MX2007002501A

MX2007002501A - Oxidacion en fase liquida optimizada.

Info

Publication number: MX2007002501A
Application number: MX2007002501A
Authority: MX
Inventors: Alan George Wonders; Lee Reynolds Partin; Wayne Scott Strasser; Marcel De Vreede
Original assignee: Eastman Chem Co
Priority date: 2004-09-02
Filing date: 2005-08-29
Publication date: 2007-05-04
Also published as: BRPI0514759A; JP2008511650A; PL1786551T3; KR20070057217A; KR101169490B1; US7371894B2; CN101010132A; PT1786551T; CA2577062A1; EP1786551B1; ES2611152T3; LT1786551T; EP1786551A2; CA2681849A1; BRPI0514759B1; WO2006028772A2; WO2006028772A3; US20060047144A1; CN101010132B

Abstract

Se divulga un proceso y aparto optimizados para llevar a cabo mas eficiente y economicamente la oxidacion en fase liquida de un componente 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 líquida de un compuesto aromático. Un aspecto de la invención se relaciona a la oxidación parcial de un compuesto aromático de dialquilo (por ejemplo, para-xileno) para producir un ácido dicarboxílico aromático crudo (por ejemplo, ácido tereftálico crudo) , que después se puede someter a la purificación- , separación. Otro aspecto de la invención se relaciona a un reactor de columna de burbujeo mejorado que proporciona un proceso de oxidación en fase líquida más efectivo ! y económico . ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN Las reacciones de oxidación en fase líquida se emplean en una variedad de procesos comerciales existentes. Por ejemplo, la oxidación en fase líquida actualmente se utiliza para la oxidación de aldehidos a ácidos (por ejemplo, propionaldehído a ácido propiónico) , la oxidación de ciciohexano a ácido adípico, 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 líquida del para-xileho 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 líquida típico, que incluye la oxidación parcial del para-xileno a ácido tereftálico, una corriente de alimentación en fase líquida j y una corriente de oxidante en fase de gas se introducen en un I reactor y forman un medio de reacción de fases múltiples en el reactor. La corriente de alimentación en fase líquida I introducida en el reactor contiene por lo menos un compuesto orgánico oxidable (por ejemplo, para-xileno), mientras que la i corriente de oxidante en fase de gas contiene oxígeno molecular. Por lo menos una porción del oxígeno molecular introducido en el reactor como un gas s disuelve en la fase líquida del medio de reacción para proporcionar disponibilidad de oxigeno para la reacción en fase líquida. Si la fase líquida del medio de reacción de fases múltiples contiene una concentración insuficiente de oxígeno molecular (es decir, si ciertas porciones del medio de reacción son "subalimentadas de oxígeno"), las reacciones secundarias indeseables pueden generar impurezas y/o las reacciones propuestas se pueden retardar en la velocidad. Si la fase líquida del medio de reacción contiene muy poco del compuesto oxidable, la velocidad de reacción puede ser indeseablemente lenta. Además, si la fase líquida del medio de reacción contiene una concentración en exceso del compuesto oxidable, las reacciones secundarias indeseables adicionales pueden generar impurezas. Los reactores de oxidación en fase líquida convencionales están equipados con medios de agitación paira mezclar el medio de reacción de fases múltiples contenido én los mismos. La agitación del medio de reacción se suministra i en un esfuerzo para promover la disolución de oxígeno i molecular en la fase líquida del medio de reacción, -mantiene I concentraciones relativamente uniformes de oxigeno disuelto en la fase líquida del medio de reacción, y mantiene concentraciones relativamente uniformes del compuesto orgánico oxidable en la fase líquida del medio de reacción. ! La agitación del medio de reacción que se somete ' a la oxidación en fase líquida 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 los 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 períodos 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 requerimiento 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 líquida del medio de reacción. Esta agitación de flotación natural proporcionada en los reactores I 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] la falla mecánica que los reactores mecánicamente agitados. ' Cuando la oxidación parcial en fase líquida 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 contiene niveles relativamente altos de impurezas (por i ejemplo, 4-carboxibenzaldehído, ácido para-toluico, fluorenonas, y otros cuerpos de color) que lo vuelven inadecuado como un material de alimentación para producción de PET. Así, el CTA producido en reactores de oxidación convencionales típicamente se somete a un proceso de purificación que convierte el CTA en ácido tereftálico ! purificado (PTA) adecuado para hacer PET. I i 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 j 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 tereftálico y los recipientes múltiples requeridos para la cristalización de etapas múltiples. Así, sería deseable proporcionar un producto de CTA que pudiera ser purificado sin requerir disolución promovida por calor en agua, hidrogenación 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 fase 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 para-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 líquida mejoradas con formación reducida de impurezas. Todavía otro objetivo de la invención es proporcionar un sistema más efectivo y económico para producir ácido tereftálico puro (PTA) por la vía de la oxidación en fase líquida de para-xileno para producir ácido tereftálico 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 él I para-xileno 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 i 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. Más 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 ún proceso que comprende las siguientes etapas: (a) introducir una corriente de oxidante que comprende oxígeno molecular en una zona de reacción de un reactor de columna de burbujeo; (b) oxidar un compuesto oxidable en una fase líquida de un medio de reacción de fases múltiples contenido en la zona de reacción, en donde la oxidación causa que por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso del compuesto oxidable forme un producto de fase sólida en el medio de reacción, en donde la velocidad superficial promediada én tiempo en la altura media del medio de reacción es de por lo menos aproximadamente 0.3 metros por segundo; y (c) retirar por lo menos una porción del producto de fase sólida de la zona de reacción por la vía de uno o más orificios elevados, en donde por lo menos una porción del oxígeno molecular entra en la zona de reacción por debajo de los orificios elevados., Otra modalidad de la presente invención se relaciona a un proceso que comprende las siguientes etapas: (a) introducir una corriente de oxidante que comprende oxígeno molecular en una zona de reacción de un reactor de columna de burbujeo; (b) oxidar un compuesto oxidable en una fase líquida de un medio de reacción de fases múltiples contenido en la zona de reacción; y (c) retirar por lo menos una porción del medio de reacción de la zona de reacción por la vía de uno o más orificios elevados, en donde por lo menos una porción del oxígeno molecular entra en la zona de reacción por debajo de los orificios elevados, en donde la temperatura del medio de reacción en los orificios elevados es de por lo menos aproximadamente 1°C más grande que la temperatura del medio de reacción en el punte más bajo en la zona de reacción. Todavía otra modalidad de la presente invención se relaciona a un proceso para hacer ácido tereftálico que comprende las siguientes etapas: (a) introducir una corriente de alimentación predominantemente de fase líquida que comprende para-xileno en una zona de reacción de un reactor i de columna de burbujeo; (b) introducir una corriente de oxidante predominantemente en fase de gas que comprende oxígeno molecular en la zona de reacción; (c) oxidar xileno en una fase líquida de un medio de reacción fases contenido en la zona de reacción para de esta manera formar ácido tereftálico crudo; (d) retirar por lo menos una porción del ácido tereftálico crudo de la zona de reacción por la vía de uno o más orificios elevados, en donde por lo menos una porción del para-xileno y por lo menos una porción del oxígeno molecular entra en la zona de reacción por debajo de los orificios elevados; y (e) oxidar por lo menos una porción del ácido tereftálico crudo en un reactor ?e oxidación secundario para de esta manera formar ácido tereftálico más puro. Todavía otra modalidad de la presente invención se relaciona a un reactor de columna de burbujeo para hacer reaccionar una corriente predominantemente de fase líquida y una corriente predominantemente de fase de gas para de esta manera producir un producto de fase sólida. El reactor de columna de burbujeo incluye una coraza de recipiente, uno o más orificios de gas, uno o más orificios de líquido y uno o más orificios de producto elevados. La coraza de recipiente define una zona de reacción alargada. La zona de reacción i de gas está espaciado del extremo normalmente inferior de la zona de reacción por una distancia axial menor q e i aproximadamente 0.25D. El uno o más orificios de líquido introduce la corriente de fase líquida en la zona de reacción. Por lo menos aproximadamente 50 por ciento del área abierta acumulativa definida por todos los orificios de líquido está espaciada menor que aproximadamente 2.5D del I orificio de gas localizado más cercano al extremo normalmente inferior. El uno o más orificios de producto elevados retiran el producto de fase sólida de la zona de reacción. Los orificios de producto están axialmente ubicados adicionalmente desde el extremo normalmente inferior a aquel de por lo menos uno de los orificios de gas y por lo menos uno de los orificios de líquido. 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 FIG. 1 es una vista lateral de un reactor de ¡ oxidación construido de acuerdo con una modalidad de la presente invención, que ilustra particularmente la I 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, respectivamente; la FIG. 2 es una vista lateral de sección agrandada del fondo del reactor de columna de burbujeo tomada a lo largo de la línea 2-2 en la FIG. 3, que ilustra particularmente la ubicación y configuración de un tubo rociador de oxidante utilizado para introducir la corriente de oxidante en el reactor; la FIG. 3 es una vista superior del tubo rociador de oxidante de la FIG. 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 oxidante de la FIG. 2, que ilustra particularmente los orificios de oxidante en el fondo del tubo rociador de I oxidante; la FIG. 5 es una vista lateral seccional del tubo rociador de oxidante tomada a lo largo de la línea 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; i 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 verticalmente espaciadas, múltiples; la FIG. 7 es una vista superior seccional 'tomada j 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 FIG. 6 distribuye la corriente ¿le alimentación en una zona de alimentación radial preferida (FZ) y más de un cuadrante azimutal (Qi, Q2, Q3, Q ); la FIG. 8 es una vista superior seccional similar a la FIG. 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 pluralidad de orificios de alimentación pequeños; lá FIG. 9 es una vista isométrica de un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentación en la zona de reacción en ubicaciones verticalmente espaciadas múltiples sin requerir penetraciones del recipiente múltiples, que ilustra particularmente que el sistema de distribución de alimentación puede ser por lo menos parcialmente soportado sobre el tubo rociador de oxidante; la FIG. 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; la FIG. 11 es una vista superior seccional tomada ' a lo largo de la línea 11-11 en la FIG. 10 y que ilustra adicionalmente el sistema de distribución de alimentación de una sola penetración soportado sobre el tubo rociador de oxidante; la FIG: 12 es una vista isométrica de un tubo rociador de oxidante alternativo que tiene todos los orificios de oxidante localizados en el fondo del miembro de anillo; la FTG. 13 es una vista superior del tubo rociador de oxidante alternativo de la FIG. 12; la FIG. 14 es una vista de fondo del tubo rociador de oxidante alternativo de la FIG. 12, que ilustra particularmente la ubicación de los orificios de fondo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción; la FIG. 15 es una vista lateral seccional del tubo rociador de oxidante tomada a lo largo de la línea 15-15 en la FIG. 13, que ilustra particularmente la orientación de lbs orificios de oxidante inferiores; la FIG. 16 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireación interno cerca de la salida de fondo del reactor; la FIG. 17 es una vista lateral seccional agrandada de la porción inferior del reactor de columna de burbujeo de la FIG. 16 tomada a lo largo de la línea 17-17 en la FIG. 18, que ilustra particularmente la configuración del recipiente de desaireación interno colocado en la salida de fondo del reactor de columna de burbujeo; la FIG. 18 es una vista superior seccional tomada a lo largo de la línea 18-18 en la FIG. 16, que ilustra particularmente un rompedor de vórtice colocado en el recipiente de desaireación; la FIG. 19 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireación externo y que ilustra 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 línea de des-inventariación acoplada al fondo del reactor; la FIG. 20 es un vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireación interno/externo híbrido para desacoplar la fase de gas de un medio de reacción retirado desde una ubicación lateral elevada en el reactor; ¡ la FIG. 21 es una vista lateral de un reactor de I columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireación híbrido alternativo cerca del fondo del reactor; la FIG. 22 es una vista lateral seccional agrandada de la porción inferior del reactor de columna de burbujeo de la FIG. 21, que ilustra particularmente el uso de ¡un tubo i rociador de oxidante alternativo que emplea conductos de I entrada que reciben la corriente de oxidante a través de la cabeza de fondo del reactor; la FIG. 23 es una vista lateral seccional agrandada similar a la FIG. 22, que ilustra particularmente un medio alternativo para introducir la corriente de oxidante en el I reactor por la vía de una pluralidad de orificios en la cabeza inferior del reactor y, opcionalmente, que emplea i placas de choque para distribuir más uniformemente la 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 del medio de reacción desde una porción superior del reactor a una porción inferior del reactor; la FIG. 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 utilizar para mejorar la dispersión del compuesto oxidable en un reactor de oxidación, que ilustra particularmente un eductor que usa la alimentación líquida entrante para retirar el medio de reacción en el eductor y descarga la mezcla de alimentación1 y el medio de reacción en una zona de reacción a alta velocidad; la FIG. 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 alta velocidad; la FIG. 28 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que contiene un medio de reacción de fases múltiples, que ilustra particularmente el medio de reacción que es teóricamente dividido en 30 cortes horizontales de igual volumen a fin de cuantificar ciertos ingredientes en el medio de reacción; la FIG. 29 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que contiene un medio de reacción de fases múltiples, que ilustra particularmente el primero y segundo volumen continuo de 20 por ciento discreto del medio de reacción que tienen concentraciones de oxígeno y/o proporciones de consumo de oxígeno sustancialmente diferentes; la FIG. 30 es una vista lateral de dos recipientes I 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 concentraciones de oxígeno y/o proporciones de consumo de oxígeno sustancialmente diferentes ; la FIG. 31 es una vista lateral de tres recipientes I 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 tienen concentraciones de oxígeno y/o proporciones de consumo de oxígeno sustancialmente diferentes; las FIGS. 32A y 32B son vistas amplificadas de ! partículas de ácido tereftálico crudo (CTA) producidas de acuerdo con una modalidad de la presente invención, que ilustran particularmente que cada partícula de CTA es una partícula de alta área de superficie, de baja densidad compuesta de una pluralidad de sub-partículas de CTA enlazadas sueltamente; las FIGS. 33A y 33B son vistas amplificadas de un CTA convencionalmente producido, que ilustra particularmente la partícula de CTA convencional de un tamaño de partícula más grande, menor densidad y área de superficie inferior que la partícula de CTA inventiva de las FIGS. 32A y 32B; la FIG. 34 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso de la técnica previa para hacer ácido tereftálico purificado (PTA) ; y la FIG' 35 es un diagrama de flujo de proceso simplificado 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 oxidación parcial en fase líquida de un compuesto oxidable. Tal oxidación se lleva a cabo preferiblemente en la fase líquida 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 utiliza en la presente, el término "reactor de columna de burbujeo" denotará un reactor paira facilitar las reacciones químicas en un medio de reacción de fases múltiples, en donde la agitación del medio de reacción se proporciona principalmente por el movimiento hacia arriba de las burbujas de gas a través del medio de reacción. Como se utiliza en la presente, el término "agitación" denotará el trabajo disipado en el medio de reacción que causa el flujo de fluido 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) rígido(s) o flexible(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 I "agitación de flujo" denotará la agitación del medio de reacción causado por la inyección y/o recirculación a alpa velocidad de uno o más fluidos en el medio de reacción. Por ejemplo, la agitación de flujo se puede proporcionar por boquillas, eyectores y/o eductores. En una modalidad preferida de la presente i invención, menos de aproximadamente 40 por ciento de la agitación del medio de reacción en el reactor de columna de burbujeo durante la oxidación se proporciona por la agitación mecánica y/o de flujo, más preferiblemente menos de aproximadamente 20 por ciento de la agitación se proporciona por la agitación mecánica y/o flujo, y mucho más I preferiblemente menos de 5 por ciento de la agitación se proporciona por la agitación mecánica y/o de flujo. I Preferiblemente, la cantidad de la agitación mecánica y/o ele flujo impartida al medio de reacción de fases múltiples durante la oxidación es menor que aproximadamente 3 kilowatts por metro cúbico del medio de reacción, más preferiblemente I menos que 2 ki-lowatts por metro cúbico, y mucho más preferiblemente menos que 1 kilo att por metro cúbico. ¡ Con referencia ahora a la FIG. 1, se ilustra un reactor de columna de burbujeo preferido 20 como que i comprende una coraza de recipiente 22 que tiene una sección de reacción 24 y una sección de desacoplamiento 26. La sección de reacción 24 define una zona de reacción interna 28, mientras que la sección de acoplamiento 26 define una zona de desacoplamiento interna 30. Una corriente de alimentación predominantemente en fase líquida 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 i localizado en la porción inferior de la zona de reacción 28.

La corriente de alimentación en fase líquida y la corriente de oxidante en fase de gas forman cooperativamente un medio de reacción de fases múltiples 36 dentro de la zona de I reacción 28. El medio de reacción de fases múltiples 36 comprende una fase líquida y una fase de gas. Más preferiblemente, ei medio de reacción de fases múltiples 36 comprende un medio de tres fases que tiene componentes de fase sólida, fase líquida y fase de gas. El componente de fase sólida del medio de reacción 36 preferiblemente precipita dentro de la zona de reacción 28 como resultado de la reacción de oxidación llevada a cabo en la fase líquida del medio de reacción 36. El reactor de columna de burbujeo 20 incluye una salida de suspensión 38 localizada cerca del fondo de la zona de reacción 28 y una salida de gas 40 localizada cerca de la parte superior de la zona de desacoplamiento 30. Un efluente de suspensión que comprende componentes de fase líquida y fase sólida de un medio de reacción 36 se retira de la zona de reacción 28 por la vía de la salida de suspensión 38, mientras que un efluente I predominantemente gaseoso se retira de la zona de acoplamiento 30 por la vía de la salida de gas 40. La corriente de alimentación en fase líquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por la vía de las entradas de alimentación 32a,b,c,d preferiblemente comprende un compuesto oxidable, un solvente y un. sistema i catalizador. i FJ compuesto oxidable presente en la corriente de alimentación en fase líquida preferiblemente comprende por lo menos un grupo hidrocarbilo. Más preferiblemente, el compuesto oxidable es un compuesto aromático. Todavía más preferible, el compuesto oxidable es un compuesto aromático I con por lo menos un grupo hidrocarbilo enlazado o por lo menos un grupo hidrocarbilo sustituido enlazado o, por lo menos un heteroátomo enlazado o por lo menos una función de ácido carboxílico enlazado (-COOH) . Aun más preferible, él compuesto oxidable es un compuesto aromático, con por lo menos un grupo hidrocarbilo enlazado o por lo menos un grupo I hidrocarbilo 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 metilo y/o grupos metilo sustituidos y/o a lo más un grupo de ácido carboxílico. Todavía aun más preferible, el compuesto oxidable es para-xileno, eta-xileno, para-tolualdehído, meta-tolualdehído, ácido para-toluico, ácido eta-toluico, y/o acetaldehído. Mucho más preferiblemente, el compuesto oxidable es para-xileno. Un "grupo hidrocarbilo, como se define en la i presente, es por lo menos un átomo de carbono que sé enlaza I únicamente a átomos de hidróqeno o a otros átomos de carbono. Un "grupo hidrocarbilo sustituido", como se define en la presente, es por lo menos un átomos de carbono unido a por lo menos un heteroátomo y a por lo menos un átomo de hidrógeno.

"Heteroátomos", como se define en la presente, son todos los átomos diferentes a los átomos de carbono e hidrógeno. Los compuestos aromáticos, como se definen en la presente, i comprenden un anillo aromático, preferiblemente que tiene por lo menos 6 átomos de carbono, aun más preferiblemente que tiene únicamente átomos de carbono como parte del anillo.

