453 se utiliza para medir la t ransmisión de longitudes de onda diferentes de luz a través de esta celda de flujo rellenada. (?gilent 1 ee hno 1 og i es, 395 Page Mi l i Road, Palo Alto Ca 94303) . Después ele la corrección apropiada para la absorbencia del fondo, que incluyen pero no se 1 imita a la celda y el solvente utilizado, los resultados del por ciento de Lransmi lencia, que caracterizan de la fracción de luz incidente que se transmite a través de la solución, se reporta directamente mediante la máquina. Los valores de transmisión por ciento en las longitudes de onda de luz de 340 nanomefros y 400 nanometros son particularmente útiles para la discriminación del TPA puro de muchas de las impurezas t ípicamcntc encontradas en la misma. Los intervalos preferidos de vanas impurezas aromáticas cn la fase de suspensión (sólido t líquido) del medio de reacción se proporcionan enseguida en la Tabfa 4.

TABLA 4 - Impurezas de la Suspensión Estas composiciones preferidas para la suspensión engloban ia composición preferida de la fase liquida del medio de reacción mientras que útilmente evitan las dificultades experimentales que pertenecen a la precip tación de los componentes ele fase liquida adicional del medio de reacción en los componentes de fase sol ida durante el muestreo do 1 medio de reacción, la separación de los líquidos y sólidos, y el cambio de las condiciones analíticas. Muchas otras impurezas aromat icas también están típicamente presentes en la fase de suspensión del medio de reacción y cl CÍA del mecho de reacción, que varian generalmente cn niveles aun más bajos y/o en proporción a uno o más de los compuestos aromáticos divulgados. El control de los compuestos aromáticos divulgados en los intervalos preferidos mantendrá otras impurezas aromáticas en niveles adecuado. Estas composiciones ventajosas para la fase se suspensión en cl medio de reacción y para el CT? sólido tomado directamente de la suspensión se permiten al operar con modalidades de la invención divulgadas en la presente para la o i dación p rcial del para-xi leño a TP?. La medición de la concentración de los componentes de nivel ba o en el solvente, el solvente reciclado, CTA, suspensión del medio de reacción, y el PT? se forman utilizando los métodos de cromatogra ía líquidos. Dos modalidades intercambiables ahora se describen. 1,1 método referido en la presente como HPLC-DAD comprende cromatografía líquida de alta presión (HPLC) acoplada con un detector de arreglo de diodo (DAD) para proporcionar la separación y cuant i fi cac ón de varias especies moleculares dentro de una muestra dada. El instrumento ut i 1 í/ßclo en esta medición es un HPLC modelos 12100 equ i pado con un D?D, proporcionado por Agilent Technologies (Palo Alto, CA) , aunque otros i nstirurnentos adecuados también son comerc i a 1 mente disponibles y de otros proveedores. Como se conoce en la técnica, tanto el tiempo de elución como la respuesta detectora se calibran utilizando compuestos conocidos presentes en cantidades conocidas, compuestos y eant idades que son apropiadas para aqueLlos que ocurren en muest ras desconocidas actuales. El méfodo referido en la presente como HPLC-MS comprende cromatografía líquida de alta presión (HPLC) acoplado con la espectrometría de masas (MS) para proporcionar la separación, identificación, y cuant f cación de varias especies moleculares dentro de una especie dada. Los instrumentos utilizados en esta medición es un HPLC Alliance y /,Q MS proporcionado por Waters Corp. (M Lford, MA) , aunque otros instrumentos adecuados tambaén son comercí a 1 ment o disponibles y de otros proveedores. Como se conoce en la técnica, tanto el tiempo de elusión como la respuesta de espect romet r i ca de masas se calibran utilizando compuestos conocidos presentes en cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiadas para aquellas que ocurren en las muestras desconocí cías actuales.

Otra modalidad de la invención actual se relaciona a la oxidación parcial del compuesto oxidable aromático con eL resto apropiado de la suspensión de las impurezas el resto apropiado de la suspensión de las impurezas aromáticas nocivas por una parte contra la producción del dióxido de carbono y monóxido de carbono, colectivamente (COx), en la otra parte. 1 sLos Ó?idos de carbono típicamente sales del recipiente de reacción en el gas de descarga, y corresponden a una pérdida destructiva del solvente y del compuesto oxidable, que incluyen los derivados oxidados finaLmente preferidos (por ejemplo, acido acético, para-xileno y TP?). Los inventores han descubierto enlaces inferiores para la producción de óxidos de carbono abajo de los cuales parece que la creación lfa de impurezas aromáticas nocivas, como se describe enseguida, y el nivel de conversión completo ba o son inevitablemente muy deficientes para ser de utilidad económica. Los inventores Lambién han descubierto enlaces superiores de óxidos de carbono arriba de los cuales la generación de óxidos de carbono continúa a incrementarse con poco valor adicional proporcionado por la reducción en la generación de impurezas aromáticas nocivas. los inventores han descubierto que la reducción de las concentraciones en fase líquida de i a alimentación del compuesto O?idable aromático y de las especies intermedias aromáticas dentro ele un medio de reacción conducen a proporciones de generación más bajos para las impurezas nocivas durante la oxidación parcial del compuesto oxidable aromático. Estas impurezas nocivas incluyen anillos aromáticos acoplados y/o moléculas aromáticas que contienen más del número deseado de grupos de ácido carboxí 1 ico (por ejemplo, en la oxidación del para-xileno de las impurezas nocivas incluyen ?, 6-d i ca rbo^ i an t raqui nona., 2,6-di ca rb?? i f 1 uo renona , ácido tpmel ítico, 2,5,4'-t p ca rbox i b i fen i I o, y 2 , b, ' -benzofenona ) . Las especies intermedias aromát icas incluyen compuestos aromáticos descendidos de la al imentación del compuesto aromático oxidable y todavía que retienen grupos hidrocarb lo no aromáticos (por ejemplo, en la oxidación del para-xileno de las especies intermedias aromáticas comprenden para-tol ua 1 deh ido, Lere ftal deh í do, ácido paratoluico, 4-CBA, ácido 4-h? dro? i met i 1 benzo i co, y ácido a 1 fa-bromo-pa a-tol uico) . La al imentación del compuesfo oxidable aromático y las especies intermedias aromáticas que retienen grupos hidrocarbilo no aromál icos, cuando están presentes en la fase líquida del medio de reacción, parece que conducen a impurezas nocivas en una anerd s i m i lar a aquel las divulgadas ya en la presente para las especies aromáticas disueltas que carecen de grupos de h i droca rb i 1 o no aromáticos (por ejemplo, ácido isof tá 1 i co) . 1 1 ajuste contra esta necesidad para la actividad de reacción mas alta para suprimir La formación de impurezas aromáticas nocivas durante la oxidación parcial del compuesto aromático O íelablo, los inventores han descubierto que el resultado concomitante indeseable es la producción incrementada de olidos de carbono. Ls importante apreciar que estos óxidos de carbono representan una pérdida de rendimiento del compuesfo o> idable y el o??dante, no solo el solvente. I ?p 1 i c i lamente, una fracción sustancial y algunas veces principal do los ó.- dos de carbono llegan del compuesto oxidable, y sus derivados, antes que del solvente; y frecuentemente el compuesto ov?dable cuesta mas por unidad de carbono que el solvente. Ademas, es importante apreciar que el producto deseado de acido carboxí 1 ico (por ejemplo, TPA) también esta sujeto a la sobre O?idación a los óxidos de carbono cuando están presentes en la fase liquida del medio de reacción. También es importante apreciar que la presente invención se relaciona a reacciones en la fase líquida del medio de toaccion y a las concentraciones de reactivos en los mismos. Esto está en contraste a algunas invenciones previas que se relacionan directamente a la creación en i a forma solida precipitada del compuesfo aromático que retiene grupos h Ldroca rb i 1 os no aromáticos. 