Ejemplos adecuados de tales anillos aromáticos incluyen, pero no se limitan a, benceno, bifenüo, terfenilo, naft'aleno, cy otros anillos aromáticos fusionados basados en carbono. Ejemplos adecuados del compuesto oxidable incluyen hidrocarburos alifáticos (por ejemplo, .alcanos, alcanos ramificados, alcanos cíclicos, alquenos alifáticos, alquenós ramificados y alquenos cíclicos); aldehidos alifáticos (por I ejemplo, acetaldehído, propionaldehído, isobutiraldehído, ' y n-butiraldehído); alcoholes alifáticos (por ejemplo, etanol, isopropanol, n-propanol, n-butanol, e isobutanol); cetonas alifáticas (por ejemplo, dimetil cetona, etil metil cetona, dietil cetona, e isopropil metil cetona); esteres alifáticos (por ejemplo, formiato de metilo, acetato de metilo, acetato de etilo); peróxidos alifáticos, perácidos e hidroperóxidos (por ejemplo, hidroperóxido de t-butilo, ácido paracético ( e hidroperóxido de di-t-butilo) ; compuestos alifáticos con grupos que son combinaciones de las especies alifáticas anteriores más otros heteroátomos (por ejemplo, compuestos alifáticos que comprenden uno o más segmentos moleculares de hidrocarburos, aldehidos, alcoholes, cetonas, esteres, peróxidos, perácidos, y/o hidroperóxidos en combinación con sodio, bromo, cobalto, manganeso, y zirconio) ; varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terfenilos, y otros grupos aromáticos con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados (por ejemplo, tolueno, etilbenceno, isopropilbenceno, n-propilbenceno, neopentilbenceno, para-xileno, meta-xüeno, orto-xileno, todos los isómeros de trimetilbencenos , todos los isómeros de tetra etilbencenos, pentametiíbenceno, hexametilbenceno, todos los isómeros de etil-metilbencenos, todos los isómeros de dietilbencenos, todos los isómeros de etil-dimetilbencenos, todos los isómeros de dimetilnaftálenos , todos los isómeros de etil-metilnaftálenos, todos los isómeros de dietilnaftálenos, 1 i todos los isómeros de dimetilbifenilos, todos los isómeros de etil-metilbifenilos, y todos los isómeros de dietilbifenilos, estilbeno y con uno o más grupos de hidrocarbilo enlazados, fluoreno y con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados, antraceno y con uno o más grupos hidrocarbilo enla'zados, y difeniietano y con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados) ; varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bilfenilos, terfenilos, 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 t l ejemplo, fenol, todos los isómeros de metilfenoles, todos los isómeros de dimetilfenoles, todos los isómeros de naftoles, i éter metílico de bencilo, todos los isómeros de bromofenoles, bromobenceno, todos los isómeros de bromotoluehos que incluyen alfa-bromotolueno, dibromobenceno, naftenato de i cobalto y todos los isómeros de bromobifenilos) ; varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terfenilos, y otros grupos aromáticos con uno o más grupos i hidrocarbilo enlazados y/o uno o más heteroátomos enlazados i I y/o uno o más grupos hidrocarbilo sustituidos enlazados (por ejemplo, benzaldehído, todos los isómeros de bro obenzaldehídos, todos los isómeros de tolualdehídos bromados que incluyen todos los isómeros de alfa-tolualdehídos, todos los isómeros de hidroxibenzaldehídos, todos los isómeros de bromo-hidroxibenzaldehídos, todos los isómeros de benceno dicarboxaldehídos, todos los isómeros de benceno t icarboxaldehídos, para-tolualdehído, meta-tolualdehído, orto-tolualdehído, todos los isómeros de tolueno dicarboxaldehídos, todos los isómeros de tolueno tricarboxaldehídos , todos los isómeros de tolueno tetracarboxaldehídos , todos los isómeros de dimetilbenceno dicarboxaldehídos, todos los isómeros de dimetilbenceho tricarboxaldehídos, todos los isómeros de dimetilbenceho tetracarboxaldehídos, todos los isómeros de trimetilbenceho tricarboxaldehídos, todos los isómeros de etiltolualdehídos, todos los isómeros trimetilbenceno dicarboxaldehídos, tetrametilbenceno dicarboxaldehído, hidroximetil-benceno, todos los isómeros de hidroximetil-toluenos, todos los isómeros de hidroximetil-bromotoluenos , todos los isómeros de hidroximetil-tolualdehídos, todos - los isómeros de hidroximetil-bromotolualdehídos, hidroperóxido de bencilo, hidroperóxido de benzoílo, todos los isómeros de tolil metil-hidroperóxidos, y todos los isómeros de metilfenol metil-hidroperóxidos); varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terfenilos, y otros grupos aromáticos con uno o más grupos seleccionados enlazados, grupos seleccionados que significan grupos hidrocarbilo y/o heteroátomos enlazados y/o grupos hidrocarbilo sustituidos y/o grupos de ácido carboxílico y/o grupos de peroxiácidos I ! (por ejemplo, ácido benzoico, ácido para-toluico, ácido meta-toluico, ácido orto-toluico, todos los isómeros de ácidos etilbenzóicos, todos los isómeros de ácidos propilbenzoicos , todos los isómeros de ácidos butilbenzoicos, todos los isómeros de ácidos pentilbenzoicos, todos los isómeros de ácidos dimetilbenzoicos, todos los isómeros de ácidos etilmetilbenzoicos , todos los isómeros de ácidos trimetilbenzoicos, todos los isómeros de ácidos tetrametilbenzoicos, ácido pentametilbenzoico, todos los I isómeros de ácidos dietilbenzoicos , todos los isómeros de ácidos benceno dicarboxílieos, todos los isómeros de ácidos benceno tricarboxílieos, todos los isómeros de ácidos metilbenceno dicarboxílicos, todos los isómeros de ácidos dimetilbenceno dicarboxílieos, todos los isómeros de ácidos metilbenceno tricarboxílicos, todos los isómeros de ácidps bromobenzoicos, todos los isómeros de ácidos dibromobenzoicos, todos los isómeros de ácidos bromotoluic'ps que incluyen alfa-bromotoluicos, ácido tolil acético, todos los isómeros de ácidos hidroxibenzoicos, todos los isómer¡os de ácidos hidroximetil-benzoicos, todos los isómeros de ácidos hidroxitoluicos, todos los isómeros de ácidps hidroximetil-toluicos, todos los isómeros de ácidos hidroximetii-benceno dicarboxílicos, todos los isómeros de ácidos hidroxibromobenzoicos, todos los isómeros de ácidos hidroxibromotoluicos, todos los isómeros de ácidos hidroximetil-bro obenzoicos, todos los isómeros de carboxi benzaldehídos, todos los isómeros de dicarboxi benzaldehídos, ácido perbenzoico, todos los isómeros de ácidos hidroperoximetil-benzoicos, todos los isómeros de ácidos hidroperoximetil-hidroxibenzoicos, todos los isómeros de ácidos hi droperoxi carbonil-benzo cos, todos los isómeros de I hidroperoxi carboni L-toluenos, todos los isómeros de ácidos i metilbifenilocarboxilicos, todos los isómeros de1 ácidps dimetilbifenil carboxílicos, todos los isómeros de ácidos I i metilbifena 1 dicarboxílieos, todos los isómeros de ácidos bifenil tricarboxílieos, todos los isómeros 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, bencilo, todos los isómeros de bencilo con uno o más grupos seleccionados enlazados, benzofenona, todos los isómeros de benzofenona con uno o más grupos seleccionados enlazados, antraquinona, todos los isómeros de antraquinona con uno o más grupos seleccionados enlazados, todos los isómeros de difeniletano con uno o más grupos seleccionados enlazados, benzocumapna, y todos los isómeros de benzocumarma con uno o más grupos seleccionados enlazados ) . Si el compuesto oxidable presente en la corriente de alimentación 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 sustancialmente disuelto en el solvente cuando se introduce en la zona de reacción 28. Se prefiere para el punto de ebullición del compuesto oxidable a presión atmosférica que I sea por lo menos aproximadamente 50°C. Más preferiblemente, el punto de ebullición del compuesto oxidable está en el I intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 400°C, 'y | mucho más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente i i 125 a 155°C. La 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 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 20 por ciento en peso, < y mucho más preferiblemente en el intervalo de 6 a 15 por ciento en peso. Ahora se menciona que el compuesto oxidable presente en la alimentación en fase líquida puede comprender una combinación de dos o más químicos oxidables diferentes. Estos dos o más materiales químicos diferentes se pueden alimentar mezclados en la corriente de alimentación en fase líquida o se pueden alimentar separadamente en corrientes de alimentación múltiples. Por ejemplo, un compuesto oxidable que comprende para-xileno, meta-xileno, para-tolualdehído, ácido para-toluico y acetaldehído se puede alimentar al reactor por la vía de una entrada sola o entradas separadas ¡ múltiples. | 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 én peso, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 80 aproximadamente 96 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 85 a 94 por ciento en peso. El componente de ácido del solvente es preferiblemente de manera principal un ácido monocarboxílico de peso molecular bajo orgánico que tiene 1-6 átomos de carbono, más I preferiblemente 2 átomos de carbono. Mucho más preferiblemente, el componente de ácido del solvente es I principalmente ácido acético. Preferiblemente, el componente de ácido constituye por lo menos aproximadamente' 75 por ciento en peso del solvente, mucho más preferiblemente por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso del solvente, ¡y mucho más preferiblemente 85 a 98% en peso del solvente, con el resto que es principalmente agua. El solvente introducido i en el reactor de columna de burbujeo 20 puede incluir pequeñas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, para-tolualdehído, tereftaldehído, 4-carboxibenzaldehído (4-CBA) , ácido benzoico, ácido para-toluico, aldehido para-toluico, ácido alfa-bromo-para-toluico, ácido isoftálicp, ácido ftálico, ácido trimelítico, poliaromáticos, 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 líquida es preferiblemente un sistema de catalizador en fase líquida, homogéneo capaz de promover la oxidación (que incluye la oxidación parcial) del compuesto I oxidable. Más preferiblemente, el sistema de catalizador comprende por lo menos un metal de transición multivalente. 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 cobalto, bromo y manganeso. Cuando el cobalto está presente en el sistema de catalizador, 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 líquida del medio de reacción 36 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 300 a aproximadamente 6, 000 partes por millón en peso (ppmw) , más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 700 a aproximadamente 4,200 ppmw, y mucho más preferiblemente en él 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 medio de reacción 36 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 300 a aproximadamente 5,000 ppmw, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 600 a aproximadamente 4,000 ppmw, y mucho más preferiblemerite en el intervalo de 900 a 3,000 ppmw. Cuando el manganeso está presente en el sistema de catalizador, se prefiere que la cantidad de manganeso presente en la corriente de alimentación en fase líquida sea tal que la concentración de manganeso en la fase líquida del medio de reacción 36 se mantenga en , el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 1,000 ppmw, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 500 ppmw, mucho más preferiblemente en el intervalo de 50 a 200' ppmw. Las concentraciones de cobalto, bromo, y/o manganeso en al fase líquida 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 la presente, el término "promediada en tiempo" indicará un promedio de por lo .menos 10 mediciones tomadas igualmente sobre un período continuo de por lo menos 100 segundos. Como se utiliza en la presente, el término "promediada en volumen" denotará un promedio de por lo menos 10 mediciones tomadas en el espaciamiento 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 0.25:1 a aproximadamente 4:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 a aproximadamente 3:1, , y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.75:1 a 2:1. La relación en peso de cobalto a manganeso (Co:Mn) en el sistema de catalizador introducido en la zona de reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.3:1 a aproximadamente 40:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 30:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 10:1 a 25:1. , La corriente de alimentación en fase líquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 puede incluir pequeñas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, tolueno, etilbenceno, para-tolualdehídó, tereftaldehído, 4-carboxibenzaldehído (4-CBA), ácido benzoico, ácido para-toluico, aldehido para-toluico, ácido alfa bromo paratoluico, ácido isoftálico, ácido ftálico, ácido trimelítico, poliaromáticos, y/o particulado suspendido. Cuando el reactor de columna de burbujeo 20 se emplea para la producción del ácido tereftálico, meta-xileno y orto-xileno también se consideran impurezas. Es preferido que la cantidad total de impurezas en la corriente de alimentación en fase líquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 sea menos que aproximadamente 3 por ciento en peso. Aunque la FIG. 1 ilustra una modalidad donde el compuesto oxidable, el solvente, y el sistema de catalizador se mezclan conjuntamente y se introducen en el reactor de columna de burbujeo 20 como una corriente de alimentación I sola, en una modalidad alternativa de la presente invención, el compuesto oxidable, el solvente, y el catalizador se pueden introducir separadamente en el reactor de columna de burbujeo 20. Por ejemplo, es posible alimentar una corriente de para-xileno 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 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 aproximadamente 40 por ciento en mol de oxígeno molecular, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 30 por ciento en mol de oxígeno molecular, y J-5 mucho más preferiblemente en el intervalo de 18 a 24 por I ciento en mol de oxígeno molecular. Se prefiere que el balance de la corriente oxidante sea comprendido principalmente de un gas o gases, tal como nitrógeno, que son inertes a la oxidación. Más preferiblemente, la corriente de oxidante consiste esencialmente de oxígeno molecular | y I I nitrógeno. Mucho más preferiblemente, la corriente de oxidante es aire seco que comprende aproximadamente 21 por ciento en mol de oxígeno molecular y aproximadamente 78 I a aproximadamente 81 por ciento en mol de nitrógeno., En una modalidad alternativa de la presente invención, la corriente I de oxidante puede comprender oxigeno sustancialmente puro. Con referencia otra vez a la IG. 1, el reactor de columna de burbujeo 20 es preferiblemente equipado con un distribuidor de reflujo 42 colocado arriba de una superficie superior 44 del medio 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 desacoplamiento 30 mediante cualquier medio de formación de gotitas conocido en la técnica. Más preferiblemente, el distribuidor de reflujo 42 produce ún rocío de gotitas dirigido hacia abajo hacia la superficie superior 44 del medio de reacción 36. Preferiblemente, este I rocío hacia abajo de las gotitas afecta (es decir, se acopla e influencia) por lo menos aproximadamente 50 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de la zona de I desacoplamiento 30. Más preferiblemente, el rocío de gotitas afecta por lo menos aproximadamente 75 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desacoplamiento 30. Mucho más preferiblemente, el rocío de gotitas afecta por lo menos 90 por ciento del área de sección i transversal horizontal máximo de la zona de desacoplamiento 30. Este rocío de reflujo líquido hacia abajo, puede ayudarj a prevenir la espumación en o arriba de la superficie superior 44 del medio de reacción 36 y también puede ayudar él desacoplamiento de cualquier líquido o gotitas de suspensión transportadas en el gas que se mueve hacia arriba que fluye1 a la salida de gas 40. Además, el reflujo de líquido puede servir para reducir la cantidad de materiales particulados y compuestos potencialmente precipitantes (por ejemplo ácido benzoico disuelto, ácido para-toluico, 4-CBA, ácido tereftálico y sales de metal de catalizador) que salen en el efluente gaseoso retirado de la zona de desacoplamiento 30 por la vía de la salida de gas 40. Además, la introducción de gotitas de reflujo en la zona de desacoplamiento 30 puede, mediante una acción de destilación, ser utilizada para ajustar la composición del efluente gaseoso retirado por la vía de la salida de gas 40. La corriente de reflujo de líquido introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por la vía del ! i distribuidor del reflujo 42 preferiblemente tiene aproximadamente la misma composición como el componente de solvente de la corriente de alimentación en fase líquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por la vía de las entradas de alimentación 32a,b,c,d. Así, se prefiere que la corriente de reflujo del líquido comprenda un componente de ácido y agua. El componente de ácido de la corriente de reflujo es preferiblemente un ácido monocarboxílico orgánico de peso molecular bajo que tiene 1-6 átomos de carbono, más preferiblemente 2 átomos de carbono. Mucho más preferiblemente el componente de ácido de la corriente de reflujo es ácido acético. Preferiblemente, él componente de ácido constituye por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso de la corriente de reflujo, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso de la corriente de reflujo, y mucho más preferiblemente 85 a 98 por ciento en peso de la corriente de reflujo, con el resto que es agua. Debido a que la corriente de reflujo típicamente tiene sustancialmente la misma composición como I el solvente en la corriente de alimentación en fase líquida, 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 alimentación. Durante la oxidación en fase líquida 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 corrientes de efluente de gas y suspensión sean retiradas de manera sustancial continuamente de la zona de reacción 28. Como se utiliza en la presente, el término "de manera sustancial continuamente" significará durante ün período de por lo menos 10 horas interrumpidas por menos de I 10 minutos. Durante la oxidación, se prefiere que el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) que sea de manera sustancial continuamente introducido en la zona de reacción 28 en una proporción de por lo menos aproximadamente 8,000 kilogramos 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 aproximadamente 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 corrientes de alimentación, de oxidante, y de reflujo entrantes sean sustancialmente 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 varíen 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 aproximadamente 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 la reacción (STR) en el reactor de oxidación de columna de burbujeo 20 se define como la masa de la alimentación del compuesto oxidable por volumen unitario del medio de reacción 36 por tiempo unitario (por ejemplo, kilogramos de alimentación de para-xileno por metro cúbico por hora) . En 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 (pOr ejemplo para-xileno) y es conveniente definir el término en la presente como es establecido en lo anterior. Para razones de costo de capital e inventario de operación entre otros, generalmente se prefiere que la reacción sea conducida con una STR alta. Sin embargo, la conducción de la reacción én I I STR incrementadamente más alta puede afectar la calidad o rendimiento de la oxidación parcial. El reactor de columna de burbujeo 20 es particularmente útil cuando la STR o el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) está en el intervalo de aproximadamente 25 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 400 kilogramos por metro cúbico i 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 preferiblemente de aproximadamente 35 kilogramos I por metro cúbico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por metro cúbico por hora y mucho más preferiblemente en el intervalo de 40 kilogramos por metro cúbico por hora kilogramos por metro cúbico por hora a 100 kilogramos por metro cúbico por hora. | i El oxíqeno-STR 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 otros, generalmente se prefiere que la reacción sea conducida con un oxígeno-STR alta. Sin embargo, la conducción de la reacción en oxígeno-STR incrementadamente más alta eventualmente reduce la calidad o rendimiento de la oxidación i parcial. Sin que sea relacionado por la teoría, se manifiesta que esto de relaciona posiblemente a la proporción de transferencia del oxígeno molecular de la fase de gas en el líquido en el área de superficie interfacial y por consiguiente en el líquido en volumen. Un oxígeno-STR demasiado alto posiblemente conduce a un contenido de oxígeno disuelto demasiado bajo en la fase líquida en volumen del medio de reacción. El global-promedio-oxígeno-STR se define en la presente como el peso de todo el oxígeno consumido en él volumen entero del medio de reacción 36 por tiempo unitario (por ejemplo kilogramos de oxígeno molecular consumido por metro cúbico por hora) . El reactor de columna de burbujeo 20 es particularmente útil cuando el global-promedio-oxígeno-STR está en intervalo de aproximadamente 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 preferiblemente de aproximadamente 35 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por metro cúbico por hora, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 40 kilogramos por metro cúbico por hora 1 100 kilogramos por metro cúbico por hora. i 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 corrientes de alimentación como de reflujo) al gasto de flujo de masa del compuesto oxidable que entra en la zona de reacción 28 sea mantenido en el intervalo de aproximadamente 2:1 a ¡ aproximadamente 50:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 40:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 7.5:1 a 25:1. Preferiblemente, ia 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 corriente de reflujo és mantenida en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 al flujo de corriente no de reflujo cualquiera que sea, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 ¡a aproximadamente 4:1, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 2:1, y mucho más pre eriblemente en el intervalo de 1.25:1 a 1.5:1. Durante la oxidación en fase líquida en el reactor de columna de burbujeo 20 se prefiere que la corriente 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 estoquiométrico. La cantidad del oxígeno molecular de exceso requerida para mejores resultados con un compuesto oxidable particular afecta la economía completa de la oxidación én 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 la corriente de oxidante al gasto de flujo de masa del compuesto orgánico oxidable (por ejemplo, para-xileno) que entra al reactor 20 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 10.5:1 aproximadamente 20:1, más preferiblemente en el intervalo de i aproximadamente 1:1 a aproximadamente 10:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 2:1 a 6:1. Con referencia nuevamente a la FIG. 1, las corrientes de aumentación, de oxidante, y de reflujo ¡ introducidas en el reactor de columna de burbujeo 20 forman cooperativamente por lo menos una porción del medio de reacción de fases múltiples 36. El medio de reacción 36 es ¡ preferibiemente un medio de tres fases que comprende una fase i sólida, una fase líquida, y una fase de gas. Como se menciona en Jo anterior, la oxidación del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) toma lugar predominantemente en la fase líquida del medio de reacción 36. Así, la fase líquida del medio 36 comprende oxígeno disuelto y el compuesto oxidable. La naturaleza exotérmica de la reacción de oxidación que toma lugar en el reactor de columna de burbujeo 20 causa que una porción del 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 la presente. Así, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 incluya sustancialmente ninguna superficie que hagan contacto con el medio de reacción 36 y exhiban un flujo de calor promediado en tiempo mayor que 30,000 watts por metro cuadrado. La concentración de oxígeno disuelto en la fase líquida del medio de reacción 36 es un balance dinámico entre ía proporción de ransferencia 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 cantidad del oxígeno disuelto varía localmente, siendo más alto cerca de las interfaces de burbujeo. Globalmente, la cantidad del oxígeno disuelto I proporciones de consumo químico. En el diseño para igualar apropiadamente el suministro y demanda para el oxígeno disuelto en la fase líquida del medio de reacción 36, se preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 8 a aproximadamente 500 ppm molar, y mucho más preferiblemente én el intervalo de 12 a 120 ppm molar. \ La reacción de oxidación en fase líquida llevada (a i cabo en el reactor de columna de burbujeo : 20 es preferiblemente una reacción de precipitación que genera sólidos. Más preferiblemente, la oxidación en fase líquida llevada 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-xileno) introducido en i la zona de reacción 28 forme un compuesto sólido (por ejemplo, partículas de ácido tereftálico crudo) en el medio de reacción 36. Todavía más preferiblemente, la oxidación én fase líquida causa que por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del compuesto oxidable forme un compuesto sólido en el medio 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 sólidos 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. Máis preferiblemente, la cantidad total de sólidos en el medio de reacción 36 se mantiene en el intervalo de aproximadamente | 5 i a aproximadamente 40 por ciento en peso, todavía más preferiblemente 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 i 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 ía fase líquida 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 aproximadamente 25 por ciento en peso del producto de oxidación total (fase sólida 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 más preferiblemente en por lo menos 95 por ciento en peso del producto de oxidación total en el medio de reacción 36. Los intervalos numéricos proporcionados en lo anterior para la cantidad de sólidos en el medio de reacción 36 aplican a la operación de estado permanente sustancialmente de la columna de burbujeo 20 durante un período sustancialmente continuo de tiempo, no de arranque, paro, o la operación sub-óptima del reactor columna de burbujeo 20. La cantidad de sólidos en el medio reacción 36 se determina mediante un método qravimét'rico . este método gravimétrico, una porción representativa de suspensión se retira del medio de reacción y se pesa. En las i condiciones que efectivamente mantienen la presente división de sólido-líquido completa dentro del medio de reacción, el líquido 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 líquida inicial que resta con la porción de sólidos. El líquido restante en los sólidos se I evapora a sequedad, efectivamente sin la sublimación de sólidos. La porción restante de sólidos se pesa. La relación del peso de la porción de sólidos al peso de la porción original de suspensión es la fracción de sólidos, típicamenjte 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 sólidos) sobre la superficie de ciertas estructuras rígidas que hacen contacto con el medio de reacción 36. Así, en una modalidad de la presente invención, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 incluya sustancialmente el intercambio de calor no interno, agitación, o estructuras de desviación en la zona de reacción 28 debido a que tales estructuras podrían ser propensas al ensuciamiento. Si las estructuras internas están presentes en la zona de reacción 28, es 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 serían altamente propensas al ensuciamiento. Asi, si cualquiera de las estructuras linternas están presentes en la zona de reacción 28, se prefiere que menos de aproximadamente 20 por ciento del área de superficie externa expuesta enfrentada hacia arriba total de tales estructuras internas sea formada por superficies I sustanciaimente planas inclinadas menos de aproximadamente 15 grados de la horizontal. Con referencia nuevamente a la FIG. 1, la configuración física del reactor de columna de burbujeo 20 ayuda a proporcionar la oxidación optimizada del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) con generación de impurezas mínima. Es preferido para la sección de reacción alargada 24 de la coraza de recipiente 22 incluir un cuerpo principal sustancialmente cilindrico 46 y una cabeza inferior 48. El extremo superior de la zona de reacción 28 se define i por un plano horizontal 50 que se extiende a través de la parte superior del cuerpo medio cilindrico 46. Un! extremo I inferior 52 de la zona de reacción 28 se definei 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. Así, la zona de 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 alargamiento del cuerpo principal cilindrico 46. La longitud "L" de la zona de reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 100 metros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 75 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 típicamente igual al diámetro interno máximo del cuerpo medio cilindrico 46. El diámetro máximo "D"de la zona de reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1 I | a aproximadamente 12 metros, mas preferiblemente en el i i intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 10 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 3.1 a aproximadamente 9 metros, y mucho más preferiblemente en él intervalo de 4 a 8 metros. En 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 aproximadamente 30:1. Todavía 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 15:1. | I 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. El medio de reacción 36 tiene un extremo de fondo coincidente 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 de un plano horizontal que se corta a través 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 líquida. 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. El 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 líquida en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que H se mantenga aproximadamente 60 I I a aproximadamente 120 por ciento de L, más de manera preferible de aproximadamente 80 a aproximadamente 110 por ciento de L, y mucho más preferiblemente 85 a 100 por ciento de L. Ln 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. Más preferiblemente, el medio de reacción 36 tiene una relación H:W en el intervalo I i de aproximadamente 7:1 a aproximadamente 25:1. Todavía más prefer blemente, el medio de reacción 36 tiene una relación H:W en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1. Mucho más preferiblemente, el medio de reacción 36 tiene una relación H:W en el intervalo de 9:1 a 15:1. En una modalidad de la invención, L=H y D=W de modo que varias dimensiones o relaciones proporcionadas en la presente para L y D también aplican a H y W, 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 H:W más altas, así como algunas otras características discutidas enseguida, pueden promover gradientes verticales benéficos en las concentraciones del oxígeno molecular y/o el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) en el medio de reacción I 36. Contrario al conocimiento convencional, que favorecería i I un medio de reacción bien mezclado con concentraciones relativamente uniformes por todo, se ha descubierto que la formación de etapas vertical del oxígeno y/o las concentraciones de compuesto oxidables facilita una relación de oxidación más efectiva y económica. La minimización del oxigeno y las concent aciones de compuesto oxidables cerca de la parte superior del medio 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 él oxígeno no reaccionado son bajas por todo el medio de I 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 reacción 36. Además, las relaciones L:D y H:W altas causan que la presión en el fondo del medio de reacción 36 sea H I sustancialmente 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 oxígeno y transferencia de masa que de otra manera sería lograble a temperaturas comparables ¡y presiones de La parte de arriba en los reactores bajos. Así, la reacción de oxidación se "puede llevar a cabo en I temperaturas más bajas que serían requeridas en un recipiente más bajo. Cuando el reactor de columna de burbujeo 20 se utLlLza para la oxidación parcial de para-xileno a ácido tereftál co crudo (CTA), la habilidad para operar a i 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 baja del para-xileno reduce la cantidad del solvente quemado durante la reacción. Como se discute en detalle adicional enseguida, la oxidación a temperaturas bajas también favorece la formación de partículas de CTA fácilmente disueltas, sueltamente unidas de área 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 de aproximadamente 125 a aproximadamente 200°C, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 140 : a aproximadamente 180°C, y mucho más preferiblemente en él intervalo de 150 a 170°C. La presión de la parte dé arriba del medio de reacción 36 es preferiblemente mantenida en el I intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20 bar manométrico (barg) , más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 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 está 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 ciento 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 j arriba de estado permanente citado en la presente, i y mucho más preferiblemente entre 95 y 105 por ciento de lal presión I de ia parte de arriba de estado permanente citada en la i 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 de 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 í reacción 36 son preferiblemente más grandes q e aproximadamente 0.3 metros 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 preferiblemente en el intervalo de 1 a 3 metros por segundo. Con referencia nuevamente a la FIG. 1, la sección de desacoplamiento 26 del reactor de columna de burbujeo 20 es simplemente una porción ensanchada de la coraza de I recipiente 22 localizada inmediatamente arriba de la sección de reacción 24. La sección de desacoplamiento 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 salida 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 pérdida indeseable de ciertos componentes presentes en la fase líquida del medio de reacción 26. La sección de desacoplamiento 26 preferiblemente incluye una pared de transición generalmente frustrocónica 54, una pared lateral amplia generalmente cilindrica 56, y una cabeza superior 58. El extremo 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 de la pared lateral amplia 56. Se prefiere que la i pared de transición 54 se extienda hacia arriba y hacia abajo I 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 diámetro más pequeño que eí diámetro máximo completo de la sección de reacción 24, luego X puede realmente ser más pequeño que D. En una modalidad preferida de la presente invención, la relación del diámetro de la pared lateral i amplia 56 al diámetro máximo de la sección de reacción 24 i "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 es preferiblemente un miembro de cabeza generalmente elíptico que define un orificio central que i permite al gas escapar de la zona de desacoplamient© 30 por la vía de la salida de gas 40. Alternativamente, la cabeza superior 58 puede ser de cualquier forma, incluyendo cónica. La zona de desacopla iento 30 tiene una altura máxima "Y" medida desde la parte superior 50 de la zona de reacción 28 a la porción mas superior de la zona de desacoplamiento 30. La relación de la longitud de la zona de reacción 28 a la altura de la zona de desacoplamiento 30 "L:W" está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 24:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1 y mucho más preferiblemente en el intervaLo de 4:1 a 16:1. Con referencia ahora a las riGS. 1-5, la ubicación y configuración del tubo rociador de oxidante 34 ahora será discutido en mayor detalle. Las FIGS. 2 y 3 muestran que el tubo rociador de oxidante 34 puede incluir un miembro de anillo 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 TIGS. 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 anillo 60. Cada conducto de entrada de oxidantie I 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 anillo 60. El miembro de anillo 60 preferiblemente se forma de conductos, más preferiblemente de una pluralidad de secciones de conductos rectos, y mucho más preferiblemente una pluralidad de secciones de tubos rectos, rígidamente acoplados uno al otro para formar un anillo poligonal tubular. Preferiblemente, el miembro de anillo 60 está formado de por lo menos 3 secciones de tubo rectos, más preferiblemente 6 a 10 secciones de tubo, y mucho más preferiblemente 8 secciones de tubo. Por consiguiente, cuando el miembro de anillo 60 está formado de 8 secciones de tubo, éste tiene una configuración generalmente octagonal. El miembro cruzado 62 está preferiblemente formado de una sección de tubo sustancialmente 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 utilizada para el miembro cruzado 63 preferiblemente tiene sustanciaimente el mismo diámetro como las secciones de tubo I utilizadas para formar el miembro de anillo 60. Se prefiere que las secciones de tubo que constituyen los conductos de entrada de oxidante 64a, b, el miembro de anillo 60, y el miembro cruzado 62 tengan un diámetro nominal más grande que aproximadamente 0.1 metros, más preferiblemente en él I intervalo de aproximadamente 0.2 a aproximadamente 2 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.25 a 1 metro. Como quizás mejor se ilustra en la FIG. 3, el miembro de anillo 60 y el miembro cruzado 62 cada uno presenta una pluralidad de orificios de oxidante superiores 68 para descargar la corriente de oxidante hacia arriba en la zona de reacción 28. Como quizás mejor se ilustra en la FIG. 4, él miembro de anillo 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 la1 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 fin de prevenir los sólidos de la I 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. i i Con referencia nuevamente a las FIGS. 1-4, durante 1 i la oxidación en el reactor de columna de burbujeo 20, las corrientes de oxidante se hacen pasar a través de las entradas de oxidante 66a, b y en los conductos de entrada de oxidante 64a, b, respectivamente. Las corrientes 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 corriente de oxidante ha entrado en el miembro de anillo 60, l a corriente de oxidante se distribuye por todos los volúmenes internos del miembro de anillo 60 y el miembro cruzado 62. La corriente de oxidante luego se hace pasar hacia afuera del tubo rociador de oxidante 34 y en la zona de reacción 28 por la vía de los orificios de oxidante superior e inferior 68, 70 del miembro de anillo 60 y el miembro cruzado 62. i Las salidas de los orificios de oxidante superiores 68 son lateralmente espaciadas de una a la otra y se colocan en sustancialmente la misma elevación en la zona de reacción 28. Así, las salidas de los orificios de oxidante superiores 68 generalmente se localizan a lo largo de un plano sustancialmente horizontal definido por la parte superior del tubo rociador de oxidante 34. Las salidas de los orificios de oxidante inferiores 70 son lateralmente espaciadas de una a la otra y se colocan en sustancialmente la misma elevación en al zona de reacción 28. Asi, las salidas de los orificios de oxidante mfepores 70 generalmente se localizan a lo largo de un plano sustancí almente horizontal definido por el fondo del tubo rociador de oxidante 3 . 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 oxidante 34 tiene en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 800 orificios de oxidante superiores formados en el mismo. Mucho más preferiblemente, el tubo rociador de oxidante 34 tiene en el intervalo de 60 a 400 orificios de oxidante superiores 68 formadas en el mismo. El tubo rociador de oxidante 3 14 I preferiblemente tiene por lo menos aproximadamente 1 orificio de oxidante inferior 70 formado en el mismo. Mas preferiblemente, el tubo rociador de oxidante 34 tiene en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 40 orificios de oxidante inferiores 70 formados en el mismo. Mucho más preferiblemente el tubo rociador de oxidante 34 tiene el i intervalo de 8 a 20 orificios de oxidante inferiores 70 formados en el mismo. La relación del número de orificios 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, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 25:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 8:1 a 15:1. Los diámetros de sustanc?almente todas los orificios de oxidantes superiores e inferiores 68, 70 son preferiblemente de manera sustancial los mismos, de modo que la relación del gasto de flujo volumétrico de la corriente de oxidante que sale de los orificios superior, e inferior 68, 70 es sustancialmente la misma como las relaciones, dadas en lo anterior, para el número relativo de orificios de oxidante superior e inferior 68, 70. La riG. 5 ilustra la dirección de la descarga de oxidante desde los orificios de oxidante superior e inferior 68, 70. 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 corriente de oxidante en un ángulo "A" que es oblicuo de la vertical. Se prefiere que el porcentaje de Los orificios de oxidante superiores 68 sean oblicuos de J a vertical por el ángulo "A" para estar en el i intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 90 por ciento, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 50 a aproximadamente 80 por ciento, todavía más preferiblemente en el intervalo de 60 a 75 por ciento, ' y mucho más preferiblemente aproximadamente 67 por ciento. El ánguLo "?" 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 i intervalo de Ib a 30 grados. Como para los orificios de oxidante inferiores 70, se prefiere que sustancialmente todos de los orificios de oxidante inferiores 70 se localicen cerca de la porción más de fondo del miembro de anillo 60 y/o el miembro cruzado 62. Así, cualquiera de los líquidos y/o sólidos que pueden haber entrado intenc Lonalmente 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 70. Preferiblemente, los orificios de oxidante inferiores 70 descargan la corriente de oxidante hacia abajo en un ángulo sustancialmente vertical. Para propósitos de esta descripción, un orificio de oxidante superior puede ser cualquier orificio que descarga una corriente de oxidante 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 I i que descargue una corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo, (es decir, en un ángulo abajo de la horizontal ) . En muchos reactores de columna de burbujeo convencionales que contienen un medio de reacción de fases i múltiples, sustancialmente todo del medio de 'reacción localizado abajo del tubo rociador oxidante (u otro mecanismo i para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción) tiene un valor de contención de gas muy bajo. Como es conocido en ia técnica, "contención de gas" es simple la 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 total del medio de reacción se localiza abajo del tubo rociador de oxidante (u otro mecanismo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción) . Así, una porción significante del medio de reacción presente en el fondo de los reactores de columna de burbujeo convencionales está no ai reada . ; Se ha descubierto que minimizar la cantidad de ! zonas no aireadas en un medio de reacción sometidas a la i i oxidación en un reactor de columna de burbujeo puede i minimizar la generación de ciertos tipos de impurezas indeseables. Las zonas no aireadas de un medio de reaccióin 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 medio de reacción. Así, la fase líquida en una zona no aireada del medio de reacción tiene una concentración relativamente baja de oxígeno molecular. Estas zonas no i aireadas, subalimentadas de oxígeno 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-xileno se oxida parcialmente para formar ácido tereftálico, la disponibilidad de oxígeno insuficiente en ia fase líquida del medio de reacción puede causar la formación de cantidades indeseablemente altas de ácido benzoico y anillos aromáticos acoplados, que incluyen I notablemente moléculas coloreadas altamente indeseables conocidas como fluorenonas y antraquinonas . De acuerdo con una modalidad de la presente invención, la oxidación en fase líquida se lleva a cabo en un reactor de columna de burbujeo configurado y operado en una I manera tal que la fracción de volumen en el medio de reacción con valores de contención de gas bajos se minimiza. Esta , i minimización de las zonas no aireadas se puede cuantificar al dividir teóricamente el volumen entero del medio de reacción en 2,000 cortes horizontales discretas de volumen uniforme. Con \ a excepción de las cortes horizontales más altas y más bajas, cada corte horizontal es un volumen discreto unido en sus lados por la pared lateral del reactor y unido sobre su parte superior y fondo por planos horizontales imaginarios. El 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. El corte horizontal más bajo se une sobre su parte 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 discretas de igual volumen, la contención de gas promediada en tiempo y promediado en volumen de cada corte horizontal se puede determinar. Cuando este método de cuantificación 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 i 1 para ser menor que 30, más preferiblemente menor que 15, todavía más preferiblemente menor que 6, aun más preferiblemente menor que 4, y mucho más preferiblemente menor que 0.2 Se prefiere que el número de cortes horizontales tengan una contención de gas menor que ,0.2 para ser menor que 80, más preferiblemente menor que 40, todavía 1 i más preferiblemente menor que 20, aun más preferiblemente i menor que 12, y mucho más preferiblemente menor que 5. Se i prefiere que el número de cortes horizontales tengan una contención de gas menor que 0.3 para ser menor que 120, más preferiblemente menor que 80, todavía más preferiblemente menor que 40, aun más preferiblemente menor que 20, y mucho más preferiblemente menor que 15. Con referencia nuevamente a las FIGS. 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 él medio de reacción 36. Dado una altura "H" 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 corriente de oxidante sea introducida en la zona de reacción 28 dentro de aproximadamente 0.025H, 0.022L, y/o 0.25D del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, una mayoría de la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28 dentro de aproximadamente 0.02H, 0.018L, y/o 0.2D del extremo inferior 52 de la1 zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente, una mayoría de la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28 dentro de 0.015H, 0.013L, y/o 0.15D del extremo inferior 52 I de la zona de reacción 28. En la modalidad ilustrada en la FIG. 2, la distancia vertical "YJ' entre el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28 1y la salida de los orificios de .oxidantIe I superiores 68 del tubo rociador de oxidante 34 es menos que aproximadamente 0.25H, 0.22L, y/o 0.25D, de modo que sustancialmente 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 0.02H, 0.018L, y/o 0.2D. Mucho más preferiblemente, Yx es menor que 0.015H, 0.013L, y/o 0.15D, pero más que 0.005H, 0.004L, y/o 0.06D. La FIG. 2 ilustra una línea 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 elíptica 48 de la coraza de recipiente 22. Alternativamente, la cabeza inferior 48 puede ser de cualquier forma incluyendo cónica, y la línea tangente i todavía se define como el borde de fondo del cuerpo medio I cilindrico 46. La distancia vertical "Y2" entre la línea tangente 72 y la parte superior del tubo rociador de oxidante 34 es pref riblemente por lo menos a aproximadamente 0.0012H, 0.001L, y/o 0.01D; más preferiblemente por lo menos aproximadamente 0.005H, 0.004L, y/o 0.05D; y mucho más preferiblemente por lo menos 0.01H, 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 70 del tubo rociador de oxidante 34 és preferiblemente menor que aproximadamente 0.0015H, 0.013L, y/o 0.15D; más preferiblemente menor que aproximadamente 0,0121-1, 0.01L, y/o 0.1D; y mucho más preferiblemente menor I que 0.01H, 0.008L, y/o 0.075D, pero más que 0.003H, 0.002L, I y/o 0.025D. I En 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. Así, por ejemplo, si 50 por ciento del área abierta acumulativa 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 I entra en la zona de reacción dentro de 0.15D del fondo de la I zona de reacción y viceversa. Ademas de la ventajas proporcionadas al minimizar las zonas no aireadas (es decir, zonas con contención de gas ba a) en un medio de reacción 36, se ha descubierto que la oxidación se puede aumentar al maximizar la contención de gas del medio de reacción entero 36. El medio de reacción 36 preferiblemente tiene contención de gas promediado en tiempo 1 I y promediado en volumen de por lo menos aproximadamente 0.4, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.6 a aprox madamente 0.9, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.65 a 0.85. Varios atributos físicos rly I operac i onal 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 de oxidante, la relación L:D alta de la zona de l reacción 23 produce un diámetro inferior el cual incrementa la velocidad superficial en el medio de reacción 36 que a su vez incrementa la contención de gas. Adicionalmente, 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 minimización 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. Ademas, los inventores han descubierto la 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 solubilidad del oxigeno molecular de acuerdo a un efecto de Law Henry, reduciría la proporción de transferencia de masa deL oxígeno molecular del gas al líquido. En un recipiente mecán camente agitado, tal es típicamente el caso debido a los niveles de aireación y las proporciones de transferencia de masa se denominan por el diseño del agitador I y la presión de la parte de arriba. Sin embargo, en un reactor de columna de burbujeo de acuerdo a una modalidad preferida de la presente invención, se ha descubierto como usar una presión de la parte de 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. El 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 de circulación internas de la fase líquida y lo cual puede requerir, zonas de desacoplamiento 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 líquida. Concerniente a la fase líquida, su composición, densidad, viscosidad y tensión de superficie, entre otros factores, son conocidas para i interactuar en una manera muy complicada para producir resultados muy complicados 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 destilada, o agua desionizada, cuando reportan y evalúan las observaciones para las columnas de 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 adicionalmente. Las irregularidades de superficie de I I las partículas individuales de sólidos, el tamaño promedio de sólidos, la distribución de tamaño de partícula, la cantidad de sólidos 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 líquida del medio de reacción; (2) la cantidad y tipo de los sólidos precipitados, ambos de los cuales se pueden ajustar mediante condiciones de reacción; (3) la cantidad de la corriente de oxidante alimentada al reactor; (4) la presión de la parte de arriba que afecta el flujo volumétrico de la corriente 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 sólidos precipitados, y el volumen específico de la corriente de oxidante; y (6) los detalles de geometría y mecánica de recipiente de reacción, incluyendo la relación L: D. Con referencia nuevamente a la FIG. 1, se ha descubierto que la distribución mejorada del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) 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 verticalmente espaciadas múltiples. Preferiblemente, la corriente de alimentación en fase líquida se introduce en la zona de reacción 28 por la vía dfe 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 alimentación" indicará los orificios donde la corriente de alimentación en fase líquida se descarga en la zona de reacción 28 para mezclarse con el i medio de reacción 36. Se prefiere que por lo menos dos de los orificios de alimentación estén especiadas verticalmente ¿le una a la otra por al menos aproximadamente 0.5D, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 1.5D, y mucho I más preferiblemente por lo menos 3D. Sin embargo, se prefiere que el orificio de alimentación más alto sea espaciado verticalmente del orificio de oxidante más bajo pero no más de aproximadamente 0.75H, 0.65L y/o 8D; más preferiblemente no más que aproximadamente 0.5H, 0.4L y/o 5D; y mucho más preferiblemente no más que 0.4H, 0.35L y/o 4D. Aunque es deseable introducir la corriente de I alimentación en fase líquida en ubicaciones verticales múltiples, también se ha descubierto que la distribución I mejorada en el compuesto oxidable en el medio de reacción 36 se proporciona si la mayoría de la corriente de alimentación i 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 líquida se introduce en la mitad del fondo del medio de reacción 36 y/o i la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente por lo menos 90 por ciento en peso de la corriente 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 I de alimentación en fase líquida se introduzca en la zona de i reacción 28 dentro de aproximadamente 1.5D de la ubicación i vertical más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Esta ubicación vertical más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la 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 aproximadamente 2.5D de la ubicación vertical más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75% en peso de la corriente de alimentación en fase líquida se introduce dentro de aproximadamente 5D 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 alimentación 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 más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos I j 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 más baja donde la corriente de oxidante 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 vertical más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Con referencia nuevamente a la FIG. 1, en una modalidad de la presente invención, las entradas de alimentación 32a, b, c, d son simplemente una serie de orificios verticalmente alineados a lo largo del lado de la coraza de recipiente 22. Estos orificios de alimentación preferiblemente tienen diámetros sustancialmente similares de menos que aproximadamente 7 centímetros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.25 a aproximadamente 5 centímetros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1 I 0.4 a 2 centímetros. El reactor de columna de burbujeo 20 preferiblemente está equipado con un sistema para controlar el gasto de flujo de la corriente de alimentación en fase líquida 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 respectiva 32a, b, c, d. Además, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 sea equipado con un sistema de control de flujo que permite por lo m nos una i porción de la corriente de alimentación en fase líquida ser introducida en la zona de reacción 28 en una velocidad superficial de entrada elevada de por lo menos aproximadamente 2 metros por segundo, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 5 metros por segundo, todavía más t 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 entrada" indica el gasto de flujo volumétrico promediado en tiempo de la corriente de alimentación fuera del orificio de alimentación dividido por el área del orificio de alimentación. Preferiblemente por lo menos aproximadamente 50 por ciento de la corriente 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 corriente de alimentación se introduce en la zona de reacción 28 a una I I velocidad superficial de entrada elevada. ] Con referencia ahora a las FIGS. 6-7, un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentación en fase líquida 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 está equipada con un sistema de distribución alimentación respectivo 76a, b, c, d. Cada sistema de distribución de alimentación 76 incluye un conducto de alimentación medio 78 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, 87, 89 para descargar la corriente I de alimentación en la zona de reacción 28. Los orificios de alimentación 87, 89 preferiblemente tienen diámetros sustancialmente similares de menor que aproximadamente 7 centímetros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.25 a aproximadamente 5 centímetros, y mucho i 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 diametricalmente a fin de introducir la corriente de alimentación en la zona de reacción 28 en las direcciones3 opuestas. Además, se prefiere que los orificios de alimentación diametralmente opuestos 86, 88 de los sistemas de distribución de alimentación adyacentes 76 sean orientados a 90° de rotación relativos uno al otro. En la operación, la corriente de alimentación en fase líquida se carga al conducto de alimentación medio 78 y subsecuentemente entra al múltiple 80. El múltiple 80 distribuye la corriente de alimentación uniformemente para la introducción simultánea sobre los lados opuestos del reactor 20 por la vía de los í orificios de alimentación 87, 89. La FIG. 8 ilustra una configuración alternativa en donde cada sistema de distribución de alimentación 76 está i equipado con tubos de bayoneta 90, 92 diferentes a los conductos de inserción 86, 88 (mostrados en la FIG. 7) . Los tubos de bayoneta, 90, 92 se proyectan en la zona de reacción 28 e incluyen una pluralidad de orificios de alimentación pequeños 94, 96 para 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 sustancialmente los mismos diámetros de menor que aproximadamente 50 milímetros, mas de manera preferible de aproximadamente 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. El sistema de distribución de alimentación 100 introduce la corriente de alimentación én fase líquida a una pluralidad de ubicaciones verticalmente espaciadas y lateralmente espaciadas sin el requerimiento de penetraciones múltiples de la pared lateral del reacotar de columna de burbujeo 20. El 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, I y un mecanismo de soporte vertical 110. El conducto elle entrada 102 penetra la pared lateral del cuerpo medio 46 de la coraza de recipiente 22. El 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 entre los tubos de distribución rectos 106. Cada tubo de distribución 106 tiene una pluralidad de orificios de alimentación verticalmente espaciadas 112a, b, c, d para descargar la corriente de alimentación en la zona de reacción 28. El 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 3 . El mecanismo de soporte vertical 110 sustancialmente inhibe el movimiento vertical de los tubos de distribución 106 en la zona de reacción 28. Se prefiere que los orificios de alimentación 112, tengan sustancialmente los mismos diámetros que menor que aproximadamente 50 milímetros, más de manera preferible aproximadamente 2 a aproximadamente 25 milímetros, y mucho más preferiblemente 4 a 15 milímetros. El espaciamiento vertical de los orificios de alimentación 112 del sistema de I distribución de alimentación 100 ilustrado en las FIGS. 9-11 puede ser sustancialmente el mismo como se describe en lo anterior, con referencia al sistema de distribución de alimentación de la FIG. 1. Se ha descubierto que los patrones de flujo del medio de reacción en muchos reactores de columna de burbujeo pueden permitir la distribución azimutal desigual del I compuesto oxidable en el medio de reacción, especialmente i cuando el compuesto de oxidable se introduce principalmente ¡ a lo larq ^o de un lado del medio de reacción. Como se utiliza ein I la presente el término "azimutal" indicará un ángulo j o espacio alrededor del eje recto de alargamiento de la zona de reacción. Como se utiliza en la presente, "recto" significará dentro de 45 grados de vertical. En una modalidad de la presente invención, la corriente de alimentación que contiene el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) se introduce en la zona de reacción por la vía de una pluralidad de orificios de alimentación azimutalmente espaciados. Estos orificios de alimentación azimutalmente espaciados pueden ayudar a prevenir a las regiones de las concentraciones de compuesto oxidable excesivamente altas y excesivamente bajas en el medio de reacción. Los sistemas de introducción de alimentación varios ilustrados en las FIGS. 6-11 son ejemplos de sistemas que proporcionan el espaciamiento azimutal apropiado de los orificios de alimentación. , I Con referencia nuevamente a la FIG. 7, a fin ele I cuantificar la introducción azimutalmente espaciada de la i j corriente de alimentación en fase liquida en el medio de reacción, el medio de reacción se puede dividir teóricamente en cuatro cuadrantes azimutales rectos "Qi, Q2, Q3, Q ' de volumen aproximadamente igual. Estos cuadrantes azimutales "Qi/ Qi , 0*2 , QJ' se definen por un par de planos verticales perpendiculares de inserción imaginaria "P?,P2" que se extienden más allá de la dimensión vertical máxima y I 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, Pi, P2 serán aproximadamente coincidentes con la línea central vertical del cilindro, y cada cuadrante azimutal Q?,Q2,Q3,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. i En una modalidad preferida de la presente invención, no más de aproximadamente 80 por ciento en peso del compuesto oxidable se descarga en el medio de reacción a través de los orificios de alimentación que se pueden localizar en un cuadrante azimutal solo. Más preferiblemente, no más de aproximadamente 60 por ciento del compuesto I oxidable se descarga en el medio de reacción a través de los orificios de alimentación que se pueden localizar en un i I cuadrante azimutal solo. Mucho más preferiblemente, no más de I 40 por ciento en peso del compuesto 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 distribución azimutal del compuesto oxidable se miden cuando los cuadrantes azimutales se oriental azimutalmente 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 azimutalmente espaciados del uno al otro por 89 grados, para propósitos de determinar la distribución azimutal en cuatro cuadrantes azimutales, 100 por ciento en peso de la corriente I de alimentación se descarga en el medio de reacción en un cuadrante azimutal solo debido a que los cuadrantes I I i azimutales se pueden orientar azimutalmente de tal manera que ambos de los orificios de alimentación se localizan en un cuadrante azimutal solo. Además de las ventajas asociadas con el espaciamiento azimutal apropiado de los orificios de alimentación, también se ha descubierto que el espaciamiento 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 medio de reacción sea descargado por la vía de orificios de alimentación que están radialmente espaciados hacia adentro de la pared lateral del recipiente. Así, en una modalidad 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 reacción . Con referencia nuevamente a la FIG. 7, la zona de t alimentación radial preferida "FZ" puede tomar la forma de un cilindro recto teórico centrado en la zona de reacción 28 y que tiene un diámetro 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 FZ 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 la zona de reacción 28 por la vía de los orificios de alimentación localizados en este anillo eterno OA. En otra modalidad, se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable sea introducido en el centro de la zona de reacción 28. Así, como se ilustra en la FIG. 8, la zona de alimentación radial preferida FZ puede tomar la forma de un anillo recto teórico centrado en la zona de reacción 28, q e tiene un diámetro externo Do de 0.9D, y que tiene un diámetrío I interno Di de 0.2D. Asi, en esta modalidad, un cilindro I interno que tiene un diámetro de 0.2D se "corta" del centro de la zona de alimentación radial preferida FZ . Se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable sea introducido en la zona de reacción 28 por la vía de los orificios de la alimentación localizado en este cilindro interno IC. En una modalidad 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 alimentación localizados en la zona de alimentación radial preferida, sin considerar si la zona de i alimentación radial preferida tiene la forma cilindrica ,o anular descrita en lo anterior. Más 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 i ! orificios de alimentación localizados en la - zona de alimentación radial preferida. Todavía más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 50% en peso del compuesto oxidable se descarga en el medio de reacción 36 por la vía de los orificios de alimentación localizados en la zona de alimentación radial preferida. Mucho más preferiblemente, por lo menos 75 por ciento en peso del compuesto oxidable se descarga en el medio de reacción 36 por la vía de los orificios de alimentación localizados en la zona de alimentación radial preferida. ! j Aunque los cuadrantes azimutales teóricos y la zona de alimentación radial preferida teórica en las FIGS. 7 y se describen con referencia a la distribución de de corriente de alimentación en fase líquida, se ha descubierto que la distribución azimutal y radial apropiada de la distribución de la corriente de oxidante en faseí de gas también puede proporcionar ciertas ventajas. Así, en uña modalidad de la presente invención, la descripción de la distribución azimutal y radial de la corriente de alimentación en fase líquida, proporcionada en lo anterior, también aplica en la manera en la que la corriente de oxidante en fase de gas se introduce en el medio de reacción 36. : Con referencia ahora a las FIGS. 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 oxidante 200 de las FIGS. 13-15 es similar al tubo rociador de oxidante 34 de las FIGS. 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 anillo 202 no tiene orificios para descargar el oxidante en una dirección hacia arriba; j y (3) el tubo rociador de oxidante 2002 tiene mucho más orificios en la porción inferior del miembro de anillo 202. Como quizás mejor se ilustra en las FIGS. 14 y 15, la porción de fondo del anillo de tubo rociador de oxidante 202 presenta una pluralidad de orificios de oxidante 208. Los orificios de oxidante 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 localiza abajo de la línea central 210 (FIG. 15) del miembro de anillo 202, donde la línea central 210 se localiza en la elevación del centroide volumétrico del miembro de anillo 202. Más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 5 p'or ciento del. área abierta total definida por todos los orificios de oxidante 208 se localizan abajo de la línea central 210 con por lo menos aproximadamente 2 por ciento del área abierta total que se define por los orificios 208 q,ue descargan la corriente de oxidante en una dirección I generalmente hacia abajo dentro de aproximadamente 30 grados de vertical todavía más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 20 por ciento del área abierta total definida por todos lo orificios de oxidante 208 se localiza abajo de la línea central 210, con por lo menos aproximadamente 10 por ciento del área abierta total 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. i Mucho más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75 i por ciento del área abierta total definida por todos los orificios de oxidante 208 se localiza abajo de la línea central 210, con por lo menos aproximadamente 40 por ciento del área abierta total que se define por los orificios 208 que descargan la corriente de oxidante en una dirección I generalmente hacia abajo dentro de 30 grados del vertical. La fracción del área abierta total definida por todos los orificios de oxidante 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 25 por ciento, y mucho más preferiblemente menor que 5 por ciento. Como se ilustra en las FIGS. 14 y 15, los orificios i de oxidante 208 incluyen los orificios hacia abajo 208a y los orificios oblicuos 208b. Los orificios hacia abajo 208a se I configuran para descargar la corriente de oxidante generalmente hacia abajo en un ángulo dentro de aproximadamente 30 grados de vertical, más preferiblemente dentro de aproximadamente 15 grados de vertical, y mucho más preferiblemente dentro de 5 grados de vertical. Los orificios oblicuos 208b se configuran para descargar la corriente de I I oxidante generalmente hacia afuera y hacia abajo en un ángulo "A" que está en el intervalo de aproximadamente 1 , a aproximadamente 75 grados del vertical, más preferiblemente el ángulo A está en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 60 grados del vertical, y mucho más preferiblemente el ángulo A está en el intervalo de aproximadamente 40 a 50 grados de vertical. Se prefiere que sustancialmente todos los orificios de oxidante 208 tengan aproximadamente el mismo diámetro. El diámetro de los orificios de oxidante 208 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 300 milímetros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 120 milímetros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 8 a 60 milímetros. El número total de 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 número total de orificios de oxidante 208 formados en el miembro de anillo 202 es por lo menos 9o : aproximadamente 10, más preferiblemente el número total de orificios oxidante 208 está en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 200, y mucho más preferiblemente el número total de orificios de oxidante 208 está en el intervalo de 40 a 100. Aunque las FIGS. 12-15 ilustran una configuracipn muy específica para el tubo rociador de oxidante 200, ahora se menciona que una variedad de configuraciones ' de tubo rociador de oxidante se puede emplear para lograr las ventajas descritas en la presente. Por ejemplo, 'el tubo rociador de oxidante no necesita necesariamente tener la configuración de miembro de anillo octagonal ilustrado en as I FIGS. 12-13. Más 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 i tamaño, número, y dirección de descarga de los orificios de oxidante en el conducto de flujo están preferiblemente dentro i de los intervalos establecidos en lo anterior. Además, el tubo rociador de oxidante 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 de oxidante 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 de oxidante afuera del conducto (s) de flujo, 'a través de los orificios de oxidante, y en la zona de reacción. Tal caída de presión se calcula como la presión estática promediada en tiempo de la corriente de oxidante I dentro del conducto de fluj Jo en las entradas de oxidante 66aI, b, c, d del tubo rociador de oxidante menos la presión I estática promediada en tiempo en la zona de reacción en la elevación donde una mitad de la corriente de oxidante se introduce arriba de la ubicación vertical y una mitad de la ¡ corriente de oxidante se introduce abajo de la ubicació ¡n vertical. En una modalidad preferida de la presente invención, la caída de presión promediada en tiempo asociada con la descarga de la corriente de oxidante del tubo .rociadoir i de oxidante es menor que aproximadamente 0.3 megapascál I (MPa), más preferiblemente menos que aproximadamente 0.2 MPa, I todavía más preferible menor que aproximadamente 0.1 MPa, 'y I mucho más 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 oxidante dentro del conducto (s) de flujo del tubo rociador de oxidante está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 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 FIGS. 2-5, puede ser deseable lavar continuamente o periódicamente el tubo rociador de oxidante con un líquido (por ejemplo, ácido acético, agua, y/o para-xileno) para prevenir el 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 gotitas de líquido que podrían I naturalmente estar presentes en la corriente de oxidante ser pasada a través del tubo rociador de oxidante y fuera de los orificios de oxidante para por lo 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 del tubo rociador de oxidante al gasto de flujo de masa del oxígeno molecular a través del 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 modalidad de la presente invención, una porción significante del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) se puede introducir en la zona de reacción a través del tubo rociador de oxidante. En tal configuración, se prefiere que el compuesto oxidable y el oxígeno molecular sean descargados del tubo rociador de oxidante a través de los 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 el tubo rociador de oxidante, con la fase líquida que comprende el compuesto oxidable y la fase de gas que comprende el oxígeno molecular. 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. En una modalidad, la fase líquida descargada del tubo rociador de oxidante está formada predominantemente del compuesto oxidable. En otra modalidad, la fase líquida descargada del tubo rociador de oxidante tiene sustancialmente la misma composición como la corriente de alimentación, descrita en lo anterior. Cuando la fase líquida descargada del tubo rociador de oxidante tiene sustancialmente la misma composición como la corriente de aumentación, tal fase líquida puede comprender un solvente y/o un sistema de catalizador en las cantidades y relaciones descritas a lo anterior con referencia a la composición de la i corriente de alimentación. En 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 I del compuesto oxidable 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 l oxígeno molecular introducido en la zona de reacción se ha introducido por la vía del mismo 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 mismo tubo rociador de oxidante, y mucho más preferiblemente por lo menos 80 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduce en la zona de reacción por la vía del mismo tubo rociador de oxidante. Cuando una porción significante del compuesto oxidable se introduce en la zona de reacción por la vía del tubo rociador de oxidante, se prefiere que uno o más dispositivos de detección de temperatura (por ejemplo, termopares) sean colocados en el tubo rociador de oxidante. Estos sensores de temperatura se I pueden emplear para ayudar asegurarse que la temperatura en el tubo rociador de oxidante no llegue a ser peligrosamente alta . Con referencia ahora a las FIGS. 16-18, el reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un recipiente de desaireación interna 300 colocado en el fondo de la zona de reacción 28 cerca de la salida de suspensión 38. Se ha descubierto que las reacciones secundarias que forman impurezas ocurren en una proporción relativamente alta durante la desaireación del medio de reacción 36. Como se I utiliza en la presente, "desaireación" indicará el desacoplamiento 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 mínima. Cuando el medio de reacción 36 es altamente desaireado (>0.01 de contención de gas), la formación de impurezas también es mínima. 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. El recipiente de desaireación 300 dirige estos y otros problemas al minimizar el volumen del medio de reacción 36 en un estado parcialmente aireado, y al minimizar el tiempo que toma paira i desairear el medio de reacción 36. Una suspensión sustancialmente desaireada se produce desde el fondo del recipiente de desaireación 300 si sale del reactor 20 por la vía de la salida de suspensión 38. La suspensipn sustancialmente desaireada preferiblemente contiene menos que aproximadamente 5 por ciento en volumen de fase de gas, más preferiblemente menos que aproximadamente 2 por ciento volumen de fase de gas, y mucho más preferiblemente menos I 1 por ciento en volumen de fase de gas. ' I í En la FIG. 16, el reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un controlador de nivel 302 y una válvula de control de flujo 304. El controlador de nivel 302 i y la válvula de control de flujo 304 cooperan para 'mantener el medio de reacción 36 en una elevación sustancialmente constante en la zona de reacción 28. El controlador ,de nivel 302 es operable para detectar (por ejemplo, nivel de presión diferencial o al detectar el la elevación de la superficie superior 44 del medio de reacción 36 y generar una señal de control 306 responsiva a la elevación del medio de reacción 36. La válvula de control de flujo 304 recibe la señal de control de flujo de una suspensión a través de de suspensión 308. Así, el gasto de flujo de la suspensión fuera de la salida de suspensión 38 puede variar entre un gasto de flujo volumétrico de suspensión máximo (Fmax) cuando la elevación del medio de reacción 36 es muy alta y un gasto de flujo volumétrico de suspensión mínima (Fmax) cuando la I elevación del medio de reacción 36 es muy baja. A fin de remover el producto de oxidación de fase sólida de la zona de reacción 28, una porción primero se debe pasar a través del recipiente de desaireación 300. El recipiente de desaireación 300 proporciona un volumen interno de baja turbulencia que permite a la fase de gas del ,medio de í reacción 36 a elevarse naturalmente fuera de la ¡ fase de líquido y sólido del medio de reacción 36 como el flujo de líquido y sólidos hacia abajo hacia la salida de suspensióin I 38. La elevación de la fase de gas fuera de las fases y I líquidas y sólidas es causada por la flotación hacia arriba natural de la fase de gas en las fases líquidas y sólidas. Cuando el recipiente de desaireación 300 se emplea, la 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 FIGS. 17 y 18, el recipiente de desaireación 300 incluye una pared • lateral generalmente recta 308 que define una zona de desaireación 312 entre los mismos. Preferiblemente, la pared lateral 308 se extiende hacia arriba dentro de aproximadamente 300 grados del vertical, más preferiblemente dentro de aproximadamente 10 grados de vertical. Mucho más preferiblemente, la pared lateral 308 es sustancialmente vertical. La zona de desaireación 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 salida de suspensión 38 por la vía de una transición 314. En ciertos casos, tal como cuando el .orificio de la salida de suspensión 38 es grande o cuando el 'diámetro "d" de la pared lateral 308 es pequeña, la sección de transición 314 se puede eliminar. Como quizás mejor se ilustra en la FIG. 18, el recipiente de desaireación 300 i también puede incluir un rompedor de vórtice 316 colocado en la zona de desaireación 312. El rompedor de vórtice 316 puede ser cualquier estructura operable para inhibir la formación de vórtices conforme las fases sólida y líquida fluyan hacia j abajo hacia la salida de suspensión 38. A fin de permitir el desacoplamiento acoplado de la i fase de gas de las fases de sólido y líquido en el recipiente de desaireación 300, la altura "h" y el área de sección transversal horizontal de la zona de desaireación interna 312 se seleccionan cuidadosamente. La altura "h" y el área de sección transversal horizontal de la zona de desaireacipn interna 312 debe proporcionar suficiente distancia y tiempo de modo que aun cuando la cantidad máxima de suspensión esté siendo retirada (es decir, cuando la suspensión está siendo retirada en Fmax) , sustancialmente todo del volumen de burbujas de gas se puede elevar fuera de las fases de sólido y líquido antes de que las burbujas de gas alcancen la salida de fondo del recipiente de desaireación 300. Así, se prefiere que el área de sección transversal de la zona de desaireación 312 sea tal que la velocidad hacia abajo máxima (Vdmax) de las i fases líquida y sólida a través de la zona de desaireación 312 sea sustancialmente menor que la velocidad de elevación natural (Vu) de las burbujas de fase de gas a través de las fases líquida y sólida. La velocidad hacia abajo máxima (Vdma?) de las fases líquida y sólida a través de la zona de desaireación 312 ocurre en el gasto de flujo volumétrico de suspensión máximo (Fma.:) discutido en lo anterior. La velocidad de elevación natural (Vu) de las burbujas de gas . a I través de las fases líquida y sólida varía dependiendo del I tamaño de las burbujas; sin embargo, la velocidad de elevación natural (Vuo.s) de las burbujas de gas de diámetro de 0.5 centímetros a través de las fases líquida y sólida se pueden utilizar como un valor de corte debido a que sustancialmente todo del volumen de burbujas inicialmente en el medio de reacción 36 serán más grandes que 0.5 centímetros. Preferiblemente, el área de sección transversal de a zona de desaireación 312 es tal que la Vdmax es menor que aproximadamente 75 por ciento de Vuo.s más preferiblemente Vdma? es menor que aproximadamente 40 por ciento de Vu0.s, mucho más preferiblemente la VDmax es menor que 20 por ciento de Vu0.s.