1. spec i fi camente, para la oxidación parcial del para-„? leño a TP?, ciertas invenciones previas corresponden a la cantidad de 4-CB? precipitado en i a fase solida del CTA. Sin embargo, los presentes inventores han descubierto una variación de mayor que dos a uno para la relación de 4-CB? en la fase sol ida a 4-CBA en i a fase líquida, utilizando las mismas especificaciones de temperatura, presión, catálisis, composición de solvente y proporción ele reacción de espacio-tiempo del para-xileno dependiendo cn s i la oxidación parcial se conduce en un auto clave o en un medio de reacción con la formación de etapas del oxígeno y para-?ileno de acuerdo a la presente invención. Además, los inventores han observado que la relación de 4-CB? en la fase sólida a 4-CB? en la fase líquida también pueden variar por más de dos a uno en ya sea en medio de reacción bien mezclado o de etapas dependiendo en la proporción de reacción de: espac i o- 1 i empo del para-?i leño y de otra manera las especificaciones similares de temperatura, presión, catálisis, y composición del solvente. Ad cíonal mente, la 4-CB? en el CT? de fase sólida no parece contribuir a la formación ele impurezas nocivas, y el 4-CB? en la fase sólida puede ser recuperado y oxidado sobre el TPA simplemente y en rendimiento alto (por ejemplo mediante la digestión oxidante de la suspensión de CTA como se describe en la presente); mientras que la remoción de las impurezas nocivas es mucho más difícil y costosa que la remoción del 4-CB? de fase sólida, y la producción de óxidos de carbono representa una perdida de rendimiento permanente. Así, es importante distinguir que este aspecto de la presente invención se relaciona a composiciones en fase líquida en el (mec o de reacc i ón . Si la fuente del solvente o el compuesto oxidable, la invención ha descubierto que en las conversiones de utilidad comercial de la producción de óxidos de carbono se relaciona fuertemente al nivel de la actividad de reacción completa a pesar de la ampLia variación en la combinación específica do temperatura, metales, halógeno, temperatura, acide/ del medio de reacción como cs medido por el pll, concentración de agua empleada para obtener el nivel de acLividad de reacción completa. Los inventores han encontrado útil para i a oxidación parcial de xi leño evaluar el nivel de la actividad de reacción completa uti 1 izando la concentración en fase 1 iquida de los ácidos toluicos a la mitad de la altura del medio de reacción, el fondo del medio de reacción, y la pa te supee rior del medio de reacción. Así, surge un balance simultaneo importante para minimizar la creación de impurezas nocivas al incrementar i a actividad de reacción y todavía minimizar la operación de los óxidos de c rbono al disminuir la actividad de reacción. Esto es, si la producción completa de óxidos de carbono se suprime tan bajo, entonces los niveles excesivos de impurezas nocivas se forman, y viceversa. Ademas, los inventores han descubierto que i a 2M solubilidad y reactividad relativa del ácLdo carboxil co deseado (por ejemplo, TP?) y la presencia de otras especies aromáticas clisuclfas carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos un fulcro muy importante cn este balance de óxidos de carbono contra las impurezas nocivas. El ácido carboxílico del producto deseado típicamente se disuelve en la fase liquida del medio de reacción, aun cuando tamb én está presente en forma sólida. Por ejemplo, en temperaturas en los intervalos preferidos. fl TPA es soluble en un medio de reacción que comprende acido acético y agua en niveles que varían ele apro uñadamente 1,000 ppmw arriba de 1 por ciento en peso, con la solubilidad que se incrementa conforme la temperatura se incrementa. No obstante que han diferencias en las proporciones de reacción hacia la formación de varias impurezas nocivas ele la alimentación del compuesto aromático ox dabLe (por ejemplo, para-xi leño, de los intermedios de reacción aromáticos (por ejemplo ácido pa ra-tol uico) , del ácido ca rbox i 1 ico aromático del producto deseado (por ejemplo TP?), y de las especies aromáticas que carecen de los grupos hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo ácido softálico) , la presencia y reactividad de los dos grupos posteriores establecen una región de disminución de regresos con respectos a la supresión adicional de los primeros dos grupos, la al i mentación del compuesto aromático oxidable y los intermedios de reacción aromáticos. Por ejemplo, en una oxidación parcial del para-xileno al TPA, si se disuelve el TPA asciende a /,000 ppmw en la fase liquida del medio de reacción en condiciones dadas, el ácido benzoico disuelto asciende a 8,000 ppmw el acido isoftálico disuelto asciende a 6,000 ppmw y el ácido Itálico disuelto asciende a 2,00 ppmw, entonces el valor hacia la disminución adicional de los compuestos nocivos totales comienza a disminuir conforme la actividad de reacción se incrementa para suprimir la concentración en fase líquida del ácido para-toluico y el 4-CBA abajo de niveles similares. Esto es, la presencia y concentración en i a fase líquida en el medio de reacción de las especies aromáticas que carecen de grupos h drocarbilo no aromáticos so altera muy poco al incrementar la actividad de reacción, y su presencia sirve para e?pand?r hacia i a región de los regresos di sm i nuyentes para reducir