La velocidad hacia abajo de las fases líquida y sólida en la zona de desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 se calcula como el gasto de flujo volumétrico de la suspensión desaireada a través de la salida de la suspensión 38 dividida por el área de sección transversal mínima de la zona de desaireación 312. la velocidad hacia abajo de las fases líquida y sólida en la zona de desaireación 312 del recipiente de desaireación 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 desaireación 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 de sección transversal, ancho "d" y altura "h". En una modalidad preferida de la presente invención, "d" está en el intervalo de aproximadamente 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. En una modalidad preferida de I 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 más preferiblemente en el intervalo de 0.75 a 2 metros. En una modalidad preferida de la presente largo de la altura completa "h" de la zona de desaireación 312. Preferiblemente, el área de sección transversal horizontal máxima en la zona de desaireación 312 es menos que I 25 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de ia zona de reacción 28. Más preferiblemente, él área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desaireación 312 está en el intervalo de aproximadamente 0.! I 1 a aproximadamente 10 por ciento del área de sección i transversal máxima de la zona de reacción 28. Mucho máis preferiblemente, el área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desaireación 312 está en el intervalo de 0.25 a 4 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de la zona de reacción 28. Preferiblemente, el área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desaireación 312 está en el intervalo de aproximadamente 0.02 a aproximadamente 3 metros cuadrados, más preferiblemente en 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. El volumen de la zona de desaireación 312 es preferiblemente menor que aproximadamente 5 por ciento del volumen total del medio de reacción 36 o la zona de reacción 28. Más preferiblemente, el volumen de la zona de desaireación 312 está en el intervalo de aproximadamente 0.01 a aproximadamente 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 en el intervalo de 0.05 a aproximadamente 1 por ciento del volumen total del medio de reacción 36 o la zona de reacción 28. El volumen de la zona de desaireación 312 es preferiblemente menor que aproximadamente 2 metros cúbicos, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.01 ¡a aproximadamente 1 metro cúbico, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.05 a 0.5 metros cúbicos. i Volviendo ahora a la FIG. 19, el reactor de1 columna de burbujeo 20 se ilustran ya que incluye un recipiente de desaireación 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 I I 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 I 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 i 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 ía suspensión desaireada fluir a través del conducto 410 y en la i 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, él recipiente de desaireación 400 incluye una pared I lateral j preferiblemente cilindrica, sustancialmente vertical '416 que | I define una zona de desaireación 418. La zona de desaireación ' t 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 és 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 i la pared lateral 416 arriba de la zona de desaireación 418|. I La sección superior 420 del recipiente de desaireación 40¡0 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. La 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 9,0 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 I y líquida se mueven hacia bajo. La fase de gas que ,se mueve hacia arriba puede reentrar al conducto de codo 504 y luego i 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 desáireación I 510 tiene una altura "H" y un diámetro "d". Se prefiere que I 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 la zona de desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 ilustrado en las FIGS. 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 I 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 deil reactor de columna de burbujeo 20 puede ayudar a evitar la acumu Lación 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 I 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 i 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 él 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 i de una salida (s) elevada colocada arriba de la ubicación (es ) donde por lo menos 50 por ciento en peso de la corriente de lll alimentación en fase líquida y/o la corriente de oxidante en fase de gas entra a la zona de reacción 28. Miás i 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 ppr ciento en peso de los componentes en fase sólida y en fase líquida retirados del reactor de columna de burbujeo 20 retiran por la vía de una salida (s) elevada. 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, por lo menos 3D arriba del 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 pre eriblemente 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 saiida 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 intervaio 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, él medio i 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 define el extremo superior abierto y el recipiente de i desaireación 600. En el recipiente de desaireación 600, la fase de gas se mueve hacia arriba, mientras que las fases sólida y líquida 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. Así, 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 desaireación 600 por la vía del conducto 604. El recipiente de desaireación 600 incluye un ¡a pared lateral preferiblemente cilindrica, sustancialment Ie I vertical 606 q^ue define una zona de desaireación 608.. La zonia de desaireación 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 desaireación 608 son de manera preferible sustancialmente los mismos como se describe en lo anterior con la zona de des desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 ilustrado en las FIGS. 16-18. Con referencia ahora a la FIG. 22, el reactor de columna de burbujeo 20 de la FIG. 21 se ilustra como que incluye un tubo rociador de oxidante alternativo 620. El tubo I rociador de oxidante 620 incluye un miembro de anillo 622 ' y un par de conductos de entrada 624, 626. El miembro de anillo 622 preferiblemente tiene sustancialmente la misma configuración como el miembro de anillo 202, descrito en lo anterior con referencia a las FIGS 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 i proporciona al reactor 20 por la vía de los conductos I 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 inicialmente en la zona de reacción 28. ¡ Como se menciona en lo anterior, se prefiere que él reactor de oxidación se configure y se opere de una manera que evite las zonas de concentración altas del compuesto oxidable en el medio de reacción debido a que tales zonas pueden conducir a la formación de impurezas. Una manera para mejorar la dispersión inicial del compuesto oxidable (por ejemplo para-xileno) en el medio de reacción es al diluir el compuesto oxidable con un líquido. El líquido utilizado para diluir el compuesto oxidable puede originarse desde una porción del medio de reacción localizada a una distancia sustancial de la ubicación (es) donde el compuesto oxidable se alimenta a la zona de reacción. El líquido de una porción distante de medio de reacción se puede circular a la ubicación próxima a la ubicación de entrada del compuesto oxidable por ía vía del conducto de flujo que se coloca internamente y/o externamente al recipiente de reacción medio . Las FIGS. 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, orificio(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. Sin embargo, la longitud real del conducto llega 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 inicialmente. El líquido de cualquier recipiente separado que contiene por lo menos algo del medio de reacción es una fuente preferida para la dilución 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 i 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 preferiblemente abajo de aproximadamente 10,000 ppmw, todavía más preferiblemente I abajo de aproximadamente 1000 ppmw, y mucho más preferiblemente abajo de 100 se miden antes de la adición compuesto oxidable alimentado y de cua qu er alimentac n de solventes separado, opcional. Cuando se mide después de la adición del incremento de ia alimentación de compuesto oxidable y la alimentación del solvente opcional es i preferible que la corriente de líquido combinada 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 q e i 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 motriz 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 I propiedades del material que está siendo llevado, lá energía I 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 0.8 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. I 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 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 de 1l 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 de 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 qrandes, puede ser deseable tener conductos i 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 uña forma aireada así como una forma desaireada. El uso de un líquido que fluye a través de ün 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 q e 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 I flujo pueden ser útiles para la dilución inicial de la alimentación de compuesto oxidable en las columnas de burbujeo de oxidación de acuerdo a una modalidad de la I 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 de Il I 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 meteros, más preferiblemente dentro de aproximadamente 1 metro y m'ucho 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 I fluido motriz adicional junto con el compuesto oxidable. En todavía otra modalidad, tanto el solvente como el oxidante se i I 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 I oxidable, de acuerdo a otros aspectos de la invención actual.

Además, los inventores contemplan que el flujo dé 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 I de reacción bien mezclado de la presión relativamente uniforme, temperatura, y concentración de reactivo por todo.

Los gradientes verticales para el oxígeno, el compuesto oxidable (por ejemplo, para-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 detalle. Con referencia ahora a la FIG. 28, a fin de I cuantificar los gradientes de concentración del reactivo que salen en el medio de reacción 36 durante la oxidación en el i 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 130 cortes horizontales discretos de igual volumen. Con ¡la excepción de los cortes horizontales más altos y más bajos, i 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. El 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 3|6. El corte horizontal más bajo se une sobre su parte superior por un plano horizontal imaginario 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 cortés I horizontales discretos de iqual volumen, la concentración 1 I 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 horizontal C-max". El corte horizontal 'individual localizado i arriba del corte horizontal C-max y que tiene la I concentración mínima de todos los cortes horizontales I 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 del gradiente de concentración de oxígeno, cuando el medio de reacción 36 se divide teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, un corte horizontal 02-max se identifica ya que tiene la concentración de oxígeno máxima de todos los 30 cortes horizontales y un corte horizontal 02-min se identifica ya que tiene la concentración de oxígeno mínima de los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal 02-max. Las concentraciones de oxígeno 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 concentración de oxígeno del corte horizontal 02-max a la concentración de oxígeno del corte horizontal 02-min esté 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 más preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 10:1. Típicamente, el corte horizontal 02-max estará ' i localizado cerca del fondo del medio de reacción 36, mientrais que el corte horizontal 02-min estará localizado cerca de la i parte superior del medio de reacción 36. Preferiblem nte, el corte horizontal 02-min es uno de 5 cortes horizontales más superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal 02-min el uno de los más superiores de los 30 cortes horizontales discretos, como se i ilustra en la FIG. 28. Preferiblemente, el corte horizontal 02-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 más inferiores de los 30 cortés 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 io menos 6W . Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales 02-min y 02-max sean por lo menos aproximadamente 0.2H más preferiblemente por lo menos aproximadamente 0.41-1, 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 ?!2-min está preferiblemente en ei 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 én mol. La concentración de oxígeno promediada en tiempo y promediada en volumen del corte horizontal 02-max está I 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 I ¡ I 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, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 7 por ciento en mol, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 1.5 a 5 por ciento en mol. Debido a que la concentración de oxigeno 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 vertical en la concentración del compuesto oxidable I (por e empLo para-xileno) , donde la concentración mínima del compuesto oxidable se localiza cerca de la parte superior del medio de reacción 36. Con respecto a la cuantificación del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) , el gradiente de concentración, cuando el medio de reacción 36 se divide teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, un corte horizontal OC-max se identifica ya que tiene la concentración de compuesto oxidable máxima de todos Los 30 cortes horizontales y un corte horizontal OC-rnin se identifica ya que tiene la concentración de compuesto oxidable mínima de los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal OC-max. Las concentraciones de compuesto oxidable de los cortes horizontales se miden en la fase 1 íquida sobre una base de fracción de masa promediada en tiempo y promediada en volumen. Se prefiere para la relación I de la concentración de compuesto oxidable del corte horizontal OC-max a la concentración de compuesto oxidable del corte horizontal OC-min que sea mayor que aproximadamente I 5:1, más preferiblemente mayor que aproximadamente 10:1, 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 I corte horizontal OC-min es uno de los 5 cortes horizontales I más superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal OC-min es uno de los más superiores de los 30 cortes horizontales completos, como se ilustra en la FIG- 28. Preferiblemente, el corte horizontal OC-max es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más I preferiblemente, el corte horizontal OC-max es uno de los 5 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal OC-max como el quinto corte horizontal del fondo del reactor 20. Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales OC-min y OC-max sean por lo menos aproximadamente 2W, donde " " es el ancho máximo del medio de reacción 36. Más preferiblemente, el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales OC-min I y OC-max es por lo menos aproximadamente 4W, y m cho más preferiblemente por lo menos 6W . Dado una altura "h" del medio de reacción 36, se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales OC-min y OC-max sean i por io menos aproximadamente 0.2H, mas preferiblemente por lo j menos aproximadamente 0.4H y mucho más preferiblemente por lo menos 0.61-1. ! La concentración del compuesto oxidable promediada I en tiempo y promediada en volumen (por ejemplo, para-xilenó) en la fase líquida del corte horizontal OC-min és i l preferiblemente menor que aproximadamente 5,000 ppmw, más preferiblemente menor que aproximadamente 2,000 ppmw, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 400 ppmw, !y i mucho más preferiblemente en el intervalo de 1 ppmw a 100 ppmw. La concentración 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 i preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 200 ppmw ¡a aproximadamente 5,000 ppmw y mucho más preferiblemente en él intervalo de 500 ppmw a 3,000 ppmw. Aunque se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 proporcione gradientes verticales en la concen ración del compuesto oxidable, también se prefiere que ,30 el por ciento en volumen del medio de reacción 36 tenga uña concentración de compuesto oxidable en la fase líquida arriba de 1,000 ppmw sea minimizada. Preferiblemente, el por 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 aproximadamente 9 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente 6 por ciento y mucho más preferiblemente menor qué 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 líquida arriba I de 2,500 ppmw sea menor que aproximadamente 1.5 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente 1 por ciento, y mucho más preferiblemente menor que 0.5 por ciento. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado en tiempo del medio de reacción que tiene una concentración del i compuesto oxidable en la fase líquida arriba de 10,000 pprtiw sea menor que aproximadamente 0.3 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.1 por ciento, !y mucho más preferiblemente menor que 0.03 por ciento. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado én 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 pre eriblemente 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. En muchos casos, los patrones de flujo caóticos en un recipiente de reacción de columna de burbujeo I producen simuitáneamente dos o más porciones segregadas pero continuas del medio de reacción 36 que tiene niveles elevados del compuesto oxidable. En cada tiempo utilizado en el promedio de tiempo, todos los volúmenes segregados pero I continuos más grandes que 0.0001 por ciento en vol men del medio de reacción total se adicionan conjuntamente para I determinar el volumen total que tiene los niveles el vados de la concentración de compuesto oxidable en la fase líquida. I Además 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 i en el medio de reacción 36. Con referencia nuevamente a la FIG. 28, este gradiente de temperatura se puede cuantificár en una manera similar a los gradientes de concentración mediante ei medio de reacción teóricamente dividido 36 en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen y la medición de la temperatura promediada en tiempo y promediada én i 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-min, y el corte horizontal localizado arriba del corte horizontal T-min y que tiene la temperatura máxima de todos los cortes arriba del corte horizontal T-min luego se puede identificar como el "corte horizontal T-max". Se prefiere que la temperatura del corte horizontal T-max sea por lo menos aproximadamente 1°C más alto que la temperatura del corte horizontal T-min. 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 la 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 preferiblemente en el intervalo de 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. Típicamente, el corte horizontal T-max estará localizado cerca del centro del medio de reacción 36, mientras que el corte horizontal T-min estará localizado cerca del fondo del medio de reacción 36. Preferiblemente, el corte horizontal T-min es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de los 15 cortes horizontales más bajos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal T-min es uno de los 5 cortes horizontales más bajos de los 15 cortes horizontales más bajos. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal T-min y el segundo corte horizontal del fondo del reactor 20. Preferiblemente, el corte horizontal T-max es uño de los 20 cortes horizontales medios de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal T-min es uno de los 14 cortes horizontales medios de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal t-max como el corte horizontal 20 del fondo de reactor 20 (es decir, uno de los 10 cortés horizontales medios) . Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales T-min y T-max sea por i lo menos aproximadamente 2W, más preferiblemente por lo menos 4W, y mucho más preferiblemente por lo menos 6W. Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales T-min y T-max sean por lo menos aproximadamente 0.2H, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 0.4H, y mucho más preferiblemente por lo menos 0.6H. Como se discute en lo anterior, cuando un gradiente I de temperatura vertical existe en el medio de reacción 36, I puede ser ventajoso retirar el medio de reacción 36 en una ubicación elevada donde la temperatura del medio de reacción es más alta, especialmente cuando el producto retirado se somete al procesamiento corriente abajo adicional 'a temperaturas más altas. Así, 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. 19 y 20, se prefiere que la salida (s) esté localizada cerca del corte horizontal T-max. Preferiblemente, la salida elevada se local Lza dentro de los 10 cortes horizontales del corte horizontal T-max, más preferiblemente dentro de 5 cortes i i horizontales del corte horizontal T-max, y mucho más preferiblemente dentro de 2 cortes horizontales del corte I horizontal T-max. ¡ sistemas de reactor de oxidaci n m ltiples - no solo sistemas que emplean un reactor de oxidación solo. Además, ciertas características inventivas descritas en la presente se pueden I empLear en reactores de oxidación agitados mecánicamente y/o agitados con flujo - no solo los reactores agitados con i burbujas (es decir, reactores de columna de burbujeo). Por ejemplo, los inventores han descubierto ciertas ventajas asociadas con la concentración de oxígeno 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 de 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 cuantificar el grado de formación de etapas de la concentración de oxígeno y/o proporción de consumo en el medio de reacción es comparar dos o más volúmenes continuos 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 al otro (es i decLr, los volúmenes son "distintos"). Las FIGS. 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 (FIGS 30 y 31). Se nota que los reactores ilustrados en las FIGS. 29 y 31 pueden ser reactores agitados mecánicamente, agitado con flujo, y/o agitados con burbujas. En una modalidad se prefiere que los reactores ilustrados en las FIGS. 29-31 sean reactores ag tados con burbujas (es decir, reactores de columna de burbujeo) . Con referencia ahora a la FIG. 29 el reactor 20 se ilustra ya que contiene un medio de reacción 36. El medio de reacción incluye un primer volumen continuo de 20 por ciento i distinto 37 y un segundo volumen de 20% distinto 39. Con referencia ahora a la FIG. 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 736. El primer reactor 720a contiene una primera porción del medio de reacción 736a, mientras que el segundo reactor 720b contiene una segunda porción del medio de reacción 736b. Un primer volumen continuo de 20 por ciento distinto 737 del medio de reacción 736 se muestra ya que está definido 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 720b. Con referencia ahora a la FIG. 31, un sistema d Ie reactor múltiple se ilustra como que incluye un primer i reactor 820a, un segundo reactor 820b, y un tercer reactor 820c. Los reactores 820a, b, c cooperativamente contienen ún volumen total del medio de reactor 836. El primer1 reactor I 820a contiene una primera porción del medio de reacción 836á; el segundo reactor 820b contiene una segunda porción del medio de reacción 836b; y un tercer reactor 820c contiene uña 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 está 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 está 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 está definido dentro del tercer reactor 820c.¡ La formación de etapas de la disponibilidad del oxígeno en el medio de reacción se puede cuantificar al referirse al volumen continuo de 20% del medio de reacción que tiene y la fracción en mol más abundante de oxígeno en la fase de gas y al referirse el volumen continuo de 20 por ciento de medio de reacción que tiene la fracción mol más disminuida de oxígeno en la fase de gas. En la fase de gas del volumen continuo del 20 por ciento distinto del medio de reacción que contiene la concentración más alta de oxígeno en la fase de gas, la concentración de oxígeno promediada én tiempo y promediada en volumen, sobre una base húmeda, está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3 a aproximadamente 18 por ciento en mol, más 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. En la fase de gas del volumen continuo de 20 por ciento distinto del medio de reacción que contiene la concentración más 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 aproximadamente 0.3 a aproximadamente 5 por ciento en mol, más preferiblemente en el intervalo de más 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 aproximadamente3.5 a aproximadamente 14 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4 a 10 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. i 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 del medio de reacción comparado al volumen continuo de 20 por ciento I 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 12:1, 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 cuantificar en términos de un oxígeno-STR, inicialmente descrito en lo anterior. El oxígeno-STR se describe previamente en el sentido global (es decir, desde la perspectiva del oxigenó-STR promedio del medio de reacción completo) ; sin embargo, el oxígeno-STR también se puede considerar en un sentido local (es decir, una porción deL medio de reacción) a fin de cuantificar la formación de etapas de la proporción del consumo de oxígeno por todo el medio de reacción. Los inventores han descubierto que es muy útil i causar que el oxigeno-STR va ríe por todo el medio de reacción en armonía general con los gradientes deseables divulgados en I al presente que se relacionan a la presión en el medio de reacción y a la fracción en mol del oxígeno molecular en la fase de gas del medio de reacción. Asi, es preferible que la reacción del oxígeno-STR de un primer volumen continuo de 20 por ciento distinto del medio de reacción comparado al oxígeno-STR de un segundo volumen continúo de 20 por ciento distinto del medio de reacción esté en el intervalo de aproximadamente 1.5:1 aproximadamente 20:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamen e 12:1, y mucho mas preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 9:1. Ln una modalidad el "primer volumen continuo de 20 por ciento distinto" se localiza más cerca que I 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 gradientes grandes en el oxígeno-STR son deseables si el medio de reacción de oxidación parcial esta 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 verticalmente, múltiples logradas al utilizar impulsores múltiples que tienen flujo radial fuerte, posiblemente aumentado por montajes desviadores 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 verticalmente colocada y que algún mezclado posterior de flujo de oxidante puede ocurrir entre la zonas de agitación colocadas verticalmente 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 local variar es al 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 la concentración del compuesto oxidable de acuerdo a otras descripciones de la presente invención. Otros medios útiles para causar al oxígeno-STR local variar incluyen la variación causante en la actividad de reacción al causar la variacióin de temperatura local y al cambiar la mezcla local de los componentes de catalizador y solvente (por ejemplo, al j introducir un gas adicional para causar el enfriamiento i 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) . I 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 ein i I donde por lo menos una porción, preferiblemente por lo menos 25 por ciento, más preferiblemente por lo menos i 50 por i ciento, y mucho más preferiblemente por lo menos 75 por ciento del oxígeno molecular que sale de un primer recipiente I de reacción se conduce a uno o más recipientes de reacción I subsecuentes para el consumo de un incremento adicional, t preferiblemente más del 10 por ciento, más preferiblemente que 20 por ciento, y mucho más preferiblemente más que 40 por I ciento del oxígeno molecular que sal del primer recipiente de I 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 más alta que por lo menos uno de los recipientes de reacción subsecuentes, preferiblemente con la relación del recipiente-promedio-oxígeno-STR dentro del primer recipiente de reacción al recipiente-promedio-oxígenó-STR dentro del. recipiente de reacción subsecuente en el I intervalo de aproximadamente 1.5:1 a aproximadamente 20:1, i 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 tipo diferente que el primer recipiente de reacción, son útiles para el flujo en serie del oxígeno molecular a los recipientes de reacción subsecuentes de acuerdo a la presente invención. Los medios para causar al recipiente-promedio-oxígeno-STR declinar dentro de los recipientes de reacción subsecuentes útilmente incluyen temperatura reducida concentraciones reducidas de compuesto oxidable, y actividad de reacción 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 catalítico tal como pequeñas cantidades de cobre iónico) . En el flujo del primer recipiente de reacción a un recipiente de reacción subsecuente, la corriente oxidante se puede tratar mediante cualquier medio conocido en la, técnica tal como reducción de compresión o presión, enfriamiento calentamiento, y remoción de masa o adición de 'masa de cualquier cantidad o cualquier tipo. Sin embargo, el uso para declinar el recipiente, promedio-oxígeno-STR en los recipientes de reacción subsecuentes es particularmente útil cuando la presión absoluta en la porción superior del primer recipiente de reacción es menor que aproximadamente 2.0 megapascal, más preferiblemente menor que aproximadamente 1.6 megapascal, y mucho más preferiblemente menor que 1.2 megapascal. Además, el uso del recipiente-promedio-oxígeno- STR declinación en los recipientes de reacción subsiecuentes ¡ es particula mente útil cuando la relación de la. presión absoluta en ia porción superior del primer recipiente de reacción comparado a la presión absoluta en la porción superior de 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 i reducen excesivamente la habilidad del oxígeno molecular, I y l a 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 serie del oxígeno I molecular a los recipientes de reacción subsecuentes que I tienen recipiente-promedio-oxígeno-STR 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 líquida y la fase sólida, si esta presente, del medio de reacción pueden fluir en cualquier di ección entre los recipientes de reacción. Todo o I 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 líquida o la fase solida, s está presente, del medio de reacción del primer recipiente de reacción. Un flujo de la comente de producto que comprende la fase líquida y la fase sólida, si está presente, se puede retirar del medio de reacción en cualquier recipiente de reacción en el sistema. I Con referencia nuevamente a las FIGS. 1-29, la oxidación preferiblemente se lleva a cabo en el reactor de columna de burbujeo 20 ba o condiciones que son marcadamente diferentes de acuerdo a las 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 oxidación parcial de líquido-fase del para-xileno al ácido tereftálico crudo (CTA) de acuerdo a modalidades preferidas divulgadas en la presente, los perfiles espaciales de la intensidad local, de la intensidad de evaporación local y de la temperatura local combinada con los patrones de flujo líquidos dentro del medio de reacción y las temperaturas de oxidación relativamente bajas, preferidas contribuyen a la formación de partículas de CTA que tienen propiedades únicas ' y ventajosas . Las FIGS. 32A y 32B ilustran las partículas de CTA de base producidas de acuerdo con una modalidad de la presente invención. La FIG. 32A muestra las partículas CTA base en 500 veces de agrandamiento, mientras que la FIG. 32B se acerca en una de las partículas de CTA base y muestra esa partícula a 2000 veces de agrandamiento. Como quizás mejor se ilustra en la FIG. 32B, cada partícula CTA base típicamente se forma de un número grande de sub-partículas de CTA aglomeradas, pequeñas, dando de esta manera la partícula CTA base un área de superficie relativamente alta, alta porosidad, baja densidad, y buena capacidad disolvente. Las partículas de CTA base típicamente tienen un tamaño de partícula medio en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 150 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-partículas de CTA típicamente tienen un tamaño de partícula medio en el intervalo de aproximadamente i 0.5 a aproximadamente 30 mieras, más preferiblemente de aproximadamente 1 a aproximadamente 15 mieras, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 2 a 5 mieras. El área die superficie relativamente alta de las partículas de CTA base ilustrada en las FIGS 55A y 55B, se pueden cuantificar utilizando un método de medición de área de superficie Braimaier-Em ett-Teller (BET) . Preferiblemente, las partículas de CTA base tienen una superficie BET promedio de i por lo menos aproximadamente 0.6 metros por gramo cuadrado (m2/g) . Más preferiblemente, las partículas de CTA base i tienen una área de superficie BET promedio en el intervalo de aproximadamente 0.8 a aproximadamente 0.4 m2/g. Mucho más preferiblemente, las partículas de CTA base tienen un área de superficie BET promedio en el intervalo de 0.9 a 2 m2/g. Las propiedades físicas (por ejemplo, tamaño de partícula, área de superficie BET, porosidad y capacidad de disolución) de las partículas de CTA formadas mediante el proceso de I oxidación optimizado de una modalidad preferida de la presente invención que permite la purificación de l s partículas de CTA mediante métodos más efectivos y/o económicos, como se describe en detalle adicional enseguida con respecto a la FIG. 35. Los valores de tamaño de partícula medio proporcionados en lo anterior se determinaron utilizando la microscopía de luz polarizada y el análisis de imagen. El equipo empleado en el análisis de tamaño de partícula incluyó un microscópico óptico Nikon E800 con un objetivo 0.13 de n.A. de Plan Fluor 4x, una cámara digital Spot RT™, y uijia 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 incluyó 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 utilizando la microscopía de luz polarizada (condición polares cruzadas - las partículas se presentan como objetos brillantes sobre el fondo negro); (4) capturar las diferentes I imágenes para cada preparación de muestra (tamaño de campos , = 3 x 2.25 mm; tamaño de píxel = 1.84 micras/píxel ) ; (5) realizar los análisis de imagen con el software Image Pro Plus™; (6) exportar las mediciones de partícula a una hoja cálculo; y (7) realizar la caracterización estadística en 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 i partículas blancas sobre el fondo negro; (b) crear una imagen binaria; (c) correr un filtro abierto de paso solo para filtrar el ruido del píxel exterior; (d) medir todas las partículas en. la imagen; y (e) reportar el diámetro medio medido pa a cada partícula. El 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 intervaio de 2 grados y que pasa a través del centroide de la partícula. La etapa 7 estadística de desempeño en la hora del calcular el tamaño de partícula medio pesado en volumen como sigue. El volumen de cada una de las partículas n en una muestra se calcula como si fueran esféricas utilizando pi/6 * d? 3; multiplicar el volumen de cada veces de partícula su diámetro para encontrar pi/6 * d??4; sumar todas las partículas en la muestra de los valores de pi/6 * d??4; sumar los volúmenes de todas las partículas en la muestra; y calcular el diámetro de partícula pesado en volumen como suma I para todas las partículas n en la muestra de (pi/6 * d? 4) I dividida por la suma para todas las partículas n en la muestra (pi/6 * d??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 I prueba descrito en lo anterior; y también se prefiere como D(4,3; ¿>(4,3) r T6 * T6 ' 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 él tamaño de partícula por lo cual 10% del volumen de la total es más pequeña y 90 por ciento es más grande; D es el tamaño de partícula por lo cual una mitad del volumen I 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 ciento del I 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 define en la presente como la "extensión del tamaño de partícula"; y la etapa 7 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 CTA 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. Es preferible que el D(v, 0.5) de las partículas CTA como es medido en lo anterior esté en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 90 mieras, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 80 mieras, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 30 a 70 mieras. És preferible que el D(v.09) de las partículas CTA como es medido en lo anterior esté en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 150 mieras, más preferiblemente en él I intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 150 mieras, i y mucho más preferiblemente en el intervalo de 50 a 110 mieras. Es preferible que la extensión relativa del tamaño de partícula esté 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 Micromeritics ASAP2000 (disponible de Micromeritics Instrument Corporation of Norcross, GA) . En 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 enfrió a 77°K. Se midió una exoterma de adsorción de nitrógeno en un mínimo de 5 presiones de equilibrio al exponer la muestra a volúmenes conocidos de gas de nitrógeno y la medición de la presión disminuyó. Las presiones de equilibrio estuvieron apropiadamente en el intervalo de P/Po = 0.01-0.20, donde P es la presión de equilibrio y P0 es la presión de vapor de nitrógeno líquido a 767°K. La isoterm ¡a resultante luego se gráfico de acuerdo a la siguiente ecuación BET I donde va es el volumen de gas adsorbido por la muestra en P, Vm es el volumen de gas requerido para cubrir la superficie completa de la muestra con una monocapa de gas, y C es una i constante. Desde esta gráfica, Vm y C se determinaron. Vm luego se convirtió a un área de superficie utilizando' el área de sección transversal, del nitrógeno a 77°K: | A = s — RT donde s es el área de sección transversal del nitrógeno ,a 77°K, T es 77°K, y R es la constante de gas. ' Como se alude en lo anterior, el CTA formado de I acuerdo con una modalidad de la presente invención exhibe propiedades de disolución superiores contra el CTA convencional hecho mediante otros procesos. Esta prpporción de disolución mejorada permite el CTA inventivo ser i purificado mediante procesos de purificación más eficientes y/o más efectivos. La siguiente descripción dirige la manera en la que la proporción de la disolución de CTA se puede cuantificar . La proporción de disolución de una cantidad conocida de sólidos en una cantidad conocida de solvente y una mezcla agitada se puede medir mediante varios protocolos. Como se utiliza en la presente, el método de medición llamado la "prueba de disolución regulada" se define como sigue. Una presión ambiental de aproximadamente 0.1 megapascal se utiliza por toda la prueba de disolución regulada. La temperatura ambiente utilizada por toda la prueba de disolución regulada es aproximadamente 22°C. Además, los sólidos, solventes y todo el aparato de disolución se equilibran completamente de manera térmica en esa temperatura antes de inicial la prueba, y no hay calentamiento ? enfriamiento apreciable del rompedor o sus contenidos durante el período de tiempo de disolución. Una porción de solvente de grado analítico HPLC, fresco de tetrahidrofurano (>99.9 por ciento de pureza), después en la presente THF, 250 gramos de medición se coloca en un vaso de vidrio de 400 mililitros de forma alta KIMAX limpio (Kimble® número de parte 14020, Kimble/Kontes, Vineland, NJ) , el cual no es aislado, del lado liso, y generalmente cilindrico en forma. Una barra de agitación 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 multipunto Vapomag® (H&P Labortechnik ?G, Oberschleissheim, Alemania) en un ajuste de 800 revoluciones por minuto. Esta agitación comienza no más de 5 minutos antes de la adición de los sólidos y continua estable durante por lo menos 30 minutos después de la adición de los sólidos. Una muestra sólida de materiales particulados de TPA crudos o purificados que ascienden a 250 miligramos se pesa en una charola pesadora de muestra no de adhesión. En un tiempo de inicio designado como t=0, los sólidos pesados se vacían todos a la vez en el THF agitado, y un cronómetro se inicia simultáneamente. Apropiadamente hecho, el THF humedece muy rápidamente los sólidos y forma una suspensión bien agitada, diluida dentro de 5 segundos. Subsecuentemente, las muestras de esta mezcla se obtienen en los siguientes tiempos, medido en minutos de T=0: 0.08, 0.25, 0.50, 0.75, 1.00, 1.50, 2.00, 2.50, 3.00, 4.00, 5.00, 6.00, 8.00, 10.00, 15.00, y 30.00. Cada muestra pequeña se retira de la mezcla bien agitada, diluida ut l Lzando una jeringa desechable, nueva (Becton, Dikinson y Co, 5 mililitros, REF 30163, Frandlin Lakes, NJO.7417). inmediatamente en el retiro del vaso, aproximadamente 2 mililitros de la muestra líquida clara rápidamente se descarga a través de un f Litro de jeringa no usada, nueva (25 mm de diámetro, 0,45 mieras, Gelman GHP Acrodisc GF®, Palll COrporation, Eas Hills, NY 11548) en un frasquito de, muestra de vidrio marcado, nuevo. La duración de cada relleno con jeringa, la colocación del filtro, y la descarga en un frasquito de muestra es correctamente menor que aproximadamente 5 segundos, y este intervalo es aproximadamente iniciado y terminado dentro de I 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 constaté hasta realizar el siguiente análisis químico. Después de que la muestra final se toma en un tiempo pasados 30 minutos t=0, todas las dieciséis muestras se analizan para la cantidad del ^ I TPA disuelto utilizando 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 disuelto por gramo de solvente THF (después en la presente "ppm en THF") . Por ejemplo, si todo lo de los 250 miligramos de sólidos fue TPA 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 sería aproximadamente 1,000 ppm en THF. 133 Cuando el CTA de acuerdo a la presente invención se somete a la prueba de disolución regulada descrita en lo anterior, se prefiere que una muestra tomada en un minuto t=0 se disuelva a una concentración de por lo menos aproximadamente 500 ppm en THF, más preferiblemente a por lo menos 600 ppm en THF. Para una muestra tomada en pasados dos minutos t=0, se prefiere que el CTA de acuerdo a la invención actual se disolverá a una concentración de por lo menos aproximadamente 700 ppm en THF, más preferiblemente a por lo menos 750 ppm en THF. Para una muestra tomada en pasados cuatro minutos t=0, se prefiere que el CTA 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 describir la dependencia de tiempo de los grupos de datos completos de 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", es como sigue: S = A -t- B * (1 - exp(-C * t)), donde t = tiempo en unidades de minutos: i S solubilidad en unidades de ppm en THF, en tiempo t; I exp = función exponencial en la base del logaritmo natural de 2; A, 13 = constantes regresadas en unidades de ppm en THF, donde A se relación principalmente a l!a disolución rápida de las partículas más pequeñas en tiempo muy cortos, y donde la suma de A -t- B se relaciona principalmente a la I ' cantidad total de la disolución cerca del I I 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 (SAS Institute Inc., JMP Software, SAS Camipul Drive, Cary, NC 27513) . ' i Cuando el CTA de acuerdo a la presente invención se prueba con la prueba de disolución regulada y se ajusta al modelo de disolución regulado descrito en lo anterior, se prefiere que el CTA tenga una constante de tiempo "C" mayor i que aproximadamente 0.5 minutos recíprocos, más I preferiblemente mayor que aproximadamente 0.6 minutos I recíprocos y mucho más preferibiemente mayor que 0.7 minutos recíprocos . Las FIGS. 33A y 33B ilustran una partícula de CTA convencional hecha mediante un proceso de oxidación a alta temperatura convencional en un reactor de tanque agitado continuo (CSTR) . La FIG. 33A muestra la partícula de CTA convencional a 500 veces de agrandamiento, mientras que la FIG. 33B se acerca y muestra la partícula de CTA a 2,000 veces de agrandamiento. Una comparación visual de las partículas CTA inventivas ilustradas en las FIGS 32A y 32B y la partícula de CTA convencional mostrada en las FIGS. 33A y 33B muestra que la partícula de CTA convencional tiene una densidad más alta, área de superficie inferior, porosidad inferior, y tamaño de partícula más grande que las partículas de CTA inventivas. De hecho, el CTA convencional representado en las FIGS. 33A y 33B tiene un tamaño de partícula medio de aproximadamente 205 mieras y un área de superficie BET de aproximadamente 0.57 m"/g. La FIG. 34 ilustra un proceso convencional para hacer ácido tereftálico purificado (PTA) . En el proceso de PTA convencional, el para-xileno parcialmente se oxida en un reactor de oxidación a alta temperatura mecánicamente agitado 700. Una suspensión que comprende CTA se retira del reactor 700 y luego se purifica en un sistema de purificación 702. El producto de PTA del sistema de purificación 702 se introduce en un sistema de separación 706 para separar y secar las partículas de PTA. El 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 purificación 702 generalmente incluye un sistema de adición/intercambio de agua 708, un sistema de disolución 710, un sistema de hidrogenad ón 712, y 3 recipientes de cristalización separados 704a, b, c. El sistema de I adición/intercambio de agua 708, una porción sustancial de i iLcor madre sc desplaza con agua. Después de la adición de agua, la suspensión de agua/CTA se introduce en el sistema de disolución 710 donde la mezcla de agua/CTA se calienta hasta que las partículas de CTA se disuelven completamente en el agua. Después de la disolución de CTA, l a solución de CTA en agua se somete a la hidrogenación en el sistema de hidrogenad ón 712. El efluente de hidrogenado del sistema de hi drogenací ón 712 luego se somete a 3 etapas de cristalización en recipientes de cristalización 704a, b, c, seguido por la separación de PTA en el sistema de separación 706. La FJG . 35 ilustra un proceso mejorado para producir PTA 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 CÍA solidas y un licor madre líquido se retira del reactor 800. Típicamente, la suspensión inicial puede contener en el intervalo de aproximadamentelO a aproximadamente 50 por ciento en peso de 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-carboxibenzaldehído (4-CBA), más típicamente por lo menos aproximadamente 800 ppmw de 4-CBA, y mucho más típicamente én 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 CTA. Una suspensión más pura/purificada se produce del sistema de purificación 802 ?y se somete a ía separación y secado en el sistema de separación 804 para producir de esta manera partículas de ácido tereftálico sólidas más puras que comprenden menos que aproximadamente 400 ppmw de 4-CBA, más preferiblemente menos que aproximadamente 250 ppmw de 4-CBA, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1 a 200 ppmw de 4-CBA. El sistema de purificación 802 del sistema de producción de PTA ilustrado 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 licor 806, por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del licor 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 ligeramente más altas que se utilizaron en la reacción de oxidación inicial/primaria llevada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 800. Como se divulga en lo anterior, el área de superficie alta, tamaño de partícula pequeño, y baja densidad de las partículas de CTA producidas en el reactor 800 causan ciertas impurezas atrapadas en las partículas CTA llegar a ser disponibles para la oxidación en el digestor 808 sin requerir la disolución completa de las partículas CTA en el digestor 808. Así, la temperatura en el digestor 808 puede ser inferior que muchos procesos de la técnica previa similares. La oxidación secundaria llevada 'a cabo en el digestor 808 preferiblemente reduce la concentración de 4-CBA en el CTA mediante por lo menos 200 ppmw, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 400 ppmw, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 600 'a 6,000 ppmw. Preferiblemente, la temperatura de oxidación secundaria en el digestor 808 es por lo menos aproximadamente 10°C más alta que ía 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 pre eriblemente 30 a 50°C más alta que la temperatura de oxidación primaria en el reactor 800. La temperatura de oxidación secundaria esta preferiblemente en el intervalo die aproximadamente 160 a aproximadamente 240°C, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 180 a aproximadamente 220°C y mucho más preferiblemente en él I intervalo de 190 a 210°C. El producto purificado del digestor 808 requiere únicamente una etapa de cristalización sola en el cristalizador 810 antes de la separación en el sistema de i separación 804. Las técnicas de oxidación/digestión secundarias adecuadas se discuten en detalle adicional en l Ia publicación de solicitud de patente norteamericana No. 2005/0065373, la descripción completa de la cual se incorpora i expresamente en la presente por referencia. El ácido tereftálico (por ejemplo, PTA) producido i por el sistema ilustrado en la FIG. 35 se forma preferiblemente de partículas de PTA que tienen un tamaño de partícula medio de por lo menos aproximadamente 40 mieras, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 50 a aproximadamente 2,000 mieras, y mucho más 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 pr/g, más 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 m g . El PTA producido por el sistema ilustrado en la FIG. 35 es adecuado para el uso como un material die alimentación en la fabricación de PET. Típicamente, el PET se hace por la ví a de la esterificací ón de ácido tereftálico con et i lengl i co 1 , seguido por la policondensación . Preferiblemente, el ácido tereftálico producido mediante una modalidad de la presente invención se emplea como una alimentación al proceso de PLT 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 referencí a . Las partículas de CTA con la morfología preferida i divulgada en la presente son particularmente útiles en el proceso de digestión oxidante descrito en lo anterior para la reducción del contenido de 4-CBA. Además, estas partículas de CTA 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 I por lo menos un compuesto que contiene hidroxilo para formar compuestos de éster, especialmente en la reacción de CTA con metanol para formar dimetiltereftalato y esteres de impureza; reacción con por lo menos un diol para formar compuestos de monómeros de éster y/o polímero, especialmente la reacción de CT? con et lengLicol para formar polieti lentereftalato; y la disolución completa o parcial en solventes, que incluyen, I pero no se limitan a, agua, ácido acético, y N-met?l-2-pirrolidona, que puede incluir procesamiento adicional que incluye, pero no se limita a, reprecipitación de un ácido tereftálico más puro y/o reducción química selectiva de grupos carbonilo diferentes a los grupos de ácido carboxílico. Se incluyen notablemente la disolución sustancial de CT? en un solvente que comprende agua acoplado con la hidrogenación parcial que reduce la cantidad de aldehidos, especialmente 4-CB?, fluorenonas, fenorías, y/o antraquinonas . Los inventores también contemplan que las I partículas de CTA 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 CTA no de conformación) por medios que mcluyen, pero no se limitan a, trituración mecánica de partículas de CT? no de conformación y disolución completa o parcial de partículas de CTA no de conformación seguida por la reprecipitacion completa 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 mas tipos de acido carboxí lico aromático en donde la pureza de la porción de solvente de la alimentación (es decir, la "alimentación de I solvente" y la pureza de la porción del compuesto oxidable de la alimentación (es decir, la "alimentación del compuesto oxidable") se controla dentro de ciertos intervalos espec ficados enseguida. Junto con otras modalidades de la I presente invención, esto permite a la pureza de la fase líquida y, si está presente, la fase sólida y la fase de suspensión combinada (es decir solido más líquido) del medio de reacción para 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 producir un acido carboxilico aromático en donde la alimentación de solvente introducida en el medio de reacción es una mezcla de ácido acético de pureza analítica y agua, como se emplea frecuentemente en escala de laboratorio y escala piloto. Del mismo modo, es conocido conducir la oxidación del compuesto aromático oxidable a ácido carboxi 1 ico aromático en donde el solvente que de a el medio de reacción se separa del ácido carboxílico 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 recicladó. Varios medios son conocidos en la técnica para ayudar a la purificación del solvente reciclado antes de la reintroducción en el medio de reacción. Generalmente, un grado más alto de purificación del solvente reciclado 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 impurezas dentro de la alimentación del I solvente, muchas de las cuales estuvieron hasta ahora creídas grandemente benignas, a fin de encontrar un balance óptimo entre eí. costo de fabricación completo y la pureza del producto completa. "Alimentación de solvente reciclado" se define en la presente como la alimentación de solvente que comprende por lo menos aproximadamente 5 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 oxidación parcial. Para razones de inventario de solvente y de tiempo en la corriente en una unidad de fabricación, es preferible que las porciones del solvente reciclado pasa a través del medio de reacción por lo menos una vez por día de operación, más 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 recicle el solvente, más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso, todavía más preferiblemente por lo menos aproximadamente 80 por ciento én peso, y mucho más preferiblemente por lo menos '90 por ciento I en peso. Los inventores han descubierto que, por razones de actividad de reacción y para consideración de las impurezas i metálicas dejadas en el producto de oxidación, las concentraciones de metales multivalentes seleccionados dentro de la alimentación del solvente reciclado están en i preferiblemente los intervalos especificados inmediatamente enseguida. La concentración de hierro en el solvente reciclado está preferiblemente abajo de aproximadamente 150 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 40 ppmw, y I mucho más preferiblemente entre 0 y 8 ppmw. La concentración I i de níquel 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 cromo en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 150 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 40 ppmw, y mucho má's preferiblemen e entre 0 y 8 ppmw. La concentración de molibdeno en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente /5 ppmw, más preferiblemente abajo d Ie aproximadamente 20 ppmw, y mucho más preferiblemente 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 preferiblemente entre 0 y 4 ppmw. La concentración de cobre en eL solvente reciclado está 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 también están típicamente presentes en el solvente reciclado generalmente que varían en niveles más bajos en producción a uno o más de los metálete i listados en lo anterior. El control de los metales listadois en lo anterior en los intervalos preferidos mantendrá otras impurezas metálicas en niveles adecuados. Estos metales pueden surgir como impurezas en cualquiera de las alimentaciones de proceso entrantes (por ejemplo, en el compuesto oxidable entrante, solvente! oxidante, y compuestos de catalizador) . Alternativamente, los metales pueden surgir como productos de corrosión desde cualquiera de las unidades de proceso que hacen contacto con el medio de reacción y/o que hacen contacto con el solventé reciclado. Los medios para controlar los metales 'en lols intervalos de concentración divulgados incluyen l|a I especificación apropiada y monitoreo de la pureza de varias I alimentaciones y el uso apropiado de materia'les de construcción, que incluyen, pero no se limitan a, muchos I grados comerciales de titanio y de aceros inoxidables que incluyen aquellos grados conocidos como aceros inoxidables dobles y aceros inoxidables de molibdeno alto. Los inventores también han descubierto intervalos preferidos para los compuestos aromáticos seleccionados en el I solvente reciclado. Estos incluyen compuestos aromáticos tanto precipitados como disueltos dentro del solvente reciclado. Sorprendentemente, aun el producto precipitado (ppr ejemplo, TPA) de una oxidación parcial de para-xilerto, es un contaminante que se maneja en el solvente reciclado. Debidol a 1 I que hay sorprendentemente intervalos preferidos para los niveles de sólidos 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. Además, la alimentación de sólidos de TPA precipitados en el solvente reciclado én 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) . Otrja I característica indeseable de los sólidos 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 en el volumen de sólidos dentro de las suspensiones de PTA de los cuales muchos de los solventes reciclados 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 nucleación 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-dicarboxifluorenona altamente coloreada e indeseable se ha observado en niveles mucho más i altos en sólidos presentes en el solvente reciclado a 80°C que se observan en los sólidos TPA separados en el solvente reciclado a 160°C. Similarmente, las concentraciones del ácido trisoftálico 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. Exactamente como las impurezas precipitadas transportadas dentro del comportamiento del solvente reciclado cuando se reintroducen al medio de reacción se presentan para variar. Esto depende tal vez en la solubilidad relativa de la impureza dentro de la fase líquida del medijo de reacción, tal vez en como la impureza precipitada se ubica entro de los sólidos precipitados, y tal vez en la proporción local de la precipitación de TPA donde el primer sólido reentra al medio de reacción. Así, los inventores ha¡n encontrado útil controlar el nivel de ciertas impurezas en e¡l solvente reciclado, como se divulga enseguida, sin respecto |a i si estas impurezas están presentes en el solvente reciclado en la forma disuelta o son materiales particulados transportados en las mismas. La cantidad de sólidos precipitados presentes en el material filtrado reciclado se determina mediante un método gravimétrico como sigue. Una muestra representativa se retira i del suministro de solvente al medio de reacción mientras que el solvente se hace fluir en un conducto hacia el medio de reacción. Un tamaño de muestra útil es de aproximadamente 100 gramos capturada en un contenedor de vidrio que tiene I aproximadamente 250 mililitros de volumen interno. Antes dé que se libere a presión atmosférica, pero mientras que fluye continuamente hacia el contenedor de muestra, el material filtrador reciclado se enfría a menos que 100°C; esté enfriamiento es a fin de limitar la evaporación del solvente durante el intervalo corto antes de que se cierre sellado en el contenedor de vidrio. Después de que la muestra se captura a presión atmosférica, el contenedor de vidrio se sella I inmediatamente. Luego la muestra se deja enfriar aproximadamente 20°C mientras que se circunda por , aire a aproximadamente 20°C y sin 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,. I Inmediatamente después, una barra agitadora magnética s,e adiciona al contenedor de muestra y se rota a una velocidad suficiente para mantener la distribución efectivamente uniforme de sólidos. Una alícuota de 10 mililitros de líquido I mezclado con sólidos suspendidos se retira mediante la pipetja y se pesa. Luego el volumen de la fase líquida de esta alícuota se separa mediante la filtración por vacío, todavía aproximadamente 20°C y efectivamente sin pérdida de sólidosi.