la concentración de los intermediarios de reacción a fin de suprimir la formación de impurezas nocivas. Así, una modalidad de la presente invención proporciona intervalos preferidos de óxidos de carbono, enlazados sobre el extremo inferior mediante la actividad de reacción baja y la formación excesiva de impurezas nocivas y sobre el e A remo superior por las pérdidas de carbono e?Cesivas, pero en niveles más bajos que los previamente descubiertos y descritos como comerc i al mente útiles. Por consiguiente, la formación de olidos de carbono prefe iblemente se controlan como sigue. La relación de moles de los óxidos de carbono totales producidos a moles de la alimentación de compuesto aromático oxidable es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.02:1, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.04:1, todavía mas prefe iblemente mayor que aproxi adamente 0.05:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.06:1. ?l mismo tiempo, la relación ele moles do los óxidos de carbono totales producidos a moles de la alimentación del compuesto aromático oxidable es preferiblemente menor que apro - i madamente 0.24:1, mas preferiblemente menor que apro imadamente 0.22:1, todavía más pre fe p b 1 emente menor que aproximadamente 0.19:1, y mucho más preferiblemente menor que 0.15:1. La relación de moles del dióxido de carbono producidos a molos de la alimentación de compuesto aromático oxidable es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.01:1, más preferiblemente mayor que aproximadament 0.05:1, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.04:1, y mucho mas preferiblemente mayor que 0.05:1. ?l mismo tiempo, la relación de moLes del dióxido de carbono producido a moles de la alimentación del compuesto aromat ico o y- idable es preferiblemente menor que apro s i madament e 0.21:1, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.19:1, todavía mas preferiblemente menor que aproximadamente 0.16:1, y mucho mas preferiblemente menor que 0.11:1. I, relación do moles del mono ido de carbono producido a mol CDS e la alimentación de compuesto aromático oxidable cs preferiblemente mayor que aproximadamente 0.005:1, más preferiblemente mayor que aprox madamente 0.010:1, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.015:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.020:1. ?l mismo tiempo, la relación de moles del monóxido de carbono producido a moles de la alimentación del compuesto aromático oxidable es preferiblemente menor que aproximadamente 0.09:1, mas preferiblemente menor que aproximadamente 0.0 / : 1 , todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.05:1, y mucho más prefer blemente menor que 0.04 : 1. 1,1 contenido de dióxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de o>?clac?ón es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.10 por ciento en mol, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.20 por ciento en mol, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.25 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente mayor que 0.030 por ciento cn mol. ?l mismo tiempo, el contenido de dióxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente menor que aproximadamente 1.5 por ciento en mol, más preferiblemente menor que apro i adamente 1.2 por ciento en mol, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.9 por c Lento en mol, y mucho más preferiblemente menor que 0.8 por ciento en mol. Ll contenido del monoxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.5 por ciento en mol, más preferiblemente mayor que apro imadamente 0.10 por ciento en mol, todavía mas preferiblemente mayor que aproximadamente 0.15 por cíenlo en mol, y mucho más preferiblemente mayor que 0.18 por ciento e? mo 1. ?l mi srno t i empo, el contenido de monóxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente menor que aproximadamente 0.60 por ciento en mol, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.50 por ciento en mol, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.35 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente menor que 0.28 por ciento en mol . Los inventores han descubierto que un factor importante para reducir la producción de óxidos de carbono a estos intervalos preferidos es mejorar la pureza de material filtrado reciclado y la alimentación del compuesto oxidable para reducir la concentración de compuestos aromáticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos de acuerdo a las descripciones ele la presente invención - esto reduce simultáneamente la formación de óxidos de carbono y de impurezas nocivas. Otro factor es mejorar la distribución del para--c? leño y el oxidante dentro del recipiente de reacción de acuerdo a las descripciones de la presente invención.