Los sóiidos húmedos filtrados de esta alícuota luego se [ secan, efectivamente sin la sublimación de los sólidos, ¡y estos sólidos secos se pesan. La relación del peso de los sólidos secos al peso de la alícuota original de la suspensión es la fracción de sólidos, 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 líquida del medio de reacción y que comprenden ácidos carboxílicos aromáticos que carecen I de grupos hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, ácidp isoftálico, ácido benzoico, ácido ftálico, 2,5,4'- I tricarboxilbifenilo) 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 hidrocarbilos no aromáticos, los inventores han descubierto que esto's compuestos sin embargo se someten a numerosas reacciones nocivas. Esto, es ventajoso para controlar el contenido de I estos compuestos en intervalos preferidos en la fase ' líquida i del medio de reacción. Esto conduce a intervalos preferidos de compuestos seleccionados en alimentación del solvente reciclado y también a intervalos preferidos de precursores seleccionados en la alimentación del compuesto aromático oxidable . Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xileno a ácido tereftálico (TPA) , los inventores han descubierto que la 2 , 7-dicarboxifluorenona de impurezas altamente coloreadas e indeseables (2,7-DCF) es virtualmente indetectable en el medio de reacción y la toma del producto cuando los compuestos aromáticos metasustituidos están en niveles muy bajos en el medio de reacción. Los inventores han descubierto que cuando la impureza de ácido isoftálico está presente en niveles de incrementación en lá alimentación del solvente, la formación de 2,7-DCF sé eleva : i en casi la proporción directa. Los inventores también han I descubierto que cuando la impureza de meta-xileno está presente en la alimentación del para-xileno, la formación, dé ¡ 2,7-DCF otra vez se eleva casi en la proporción directa!. Además, aun si la alimentación del solvente y la alimentación del compuesto oxidable están libres de compuestos aromáticos metasustituidos, los inventores han descubierto que algún ácido isoftálico se forma durante una oxidación parcial típica de para-xileno muy puro, particularmente cuando el ácido benzoico está presente en la fase líquida del medio d¡e reacción. Este ácido isoftálico autogenerado puede, debido a su solubilidad más grande que el TPA en el solvente qu|e comprende ácido acético y agua, acumularse a través dell tiempo en unidades comerciales que emplean solvent|e reciclado. Así, la cantidad de ácido isoftálico dentro de la alimentación de solvente, la cantidad de meta-xileno dentro I de la alimentación de compuesto aromático oxidable y lá proporción de autocreación de ácido isoftálico 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 sé divulga enseguida. Además, los inventores han descubierto que hay otros problemas para considerar cuando los intervalos apropiados de dimensionamiento para las especies aromáticas sustituidas en la oxidación parcial del para-xileno a TPA. Otras impurezas altamente coloreadas e indeseables, tal como 2 , 6-dicarboxi fluorenona (2,6-DCF), parecen relacionarse grandemente a especies aromáticas para sustituidas!, i disueltas, que siempre están presentes con la alimentación del para-xileno a una oxidación en fase líquida. Así, ia supresión de 2,6-DCF se considera mejor en perspectiva con él nivel de otras impurezas coloreadas que están siendo producidas. i i Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xileno a TPA los inventores han descubierto que la formación de ácido trimelítico se eleva conforme los niveles de ácido isoftálico y ácido ftálico se elevan dentro del medio de reacción. El ácido trimelítico es un ácido carboxílico trifuncional que conduce a la ramificación de las cadenas de polímero durante la producción de PET de TPA . Erji muchas aplicaciones de PET, los niveles de ramificación se deben controlar a niveles bajos y por consiguiente el acidó trimelítico se debe controlar a niveles bajos en el TPA purificado. Además, de conducir al ácido trimelítico, la presencia de las especies metasustituidas y ortosustituidas en el medio de reacción también dan origen a otros ácidos tricarboxílicos (por ejemplo, 1 , 3, 5-tricarboxilbénceno) . Además, la presencia incrementada de ácidos tricarboxílicos en .el medio de reacción incrementa la cantidad ' de la formación de ácido tetracarboxílico (por ejemplo, 1,2,4,5¡-tetracarboxibenceno) . El control de la producción sumada d'e todos los ácido carboxílicos aromáticos que tienen más de 2 grupos de ácido carboxílico es un factor en el dimensionamiento de los niveles preferidos de especies metasustituidos y ortosustituidas en la alimentación d l solvente reciclado, en la alimentación de compuesto oxidable, y en el medio de reacción de acuerdo a la presente invención'. I I Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto i que los niveles incrementados en la fase líquida del medio de reacción de varios ácidos carboxílicos 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 I tanto el oxidante como el compuesto oxidable, puesto que muchos de los ácidos carboxílicos aromáticos coproducidos posteriores, que por una parte se pueden observar como impurezas, por otra parte también tienen valor comercial: aromático oxidable y el oxidante, además de suprimir lá generación de impurezas altamente indeseables tales como I varias fluorenonas y ácido trimelítico. ! i Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la formación de 2, 5, 4 ' -tricarboxibifenilo es i aparentemente inevitable. El 2 , 5, 4 ' -tricarboxibifenilo es un ! ! ácido tricarboxílico aromático formado median.te el acoplamiento de dos anillos aromáticos, tal vez por el acoplamiento de especies aromáticas para-sustituidas disueltas con un radical de arilo, tal vez un radical dé arilo formado por la descarboxilación o descarbonilación de unas especies aromáticas para-sustituidas. Afortunadamente, el 2 , 5, 4 ' -tricarboxibifenilo típicamente se produce en niveles más bajos que el ácido trimelítico y no conduce usualmente a dificultades significantemente incrementadas con I la ramificación de las moléculas de polímero durante la producción de PET. Sin embargo, los inventores han descubierto que los niveles elevados de 2,5,4'-tricarboxibifenilo en un medio de reacción que comprendé oxidación de aromáticos de alquilo de acuerdo a modalidad i preferidas de la presente invención conducen a niveles i I incrementados de 2,6-DCF altamente coloreada e indeseable. La 2,6-DCF incrementada posiblemente se crea del 2,5,4'j-tricarboxibifenilo 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'-tricarboxibifenilo, que es más soluble en solvente quis comprende ácido acético y agua que es TPA, se deja acumular muy alto dentro del solvente reciclado, las proporciones de conversión a 2,6-DCF pueden llegar a ser inaceptablemente grandes. Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase i líquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que los ácidos carboxílicos aromáticos que carecen de grupo¡s hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, ácido isoftálico;) generalmente conducen a la supresión media de la actividad química del medio de reacción cuando está presente en la fase líquida en concentración suficiente. Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la precipitación frecuentemente no es ideal (es decir 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 ia proporción de precipitación es muy rápida en las proporciones de reacción de espacio-tiempo preferidas en la presente, que conducen a i la co-precipitación no ideal de impurezas, a un la oclusión^ i así , cuando se desea limitar la concentración de iciertas I impurezas (por ejemplo, ácido trimelítico 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 I compuestos de benzofenona (por ejemplo, 4,4'-dicarboxibenzofenona y 2 , 5, ' -tricarboxibenzofenona) hechos durante la oxidación parcial del para-xileno, tienen efectos indeseables en un medio de reacción de PET aunque los compuestos de benzofenona no son tan altamente coloreados en el TPA per se como zonas fluorenonas y las antraquinonas. Por consiguiente, es deseable limitar la presencia de benzofenonas y precursores seleccionados en el solvente reciclado y en la alimentación del compuesto oxidable. i Además, los inventores han descubierto que la presencia de niveles elevados de ácido benzoico, ya se admitido en el solvente reciclado o formado dentro del medio de reacción, conduce a proporciones elevadas de producción de 4,4'-dicarboxibenzofenona . En la revisión, los inventores han descubierto y cuantificado suficientemente un arreglo sorprendente de i reacciones para compuestos aromáticos que carecen dei grupos hidrocarbilo no aromáticos que están presentes , en lá i i oxidación parcial en fase liquida de para-xileno TPA. La recapitulación solamente del caso solo del ácido b nzoico los inventores han descubierto que los niveles incrementado de ácido benzoico en el medio de reacción de ciertas I modalidades de la presente invención conducen a la producción grandemente incrementada del ácido 9-fluorenona-2-carboxílico altamente coloreado e indeseable, a niveles grandemente incrementados de 4 , 4 ' -dicarboxidibifenilo, a niveles incrementados de 4 , 4 ' -dicarxibenzofenona, a una supresión media de actividad química de la oxidación propuesta del para-xileno, 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 la producción incrementada de ácido isoftálico y ácido ftálico, los niveléis de los cuales se controlan deseablemente en intervalos bajos de acuerdo al aspecto similares de la invención actual. El número e importancia de reacciones que involucran ácido benzoico son tal vez aun más sorprendentes puesto que algunos 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). Adicionalmente, 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 i su formación de impurezas, tal como tolueno y i etilbenceno, comúnmente encontrados en la alimentación del ! i compuesto oxidable que comprende para-xileno de pureza comercial . Por otra parte los inventores han descubierto pequeño valor de la regulación adicional de la composición dé solvente reciclado con respecto a la presencia del compuesto I aromático oxidable y con respecto a los intermedios de reacción aromáticos que ambos retienen los grupos dé hidrocarbilo no aromáticos y también son relativamente solubles en el solvente reciclado. En general,, estos compuestos se alimentan ya sea a o se crean dentro d l medio de reacción en proporciones sustancialmente más grandes que su presencia en el solvente reciclado; y la proporción de estos compuestos dentro del medio de reacción es suficientemente grande, retienen uno o más de los grupos hidrocarbilo no aromáticos, para limitar apropiadamente s'u acumulación dentro del solvente reciclado. Por ejemplo; i durante la oxidación parcial del para-xileno en un medio de reacción de fases múltiples, el p.ara-xileno se evapora a un grado limitado 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 reciclado, una porción sustancial para-xileno evaporado también se condensa en el mismo. No es necesario ^ I limitar la concentración de este para-xileno en el solvente reciclado. Por ejemplo, si el solvente se separa 'de los sólidos en la suspensión que sale de un medio de reacción de oxidación de para-xileno, este solvente recuperado contendrá una concentración similar de ácido paratoluico disuelto a I | aquel presente en el punto de remoción del medio de reacción' Aunque puede ser importante limitar la concentración permanente del ácido paratoluico dentro de la fase líquida del medio de reacción, ver enseguida, no es necesario regular separadamente el acido paratoluico en esta porción deil I solvente reciclado debido a su solubilidad relativament buena y a su gasto de flujo de mas bajo relativo a la 'presión de ácido paratoluico dentro del medio de reacción,.

Similarmente, los inventores han descubierto poca razón para limitar las concentraciones en el solvente reciclado! de loe compuestos aromáticos con sustituyentes de metilo (por I ejemplo ácidos toluíco) , aldehidos aromáticos (por ejemplo!, i | tereftaldehído) , de compuestos aromáticos con sustituyentes de hidroxi-metilo (por ejemplo, ácido 4-hidroximetilbenzoico) , y de compuestos aromáticos bromados que retienen por lo menos un grupo hidrocarbilo no aromático (por ejemplo, ácido alfa-bromo-para-toluico) enseguida aquellos encontrados inherentemente en la fase líquida que sale del medio de reacción que ocurre en la oxidación porción del xileno de acuerdo las modalidades preferidas d!e la presente invención. Sorprendentemente, los inventorels también han descubierto que también no es necesario regular en el solvente reciclado la concentración de fenoles seleccionados intrínsecamente producidos durante la oxidación parcial del xileno, para estos compuestos se crean y se destruyen dentro del medio de reacción en proporciones mucho más grandes que su presencia en el solvente reciclado. Por I ejemplo los inventores han descubierto que el ácido 4- i hidroxibenzoico tiene efectos relativamente pequeños sobre la actividad química en las modalidades preferidas de la presente invención cuando se co-alimentan en proporciones de i arriba de 2 gramos de ácido 4-hidroxibenzoico por un kilogramo de para-xileno, mucho más alto que la presencia natural en el solvente reciclado, a pesar de que se reporta por otros, como un veneno significante en el medio de reacción similar (ver, por ejemplo, W. Partenheimejr, Catalysis Today 23 (1995) p. 81) .

Así, existen numerosas reacciones y numerosas consideraciones en establecer los intervalos preferidos dé 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 alimentación de solvente fluye sustancialmente de manera I continua con una composición de 2,000 ppmw de ácido isoftálico en un gasto de flujo de 10 kilogramos por minuto, y no hay otras corrientes de alimentación de solvente que entran al medio de reacción, luego la composición de solvente se calculo (40 * 7 + 2,000 * 10)/(7 + 10) 0= 1,193 ppmw de ácido isoftálico. Es notable que el peso de cualquier alimentación de compuesto oxidable o de cualquier alimentación de oxidante que tal vez son mezclados con al alimentación del solvente antes de que entren al medio de reacción no se consideran en la calculación de la composición promedio en peso agregado de la alimentación.

La Tabla 1, enseguida, lista 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-carboxibenzaldehído (4-CBA), , 4 ' -dicarboxiestilbeno (4, 4' -DCS), 2, 6-dicarboxiantraquinona (2,6-DCA), 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), 2 , 7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF), 3, 5-dicarboxifluorenona (3,5-DCF), ácido 9-fluorenona-2-carboxíiico (9F-2CA), ácido 9-fluorenona-4-carboxílico (9F-4C?), fluorenonas totales que incluyen otras fluorenonas no listadas individualmente (fluorenonas totales), 4,4'-dicarboxbifenilo (4,4'-DCB), 2 , 5, 4 ' -tribicarboxifenilo (2, 5, 4' -TCB) , ácido ftálico (PA), ácido isoftálico (IPA), ácido benzoico (BA), ácido trimelítico (TMA), 2,6-dicarboxibenzocumarina (2,6-DCBC), 4 , 4 ' -dicarboxibencil (4,4'-DCBZ), 4, 4' -dicarboxibenzofenona (4,4'-DCBP), 2,5,4'-tricarboxibenzofenona (2 , 5, 4 ' -TCBP) , ácido tereftálico (TPA)', sólidos precipitados a 20°, y ácidos carboxílicos aromáticos totales que carecen de grupos hidrocarbilo np aromático, la Tabla 1, enseguida proporciona a las cantidades preferidas de estas impurezas en el CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presenté invención . TABLA 1 -Componentes de la Alimentación de Solvente Introducida en el Medio de Reacción .

Muchas otras impurezas aromáticas también están i típicamente presentes en el solvente reciclado, que varían generalmente en niveles uniforme y/o en proporción de uno o más de los compuestos aromáticos divulgados. Los métodos para controlar los compuestos aromáticos divulgados en los intervalos preferidos típicamente mantendrán otras impurezas aromáticas en niveles adecuados. Cuando el bromo se utiliza dentro del medio de reacción, un gran número de formas iónicas y orgánicas dé bromo son conocidas para existir en el equilibrio dinámico Estas varias formas de bromo tienen características d¡e estabilidad diferentes una vez que dejan el medio de reacción y pasan a través de varias operaciones unitarias quje pertenecen al solvente reciclado. Por ejemplo, el ácido alfa bromo-para-toluico puede persistir como tal en algunals condiciones o puede rápidamente hidrolizarse en otras condiciones para formar ácido 4-hidroximetilbenzoico ' y bromo de hidrógeno. En 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 én la alimentación de solvente agregada al medio de reacción esté en uno o más de las siguientes formas químicas: bromo iónico, ácido alfa-bromo-para-toluico y ácido bromoacético.

Aunque la importancia y valor del control de la pureza promedio en peso agregado de la alimentación de solvente dentro de 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 solventé evaporado del medio de reacción es típicamente de pureza adecuada que proporciona aquel líquido o sólido del medio de reacción no son transportados con el solvente evaporado. La I I alimentación de las gotitas de solvente de reflujo en el I espacio de desacoplamiento del gas de descarga arriba del medio de reacción como se divulga en la presente, apropiadamente umita tal transportación; y el reciclado de pureza adecuada con respecto al aromático se puede condensar de tal gas de descarga. Segundo;, la purificación más difícil y costosa de la alimentación d'e solvente de soplado típicamente se relaciona al solvente tomado del medio de reacción en al forma líquida y ail solvente que subsecuentemente hace contacto con la fasie líquida y/o sólida del medio de reacción retiradas deJ 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 centrífuga y que los sólidos se concentran y/o se lavan, el solvente reciclado tomado de una operación de cristalización, y así sucesivamente) . Sin embargo, los medios son también conocidos en al técnica para efectuar la purificación necesaria de estas corrientes de solvente reciclada utilizando una o más descripciones previas. Con respecto al control de sólidos precipitados en el solvente reciclado que está dentro de los i intervalos especificados, los medios de control adecuados incluyen, pero no se limitan a, sedimentación gravimétrica1, I filtración mecánica utilizando tela filtrante sobre filtros I 1 de banda rotatorios y filtros de tambor rotatorios!, filtración mecánica utilizando medio de filtro estacionario dentro de recipientes de presión, hidrociclones, y centrífugas. 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!, i pero no se limita a, aquellos divulgados en la patenté norteamericana No. 4,939,297 y la publicación de solicitud d|e patente norteamericana No, 2005-0039288, incorporado en lla presente por referencia. Sin embargo, ninguna de estáis I invenciones previas descubrieron y divulgaron los niveles preferidos de pureza en la alimentación de solvente agregado como se divulga en la presente. Más bien, estas invenciones previas meramente proporcionan medios para purificar corrientes seleccionadas y parciales del solvente reciclado sin deducir la inventiva presente, valores óptimos de la composición de la alimentación de solvente promedio en peso agregado al medio de reacción. Volviendo ahora a la pureza de la alimentación del compuesto oxidable, es conocido que ciertos niveles 'de ácido isoftálico, ácido ftálico, y ácido benzoico están presentes y tolerables en niveles bajos en TPA purificado utilizado para I | la producción de polímero. Por otra parte, es conocido que ' i estas especies son relativamente más solubles en muchos solventes y se pueden remover ventajosamente de TPÁ purificado mediante procesos de cristalización. Sin embargo!, a partir de una modalidad de la invención divulgada en la presente, es ahora conocido que el control del nivel de varias especies aromáticas relativamente solubles, notablemente que incluyen ácido isoftálico, ácido ftálico, y ácido benzoico, en la fase líquida del medio de reacción es sorprendentemente importante para controlar el nivel de compuestos aromáticos policíclicos y coloreados creados en el medio de reacción, para controlar los compuestos con más de 2 funciones de ácido carboxílico por molécula, para controlajr la actividad de reacción dentro del medio de reacción de oxidación parcial, y para controlar las pérdidas de rendimiento del oxidante y del compuesto aromático. Es conocido dentro de la técnica que el ácido isoftálico, ácido ftálico, y ácido benzoico se formen en el medio de reacción como sigue. La impureza de alimentación de Meta-Xileno se oxida en buen con conversión y produce a IPA¡ La impureza de alimentación de Orto-Xileno 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 I ácido isoftálico, ácido ftálico, y ácido benzoico también se forman dentro de un medio de reacción que comprend para xileno por medios diferentes a la oxidación de meta-xileno. ortoxileno, etilbenceno y tolueno. Estas otras rutas químicas I intrínsicas posiblemente incluyen descarbonilacióni descarboxilación, la reorganización de estado de transición!, y la adición de radicales de metilo y carbonilo a anillos aromáticos. ¡ En la determinación de intervalos preferidos dé 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 su lucientemente estrictos (por ejemplo, en un medio d¡e reacción para la oxidación parcial del para-xileno, tolueno y etilbenceno típicamente encontrados en el para-xileno de pureza comercial conduce al ácido benzoico, y este ácido benzoico es grandemente removido de la mayoría del TPA 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 simple 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-xileno, el etilbencenp I i conduce ácido benzoico, y el ácido benzoico subsecuentement I conduce a ácido 9-fluorenona-2-carboxílico altamente coloreado, a ácido isoftálico, a ácido oftálico, y a óxidos de carbono incrementados, entre otros). Cuando el medio d Ie 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 más complejo (por ejemplo, en un medio de I reacción para la oxidación parcial del para-xileno, el ácido benzoico también se autogenera del para-xileno por sí mismo. I además, el procesamiento de corriente abajo del producto de oxidación crudo puede afectar las consideraciones para la pureza de aumentación preferida. Por ejemplo, el costo de la remoción a niveles adecuados de una impureza directa (ácido benzoico e impurezas subsecuentes (ácido isoftálico, ácido ftálico, ácido 9-fluorenona-2-carboxílico, y colaboradores) puede ser uno y el mismo, puede ser diferentes entre sí, y i pueden ser diferentes de los requerimientos de remoción cié una impureza grandemente no relacionada (por ejemplo, el producto de oxidación incompleto 4-CBA en la oxidación del para-xileno a TPA) . Los siguientes intervalos de pureza de alimentación divulgados para el para-xileno se prefieren donde el para-xileno se alimenta con el solvente y el oxidante a un medio de reacción para la oxidación parcial para producir TPA.

Estos intervalos son más preferidos en el proceso de i producción de TPA que tiene etapas de post-oxidación paria I remover de impurezas del medio de reacción diferente aJ oxidante y el solvente (por ejemplo metales de catalizador) .

Estos intervalos todavía son más preferidos en los procesos de producción de TPA que remueven 4-CBA adicional del CTA (por ejemplo, mediante la conversión de CTA ?a dimetiltereftalato más los esteres de impurezas y separación subsecuente del éster de metilo 4-CBA mediante la i destiiación, mediante los métodos de digestión oxidantes para convertir 4-CBA a TPA, mediante métodos de hidrogenación para convertir 4-CBA a ácido para-toluico, que luego se separan mediante métodos de cristalización parciales. Estos intervalos son mucho más preferidos en los procesos de i producción de TPA que remueven 4-CBA adicional de CTA mediante los métodos de digestión oxidantes para convertir 4- CBA a TPA. El uso del nuevo conocimiento de intervalos preferidos de compuestos aromáticos de reciclado y de las cantidades relativas de los compuestos aromáticos formados directamente de la oxidación de las impurezas de alimentación como son comparados a otras rutas químicas intrínsecas, los intervalos mejorados para las impurezas que han sido descubiertas para el para-xileno impuro que se alimenta a un i proceso de oxidación parcial para la producción de TPA. La Tabla 2 enseguida proporciona valores preferidos para la cantidad de meta-xüeno, orto-xüeno, y etilbenceno + tolueno I I en la alimentación del para-xileno. i Tabla 2 - Componentes de la Alimentación de para-xilenp Impuro Identificación Amt . Preferida Am . Más Am . Mucho más i del Componente (ppmw) Preferida Preferida | i (ppmw) (ppmw) Meta-xileno 20-800 50-600 100-400 Orto-xileno 10-300 20-200 30-100 Etilbenzeno + 20-700 50-500 100-300 tolueno* total 50-900 100-800 200-700 *La especificación para el etilbenzeno + tolueno esta cada uno separadamente y en suma Aquellos expertos en la técnica ahora reconocerán que las impurezas anteriores dentro del para-xileno pueden tener su efecto más grande sobre el medio de reacción después I 194 I i de que sus productos de oxidación parciales se han acumulado en el solvente reciclado. Por ejemplo, la alimentación de la cantidad superior del intervalo más preferido de meta-xileno, 400 ppmw, inmediatamente producirá aproximadamente 200 ppmw de ácido isoftálico dentro de la fase líquida del medio de reacción cuando opera con aproximadamente 33 por ciento en peso de sólidos en el medio de 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 I evaporación de solvente típico para enfriar el medio d¡e reacción, ascienden aproximadamente 1,200 de ácido isoftálicp dentro de la fase líquida del medio de reacción. Así, es la acumulación de los productos de oxidación parcial sobre él tiempo dentro del solvente reciclado que representa el impacto probable más grande de las impurezas de meta-xileno, i orto-xiieno, etilbenceno y tolueno en la alimentación del I para-xileno impuro. Por consiguiente, los intervalos anteriores para las impurezas en la aumentación del para-xileno impuro se prefieren que se mantengan por al menos una mitad de cada día de la operación de cualquier medio de reacción de oxidación 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 más preferiblemente cuando los promedios I pesado en mas de la composición de alimentación del para-xileno impuro esta dentro de los intervalos preferidos por al menos 30 días consecutivos de operación. Los medios para obtener el para-xileno impuro de pureza pretenda ya son conocidos en la técnica e incluyen, pero no se limitan a, destilación, métodos de cristalización i I parcial en temperaturas sub-ambientales , 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 Ipor los suministradores comerciales del para-xil eno; y todavía en el ¡ extremo bajo, las proporciones preferidas evitan la purificación excesivamente costosa de para-xileno par'a alimentar un medio de reacción de oxidación parcial al descubrir y divulgar donde los efectos combinados de la i autogeneración del impureza del para-xileno por si mismo y de las reacciones consultivas de impurezas dentro del medio de reaccLon llegan a ser mas importantes que las proporcione de alimentación de impurezas dentro del para-xileno impuro. Cuando la corriente de alimentación que contiene xileno contiene impurezas seleccionadas, tal como etilbenceno y/o tolueno, la oxidación de estas impurezas puede generar ácido benzoico. Como se utiliza en la presente, el término "ácido benzoico generado de impurezas" denotará el ácido benzoico derivado de cualquier fuente diferente de xileno i durante la oxidación del xileno. ' Como se divulga en la presente, una porción de ácido benzoico producido durante la oxidación de xileno se deriva de xileno por si mismo. Está producción de ácido i benzoico de xileno es distintamente además de cualquier 1 I porción de producción de ácido benzoico que puede se'r ácido benzoico generado de impurezas. Sin que sea relacionado por la teoría, se cree que el ácido benzoico se deriva de xileno dentro de medio de reacción cuando varios productos oxidación intermedios de xileno espontáneamente descarbonilan (pérdida de monóxido de carbono) ' o descarboxilan (pérdida de dióxido de carbono) para producir de esta manera radicales de arilo. Estos radicales de arilo luego se pueden separar de un átomo de hidrógeno de uno de muchas fuentes disponibles en el medio de reacción y producijr ácido benzoico autogenerado. Cualquiera que sea el mecanismo químico, el término "ácido benzoico" autogenerado, como sie utiliza en la presente, denotará el ácido benzoico derivado de xileno durante la oxidación de xileno. Como también se divulga en la presente, cuando el i para-xileno se oxida para producir ácido tereftálico (TPA)I, la producción de ácido benzoico autogenerado causa la¡ pérdida de rendimiento del para-xileno y la pérdida del rendimientjo 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 altamente coloreados llamados mono-carboxi-fluorenonas. El ácido benzoico autogenerado también contribuye a ia acumulación indeseable de ácido benzoico en el material filtrado reciclado que además eleva la concentración del ácido benzoico en la fase líquida del medio i I de reacción. Asi, la formación del ácido b IenzoicIo autogenerado se minimiza deseablemente, pero esto también se considera apropiadamente de manera simultánea con el ácido benzoico generado de impurezas, con factores que afectan e¡l I consumo del ácido benzoico, con factores característicos dje otos problemas de selectividad de reacción, y con economía completa . Los inventores han descubierto que la autogeneración de ácido benzoico se puede controlar para los niveles mediante la selección apropiada de, por ejemplo1, temperatura, distribución de xileno, y disponibilidad de oxígeno dentro del medio de reacción durante la oxidación.

Sin que se desee ser relacionado por la teoría, las i temperaturas inferiores y la disponibilidad de oxígeno mejorado parecen suprimir las proporciones de descarbonilación y/o descarboxilación, evitando de esta manera ei aspecto de pérdida de rendimiento del ácido benzoico autogenerado. La disponibilidad de oxígeno suficiente parece dirigir los radicales de arilo hacia otros productos más benignos, en particular ácidos hidroxibenzoicos . La distribución de xileno en el medio de reacción también puede afectar el balance entre la conversión I del radical aplo a ácido benzoico o ácido hidroxibenzoico . Cualquiera que sean los mecanismos químicos, los inventores han descubierto las condiciones de reacción que, i aunque i bastante leve para reducir la producción de ácido benzoicol, son suficientes severas para oxidar una fracción alta de la producción de ácido hidroxibenzoico a monóxido de carbono y/¡o I dióxido de carbono, el cual se remueve fácilmente de|l producto de oxidación. En una modalidad preferida de la presente invención, el reactor de oxidación se configura y se opera de una manera tal que la formación de ácido benzoico i autogenerado se minimiza y la oxidación de los ácidos hidrobenzoi cos a monóxido de carbono y/o dióxido de carbono se maxim za. Cuando el reactor de oxidación se emplea para oxidar para-xileno a acido tereftálico, se prefiere que el para-xileno constituye por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del xileno total en la corriente de alimentación introducida en el reactor. Más preferiblemente, el para-xileno constituye por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del xileno total en la corriente de alimentación. Todavía más preferiblemente, el para-xilenó constituye por lo menos aproximadamente 95 por ciento en peso del xileno total en la corriente de alimentación. Mucho más preferiblemente, el para-xileno constituye sustancialmente todo eL xileno total en la corriente de alimentación. Cuando el reactor se emplea tiara oxidar el para- i xilono a ácido t reftálico, so prefiere que ia proporción de 1 producción ció acido tereft-aiico sea maximizada, mientras que la proporción de producción doí ácido benzoico a?togeneradp se minimice. Preter biemente, ia relación de la proporción de producción (en peso) cíe ácido tereftálico a la proporción de producción ('en peso) de áciric, benzoico aufoge erado es por l!o menos ap: ox i 700:1, má.-- preíe: iblement.e por lo meno's apr o/ L ma J-Miie rU e '. , 000: 1 y mucho más preferiblemente1 por lo menos 1,500:1. ome-) será visto enseguida, la proporción de producción del ácido n7 ico autogenerado se mide p r f e t i b 1 emcnt e ua 11do 1 a ;..o11 cenr.r a c i ón do á c i do ben zo ico en la fa e liq i a del "medio de reacción está abajo ele 2,000 ppmw, más preferiblemente ¿bajo do 1,000 ppmw y mucho más preferiblemente abajo de 500 ppmw, debido a que estas concentraciones e as suprimen las reacciones de proporciones adecuadamente bajas que convierten al ácido benzoico a otros co pue ! os . La combinación del ácido benzoico autogenerado y el á cJclo benzoico generado por i purezas, la relación de la proporción de producción (en pe.-o) ele ácido tereftál ico a l-p. proporción de pr?du.-olór- (en eso.) ele ácido benzoico total es pre e ibl mente por lo menos a apro imadamente 402:1, más p eferiblemente por l? menos aproximadamente 700:1, y mucho más preferibl mente por lo menos 1,100:1. Como será observado enseguida, la proporción sumada de producción del ácido benzoico autoecncra o más oi ácido benzoico generado poir impurezas so mido oretepblementc cuando la concentración de ácido benzoico cr. ia taso líquida dei medio de reacción estjá abajo de 2,000 ppp.w, más pre -Lermolemente abajo de 1,000 ppmwi, y mucho más preferiblemente abajo de 500 ppmw, debido a que estas baias concentraciones suprimen las reacciones de I proporciones acleouc-daper, t e bajas que convierten el ácido benzoico a otros compuestos. I I Corno se uivulqa en la presente, las concentraciones í elevadas do aci o be z ico en la fase líquida del medio de reacción conduce a la formación incrementada do muchos otros compuestos aromáticos, varios do los cuales son impurezas nocivas cn cí TPA; y, corno so divuiqa cn la presenté, concentraciones elevadas do ácido benzoico cn la fase líquida del medio de reacción conducen la formación incrementada ele gases ele óxido de carbono, la formación de io cual representa la perdida de rendimiento sobre el oxidante y sobre ios compuestos a roma ti'" os y/o el solvente. Además, ahora se divulga ciue los invento s han descubierto una porción con s i e rab l (Je e s t a i n ñu inci c ion i nc remen ta da de ot os compuestos aroma- ¡co.-, y ce 6/ i :los de carbono deri ados de reacciones que convierten digo de las moléculas de ácido ben?o?co por si mismas, como es contrastado para el ácido benr,oico que catal na otras reacciones y que se consuma por sí mismo. Por consiguiente, la "generación neta de ácido benzoico" so define en la presente como el peso promediado on tiempo de todo el ácido benzoico que sale del medio de reacción menos el poso promediado cn tiempo de todo el ácido benzoico c?^ entra en el medio de reacción durante el mismo período de tiempo. Esta generación neta de ácido benzoico irecuent emente es positiva, conducida por las proporciones de formación del ácido benzoico generado por impurezas y del áo-cl? benzoico autogenerado. Sin embargo, los inven;.ores han descubierto que la proporción ele conversión del ácido benzoico al ácido benzoico a óxidos de caí bono, y a varios otros compuestos, parece increment r aproxi adamente de manera lineal corno la concentración de ácido benzoico sc incrementa cn ia fase líquida del 'medio de reacción, medida cuanco otras condiciones de reacción que comprenden temperatura, cisponibiiidad de oxígeno, STR, ¡ y actividad ele reacción se mantienen aproximadamente constantes. Así, cuando la concentración ele ácido benzoico ¡en la lase líquida del medio de reacción es su fic ienteniente I grande, t.al ve/ debido a una concent ación elevada 'de ácijdo benzoico en el solvente reo rolado, luego la conversión ele moléculas ele ácido benzoico a Ot ros compuestos, que incluyen óxidos de carbono, pueden llegar; a ser iguales a o mayores que la generación química do las moléculas de ácido benzoico nuo vas . En os t e ca s•-„ , la oo'~or aci ón neta de ácido bonzoico puede llegar a ser balanceada cerca do coro o aun negativa|. Los inventores han descubierto que cuando la generación neta i de ácido benzoico es positiva, luego la relación de lá J l I proporción do producción (on poso'1 de ácido tereftálico en el medio de reacción comparada a la proporción de generación neta de ácido benzoico en ei medio de reacción es pref epDl^m^nte arriba de "<'0?:l, más preferiblemente arrib ele aprox Lmaciainen: o 1, 100:1, y mucho más preferiblemente a r p b de 4,000:1. Los inventores han descrubierto que cuando la generación neta de ácido benzoico es negativa, la relación cic la prop?rc?" de p oducción ¡en peso) de ácido tereftálico en el medio de? reacción comparada a la proporción de generación neta do ácido benzoico en el medio do reacción es i preferiblemente arpba de aproximadamente 200: (-1), má's preferiblemente arriba de aproximadamente 1,000: (-1), y mucrío mas preferiblemente arriba de 5,000: (-1) . Los inventores también han descubierto intervalos preferidos pa a la ccmpcsicicr: de la suspensión (líquido -t-sólirio,' retirada dei med. o de reacción y para í po ción CTA sólida ele la uspens LÓH . La suspensión preferida y las composiciones de CTA preferidas son sorprendentemente superiores y ilt.il es. Po r ejemplo, el TPA purificado producido de est.e CT? preferick. mediante la digestión oxidante tiene un nivel suficientemente bajo do impurezas totales y de imp rezas coloreadas tal que eí TPA purificado es adecuado, sin l hi dr oqcr-dci ?n de «'i-CP.A adicional y/o las impurezas coloreadas, para un amplio intervalo do aplicaciones en las i fibras do PET y aplicaciones de envasado de EPT. Por éjemplol la composición do suspensión preferida proporciona iíquida dei medí,o de reacción que es relativamente concentración de impurezas importantes y estas impo tan ement ia creación de otras impurezas aún májs indeseables co o divulgadas en la presente. Además, la compo ición ele suspensión preferida import nt ment ayuda al procesamiento subsecuente ele líquido do L- sus;, elisión a 11 cejar c. ser el solvente r eciclaJo ade c?aoamon te puro, do acucíelo a otras modalidades de la prc so11 e i n vonc i ó11. Eí CTA proGucicío de acuerdo a una modalidad de la presento invención contieno menos impurezas de los tipos seleccionados que oí CTA proauce mediante procesos y aparatos convencionales, notablemente o aquellos que emplean solvente reciclacio. Las impurezas que pueden estar presentes en el CTA incluyan lo siguiente. -carboxibenzaídehído ( -CBA), 4,4'-(iicriibí./ist ¡Iberio (4,4'-DCS), '? , 6-d Lea rbox r anf raqu inona (2,6-DCA; I.c >oxi fluorenona (2, 6-DCF) 2,7-dicarboxi fluo: ;no na C F ) , 3, 5-clicarboxif luorenona (3,5-DCF'i , ácido 9-fl?orenona-2-carboxí 1 ico (9F-2CA), ácido 9-fluorenona-4 -carboxil ico (9F-4CA) , 4,4' -d.ica.rbox.ibifenü (4, '-DCB), 2, 5, 4' -tricarboxibifenil í 2 , 5 , 4 ' --TCB) , ácido .ftálico (PA), ácido isoftálico (IPA), ácido benzoico (BA), ácido trimelítico (TMA), ácido para-toluico (PTAC), 2,6-dicarboxibenzocumarina (2,6-DCBC), , ' dicarboxibencil ( 4 , 4 ' -DCBZ), 4, ' -dicarboxibenzofenona (4,4'-DCBP), .2,5,4'-tricarbo?ibenzofenona (2 , 5, 4 ' -TCBP) . Tabla 3, enseguida i proporciona las cantidades preferidas de estas impurezas en CTA producido de acuerdo a un modalidad de la presente i in ención . TABLA 3 - Impurezas de CTA Además, sc profiere quo ei CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presente invención tenga contenido de color reducido relativo ai CTA producido mediante procesos y aparatos convencionales, not blemente aquellos que emplean soliente recioiacio. Así, se prefiere que el CTA producido de acuerdo a una modaiidarí de ia presente invención tenga un por cie.ii (: di- t ra.nsm-s.6r: po: ciento en 340 nanómet.ros (nm) db por lo menos aprox:, nariar-enfe 25 por ciento, más preferiblemente por ío menos ap oximadamente 50 por ciento, y mucho más pre for i bl emento de por lo menos 60 por ciento. Se profiere adi ci onal monte qv <._: el CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presento invención tenga un por ciento de i transmisión por ciento a 400 nanómetros (nm) de por lo meno¡s aproximadamente 8 por ciento, más preferiblemente por lp I monos aproximadamente 90 por ciento, y mucho máls t prefe iblemente de por lo menos ^2 por ciento. La prueba va r a e --_- pvor c ien1. o de t. ransm11.encia proporciona una med_pór. de las impute as adso ben fes cite luz, coloreadas, p: esenr.es del PTA o CTA. Co o se utiliza en la presente, la prueba se r fiere a mediciones hechas sobre una porción ele una solución preparada al disolve 2.00 gramos de TPA o CTA sólido seco en 20.0 mililitros de d Lmeti isul fóxido (DMSO), grado analítico o mejor. Una porción de esta solución uego se col ca on una tolda de flujo de semi -micro Ilellrna, PM 176. "00, la cual se hace de cuarzo y tiene una ruta do luz do 1.0 cm un volumen do 0.39 mililitros1.

(Hellma USA, 80 S ylme Drive, Plainview, NY 11803) . Un i especJ rototómot ro de Diodo Array Agilent 8453 se utiliza para medir la transmisión oe ionqi; udes de onda diferentes i a través de esta celda de flujo rel (Agilent Technologies, 395 Page Mili Road, Palo Alto C'a 94303) . Después de la corrección apropiada piara 1 absorbencia del fondo, que incluyen pero no se umita a 1 celda y el solvente utilizado, ios resultados del por ciento do t r a ri sir. i r o11 c i a , ej .ie ca ra ct c r i a n elc la f racc i ón de 1uz inci ente que s>_ transmito a través de la solución, se reporta di ectamente mediante la máquina. Los valores de transmisión por ciento cn ias longitudes de onda de, luz de 340 nanómetros y 47)0 nanometros son partieularmentd útiles para la discriminación del TPA parro de muchas de la's impurezas típicamente encontradas en la misma. ¡ L s int e vaios pre teridos de arlas impurezas aromáticas en ia ía-;e de s pen ión {sólido -t- líquido) del meo ic.) cié reacción se o r ooo rcJ otan enseguida en la Tabla 4.

TABLA 4 - Impurezas de la Suspensión s t a s c orc os iciones pr efer idas pa ra 1 s uspensión engloban la composición preferida de la fase líquida dei medio de reacción. mientras aue útilmente evitan las dificultades e/per i men;.a 1 es que pertenecen a la precipitación de Los componentes '.l fase líquida adicional ciel medio de reacción en los ooir.ponent.es ele fase sólida durante el muostreo del medio de reacción, la separación de los líquidos y sólidos, y ol cambio '.ie las condiciones analíticas. Muchas otras impurezas aromáticas también están típicamente presentes on Ja tase de suspensión del medio de reacción y ei CTA del medio de reacción, que varían generalmente cn niveles aun más bajos y/o on proporción a unp o más de ios compuestos aromáticos divulgados. Ei control d^ i los compuestos aromáticos divuigados en ios intervalojs preferidos mantendr otras impurezas aromáticas en niveles adecúa ¡o. Estas compo iciones ventajosas para la fase se suspensión en el meche de reacción y para el CTA sólido tomado di ectamente cié la suspensión se permiten al opera.r cem modalidades du la invención divulgadas can l a presente I para la oxidación parcial aol pa a-xi eno a T A. La medición de la concentracieón de los componentes de nivel bajo on el solvente, ol solvente reciclado, CTA, i suspensión del medio do reacción, y cl PTA se forma'n utilizando los métodos do crom togr fía iíquidos. Dos modalidades intercambiables ahora se describen. Li método referido en ia presente como HPLC-DAD comprende cromat grafía liquida de alta presión (HPLC) acoplada con un detector cié arreglo cié diodo (DAD) para proporcionar la separación y cuan' ¡ficación ele varias especies moleculares dent o ele una muestra dada. El instrumento nt MÍ nado en esta meclicrón es un HPLC modelos 12100 equipado con un DAD, proporcionado por Agilent Technolo ies (Palo Al o, CA ) , aunque otros instrumentos adecuados también .son comí., r p a 1 monto disponibles y de otrejs proveedores. Como so conoce on la técnica, tanto el tiempo de I elución como la respuesta aetectora se calibran utilizando conioucstos conocidos presentes on cantidades conocidas, I compuestos y cantidades que so apropiadas para aqueiios qup ocurren en muestras desconocidas actúaíes. El método referido en la presente como HPLC-M'S comprende c roma t oq r a f í.a líquida ele alta presión (HPLC) acoplado con la espectr m tría cié masas (MS) par|a proporcionar 1 a separación, identi icación, y cuantificación do vareas es olie ir.cl o ul a "es dentro de ?na especie dadai. Los instrumentos u!:?l ?~a cs on esta medición es un HPLC ?l 1 lance y ZO JS proporcioricdo por Waters Corp. ( ilford, MA) , aunque otros instrumentos adecuados también son comorcialm nte disponibles y do otros proveedores. Como se I conoce on la técnica, tanto eJ tiempo do elución como la respuesta de espeefrométrica de masas se calibran utilizando con pu tos conocidos presentes en cantidades conoceidas, oompue i os y cant. rdacies que -.on apropiadas para aquellas que ocurren en las mués; ras desconoci as actuales.

Otra modalidad de la invención actual se relaciona a la o idación pa i c 'al del compuesto oxidable a roma treo con el resto apropiado ;ie la suspensión eie las' impurezas el resto apropiado de la suspensión de las impurezas aromáticas nocivas por una parto contra l producción del dióxido de carbono y monóxido cié carbono, colectivamente (COx), en la otra parto. Estos óxidos do carbono típicamente sales del recipiente do reacción en ci ?as do descarga, y corresponden a na pérdida destructiva del solvente y del compuesto ¡ oxidadle, q.-e ?ri'Juyr-n ios derivados oxidados finalmente preferidos (por ejempío, ácido acético, para-xiieno y TPA) Los inventores han descubierto enlaces inferiores para lá producción de o.-J d -s dp carbono abajo die los cuales parecf que la c. reac i ór: alta oe impurezas aromáticas nocivas, como se describe enseguida, y el nivel eie conversión completo bajó son inevitablemente muy deficientes para ser ele utilidad 1 económica. Los inventores también han descubierto enlacéis superior os ele ó ?dos de iJon arriba do los cuales l|a generación do óxidos do carbono continúa a incrementarse con poco t?alcr adicional proporcionado por la reducción en la generación do írapureía aromáticas nocivas. Los inventores han descubierto que ia reducción de las concent aciones en fase líquida de la alimentación del con pue to oxidable aromático y de las especies intermedias aromáticas dentro eie un medio cié reacción conducen a 21 proporciones ele generación más bajos para las impurezas nocivas duranl 1.a oxidación parcial del compuesto oxidable aromático. Estas impurezas nocivas incluyen anillos aromáticos acoplados y/o moléculas aromáticas que contienen más del n?m-.-ro deseado do grupos de ácido carboxílico (por ejemplo, on la o idaci ón del pa a-x.il eno de las i purezas nocivas incluyen , 6-d?carboxiantraquinona, i 2,6-dicarboxif luorenona, ácido trimoiítico, 2,5,4'-tricarbo?ibitcniio, y 2 , , ' -benzof enona) . Las especies intermedias aromáticas incluyen compuestos aromaticois descendidos de la alimentación del compuesto aromático oxidable y todavía que retienen grupos hidrocarbilo n aromáticos ( 'C ejemplo, en la oxidación del para-xileno de las especies Jn e i medias aromáticas comprenden para-fol ual deh i do, l erefta 1 debí do, ácido paratoluico, 4-CBÁ, ácido -h?dro?i rncJ i 1 bcnzoi co, y ácido a i fa-br omo-para-toluico) . Lja ali entación ool compuesto oxidable aromático y las especiéis intermedias aromáticas que retienen grupos hidrocarbilo no aromáticos, cuando ost?n presentes en ia fase líquida del medio de reacción, parece que conducen a impurezas nocivas en una manera similar a aquellas divulgadas ya en la presente para las especies aromáticas disueltas que carecen de grupos de hidrocarbüo no aromáticos (por ejemplo, ácido isof f?l ico.' . El ajusfe co.nt.ra est. a nece idad para la actividad eie reacción más alia para s-„pr pr.r la formación de impurezas arom?t Lc*as nocivas diñante la oxidación parcial del compuesto aromático oxidable, los inventores lian descubierto que el resultado concomitante indeseable es la producción incrementada de óxidos de car tono. Es importante apreciar c;¡ue estos ó;•' i de.•s eio c a r bo:.o r -_•p r CÍ ont a n una pé rd i da de ronclim onto del compuesto oxide ole y ol oxidante, no solo el solvento. Explícitamente, una tracción sustancial y algunas voces principal do ios oxides do caroono llegan del compuesto I ox abi», y us den-'acor-, antes que del solvente; y frecuentemente el compuesto oxidable cuesta más peor unidad djs carbono que el solvente. Además, es importante apreciar que el producto deseado ele ácnio na i bo\r .1 i co (por ejemplo, TPA) ¡ también está suieto a la solí re oxidación a los óxidos de carbono cuando están presentes en la fase líquida del medio de re ccJ n . Tamb i én -.•s i rnpor t an1:o aprec i a r que la presente invención sc rol aci orid a reacciones en l a fa se líquida del medio de reacción y a las concentraciones de reactivos en lo¡s mismos. Esto está on contrasto a aíaunas invenciones previals que so roíacionan directamente a la creación on la forma sólida precipitada del compuesto aromatice;; que retiene grupos hidrocarbilos neo aromáticos. Específicamente, para la o/.i d ñ i on oa r <~ ia 1 c e 1 oa c . - \11eno a TPA, ciertas invenciones i previos corresponden la can. idad ele 4-CBA precipitado en la i fase sed i eia 1« 1 ('T . S i n emba r go, l os p resen tes invento res han ci scubietíc una variación de mayor que dos a uno para l a relación ele -CBA -n la fase solida a -CBA en la fase líquida, utili ando las mismas especificaciones de temperatura, presión, catálisi , composición de solvente y proporción o reacción de- espacio-tiempo del para-xileno dependiendo on si la oxidación parcial se conduce en un auto clave o en un medio de reacción con ia formación de etapas doi oxígeno y pc-ra-r'ileno do acuerdo a la presente invención1. Además, Icos Inventores han conservado que la relación de 4-CBA en ía fase sólida a 4 -CBA en la fase liquida también pueden variar por más de oos a uno en ya sea en medio ele reacción bien me:n.;lade> o de e,.apas dependiendo en la proporción de reacción de espac io- fi empo del para-?íleno y ele otra manera las especificaciones similares de temperatura, presión, catálisis, y composición ciel solvente. Adicionalmente, la 4¡-CB? or, c.J CT? d fa e sólida no parece contribuir a la fermaciem do inpurc- as nocivas, y cal 4 -CBA on la fase sólida puedo sor recuperado y oxidado sobro el TPA simplemente y en rendimiento alto (oor ejemplo mediante la digestión oxidante I do la suspensión do CTA como so describe on ia presente)!; mientras que ía remoción de .las impurezas nocivas es mucho más difícil y costosa que la remoción del 4-CBA de fase sólida, y la producción de óxidos de carbono representa una pérdida ele r ndimiento permanente. Así, es importante distinguir que este aspecto de -la presente i vención se relaciona a cornposiclones en fase líquida en eí medio ele reacción . 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 i específica de temperatura, metales, halógeno, temperatura:, acidez del medio ele re cción corno es medido por el pHJ, concentración cié agua empleada para obtener el nivel de actividad de reacción completa. Los inventores han encontradjo útil para la oxiclac-.óri parcial ele xileno evaluar el nivel dje la acti idad de reacción completa utilizando la concentración en fase líquida ele los ácidos tol.ui.cos a la mitad de la altura del medio de reacción, el. fondo del medio de reacción, y la piarte superior del medio ele reacción. Así, surge un balance simultáneo importante para minimizar la creación de impurezas nocivas al incrementar la actividad de reacción y todavía minimizar la operación de los óxi.dos de carbono al disminuir la actividad de reacción. Esto es, si la p oducción completa cié óxidos de carbono se suprime tan bajo, entonces los niveles excesivos de impurezas nocivas se forman, y viceversa. Adem s, los inventores han descubierto que la solubilidad y reactividad relativa del ácido c.arboxílico deseado (per ejemplo, fP?) y la presencia cié otras especies atiomá; icas ci: sueltas carecen de grupos hid roca rbi lo no aromáticos un fulcro muy importante en este balance de óxidos de carbono contra las impurezas nocivas. El. ácido carboxílico del i'r .iucto .¡oseado í icamente se di uelve en la fase líq uida del medio do reacción, aun cuando t mbién está presento en forma sólida. Por ejemplo, en temperaturas en los intervalos preteridos. Ei T A o-s soluble on un medio de reacción que comprende ácido acético y agua en ni e íes que varian de aproximadamente 1,000 ppmw arriba de 1 por ciento en peso, con la solubilidad que se incrementa conforme ia temperatura so - nci ementa . No obstante que han diferencias en las proporciones ele reacción hacia la formación de varias impurezas nocivas e la alimentación del compuesto aromático oxidarlo (por ojomile, pa i a- ? 1 cío, de los intermedios de reacción a romo cieos '; or ejemplo ácido pa r a -tol tu co) , del ácido carboxí 1 ico aromático do" producto deseado (por ejemplo TPA) , y do las especies aromáticas que carecen de los grupo,s hicirocarbilo no aromáticos (por ejemplo ácido isoftálico) , l¡a presencia y reactividad ao los dos grupos posteriores establecen una región de disminución de regresos con I respectos a í supresión adicional cié ios primeros dos g upos, la alimentación del compue to a omá ico oxidable y los i r.l ei m-r- i os :ie leacción aromáticos. Por ejemplo, en una o?i dación parcial ciel para-xileno al TPA, si se disuelve el TP? asciende a "",000 opmw en la fase l íquida clel me io dé reacción en condiciones adas, el ácido benzoico disuelto asciende a 3,000 ppitw el acide isoftálico disuelto asciende a G, 000 ppmw y ol ácido ft 3.1 ico di s?cJ to asciende a 2,00 ppmw, entonces el valor hacia la disminución adicional de lo compuestos nocivos totales comienza a disminuir conforme la actividad de reacción sc incrementa para suprimir la concen ración -r taso liquide, ciel ácido para-toluico y el 4-CBA abajo de nivele- imila es. Esto es, la presencia y concentración en ia fase ííqnida en ei medio de reacción dp ias especies aromáticas que carecen de grupos hidrocarbilo np aromáticos se altera muy poco ai inc ementar la actividad de r eacc i ón , y su 'esencia s.¡ ••e p)a a expanarr hacia la región i ele los regresos cjisminuyenl.es parra reducir ía concera t. ración do los intermediarios do eacción a fin de suprimir la formación be impurezas nocivas. i As í , una m da lidad do 1 c presonto i nvenei.ó¡n I proporciona intervalos proferidos tie óxidos de carbono1, enlazados sobro cí excromo inferior mediante ia actividad de reacción baja v ia formación excesiva de impurezas nocivas y sobre eí. extremo superior por ias pérdidas de carbono e?ces i va , per o en na. veies á s baj os que ios previamente descubier tos y descritos c oino comercialmente útiles. Pqr consiguiente, la formación ele óxidos ele carborio pr feribl ment se controlar: corro sigue. La relación de moles cié los 6.-vicios cié carbono totales producidos a moles de la alimentación cié compues o aromático oxidable es pr o for i b 1 omento may.. r que- apr o i madamon te 0.02:1, más pro fo r Jo l ornen re maycv que ap ximadamente 0.04:1, todavía más pr o fcr i bl ornen to mayor crac: aproxi adamente 0.05:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.0G:1. Al mismo tiempo, ia 1 i relación de molos de los óxidos do carbono totaies producidos a moies de la alimentación del compuesto aromático oxidable es preferiblemente m^nor que aproximadamente 0.24:1, más i pr feriblement menor que aproximadamente 0.22:1, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.19:1, y mucho más p: efe; ?c]^¡r.erue .aco que 0.' 0 : '. . La relac i ón ele moles del ie ca - bono producidos a moles de la alimentación de compuesto aromático oxidable es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.0":l, más preferiblemente mayor qué aproximadamente- 0.03:1, to:¡avía más preferiblemente mayor q?ja aproximadamente 0.04:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.0b: 1. Al mismo tiempo, la relación de moles del dióxido de caroon? producido a molos de la alimentación del compuesto aromático oxidable es preferiblemente menor que ap oximadamen 0.21:1, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.1^:1, todavía más preferiblemente menor que ap oximadamente 0.16:1, y ucno más preferiblemente menor q?'e 0.11:1. La relación de moles del monóxido de carbono producido a moles do la al i mept aci ón cié compuesto aromático o?idable es eriblemente mayor que aproximadamente 0.005:1, más pr fe? ibiement e mayor que aproximadamente 0.010:1, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.01^:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.??0:-l. Al mi mo ': i ernpc , la relación de moles del monóxido do carbono producido a notes de la alimentación del compuesto aromático oxidabio os preferiblemente menor que aproximadamente 0.09:1, ás preferiblemente menor que aproximadamente 0.0 J l , todavía más preferiblemente menor que apu:o?.Lmadament.e 0.05:1, y mucho más preferiblemente menor quíe 0.0 :1. El c e-n ten i do de dióxido de carbono en el gas de oescarga sato ci<-J reactor ele oxidación es p re feriblementje mayen que ap i ox i maclamente O.'.C por ciento en mol, más prefC? i bl omento nu-iy r que aproximadamente 0.20 por ciento én mol, todavía más pi c; fer - bl orion to mayor que aproximadamente 0.25 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente mayor que 0.030 por ciento en mol. Al mismo tiempo, ei contenido de I dióxido de carbono on oi qas de descarga soco doi reactor de oxidación es preferiblemente menor que aproximadamente 1.5 por' ciento en mcl, más preferiblemente menor que aproximaciameiv e 1.2 por ciento en mol, todavía más e l e rJbíeme iv e irer.e r que aproximadamente 0.9 peor ciento en mo" , y mucho mas pi-refer iblemente menor que 0.8 por ciento én mol. 7,1 conten Jio ei-1 morióx. o ele carbono en el gas ele descaiga seco o*-] i eac toi ció oxidación es pre iblemente mayor. que apro.-... adamen l e 0.5 por ciento en mol, más prefe iblemente mayor que ap oximadamente O JI O por ciento en mol, todavía más pre ri lemente mayor que aproximadamente 0.13 por ciento en mol, y mucho rn?s proJer ib l eement.ee mayor que 0.1-3 por ciento on mol. Ai mismo tiempo, oi contenido de monó?iclo do carbono cn oi cas do descarga seco del reactor de oxidación os pro len rJ emente menor que aproximadamente 0.60 i por r'i°nto or l, rn s preferiblemente menor que aproximadamente C.50 por ciento en moi, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.35 por ciento en mol, y mucho más p fe iblemente menor que 0.78 por ciento en mol . Los inventores han descubierto que un factor impo tante- pa i a reducir la p: educción de óxidos de carbono a e téi intervalos piofoi icios os nio orai la pureza de material filtra-.io eci ciado y la alimentación -.*- '. compuesto oxidable para reducir ía concentración do compuestos aromáticos qqe carecen do ar upóos nclrccarbuc ne aromáticos do acuerdo a ia,s descripciones de ia presente invención - osto redude simul áneamente la formación de óxidos de carbono y de impurezas nocivas. Ot o tactor os mejorar ia distribución dei para-?üeno y el ox dante dentro del recipiente de reaccieón de acuerdo a las desc i ciones de la presente invención.