Otros factores que permiten los niveles preferidos anteriores de los óxidos de carbono son operar con los gradientes en el medio do reacción como se divulga en la presente para presión, para temperatura, para concent ación del compuesto oxidable en la fase líquida, y para el oxidante en la fase de gas. Otros factores que permiten los niveles preferidos anteri orees de ó.- idos de carbono son operar dentro de las descripciones de la presente preferidas para la proporción de reacción de espacio-tiempo, presión, temperatura, composición de I solvente, composición del catal í/aclor, y geometría mecánica del recipiente de reacción. Un beneficio importante de la operación dentro de los intervalos preferidos de la formación de óxido de carbono es que el uso del oxígeno molecular se puede reducir, aunque no a valores es toqu i omét r i cos . No obstante la formación de tapas buena el Oxid'ante y el compuesto oxidable de acuerdo a la presente invención, un exceso de oxígeno se debe retener arriba del valor e toqu i omet i co, como es calculado para la alimentación del compuesto Oxidable solo, para Lomar en cuenta algunas pérdidas de óxido do carbono y proporcionar el exceso de Oxígeno molecular para controlar la formación de impurezas nocivas. Específicamente para el cado donde eL x 1 eno es la al ímentación del compuesto oxidable, la relación de la al imentación del peso del oxígeno molecular al peso del xi leño es preferiblemente mayor que aproxi adamente 0.91:1.00, mas preferiblemente mayor que aproximadamente 0.95:1.00, y mucho más preferiblemente mayor que 0.99:1.00. Al mismo tiempo, la relación de alimentación del peso del oxígeno molecul r al peso del '-lleno es preferiblemente menor que apro> i madamente 1.20:1.00, más preferiblemente menor que aproximadamente 1.12:1.00, y mucho más preferiblemente menor que 1.06:1.00. Específicamente para la alimentación de xileno, el contenido promediado en tiempo del oxígeno molecular en cl gas de descarga seco del reactor de oxidación es p re fe r i b 1 ornente mayor que apro •, i madament e 0.1 en mol, más preferiblemente mayor que aproximadamente 1 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente mayor que 1.5 por ciento en mol. ?l mismo tiempo, el contenido promediado en tiempo del oxígeno molecular en el gas ele descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente menor que aprox madamente 6 por ciento en mol, más preferiblemente menor que aproximadamente 4 por ciento en mol, y mucho mas preferiblemente menor que 3 por ciento en mo 1. Otro beneficio importante de la operación dentro de los intervalos preferidos de la formación de óxido de carbono es que menos elc 1 compuesto aromático se convierte a óxidos de carbono y otras formas menos valiosas. Este beneficio se evalúa uti 1 izando la suma de los moles de todos los compuestos aromáticos que salen del medio de reacción divididos por la suma de los moles de todos los compuestos 22 I aromáticos que entran aL medio de reacción durante un período continuo de tempo, preferiblemente 1 hora, más preferiblemente 1 cha, y mucho mas preferiblemente 30 días consecut ívos. I sta relación se refiere después en la presente como la "relación de supervivencia molar" para los compuestos aromáticos a t ravés del medio de reacción y se expresa como un porcentaje numérico. Si todos los compuestos aromáticos entrantes que sales del medio de reacción como compuestos aromáticos, aunque principalmente en formas oxidadas de los compuestos aromáticos entrantes, luego la relación de supervivencia molar tiene su valor máximo de 100 por ciento. S e-actamente una de cada cien moléculas aromáticas entrantes se convierte a o- idos de carbono y/o a otras moléculas no aromáticas (por ejemplo ácido acético) mientras que pasa a fravés del medio de reacción, entonces la relación de supervivencia molar cs de 99 por ciento. Específicamente para el caso donde el - lleno es la al imentación principal del compuesto aromático ox idable, la relación de supervivencia molar para los compuestos aromáticos a través del med o de reacción es p re fe r i b 1 emente mayor que aproximadamente 98 por ciento, más pre fer i L> 1 oment e mayor que aproximadamente 98.5 por ciento, y mucho más preferiblemente menor que 99.0 por ciento. ?l mimos tiempo y a fin de que i a actividad de reacción completa suficiente, la relación de supervivencia molar para los compuestos aromat icos a través del medio do reacción cs preferiblemente menor que aproximadamente 99.9 por ciento, mas preferiblemente menor que aproximadamente 99.8 por ciento, y mucho más preferiblemente menor que apro - i madamente 99.7 por ciento cuando el x i 1 eno es la alimentación principal del compuesto a roma t ico o- i dable. Otro aspecto ele l invención actual involucra i a producción de acetato de metí lo en un med LO de reacción que comprende acido acético y uno o mas do los compuestos aromáticos Oxidables. Este acetato de metilo es relativamente voláli 1 comparado al agua y al ácido acét ico y así tiende a seguir el gas de descarga a menos que el enfriamiento adicional u otras operaciones unitarias se emplean para recuperarlo y/o para destruirlo antes de que libere el gas de descarga de regreso al medio ambiente. La formación de acetato de mef i lo así representa un costo de operación y también un costo de capital. T l vez el acetato de metilo se forma al combina primero un radic l de metí lo, tal vez de la descomposición de acido acet ico con oxígeno para producir hidrope ró i do de metilo, al descomponer subsecuentemente para formar metanol y al hacer reaccionar finalmente el metanol producido con el ácido acético restante para formar acetato de metí lo. Cualquiera que sea la ruta química, los inventores han descubierto que cada vez que la producción de acetato de metí lo cesta tan baja que una proporción, luego la producción de óxidos de carbono también están tan bajos y la producción de las impurezas a rom t icas nocivas son tan altas. Si i a producción de acetato de metí lo está en una proporción tal aLta, luego la producción de óxidos de carbono también son innecesariamente altas que conducen a las pérdidas de rendimiento del solvente, del compuesto oxidable y el oxidante. Cuando el empleo de las modalidades preferidas divulgadas en la presente, la relación de producción de los moles del acetato de meti lo producido a moles de la al imentación del compuesto aromático oxidable es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.005:1, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.010:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.020:1. ?l mismo tiempo, la relación de producción ele moles del acetato de metilo producido a moles de la al imentación del compuesto aromático oxidable es preferiblemente menor que aproximadamente 0.09:1, más preferiblemente menor que aprox imadamente 0.07:1, todavía más prc fe r i b 1 ornen te menor que aproximadamente 0.05:1, y mucho más preferiblemente menor que 0.04:1. Ciertas modal idades de esta invención se pueden i lustrar ach c i on 1 monto por el siguiente ejemplo, aunque se debe entender que esfe ejemplo se incluye meramen'te para propósitos de ilustración y no se propone para limitar el alcance de la invención a menos que de otra manera se indique especí ficamente.

EJEMPLO Este es un ejemplo calculado que demuestra i a operabí 1 idad de un o- telante de columna de burbujeo utilizado para oxidar pa ra-fo 1 ua 1 dch í do . I 1 recipiente oxidante de columna de burbujeo tiene un cuerpo cilindrico, vertical con un diámet ro interior do apro - i adamente 3.05 metros. La altura del recipiente oxidante de columna de burbujeo es de 32 metros desde la línea tangente inferior (TL) a la TL superior. El recipiente se ajusta con 2:1 cabezas elípticas en la parte superior y el fondo del ci 1 indro. El nivel de operación es de aproximadamente 26 metros del medio de reacción arriba de la TL inferior. La proporción de alimentación del pa a-tolualdehído es permanente en una proporción de aproximadamente 300 kiLogramos por minuto a través ele un agujero circular local izado en la pared de la sección ci lindrica en una elevación de aproximadamente 6.86 metros arriba de la TI, inferior. Ll diámetro interno del agujero de la pared es aproximadamente 0.15 metros. Un solvente fi ltrado se alimenta íntimamente mezclado con el pa ra- to 1 ua 1 deh i do cn una proporción permanente de aproximadamente 2,040 kilogramos por minuto. La corriente combinada del solvente de filtrado y la alimentación de paralo 1 ua 1 deh í do asi llega a aproximadamente 2,340 kilogramos por minuto dando una velocidad superficial del flujo de entrada a través del agujero de pared de aproximadamente 2.3 metros por segundo. Este solvente filtrado es de un sistema de reciclado de planta y comprende arriba de aproximadamente 97 por ciento en peso de acido acético y agua. La concentración de componente de catalizador en el soLvente filtrado es tal que la composición dentro de la fase líquida del medio de reacción es apro i madamente 1,800 ppmw de cobalto, aproxi adamente 1.800 ppmw de bromo, y aproximadamente 100 ppmw de manganeso. Una corriente de solvente de reflujo se alimenta como got i fas en la -ona de desacop Lamí ento de gas arriba del nivel ele operación del mecho de reacción, aproximadamente de manera uniformo sobre el á rea de sección transversal completa, en una proporción permanente de aproximadamente 960 kilogramos por minuto. Este solvente de reflujo comprende arriba de aproximadamente 99 por dentó en peso de acido acético y agua; y el solvente de ref Lujo es de un sistema ele reciclado de planta separado que es s n niveles significantes do componentes ele componentes de catahzador. Una corriente: adicional del mismo suministro de solvente de I reflujo se al ímenta en el conducto de suministro de oxidante precisamente fuera del recipiente de reacción en una proporción permanente de apro s i madamente 100 kilogramos por minuto; esto proporciona una inundación del líquido para limitar la acumulación de sol idos dent ro del tubo rociador de El contenido de agua combinado de la alimentación de solvente fi ltrado y de la al imentación de solvente de reflujo cs L l que la concentración de agua dentro de la fase líquida del medio de reacción es de aproximadamente 6.0 por ciento cn peso, l'l o idante es aire comprimido a Amentado en una proporción permanente de aproximadamente 834 kilo gramos por minuto a través de un tubo rociador de oxidante similar a uno mostrado en las 1 1GS. 2-5. 1 ste tubo rociador de oxidante comprende un conducto de flujo mitrado que es aprox madamente un oct gono de l dos iguales con un miembro cruzado que se conecta desde un lado al laclo opuesto y que cruza a través del eje vert i ca 1 de: simetría del recipiente de reacción. Ll conducto de í lujo mitrado esta hecho de componentes de tubería Schociu 1 o IOS ele 10 pulgadas nominales. El ancho del octágono de: 1 centroide de un lado del conducto de flujo al centroide del lado opuesto es de aproximadamente 2.34 metros. El octágono os aproximadamente horizontal, y la elevación media del conducto octagonal es de aproximadamente 0.28 metros arriba ele la 'II, inferior del recipiente de reacción. Ll tubo rociador ele o-idantc contiene aproximadamente 87 agujeros circulares que son apro; imadamente 0. 