Otros faed.ores que permi l en los niveles preferidos anteriores ae ox i oos cono son operar con Ices gradientes en el medio de reacción como se divulga en la presente para pires ion, para temperatura, para concentración del compuesto oxidable cn la raso líquiaa, y para ol oxidante en la fase de gas. Otros factore c]ue cormi ton los niveles puré feri dos anteriores do óxidos de cci cono son operar dentro de las descripciones do ia presente preteridas para la proporción de reacción do espacio-tiempo, presión, temperatura, composición dei solvente, composición del catalizador, y geometría meocínica del reci iente o? r acción. Un beneficio importante cíe la operación dentro de los intervalos piefei : do.-> ele la formación de óxido ele carbono es cijue el uso del oxígeno molecular se puede reducir, aunque no a valores es i.oqu iom.ét r ico . Mo obstante la formación dé tapias buena del oxidante y ol compuesto oxidable de acuerdo a la presente- invención, un exceso de oxígeno se debe retener arriba del val cor estoqui ométr i eo, come-) es calculado para la alimentación del compuesto oxidable solo, para tomar en cuenta algunas pórdei s de óxic-o do c rbono y proporcionar el exceso do oxí eno roolocci±ar para controlar la formación dé impurezas nocivas. Específicamente para ei cado donde el xileno es la alimentación del compuesto oxidable, la relación de la alimentación del. peso n l oxígeno molecular al peso del xi eño es pref i lemente mayor que aproximadamente 0.91: 1.00 , m? s p re fer-i-biernente mayor que ap oximadamente 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 molecular ai peso del xileno es preferiblemente menor que aproximadamente 1.20:1.00, más preferiblemente menor qué 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 el gas de descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.1 en mol, má preferiblemente mayor que aproximadamente 1 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente mayor que 1.5 por ciento en mol. Al misino tiempo, el contenido promediado en tiempo ele 1 oxígeno molecular en el. gas de descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente menor que aproximadamente 6 poir ciento en mol, más preferiblemente menor que aproximadamente 4 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente menor que 3 por ciento en mol. Otro beneficio importante de la operación dentro d;e los intervalos preferidos de la formación de óxido de • carbono es que menos del compuesto aromático se convierte a óxidos de carbono y otras formas menos valiosas. Este beneficio se evalúa utilizando la suma de los moles de todos las compuestos aromáticos que salen del medio de reacciójn divididos por ia suma de los moles de todos los coiftpuestqs aromáticos cine entran al edio de reacción ciurante un período con; inuo eie : eirpo, pr feri l ment 1 hora, más pr fe ibl mente i iía, y mu ilic- más preferiblemente 30 ellas consecutivos. Esta relación se refiere después en la presente como la "relación de supervivencia molar" para los compuestos aromáticos a través del rncíic de reacción y se expresa como un porcentaje numérico. Si toaos los compuestos aromáticos entráñeos que sales del medio ele reacción como compuestos aromáticos, aunque prir.c: palmonte en formas oxidadas de lo's compuestos aromati éis entrantes, luego l relación de supervivencia molar tiene su valor máximo de 100 por ciento¡. Si exacfoir-eni e una ele cada cien moléculas aromáticajs en; rain s se con iei le a óxidos ele carbono y/o a ofra's moléculas no a roma í icas (por ejemplo ácido acético) m?entra¡s que pasa a través del medio de reacción, entonces la relaciójn clc supeí viveinna molav es de 99 por ciento. Específicamente para >.1 ..raso donde •*- , xi leño ce la alimentación principal del com; tiesto aton?cco oxidable, la relación de supervivencia molar piara ios compuestos aromáticos a través del medio de reacción os proforicíemento mayor que aproximadamente 98 pqr ciento, más preteribiemonto mayor que aproximadamente 98.!5 por ciento, y ucho más preferiblemente menor que 99.0 pdr ciento. Al mimos tiempo y a fin ede que ia actividad de reacción completa suficiente, ia relación de supervivencia molar para los compuestos aromáticos a través del medio de reacción e.s prefer irleinenle menea que aproximadamente 99.9 por cien; o, más refer idleirerue menor que aproximadamente 99.8 por ciento, y mucho más pr e iblemente menor que aproxi adamente 99." per ciento cuando el xileno es l a alimentación principal del ce?t-p>?o to aromático oxidable. Otro aspecto de la invención actual involucra la producción de acetato de motilo en un medio de reacción que comprende ácido acético y uno o más de ios compuesto's aromáticos cxidabios. Esto acetato do metiio es relativamente volátil comparado ai agua y al áciedo acético y así tiende ja I seguir el s cíe descarga a menos que el enfriamientjo adicionai u otra nperac iones unitarias se empiean piara reoupeíai lo y / o u i destrui lo antes cié que libere el gas die descarga eie regrosó al medi ambiente. La formación de acétalo eie metilo así representa un costo de operación y también un costo de capital. Tal voz el acetato de metilo se forpici al combinar: primero un radical de metilo, tal vez de la descompos ción do ácido acético con oxígeno para producir hiciroporóxido do metiio, ai descomponer subsecuentemente piara formar met ano! y a: nacer reaccionar linaímente ei etanql producido con el ácido acético restante para formar acetato de metilo. Cualquiera que sea ia rufa química, los inventores han descubierta que .c eda ve que ia producción de acetato de metilo esta tan baja que una proporción, luego la producción cié óxidos ele carbono también esfán tan bajos y la producción de las impure-as aromáticas nocivas son tan altas. Si la producción ele acetato ele met ilo est.? en una proporción tal alfa, luego la producción de óxidos cié carbono también soh innecesariamente altas que conducen a las pérdidas de renciimiantc col solvente5, ciol como?esto oxidable oxidante. Cuando el -.mpleo Je las modalidades pre divulgadas en la presente, la relación de producción de los molos del acetato ác motilo producido a moles de la alimentación del compuesto aromático oxidable es preferiblement mayor que aproximadamente 0.005:1, más I preíeribiemente mayor que aproximadamente 0.010:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.020:1. Al mismo tiempo, la ! relación cié por cuiuc. o ', ón ele moles del acetato de metilo producido a mole.-, ¡e la alimentación del compuesto aromático oxidable es prefer lelemente menor que aproximadamente 0.09:1, i mas p efe i lemente menor que aproximadamente 0.07 : 1 ,. todavía más preferiblemente menor que aproxi adamente 0.05:1, y mucho más preferiblemente- menor que 0.04:1. Esta invención se puede ilustrar adicionalmfente por los siguientes ejemplos de modalidades preferidas de la misma, aunque será entendido que estos ejemplos se incluyen meramente para propósitos de ilustración y no se proponen para limitar ei. alcance de ia invención a menos que se indique específicamente de otra manera. EJEMPLO 1 Este es un ejemplo operacional de una oxidación comercial de para-xileno en un reactor de columna de burbujeo. Este ejemplo demuestra, por ejemplo, que los gradientes verticales grandes existen para concentraciones de para-xileno cuando se emplean condiciones geométricas y dé proceso apropiadas de acuerdo con aspectos de la invención actual . I Este ejemplo empleó un recipiente oxidante d'e columna de burbujeo comercial que tiene un ! cuerpo esencialmente cilindrico, casi vertical con un diámetro interior de aproximadamente 2.44 metros. La altura del recipiente oxidante de columna de burbujeo fue d aproximadamente 32 metros desde la línea tangente inferió (TL) a TL superior. El recipiente se equipó con cabeza.s elípticas de aproximadamente 2:1 en la parte superior el fondo del cilindro. El nivel de operación fue de aproximadamente 25 metros del. medio de reacción arriba de la TL inferior. La proporción de alimentación de para-xileno de pureza comercial fue efectivamente permanente a una proporción de aproximadamente 81 kilogramos por minuto, que entra al recipiente de reacción a través de un agujero circular localizado en la pared de la sección cilindrica en una elevación de aproximadamente 4.35 metros arriba de la TL inferior. El diámetro interno del agujero de la pared fue de aproximadamente 0.076 metros. Un solvente de filtrado se I alimentó en una proporción efectivamente permanente dé aproximadamente 777 kilogramos por minuto. Una fracción no dosificada de este solvente de filtrado, estimada de los tamaños de conducto y las caídas de presión que es dé aproximadamente 20 kilogramos por minuto, se alimentó como una inundación líquida al tubo rociador de oxidante. El resto del solvente de filtrado, aproximadamente 757 kilogramos por minuto, se alimentó íntimamente mezclado con el pará-xileno de pureza comercial. La corriente de alimentación de fase líquida combinada del solvente de filtrado y el pará-xileno i de pureza comercial así se cuantificó en aproximadamente 838 kilogramos por minuto dando una velocidad superficial de flujo de entrada a través del agujero de la pared de I aproximadamente 3 metros por segundo. Este solvente de filtrado fue de un sistema de reciclado de planta y estuvo comprendido de arriba de aproximadamente 97 por ciento en I peso de ácido acético y agua. La concentración de los componentes del catalizador en el solvente de filtrado fue tal que la composición dentro de ia fase líquida del medio de reacción fue de aproximadamente 1.777 ppmw de cobalto, aproximadamente 1.51.8 ppmw de bromo y aproximadament 107 ppmw de manganeso. Una corriente separada de solvente de reflujo se alimentó como gotitas en la zona de desacoplamiento de gas arriba del nivel de operación del medio de reacción en una proporción efectivamente permanen'te de aproximadamente 572 kilogramos por minuto. Este solvente de reflujo tuvo comprendido de arriba de aproximadamente 99 por ciento en peso de acido acético y agua; y el solvente del reflujo fue de un sistema de reciclado de planta separado que estuvo sin niveles significantes de componentes de I catalizador. Ll contenido de agua combinado de l¡a I alimentación de solvente de filtrado y de la alimentación dje solvente de reflujo fue tal que la concentración de agu dentro de la fase liquida del medio de reacción fue d I aproximadamente 6.0 por ciento en peso. El oxidante fue aire comprimido alimentado a una proporción efectivamente permanente de aproximadamente 384 kilogramos por minuto a través de un tubo rociador de oxidante similar al ilustrado i en las flGS. 2-5. El tubo rociador de oxidante comprendió un I conducto de flujo juntado a inglete que fue aproximadamente un octágono de lados iguales con un miembro de cruzamiento que conecta desde un lado al lado opuesto y que atraviesa a través del eje vertical de simetría de recipiente de reacción. El conducto de flujo juntado a inglete se hizo de i componentes de tubería Schedule IOS de 12 pulgadas nominal. I El ancho del octágono desde el centro de un lado del conducto de flujo al centro operado opuesto fue de aproximadamente 1. e 3 metros. 11 octágono se coloco aproximadamente horizontal, y la elevación media del conducto octagonal fue de aproximadamente 0.11 metros arriba de la TL inferior del recipiente de reacción. El tubo rociador de oxidante contuvo 75 agujeros circulares que fueron de aproximadamente 0.025 metros en diámetro. Los agujeros fueron situados aproximadamente de manera uniforme alrededor del octágono y el miembro transversal, encontrándose cerca de la parte superior de la tubería de 12 pulgadas. Hubo un agujero circular con diámetro de aproximadamente 0.012 metros cerca del fondo de un lado solamente del conducto octagonal. La presión de operación en el gas de la parte de arriba del recipiente de reacción fue de manera permanente de aproximadamente 0.52 megapascal manométrico. La reacción se operó de una manera sustancialmente adiabática de modo que el calor de reacción elevó la temperatura de las alimentaciones entrantes y evaporó la mayoría del solvente entrante. Medido I a cerca de la elevación media del medio de reacción, la temperatura de operación fue de aproximadamente 160°C. Una suspensión saíiente que comprende ácido tereftálico crudo (CTA) se removió desde cerca del fondo de la cabeza elíptica inferior del recipiente de reacción en una proporción efectivamente permanente. La proporción de flujo de la suspensión saliente fue de aproximadamente 408 kilogramos ppr minuto. Muestras de suspensión del medio de reacción se obtuvieron de tres elevaciones en el recipiente de reacción, como es descrito enseguida. En la determinación de la concentración de varias especies en varias ubicaciones dentrp del medio de reacción, fue necesario tener en cuenta la naturaleza estocastica del sistema al tomar bastantes muestras para determinar un valor promediado en tiempo de suf LCiente resolución. Un conjunto de cinco muestras se obtuvo del conducto de suspensión saliente desde cerca del fondo de la cabeza elíptica inferior del recipiente de reacción. Otro conjunto de cinco muestras se obtuvo desde un agujero de la pared ubicado en una elevación de aproximadamente 12.4 metros arriba de la TL inferior del recipiente de reacción. El tercer conjunto de cinco muestras se obtuvo de un agujero de la pared ubicado en una elevación de aproximadamente 17.2 metros arriba de la TL inferior del recipiente de reacción. i Todas Las muestras de suspensión se analizarqn mediante un método de cromatografía de gases (GC) calibrado para la composición de para-xileno y para-tolualdehído en la i fase liquida. La tabla 5, enseguida, muestra el promedio de los cinco resultados que se obtuvieron de las tres diferentes elevaciones de columna. Los resultados se reportan como partes de masa de analito por partes de masa por millón (ppmw) de la fase líquida. TABLA 5 Ubicación de la Muestra para-xileno para-tolualdehído (ppmw) (ppmw) Pare lateral aproximadamente 17 2 metros 21 140 Pared lateral aproximadamente 12 4 metros 63 317 Subflujo desde la cabeza de fondo 455 960 , Estos resultados muestran gradientes grandes presentados vert rea 1 mente en las concentraciones locales de para-xi Leño y para-tol ual dehído . Por ejemplo, el gradiente en la concentración de para-xileno observada en los datos de la Tabla 5 fue de arriba de 20:1 (455:21) . Estos resultados demuestran que el mezclado de flujo inherente de la alimentación de para-xileno entrante de la columna de burbujeo fue importantemente menor que las velocidades de reacción inherentes. A un menor grado, también se observaron gradientes vert ea les para las concentraciones de otras especies reactivas aromáticas relacionadas en el medio de reacción (por ejemplo, acido para-toluico y 4-carbox? benzal dehído) . Como se demuestra en los ejemplos subsecuentes, los modelos de calculo detallados muestran que el intervalo real de concentrac ón de para-xileno dentro de la fase líquida de medio de reacción de este ejemplo estuvo muy arriba de 100: 1 Aun sm ejecutar un modelo de calculo riguroso, aquellos expertos en la técnica reconocerán que la concentración máxima real de para-xa leño ocurrió en la región cerca donde i se introdujo la alimentación de para-xileno al recipiente de reacción de columna de burbujeo a través de la pared de i recipiente. La elevación de concentración de para-xileno máxima es de aproximadamente 4.35 metros arriba de la TL inferior, entre las muestras tomadas de aproximadamente 12.4 metros y desde el subflujo. De manera similar, la concentración mínima real de para-xileno ocumó en o muy cerca de la parte superior reacción a aproximadamente 25 metros, bien por arri a e a elevación más alta de donde se tomaron las muestrasi I anteriores . Las concentraciones de para-xileno y, otros compuestos oxidables se pueden medir para otras ubicaciones dentro del medio de reacción al emplear dispositivos mecánicos adecuados para el muestreo en cualquier posición verticalmente u horizontalmente dentro del medio de reacción. Opcronalmente, las concentraciones para posiciones nb físicamente mostradas y químicamente analizadas se pueden calcular con precisión razonable utilizando modelos co putacionales de suficiente intrincación para tratar con los patrones de flujo de fluido altamente complejos, la cinética de reacción química, el balance de energía, los i equilibrios de vapor-li quido-sóli do, y las proporciones de intercambio de ínter-fase. EJEMPLOS 2-5 Los Ejemplos 2-5 son modelos de calculo de reactores de columna de burbujeo ya sea idénticos al reactor del Ejemplo 1 o generalmente similar con las mejoras especificadas. La modelación de dinámica de fluido computacional (CED) realizada para generar Los Ejemplos 2-5 se realizó de acuerdo con el método de modelación divulgado en la Solicitud de Patente Norteamericana co-pendiente No. De Ser. 60/594.774 intitulada "Modelación de la Oxidación e'n Fase Líquida" la descripción completa de la cual es incorporada expresamente en la presente por referencia. En Los Ljemplos 2-5, la modelación de CFD se realiza utilizando CEX reléase 5.7 (ANSYS, Inc. 275 TechnoLogy Dnve, Canonsburg, PA 15317). Los Ejemplos 2-5 I comprenden hacia arriba de aproximadamente 100,000 celdas co putacionales espaciales discretas cada una. Las etapas de tiempo útiles en los Ejemplos 2-5 son de menos de 0.J segundo. Múltiples tamaños de burbuja que vanan en diámet-qo de aproximadamente 0.005 a aproximadamente 0.20 metros se prueban útiles para ajustar el modelo de CED para aproximar estrechamente a la contención de burbuja promedio estimada por la vía de la medición de presión diferencial, al perfil de contención de burbuja vertical estimado por la vía de gamma-exploracion y a los perfiles horizontales de la contención de burbuja estimados por la vía de exploraciones de tomografia computapzadas (Cf) . Para seleccionar tamaños de burbuja apropiados y poblaciones en los modelos de CFD desde el Ejemplo 2-5, los datos de operación de la planta reales se obtuvieron para columnas de burbujeo de suspensión con diámetros interiores cilindricos de aproximadamente 2.44 metros y aproximadamente 3.05 metros que operan tonel medio de reacción cerca de la composición pertinente y las condiciones del proceso como es divulgado enseguida. Los datos de referencia para la contención de burbuja total se obtuvieron utilizando presiones diferenciadas medidas desde cerca de la base del recipiente y hasta el gas desplazado de parte de arriba. Los datos de referencia para el perfil de contención de burbuja vertical se obtuvieron utilizando una fuente radiactiva que emite rayos gamma y el método de detección incrementado hacia arriba desde el exterior del recipiente de reacción en las etapas que varían de I aproximadamente 0.05 metros a aproximadamente 0.3 metros. Los datos de referencia para los perfiles de contención de burbuja horizontal se obtuvieron mediante exploraciones de CT realizadas en una rejilla de nueve por nueve a través de un plano horizontal de la columna de burbujeo de operación utilizando una fuente radiactiva que emite rayos gamma ly método de detección. Esto es, la fuente se ubicó en uría elevación dada en nueve posiciones diferentes espaciadas de manera aproximada igualmente alrededor del perímetro de la columna de burbujeo. Para cada posición de la fuente de radiación gamma, la cantidad de radiación gamma que pasa a través del recipiente de reacción y medio de reacción se detecto en nueve posiciones diferentes espaciadas de manera aproximadamente igualmente alrededor del perímetro de la columna de burbujeo. Varios modelos matemáticos luego se api icaron a los datos discretos para producir estimaciones de la variación de la contención de burbuja con todos lo medios de reacción para la elevación. Múltiples exploraciones de CT horizontales se obtuvieron en dos días diferentes, para dos elevaciones diferentes, y con dos proporciones de alimentación diferentes de para-xileno, aire comprimido, etcl. El modelo de reacción química para el consumo de para-xileno en este ambiente se sincronizó para igualar los perfiles de reactivo para-xi leño como es encontrado en el Ejemplo 1 junto con otros datos para temperaturas, presiones, I intensidades de reacción, catálisis, concentración de agua, similares, y asi sucesivamente desde la prueba a escala tanto comercial como piloto. Como aproximación indicativa, la pscudoprimer constante de orden de tiempo para el decaimiento del trazador de reactivo de para-xileno es igual a aproximadamente 0.2 segundos recíprocos por aproximadamente 160°C y aproximadamente las condiciones medias del medio de reacción utilizados en los Ejemplos 2-4. De manera importante, los modelos de CFD de campos de flujo obtenidos en los Ejemplos 2-4 producen fluctuaciones de escala grande en las populaciones de burbujas y oleadas de liquido que son generalmente consistentes con la ondulación de baja frecuencia observada en la operación del recipiente de reacción de columna de burbujeo. EJEMPLO 2 Este ejemplo desarrolla cálculos pertinentes a la configuración mecánica del Ejemplo 1 y ajusta una basé comparativa para los Ejemplos 3 y 4. En este ejemplo, l'a configuración mecánica del reactor de columna de burbujeo e|s ! idéntico al Ejemplo 1, teniendo un agujero de entrada dje diámetro circular de 0.076-metro a través de la pared del i recipiente de reacción para la corriente de alimentación que I comprende para-xi leño y solvente de filtrado. La proporción de a L i mentac i on de para-xileno es de aproximadamente 1.8?4 kilogramos por segundo, mas alta que en el Ejemplo 1. La proporción de alimentación de solvente líquido filtrado alimentado íntimamente mezclado con el para-xileno es de aproximadamente 18.4 kilogramos por segundo. La velocidad superficial de la corriente combinada de para-xileno más él soLvente de filtrado que entra a través del agujero de la pared es de esta manera aproximadamente 4 metros por segundo. La proporción de alimentación del solvente de reflujo dentro i del espacio de cabeza de desacoplamiento de gas es de 12.'8 kilogramos por segundo. La proporción de alimentación de aire comprimido a través del tubo rociador de oxidante es de aproximadamente 9 kilogramos por segundo. El contenido de sólidos de la suspensión de reacción es de aproximadamente 31 por ciento en peso. La suspensión de producto se retira desde el centro de la cabeza de fondo recipiente de reacción utilizando una proporción efectivamente permanente para i mantener un nivel de aproximadamente permanente ele aproximadamente 25 metros del medio de reacción. La i contención de gas promedio para la elevación media del medio de reacción es de aproximadamente 55 por ciento en ,una base I i promediada en área, promediada en tiempo, donde la longitud i del promedio en tiempo es de por lo menos aproximadamente 100 I segundos del tiempo de modelo de CFD. La presión en el espacio de cabeza libre arriba del medio de reacción es de aproximadamente 0.50 megapascal monométrico. La temperatura es de aproximadamente 160°C mediada cerca de la elevación media del medio de reacción. Los contenidos de agua y de cobalto, bromo y manganeso dentro de la porción líquida del medio de reacción son esencialmente los mismos como en 'el Ejemplo 1. EJEMPLO 3 ' Este ejemplo desarrolla cálculos pertinentes pa,ra I mejorar la dispersión de la alimentación de para-xileno al I incrementar la velocidad superficial de la alimentación en fase líquida que comprende para-xileno en su punto de entrada al medio de reacción de acuerdo con un aspecto de la invencrón actual. En este ejemplo, la configuración mecánica del reactor de columna de burbujeo es idéntica al Ejemplo 2 excepto que el agujero de la pared a través de la cual se admite la alimentación de fase líquida que comprende para-xi Leño es reducida a un diámetro circular de 0.025 metros. La proporción de alimentación de para-xileno y otras condiciones del proceso son las mismas como para el Ejemplo 2, excepto que La velocidad superficial de La corriente de alimentación de fase líquida combinada de para-xileno más el solvente de f i Ltrado que entra a través del agujero de la pared tes ahora de aproximadamente 36 metros por segundo. Los cálculos del modelo de CED de las fracciones promediadas en tiempo del medio de reacción con la concentración del trazador reactivo de para-xileno en la fase líquida arriba de varios umbrales se presentan en la Tabla 6, enseguida. El volumen del medio de reacción con el trazador reactivo de para-xi leño muy altamente concentrado en la fase líquida es disminuido al operar con velocidades de entrada más altas de la corriente de alimentación de fase líquida que i comprende para-xileno de acuerdo con la presente invención.

Las regiones reducidas de La alta concentración de para-xi leño son importantes para limitar las reacciones de acoplamiento indeseables tanto por que las concentraciones de muc:has especies aromáticas solubles son en la misma elevadas y porque tales concentraciones conducen al localmente alto consumo de oxigeno molecular disuelto y de esta manera conducen a las concentraciones de reposo localmente suprimidas del oxigeno molecular disuelto, TABLA 6 Ejemplo 2 E"jemplo 3 Ejemplo 4 Diámetro del agujero de la 0.076 0.025 distribuidor pared (metros) 4 36 varia >l'd Velocidad superficial de px + filtrado entrante (m/seg) Porcentaje del medio de reacción con concentración de p? I arriba de 1,000 ppmw (%) 3.64 3.28 3.73 i arriba de 2,500 ppmw ( -, ) 0 640 0.378 0.130 arriba de 10,000 ppmw ( s ) 0 049 0.022 0.005 arriba de 25,000 ppmw (%) 0.009 0.002 0.001 Volumen del medio de reacción con la concentración de pX arriba de 1,000 ppmw (litros) 4, 250 3, 840 4,360 ar-iba de 2,500 ppmw (litros) 749 444 152 ar-iba de 10,000 ppmw (litros) 57 26 6 ar-iba de 25,000 ppmw (litros) 10 2 1 EJEMPLO 4 Este ejemplo desarrolla cálculos para los medios mecánicos mejorados para introducir oxidante y para-xileno en el reactor de columna de burbujeo. Este ejemplo se ejecuta dentro del mismo reactor de columna de burbujeo como se utiliza en los Ejemplos 1-3. Sin embargo, el reactor se modifica con respecto a la manera en la cual tanto el oxidante como el para-xileno son admitidos en el medio de reacción. Ln l a discusión del Ejemplo 4, la atención primero se dirige aL aparato modificado para admitir para-xileno al mecho de reacción, para de esta manera reducir las zonas de altas concentraciones de para-xileno. Segundo, la atención se dirige aL aparato modificado para admitir el oxidante al medio de reacción, para de esta manera reducir las zonas que son pobremente aireadas. Este no es para suponer que las dos i modificaciones son totalmente independientes en sus resuLLados, srno que es simplemente una presentación esc a Lonada . La cantidad del medio de reacción con muy altas concentraciones de fase 1 iquida de trazador reactivo de para-xileno se reducen en el Ejemplo 4 mediante el uso de un sistema de distribución de alimentación de fase líquida generalmente como se muestra en las FIGS. 9-11. Este sistema de distribución de alimentación de fase líquida convenientemente tiene cuatro conductos de flujo convenientemente colocados aproximadamente verticales. Cada uno de estos cuatro conductos de flujos es de aproximadamente 0.75 metros desde el eje vertical de simetría de la columna de burbujeo. Estos cuatro conductos de flujo se hacen convenientemente de componentes de tubería Schedule IOS de 1.5 pulgadas nominal. El extremo inferior de cada pata en este ejemplo convenientemente tiene una sección cónicamente convergente con un ángulo incluido medido entre los lados opuestos del cono que es de manera conveniente aproximadamente 24 grados; sin embargo, otras formas también son útiles para cerrar el. extremo corriente abajo del conducto de flujo (por ejemplo un encierro cónico con diferente ángulo incluido, un cierre de placa plana, un cierre de tapa de tubo, un cierre en forma de cuña, y así sucesivamente) . Cada uno de estos cuatro conductos de flujo I tiene un total de nueve agujeros con cada uno que tiene ?n i diámetro circular de aproximadamente 0.0063 metros. El más bajo de los nueve agujeros en cada conducto está en el fondo i de la sección cónica inferior. Para cada conducto, este i agujero más bajo está localizado arriba de aproximadamente 0.1 metros arriba de la TL inferior del recipiente de reacción. Midiendo siempre desde este extremo de fondo de la sección cónica de fondo truncada, los siguientes tres agujeros en cada conducto están elevados aproximadamente 0L 3 metros, los siguientes tres agujeros están elevados aproximadamente 1.6 metros, y los dos agujeros más superiores están elevados aproximadamente 2.7 metros. Así, la distancia vertical del agujero más bajo al agujero más alto en cada conducto es de aproximadamente 2.7 metros, o aproximadamente 1.1D. La distancia lineal (no vertical) de la separación 'de agujero más alejada, desde ei agujero de fondo de un conducto vertical al agujero superior del conducto vertical diagonalmente opuesto es de aproximadamente 3.44 metros, o aproximadamente 1..4D. para cada nivel, los agujeros están espaciados de manera aproximada uniformemente alrededor de la | circunferencia de cada conducto de flujo. El conducto de i I suministro para la alimentación de compuesto oxidable y él solvente a la parte superior de los cuatro conductos aproximadamente verticales está de manera conveniente aproximadamente horizontal en una elevación aproximadamente 3.60 metros arriba de la TL inferior recipiente de reacción. El conducto de suministro se hace I convenientemente de componente de tubería Schedule IOS de I 3 pulgadas nominal. Hay refuerzo transversal mecánico apropiado dentro del montaje y refuerzo mecánico desde ei montaje al ! tubo rociador de oxidante y al recipiente de reacción con el ¡ fin de resistir las fuerzas tanto estáticas como dinámicas que se presentan durante las operaciones tanto normales como alteradas . Aunque no calculado en este ejemplo, muchos otr s diseños para este sistema de distribución de alimentación de i fase líquida son posibles. Por ejemplo, los tamaños de conducto de flujo de líquido pueden ser más grandes o más pequeños o de diferente sección transversal que la ele i aproximadamente circular ,o de diferente conteo que cuatro.