030 metros en diámetro. Los agujeros están ituados aproximadamente de manera uniforme alrededor del octágono y do I miembro cruzado, situándose cerca de la parte superior de la tubería ele 10 pulgadas. Hay un agujero circular con diámetro de aproximadamente 0.012 metros cerca del fondo de un lado únicamente ele 1 conducto octagonal. La presión de operación en el gas de la parte de arriba del reactor es permanente aproximadamente: 0.50 megapascal manométrico. El reactor se opera en una manera sust ancia Imcnte adiabática de modo que el calor de la reacción eleva la temperatura de las alimentaciones entrantes y evapora mucho del solvente entrante. Midiendo corea ele la elevación media del medio de reacción, la temperatura de operación es de aprox madamente 160°C. Una suspensión saliente que comprende ácido tereft.al ico crudo (C'I?) se remueve desde cerca del fondo de la cabeza elíptica inferior del recipiente de reacción en una proporción permanente. La proporción de flujo de la suspensión sal iente: es de aproximadamente 1,324 kilogramos por minuto que contiene aprox. i madamen Le 31 por ciento en peso de só 1 i dos . La invención ha sido descrila en detalle con referencia particular a modalidades preferidas de la misma, pero será entendido que variaciones y modificaciones se pueden efectuar dentro del espíritu y alcance de la invenc i ón .

Claims (1)

1. 2'*8 REIVINDICACIONES 1. Un proceso ele oxidación, caracterizado porque comprende : (a) introducir una corriente de alimentación predominantemente en fase líquida que comprende uno o más compuestos oxidables en una zona de-: reacción de un reactor de columna de burbujeo, en donde el acetaldehídb, para- xileno, y meta-xileno en combinación constituyen menos de aproximadamente1 50 por ciento en peso de los compuestos oxidables; (b) introducir una corriente de oxidante predominantemente en fase de gas que comprende oxígeno molecular en la zona de reacción; y (c) oxidar por lo menos una porción : de los compuestos oxidables en una fase líquida de un medio ele reacción de tres fases contenido en la zona de reacción, en donde la oxidación de los compuestos oxidables causa la formación de i sólidos en el medio de reacción. 2. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el acetaldehído, para-xileno y rneta-xileno en combinación constituyen menos de aproximadamente 25 por ciento en peso de los compuestos oxidables . 3. 1 1 proceso de conformidad con la reivindicación 1, ca t act er i ado porque el acetaldehído, para-x i 1 eno y meta-/ i leño cn combinación constituyen menos de aproximadamente 10 por ciento en peso de los compuestos ox dabLes. 4. I I proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracteri ado porque el medio de reacción se mant íene a una temperatura promedio en el intervalo de aproximadamente 125 a ap ro - i madarnen te 200°C. 5. 1 1 procese: ele conformidad con i a reivindicación 1, caracterizado porque la presión en la parte superior del medio de reacción esta en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20 barg. 6. I I proceso de conformidad con la reivindicación 5, caracterizado porque la presión en el fondo del medio do reacción esta en el intervalo de aproximadamente 0.4 a aproximadamente 5 bar mayor que la presión en la parte superior do 1 mecho ele reacción. /. I I proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el medio de reacción se mantiene a una temperatura promedio en el intervalo de aproximadamente 150 a 1 /0°C, en donde la presión en la parte superior del medio de reacción está en el intervalo de 4 a 8 barg, en donde la presión en el fondo del medio de reacción está en el intervalo de 1 a 2 bar mayor que la presión en la 20 parte superior del medio de reacción. 8. 1,1 proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el medio de reacción tiene una altura máxima (H), un ancho máximo ( ) , una relación de 11: W de por lo menos aproximadamente 3:1. 9. 1 1 proceso ele conformidad con la reivindicación 8, caracteri ado porque la relación de H: está en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20: 1. 10. 1 1 proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el medio de reacción comprende en el intervalo de aproximadamente 5 a apro - i madament c 40 po ciento en peso de sólidos sobre una base promediada en tiempo y promediada en volumen. 11. El proceso de conformidad con la reivind cación 1, caracterizado porque la corriente de oxidante comprende menos de apro \ i madamen Le 50 por ciento en peso de oxígeno molecular. 12. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracteri ado porque la corriente de ox i danto es aire:. 13. 1,1 proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el medio de reacción tiene una contención promedio mayor que aproximadamente 0.4 sobre una base promediada en tiempo y promediada en volumen. 14. El proceso do conformidad con i a reiv ndicación 1, caracteri ado porque el reactor de columna de burbujeo define una zona de desacop 1 am i ento colocada nmediatamente arriba de la zona de reacción, en donde el desacopl am i en Lo t i ene un área de sección transversal horizontal ma i ma mayor que el área de sección transversal hori ont l max i rna ele la zona de reacción. 15. El proceso de conformidad con la reivindicación 14, caracte i ado porque la zona de reacción tiene una altura máxima (I,) y un diámetro máximo (D), en donde la zona de desacop 1 am i ento tiene una altura máxima (Y) y un ancho máximo (X), en donde el reactor de columna de burbujeo tiene una relación de X:D en el intervalo de aproximadamente 0.8:1 a aproximadamente 4:1, en donde el reactor ele columna do burbujeo tiene una relación de L:Y en el intervalo ele aproximadamente 2:1 a aproximadamente 24:1. 16. I I proceso de conformidad con la reivindicación 15, caracterizado porque la zona de reacción tiene una relación L:D en el intervalo de aproximadamente 6:1 a aproximadamente 30:1. 1 /. El proceso de conformidad con la reivindicación 15, caracterizado porque el reactor de columna de burbujeo tiene una relación de X:D en el intervalo de 1.1:1 a 2:1, en dónelo el reactor ele columna de burbujeo tiene una relación de \ , : en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1. 18. I I procoso ele conformidad con i a reivindicación 14, c r cteri z do porque el proceso incluye i rociar una corriente ele reflujo l iquida hacia abajo en la zona de desacop 1 am i ento por La vía de un distribuidor de re f 1 u j o . 19. I I proceso de conformidad con la reivindicación 18, caracterizado porque el distribuidor de reflujo os configurado en una manera La 1 que el rocío del reflujo 1 iquido tiene un área de cobertura que es por lo menos apro i adamente 50 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desacoplami ento . 20. El proceso do conformidad con la reivindicación 18, caracterizado porque el distribuidor de reflujo es configurado en una manera tal que el rocío del reflujo líquido tiene un área de cobertura que es por lo menos 90 por ciento del área ele sección transversal horizontal má - i ma de la zona de desacopl am i ento . 21. I I proceso de conformidad con i a reivindicación 14, c acteri ado porque el proceso además comprende el retiro de un efluente de suspensión del fondo de la zona do reacción y el retiro de un efluente predominantemente en una fase de gas de la zona de desacoplamient o. 22. 1 I proceso de conformidad con la V reiv ndicación 1, caracterizado porque sustancialmente todo el oxigeno molecular entra en la reacción abajo de la ubicación o ubicaciones donde sustancí a 1 mente tocios los compuestos Oxidables entran en la zona de reacción. 5 23. 1,1 proceso do conformidad con la reivindicación 1, caracteri ado porque: el proceso además comprende reti rar un efluente de suspensión de la zona de reacción abajo de la ubicación o ubicaciones donde sustanc i a 1 mente todo el oxígeno molecular y sustancial mente 10 todo el compuesto Oxidable entra en la zona de reacción. 24. 1,1 proceso de conformidad con la reivindicación 1, ca acteri ado porque el proceso además comprendo someter por lo menos una porción de sólidos a la oxidación en un reactor ele Oxidación secundario. 15 25. El proceso de conformidad con la reivindicación 24, ca acterizado porque la oxidación en el reactor de oxidación secundario so lleva a cabo a una temperatura promedio de por lo menos aproximadamente 10°C mayor que i a oxidación en el reactor de oxidación inicial. 20 26. El proceso de conformidad con la reivindicación 24, c racteri ado la oxidación en el reactor de Oxidación secundario se 1 leva a cabo a una temperatura promedio en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 80°C mayor que la temperatura promedio del 25 reactor de Ox idación inicial, en donde la oxidación en el 231 reactor de oxidación se 1 leva a cabo a una temperatura promedio en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180°C, en donde la oxidación en el reactor de oxidación secundario se 1 leva a cabo a una temperatura promedio en el intervalo ele aproximadamente 180 a aproximadamente 220°C.