Por ejemplo, cada uno de los cuatro conductos esencialmente verticales podrían ser alimentados independientemente por la vía de los conductos de flujo que atraviesan separadamente la pared que contiene presión del recipiente de reacción. Por ejemplo, la conexión al suministro de para-xileno y solvente I de alimentación entrantes podrían entrar cerca de la I elevación media o cerca de la elevación de fondo de cualquier elevación o en múltiples elevaciones de los conductos aproximadamente verticales. Por ejemplo, los conductos de suministro podrían ser aproximadamente verticales con los agujeros de distribución que residen en los conductos aproximadamente horizontales, o ambas direcciones de flujo poeirían ser sesgadas o no lineales o no ortogonales. Por ejesmplo, los agujeros podrían localizados de manera diferente raei raímente, azimutalmente o vert icalmente con respecto al medio de reacción. Por ejemplo, más o menos agujeros y/o agujeros de diferentes formas y/o agujeros con tamaños mezclados y/o formas mezcladas pueden ser utilizadas. Por ejemplo, las boquilLas de salida podrían ser utilizadas antes agujeros de salida. Por ejemplo, uno o más aparatos de I desviación de flujo pueden encontrarse fuera del conducto de flujo cercanos a los agujeros de salida y en la trayectoria de los fluidos que salen en el medio de reacción. Dependiendo del carácter y el contenido de sólidos, si lo hay, de la alimentación combinada de para-xileno y soLvente, o del medio de reacción, y dependiendo del arranque, paro u otros procedimientos de operación empleados en la operación de manufactura real, puede ser necesario purgar los sólidos desde adentro del sistema de alimentación de fase líquida. Aunque no calculado en este ejemplo, un agujero de purga puede ser útil que los agujeros uniformemente dimensí onados mostrados en el ejemplo actual. El agujero en el extremo mferior de cada uno de las cuatro patas aproximadamente verticales es particularmente útil para purgar sólidos, aunque no es el único medio posible. Dispositivos mecánicos más complicados tales como montajes de charnela, válvulas de retención, válvulas de flujo en exceso, válvulas operadas con energía y los similares se pueden utilizar ya sea para prevenir el ingreso de sólidos o para descargar Los sólidos acumulados desde adentro del sistema de distribución de alimentación de fase líquida. Ahora, la atención se dirige al tubo rociador de oxidante, que es generalmente como se muestra en las FIGS. 12-15. El miembro de anillo del tubo rociador de oxidante convenientemente comprende un conducto de flujo juntado1 a inglete que es de manera conveniente y aproximadamente un octágono de lados iguales sin un miembro transversal. El conducto de flujo juntado a ingLete convenientemente se hace de componentes de tubería Schedule IOS de 10 pulgadas nominal. El ancho del octágono desde el centroide de un lado del conducto de flujo al centroide de lado opuesto es de aproximadamente 1.12 metros. La sección octagonal convenientemente se encuentra aproximadamente horizontal, y la elevación media de la sección octagonal es de aproximadamente 0.24 metros por debajo de la TL inferior del recipiente de reacción. Este está en contraste distinto al miembro de anillo de tubo rociador de oxidante en los Ejemplos 1-3, las elevaciones de los cuales son centradas arriba de la TL inferior del recipiente de reacción. La porción octagonal del conducto es perforada con 64 agujeros aproximadamente circulares cada uno de aproximadamente 0.030 metros en diámetro, de manera aproximadamente igualmente espaciados alrededor del conducto. Aproximadamente la mitad de los agujeros están localizados alrededor del conducto dentro de las 1 ocal izaciones que están en un ángulo de aproximadamente 45 grados por debajo de la horizontal, que 'se mide de cada agujero al centroide más cercano de la sección transversal del conducto de flujo. Aproximadamente la mitad de los agujeros están localizados alrededor del conducto con loca 1 i zac i ones que estén aproximadamente en el fondo del conducto de flujo (es decir, en un ángulo de aproximadamente 90 grados por debajo de la horizontal, que se mide desde cada agujero al centroide mas cercano de la sección transversal del conducto de flujo). Los inventores nuevamente comentan, i semejante a los comentarios para el distribuidor de entrada de fase líquida, que muchos otros diseños particulares son posibles para un tubo rociador de oxidante que caen dentro deL alcance de vanos aspectos de la presente invención. Por ejempLo, más o menos que dos conductos de suministro pueden atravesar la pared que contiene presión. Por ejemplo, los conductos de suministro del tubo rociador de oxidante se pueden diseñar sin comprender un miembro de anillo. Por ejemplo, más de un miembro de añil lo puede estar presente, y cualquier miembro de anillo puede tener diferentes a los 8 lados o pueden tener lados no simétricos. Por ejemplo, el di seño puede obtener una caída de presión preferida o una calidad preferida de aireación o una naturaleza de no ensuciamiento preferida mientras que utiliza un numero o i tamaño diferente o tamaños o colocación de agujeros o salidas de conducto. Por ejemplo, el diseño puede emplear diferentes diámetros de conducto dentro del intervalo preferidos. Por ejemplo, el diseño puede lograr una naturaleza de no ensuciamiento al utilizar una inundación de líquido. En este ejemplo, el medio de reacción se retira con una proporción efectivamente permanente desde el lado dpi recipiente de reacción a una elevación de aproximadamente 14 metros a través de un agujero de la pared que tiene un diámetro circular interior de aproximadamente 0.076 metros. El medio de reacción retirado se separa en una suspensión de producto que comprende ácido tereftálico crudo y un gas desplazado al utiliza un recipiente de des-aeración externo, I que es descrito completamente en el Ejemplo 6. El g s desplazado separado del recipiente de des-aeración externo se transporta por un conducto para unir el flujo principal del gas desplazado que sale de la parte superior del recipiente de reacción. I Los métodos de modelación de CFD de este ejemplo i son sus tancialmente Los mismos como para los Ejemplos 2 y 3, con estas excepciones. El acoplamiento espacial se modifica corno sea apropiado y conocido en la técnica para el' aparato revisado para distribuir el oxidante entrante, para distribuir el compuesto oxidable entrante, y para remover la suspensión del producto desde la pared lateral del recipiente i de reacción aproximadamente 14 metros arriba de la TL i interior. Para evaluar los resultados del modelo de CFD con I respecto a la distribución del trazador de reactivo de para- í xiíeno, los mismos métodos se utiiizan como en los Ejiemplos .2 i y 3. Específicamente, las fracciones promediadas en tiempo del medio de reacción con la concentración de trazador e reactivo de para-xileno en la fase líquida arriba dé varios umbrales son determinados. Para facilidad de comparación, los resultados de este ejemplo se presentan en la Tabla 6, anterior. Estos resultados muestran que la distribución ¡ mejorada del trazador de reactivo de para-xileno de este ejempLo realmente causa una elevación pequeña en la cantidad de medio de reacción arriba de 1,000 ppmw, pero se reducen los niveles umbrales más perjudiciales de 2,500 ppmw, 10,000 ppmw y 25,000 ppmw. Estas mejoras se proporcionan mediante, por ejemplo, las velocidades de entrada de alimentación más altas junto con el posicionamiento vertical, radial y azimutal mejorado y el espaciamiento de la introducción de para-xi leño al medio de reacción. Ahora volviendo a la calidad de aireación por todo el medio de reacción, el método de 2,000 cortes horizontales I de sub-volumen igual se utiliza para evaluar la cantidad de volumen pobremente aireado dentro del medio de reacción de los Ejemplos 2-4. Comenzando en la porción más ba a del medio de reacción, específicamente en el fondo de la cabeza ^ i elíptica inferior en este ejemplo, el medio de reacción se particiona en 2,000 sub-volúmenes iguales utilizando planos horizontales teóricos. Para cada uno de los incrementos del tiempo del modelo de CED, dentro de cada uno de los 2,000 sub-volúmenes iguales, La cantidad de suspensión y la cantidad de gas se determinan y se utilizan para calcular la contención de gas promedio en el mismo. Para permitir la naturaleza estocástLca del proceso, y del modelo de CFD del mismo, la salida del modelo de CfD es promediada en tiempo a través de los tiempos del modelo que duran por lo menos aproximadamente 100 segundos para obtener valores promedios en tiempo de contención de gas en cada uno de los 2,000 sub-volúmenes iguales. Una vez que la contención de gas promediada en tiempo se determina para cada uno de los 2,000 sub-volúmenes iguales, estos valores se comparan a los valores de umbral I divulgados en la presente. Para cada umbral, el número total de sub-volúmenes infringidos, aquellos que no exceden el valor de umbral especificado, se tienen en cuanta. Lia Tabl1a 7, enseguida, muestra el número de 2,000 cortes de volumen i ig ^uales horizontales del medio de reacción con la contencióin de gas promediada en tiempo por debajo de 10 por ciento én volumen, por debajo de 20 por ciento en volumen y por debajo de 30 por ciento en volumen para tanto el Ejemplo 2 como él Ejemplo 4. El Ejemplo 4 es de manera importantemente mejorado comparado al Ejemplo 2. TABLA 7 i Ejemplo 2 Ejemplo 4 elevación del centroide del miembro de anillo del +0.11 -0.24 ' i tubo rociador de ov:dante desde la TL inferior ' del recipiente (metros) Numero de 2,000 cortes de volumen igual ' horizontales del meoio de reacción con la cortencion de gas promediado en tiempo por debajo de 10 por ciento en volumen 7 ninguno por debajo de 20 por ciento en volumen 21 ninguno por debajo de 30 por ciento en volumen 41 ninguno En la comparación de los Ejemplos de cálculo 2 y 4, también es notable que la alimentación de para-xileno del Ejemplo 4 es liberada menor en el medio de reacción y más cercana a l a corriente de oxidante entrante que en el Ejemplo 2. EJEMPLOS 5 y 6 Los Ejemplos 5 y 6 son ejemplos operacionales que demuestran en un oxidante de columna de burbujeo comercial la i i importancia de minimizar las regiones de aireación deficiente, de mejorar la manera de introducir la alimentación de para-xileno de pureza comercial que es más dispersa verticalmente, azimutalmente y radialmente ,y disminuir la entrada de la alimentación de para-xileno de pureza comercial para estar más cercana al punto de disponibilidad más alto de oxígeno molecular, de acuerdo con las descripciones de la invencrón actual. Adicionalmente, estos ejemplos demuestran un beneficio de rendimiento de tener un salida de suspensión elevada. Existen muchos diferentes compuestos de impureza típicamente producidos por el acoplamiento de anillos aromáticos durante la oxidación parcial de para-xileno. Uno de estos es 4 , ' -d i ca rboxiesti 1 beno . Este compuesto tiene una absorción mucho más alta de la luz que el ácido tereftálico tiene, y reduce fuertemente la transmitencia óptica del producto propuesto. Ademas, el 4 , 4 ' -dicarboxiestilbeno es una impureza conveniente para el uso en el monitoreo de la caLidad de una oxidación continua debido a que particiona selectivamente a la fase sólida del medro de reacción; por lo tanto, muy poco 4 , 4 ' -dicarboxiestilbeno está típicamente presente en ias corrientes de solvente de reciclado de los recipientes de reacción de columna de burbujeo comerciales i I divuLgados en Los Ejemplos 5 y 6. En los Ejemplos 5 6, las concentraciones de 4 , 4 ' -dicarboxiestilbeno se midieron con th In I método analítico empleando HPLC-MS calibrado con una mezcla de referencia adecuada que comprende solvente y cantidades I conocidas de varios analitos que específicamente incluyendo i una cantidad conocida de 4 , 4 ' -dicarboxi estilbeno . El método I analítico HPLC-MS se describe en la sección de descripción detallada anterior. EJEMPLO 5 i El reactor de columna de burbujeo empleado en este ejemplo tiene sus tancialmente la misma configuración mecánica como el reactor de los Ejemplos 1 y 2. El reactor esté en las condiciones de proceso comparables al Ejemplo 6 y proporciona una base comparativa. El nivel de operación fue de aproximadamente 25 metros del medio de reacción. La alimentación de para-xileno de pureza comercial fue efectivamente permanente a una proporción de aproximadamente 81 kilogramos por minuto. Un solvente de filtrado se alimentó a una proporción efectivamente permanente de aproximadamente 793 kilogramos por minuto. Una fracción no dosificada de esto, estimada de los tamaños de conducto y las caídas de presión es de aproximadamente 20 kilogramos por minuto, se alimentó con una inundación de líquido al tubo rociador de oxidante. El resto del solvente de filtrado, aproximadamente 773 kilogramos por minuto, se alimentó íntimamente mezclado con el para-xileno de pureza comercial. La corriente de fase líquida combinada de solvente de filtrado y el para-xileno de pureza comercial de esta manera cuantificó aproximadamente 854 kilogramos por minuto. Este solvente de filtrado fue del i sistema de rec olado de planta se estuvo comprendido de i arriba de aproximadamente 97 por ciento en peso de áci¡do acético y agua. La concentración de componentes ¡de catalizador en el solvente de filtrado fue tal que la composición dentro de la fase líquida del. medio de ' reacción fue de aproximadamente 2,158 ppmw de cobalto, aproximadamente 1,911 ppmw de bromo y aproximadamente 118 ppmw de manganes'o.

Una corriente separada de solvente de reflujo se alimen'tó como gotitas en la zona de desacoplamiento de gas arriba del nivel de operación del medio de reacción en una proporción efectivamente permanente de aproximadamente 546 kilogramos por minuto. Este solvente de reflujo estuvo comprendido de arriba de aproximadamente 99 por ciento en peso de ácido acético y agua; y el solvente de reflujo fue de un sistema de reciclado de planta separado que estuvo sin niveles significantes de componentes de catalizador. El componente de agua combinado de la alimentación de solvente de filtrado y de la alimentación de solvente de reflujo fue tal que la concentración de agua dentro de la fase líquida del medio de reaccrón fue de aproximadamente 5.8 por ciento en peso. El oxidante fue aire comprimido alimentado a una proporción efectivamente permanente de aproximadamente 352 kilogramos por minuto. La presión de operación en el gas de la parte de i arriba del recipiente de reacción fue permanentemente de manera aproximadamente 0.42 megapascal manométpco . El recipiente de 1 reacción se operó de una manera sustancial mente adiabática de modo que el calor de reacción eleevó la temperatura de las alimentaciones entrantes y evaporó mucho del solvente entrante. Medido a cerca de la elevación media del medio de reacción, la temperatura de operación fue de aproximadamente 154.6°C. Una suspensión saliente que comprende ácido tereftálico crudo (CTA) se removió desde cerca del fondo de la cabeza elíptica inferior i deL recipiente de reacción en una proporción efectivamente I permanentemente de aproximadamente 428 kilogramos por minuto. Ln este ejemplo, la relación de la proporción de producción de 4 , 4 ' -di carboxies ti lbeno indeseable a la proporción de producción de ácido tereftálico deseada se miciió mediante HPLC-MS en tres muestras separadas de producto ¿53 de suspensión como aproximadamente 8.6, 9.1 y 9.2 ppmw, promediado de esta manera aproximadamente 9.0 ppmw. La concentración de para-xileno en la fase líquida de la suspensión saliente se midió mediante la GC calibrada en tres muestras separadas de producto de suspensión como ap oximadamente 777, 539 y 618 ppmw, promediaron de esta manera aproximadamente 645 ppmw. La concentración de pará-LoluaLdehído en la fase liquida de la suspensión saliente se med i o mediante La GC calibrada sobre las muestras se rparadaIs de producto de suspensión como aproximadamente 1.055, 961 I y 977 ppmw, promediaron de esta manera aproximadamente 998 ppmw . EJEMPLO 6 El reactor de columna de burbujeo de este ejemplo corresponde a la configuración mecánica desarrollada en el Ejemplo 4 de cálculo. El reactor de este ejemplo comprende mejoras en la elevación, la velocidad, el número y el espací mi ento de entradas de alimentación de para-xileno, proporcionando de esta manera la distribución mejorada de la alimentación de para-xileno y formación de etapas mejoradas contra el oxígeno molecular. Ademas comprende mejoras en la ca Lidad de aireación dentro del medio de reacción, al utilizar un tubo rociador de oxidante mejorado, y en la elevación y el método para remover y desairear la suspensión que sale deL medio de reacción. Comparado al Ejemplo 5, las mejoras importantes se observan para el rendimiento de para-xi Leño, y reducciones importantes se observan para la producción de impureza. fl reactor de este ejemplo tuvo la configuración mecánica mejorada como es descrito en el modelo de CFD del Ejemplo 4. El nivel de operación fue de aproximadamente 25 metros del medio de reacción. La alimentación de para-xileno de pureza comercial fue efectivamente permanente a una proporción de aproximadamente 81 kilogramos por minuto. Un solvente de filtrado se alimentó intimamente mezclado con el para-xileno de pureza comercial en una proporción efectivamente permanentemente de aproximadamente 744 kilogramos por minuto. La corriente combinada del solvente de filtrado y la alimentación de para-xileno de pureza comercial de esta manera cuantificó aproximadamente 825 kilogramos por minuto. Este solvente de filtrado fue del mismo sistema de reciclado de planta y de sustancial ente la misma composición como en el Ejemplo 5. La concentración de componentes de catalizador en el solvente de filtrado fue tal que la composición dentro de la fase líquida del medio de reacción I fue de aproximadamente 1,996 ppmw de cobalto, aproximadamente 1,693 ppmw de bromo y aproximadamente 108 ppmw de manganeso.

Una corriente separada de soLvente de reflujo se alimento como gotitas en la zona de desacoplamiento de gas arriba del nivel de operación del medio de reacción en una proporción efectivamente permanentemente de aproximadamente 573 kiíogramos por minuto. El solvente de reflujo estuvo comprendido de arriba de aproximadamente 99 por ciento en peso de ácido acético y agua; y el solvente de reflujo fue de un sistema de reciciado de planta separado que' estuvo sin niveles significantes de componentes de catalizador. El contenido de agua combinado de la alimentación de solvente de filtrado y de la alimentación de solvente de reflujo fue tal ! que la concentración de agua dentro de la fase líquida del medio de reacción fue de aproximadamente 5.7 por ciento en i peso. El oxidante fue aire comprimido alimentado en una proporción efectivamente permanentemente de aproximadamente 329 kilogramos por minuto. La presión de operación en el gas de la parte de arriba del recipiente de reacción fue de manera permanentemente aproximadamente 0.41 megapascal manométrico. Ei recipiente de reacción se operó de una manera sustancialmente adiabática de modo que el calor de la reacción elevó la temperatura de las alimentaciones entrantes I y evaporó mucho deí solvente entrante. Medido acerca de la i elevación media del medio de reacción, la temperatura de operación fue de aproximadamente 153.3°C. El medio de reacción se retiró desde el lado del recipiente de reacción en una elevación de aproximadamente 14 metros a través de un agujero de la pared que tuvo un diámetro circular interior de aproximadamente 0.076 metros.

El medio de reacción retirado se transportó a través de ún conducto sustancialmente horizontal hecho de componentes de tubería Schedule IOS de 3 pulgadas nominal en el lado de un recipiente de des-aireación externo sustancialmente vertical. El recipiente de des-aireación externo tuvo un diámetro circular interior de aproximadamente 0.315 metros, que és construido principalmente de tubo Schedule IOS de 12 pulgadas nominal. Ei área de sección transversal horizontal dentro del recipiente de des-aireación externo fue de esta manera de i I aproximadamente 0.0779 metros cuadrados. Esto se compara al área de sección transversal horizontal dentro del recipiente de reacción de aproximadamente 4.67 metros cuadrados para la í elevación donde el medio de reacción fue retirado. Así, la reLación del área de sección transversal horizontal más pequeña a la más grande fue de aproximadamente 0.017. El. recipiente de des-aireación externo se extendió hacia abajo desde la elevación del medio de reacción entrante i por aproximadamente 1.52 metros antes del transicionamiento hacia abajo en ei diámetro para igualar un conducto de flujo i de salida de fondo. Una proporción de flujo efectivamente permanente de aproximadamente 433 kilogramos por minuto de suspensión sustancialmente desaireada que comprende ácido tereftálico crudo salió del fondo del recipiente de desaireación externo. Así, la suspensión sustancialmente desaireada en elevaciones inferiores del recipiente de des-aireación de 12 pulgadas nominal tuvo una velocidad superficial hacia abajo que fue de aproximadamente 0.093 metros por segundo; y no hubo un arrastre perjudicial de oxidante en esta suspensión saliente. La suspensión saliente se transportó hacia adelante mediante un conducto de flujo hecho de componentes de tubería de Schedule IOS 3 pulgadas ! nominal para conectar con el equipo de procesamiento corriente abajo. En este ejemplo, los medios para controlar i el gas de la proporción de flujo del medio de reacción retirado se ubicó en el flujo que sale del fondo del recipiente de aireación, aunque otras ubicaciones de contr l son posibles y útiles. El recipiente de des-aireación externo se extendió arriba de la elevación en la cual el medio de reacción entró por aproximadamente 14 metros antes del transicionamiento desde un tamaño de tubería de 12 pulgadas nominal hacia abajjo , i en diámetro para acoplarse a un conducto de flujo de salida superior hecho de componentes de tubería Schedule IOS de: 2 pulgadas nominal. El gas desplazado separado del recipiente de des-aireación externo se transportó a través de eslte conducto de 2 pulgadas nominal para unir el flujo principal de gas desplazado que deja la parte superior del recipiente de -reacción . En este ejemplo, la relación de la proporción de producción de 4 , 4 ' -dicarboxiestilbeno indeseable a la proporción de producción de ácido tereftálico deseado se midió mediante HPLC-MS sobre tres muestras separadas de producto de suspensión como aproximadamente 2.3, 2.7 y 3.2 ppmw que promedian aproximadamente 2.7 ppmw. Esto es importantemente reducido comparado con el Ejemplo 5. La i concentración de para-xileno en la fase líquida de la suspensión que sale de la salida lateral elevada se midió mediante la GC calibrada sobre tres muestras sep Laradas dIe I producto de suspensión como aproximadamente 86, 87 y 91 ppmw i que promedia aproximadamente 88 ppmw. La concentración de i para-tolualdehído en la fase líquida de la suspensión saíiente se midió mediante la GC calibrada sobre las muestras separadas de producto de suspensión como aproximadamente 467, 442 y 423 ppmw que promedia aproximadamente 444 ppmw. Esto es una mejora de conversión y rendimiento en el flujo de suspensión retirado comparado con el Ejemplo 5. EJEMPLOS 7-10 Los Ejemplos 7-10 son ejemplos calculados que se relacionan particularmente a la dispersión inicial de para-xileno en el medio de reacción, pero que también demuestran I otros aspectos de la presente invención. EJEMPLO 7 Este ejempio se reLaciona a la alimentación de para-xileno vaporizado. En este ejemplo calculado, la alimentación de para-xileno se calienta y se vaporiza antes de la admisión al medio de reacción. Esto ayuda a la dispersión inicial del para-xileno. Esto proporciona volúmenes entrantes agrandados y facilita las velocidades incrementadas. Ademas, este retarda la transferencia del para-xileno entrante en la fase líquida en volumen1 y causa que la alimentación de para-xileno se mueva hacia la fase líquida reactiva en mejor armonía con la alimentación gaseosa de oxigeno molecular. ' I En este ejemplo, un recipiente oxidante de columna l de burbujeo tiene un cuerpo cilindrico, vertical con un diámetro interior de 2.44 metros. La altura del reci ^pientie I oxidante de columna de burbujeo es de 32 metros desde la linea tangente inferior (TL) a la TL superior. El recipiente se equipa con cabezas elípticas 2:1 en la parte superior y el fondo del cilindro. El nivel de operación es de aproximadamente 25 metros del medio de reacción arriba de la TL inferior. La alimentación de solvente de filtrado, que es separa del para-x lleno, entra en una proporción de 18'.4 kilogramos por segundo a través de un agujero de entrada de diámetro circular 0.076 metros a través de la pared del recipiente de reacción en una elevación de 4.35 metros arriba de la TL inferior. La proporción de alimentación de reflujo deL soLvente es de aproximadamente 14.3 kilogramos por segundo en la zona de desacoplamiento de gas arriba del nivel i de operación del medio de reacción. La proporción de al LmentacLÓn de aire comprimido es de aproximadamente ki Logramos por segundo a través de un tubo rociador de oxidante esencialmente mismo como los Ejemplos 4 y 6. La suspensión que contiene aproximadamente 31 por ciento en peso de sol idos se retira del medio de reacción a través de una pata de retiramiento lateral esencialmente misma como los La proporción de alimentación de para-xileno és 1.84 kilogramos por segundo. Antes de la liberación en el medio de reacción, la corriente de alimentación de pará-xileno de fase 1 íquida se presup za y luego se vaporiza jen una presión de aproximadamente 0.69 megapascal manométrico ¡al calentar desde una temperatura de almacenamiento de aproximadamente 40°C hasta una temperatura de aproximadamente 233°C. Esto requ ere aproximadamente 1.3 megajoules por segundo de entrada de calor a la corriente de alimentación |de para-xileno. Un i ntercambiador de calor que utiliza vapor len 4 megapascal se emplea para este servicio, pero cualquier otra fuente de energía de temperatura suficiente será suficientemente igual, incluyendo el calor de desecho de los fluidos del proceso. Esta entrada de calor representa aproximadamente 5 por ciento del calor de reacción para la conversión de para-xi leño a ácido tereftálico. La remoción de esta carga de calor adicional causa que la temperatura del medio de reacción se eleve un poco a presión constante, en comparación a la alimentación de para-xileno. (Ver Ej 8.) La temperatura es de aproximadamente 162°C medido a de la elevación media del medio de reacción. Opcionalmen?e, I la presión podría ser diminuida para reducir la temperatura de reacción a 160°C medido a cerca de la elevación media del medio de reacción. El flujo volumétrico de para-xileno vaporizado es de aproximadamente 0.084 metros cúbicos por segundo. Este flujo se admite a l recipiente de reacción en una elevación de 0.1 metros arriba de la TL inferior del recipiente a través de 3 conductos conectados en paralelo. Adyacente al recipiente de reacción, cada conducto se hace de componentes de tubería de 1.5 pulgadas nominal y se conecta a un agujero circular de diámetro igual en la pared de recipiente. Los| 3 i agujeros de la pared están situados por espacia iento I azimutal como horizontal de 120°C entre sí. La velocidad i superficial de cada corriente entrante de para-xileno es de aproximadamente 21 metros por segundo, y el para-xileno entrante está siendo dispersado dentro del medio de reacción al mismo tiempo que se disuelve en la fase líquida reactiva, donde las especies de catalizador residen principalmente.

EJEMPLO 8 Este ejemplo se relaciona a la alimentación de para-xileno parcialmente vaporizado. En este ejemplo calculado, la alimentación de para-xileno se vaporiza parcialmente a l mezclar con el suministro de oxidante antes de la admisión al medio de reacción. Esto ayuda a 'la I dispersión inicial de para-xileno. Esto proporciona volúmenes entrantes grandes y facilita velocidades incrementadas; y diluye La concentración de para-xileno. Además, retarda la I transferencia de para-xileno entrante en la fase líquida én volumen y causa que la alimentación de para-xileno se mueva i hacia la fase liquida reactiva en mejor armonía con la alimentación gaseosa de oxigeno molecular. En este ejemplo, un recipiente oxidante de columna de burbujeo tiene un cuerpo cilindrico, vertical con un di metro inferior de 2.44 metros. La altura del recipiente oxidante de columna de burbujeo es de 32 metros de la línea tangente mfenor (TL) a la TL superior. El recipiente se I equipa con cabe/as elípticas 2:1 en la parte superior y el fondo del ci lindro. El nivel de operación es de aproximadamente 25 metros del medio de reacción arriba de la TL inferior. La alimentación de solvente de filtrado, que es sepnarado de para-xileno, entra en un proporción de 18.4 kilogramos por segundo a través de un agujero de entrada de diámetro c i rcu l a r de 0.076 metros a través de la pared del recipiente de reacción en una elevación de 4.35 metros arriba de l a TL inferior. La proporción de alimentación de solvente de reflujo en la /ona de desacoplamiento de gas arriba del nivel de operación del medio de reacción es de aproximadamente 12.8 kilogramos por segundo. La proporción de alimentación de arre comprimido es de aproximadamente 9 kilogramos por segundo a través de un tubo rociador de oxidante similar a uno en los Ejemplos 4 y 6, pero modificado como se menciona enseguida. La suspensión que contiene aproximadamente 31 por ciento en peso de sólidos es retirado I del medio de reacción a través de una pata de retiramiento lateral esencialmente la misma como los Ejemplos 4 y 6. La presión en el espacio de cabeza arriba del medio de reacción es de aproximadamente 0.50 megapascal manométrico. Los contenidos de agua y de cobalto, bromo y manganeso dentro de la porción líquida del medio de reacción son esencialmente los mismos como en el Ejemp Lo 4. La proporción de alimentación de para-xileno es i nuevamente de 1.84 kilogramos por segundo. Este fluye como ún líquido a través de los conductos al interior del tubo rociador de oxidante donde el líquido es liberado en el aire comprimido en 4 posiciones utilizando boquillas de rocío líquido, como es conocido en la técnica. Opcionalmente, los conductos de líquido de extremo abierto o boquillas de rocío de gas-líquido pueden ser empleados en el punto donde el líquido es admitido al tubo rociador de oxidante. Como una precaución de seguridad, 4 censores de temperatura se colocan dentro del tubo rociador de oxidante. Estos censores de temperatura se conectan a alarmas y entre cierres para parar el suministro de oxidante y para-xileno si se detectan altas temperaturas. Como en el suministro de aire comprimido en aprox madamente 80°C, debido al calor de compresión sin un enfriador después sobre la etapa de compresión final, y con la alimentación de para-xileno en aproximadamente 40°C, aproximadamente 17 por ciento en peso de para-xileno es vaporizado en la presión que prevalece dentro del tubo rociador de oxidante. El para-xileno líquido restante se lleva al medio de reacción con el gas en flujo de dos fases I mezclado con el gas en velocidades que se aproximan de aquellas del flujo de gas. Además, el líquido restante permanece inundado desde el tubo rociador de oxidante de cuaLquiera de los sólidos que se han intrometido, de acuerdo con los aspectos de la invención. La temperatura es de aproximadamente 160°C medida a cerca de la elevación media del medio de reacción. Puesto que no se ha adicionado energía adicional a cualquier corriente de alimentación, esta es aproximadamente la misma como en los Ej emp los 4 y 6. Opc i ona 1 mente, ya sea la alimentación de aire comprimido o la alimentación de para-xileno se pueden precalentar antes del mezclado en el tubo rociador de oxidante con el fin de incrementar la fracción de para-xileno que entra el medio de reacción como vapor. Por ejemplo, una entrada de calor de 300 kilojoules por segundo al para-xileno eleva su temperatura a aproximadamente 124 °C e incrementa la fracción de para-xileno evaporado instantáneamente a aproximadamente 33 por ciento. Por ejemplo, una entrada de calor de 600 kilojoules por segundo al aire comprimido eleva su temperatura a aproximadamente 146°C e incrementa la fracción de para-xrleno evaporada instantáneamente aprox madamente 54 por ciento. En ambos casos, menor grado de eneergía es requerido para el calentam ento que en el Ejemplo 7. De hecho, el calor de desecho del gas desplazado del medio de reacción puede ser utilizado como todo o parte de la fuente de calor. Sin embargo, cuando una cantidad de energíia es adicionada a las alimentaciones, la temperatura del medio de reacción se elevara ligeramente, el asentamiento, en la presión establecida, Los flujos y las composiciones de fase, entre 160°C y 162°C medido cerca de la elevación media. Opc i ona L ente, la presión se puede ajustar para ajustar la temperatura. Además, cuando se adiciona una cantidad de energía a las alimentaciones, la cantidad de solvente alimentado al recipiente de reacción se ajusta cuando es deseado para contener la fracción de sóLidos aproximadamente constante. Por ejemplo, el flujo de soLvente de reflujo varía entre aproximadamente 12.8 y aproximadamente 14.3 kilogramos por segundo en los Ejemplos 7 y 8, dependiendo de la cantidad de energía adicionada, con el fin de mantener los sólidos aproximadamente constantes cerca de 31 por ciento en peso. EJEMPLO 9 Este ejemplo se relaciona a la alimentación de para-xileno lejos de la pared del recipiente de reacción utilizando un eductor líquido. En este ejemplo calculado, la dispersión inicial de alimentación líquida de para-xileno se mejora al utilizar un eductor que emplea flujo de líquido i como la fuerza motriz. Ll reactor de este ejemplo tiene l'a misma configuración mecánica y las condiciones limitantes de'l proceso como el fjemplo 4 con las excepciones descr?ta|s enseguida. La corriente de fase liquida mezclada de para¡- I xileno más solvente de filtrado entra a través de la pared de recipiente de reacción en la misma elevación a través del mismo conducto de flujo de 3 pulgadas nominal. Sin embargo, antes que el sistema de distribución de alimentación 'de fase liquida rnterno del Ejemplo 4, la alimentación de fase liquida mezclada se libera en el medio de reacción como el fluido motriz en el eductor de flujo como es conocido en la técnica y como se muestra en el diagrama de la FIG. 26. El eductor es diseñado para una diferencia de presión de 0.1 megapascal en el fluido motriz. El eductor es localizado y orientado con la pluma de flujo que sale verticalmente hacia i i arriba a lo largo de la linea central axial del recipiente de reacción en una elevación de aproximadamente .5 metros arriba de la TL inferior. El volumen del medio de reacción eductado y mezclado con el líquido motriz varía con el tiempo dependiendo de los eventos de acumulación de burbuja estocástico en la columna de burbujeo en la entrada de educción. Sin embargo, el flujo eductado promediado en tiempo es mayor que el flujo de fluido motriz produciendo de esta manera una dilución más rápida de para-xileno entrante. El mezclado subsecuente y la reacción química ocurren de acuerdo con los eventos estocásticos usuales en la columna de burbujeo . EJEMPLO 10 Este ejemplo se relaciona a la alimentación del i para-xileno lejos de la pared del recipiente de reacción utilizando un eductor de gas y líquido. En este ejemplo calculado, la dispersión inicial de alimentación de para!-xileno se mejora al utilizar un eductor que emplea flujo de gas como la fuerza motriz. El reactor de este ejemplo tien^ I la misma configuración mecánica y las condiciones limitantes del proceso como el Ejemplo 4, con las excepciones descritas enseguida. El tubo rociador de occidente octagonal y el sistema de distribución de alimentación de fase líquida ambos son removidos. En cambio, la corriente de oxidante entrante y I la alimentación de fase líquida mezclada de para-xileno más el solvente de filtrado se transportan a través de conductps separados al interior del recipiente de reacción. Ahí, ambas corrientes se combinan como fluidos motrices en la entrada de un eductor de flujo como es conocido en la técnica y como es mostrado en el diagrama de la FIG. 27. El eductor es alineado verticalmente a lo largo de la línea central axial del recipiente de reacción. Este es ubicado con la salida que enfrenta hacia abajo y localizada a 0.2 metros por debajo de la línea tangente inferior del recipiente de reacción. El eductor es diseñado para una diferencia de presión de 0.1 i megapascal sobre los fluidos motrices. Dos censores de temperatura se localizan cerca de donde se combinan el aire comprimido y las alimentaciones de para-xileno. Estos 1 censores de temperatura se conectan a alarmas y entre cierres para detener el suministro de oxidante y para-xileno si se detectan altas temperaturas. El volumen del medio de reacción eductado se incrementa comparado al Ejemplo 9 y la dilución inicial de i para-xileno entrante además se mejora. Además, la porción de fase líquida del medio de reacción con concentraciones locales más altas de para-xileno es aún más directamente formada en etapas contra la porción en fase de gas con la concentración más alta de oxígeno molecular. El mezclado subsecuente y la reacción' química ocurre de acuerdo con los eventos estocásticos usuales en la columna de burbujeo. i EJEMPLOS 11-13 Los Ejemplos 11-13 son ejemplos calculados gue ¡se relacionan particularmente a la utilización de flujo de líquido del medio de reacción en conductos para ayudar a la dispersión inicial de para-xileno en el medio de reacción, pero también que demuestran otros aspectos de la presente invención . EJEMPLO 11 Este ejemplo se relaciona a la utilización de un conducto de flujo dentro del recipiente de reacción para transportar el líquido para ayudar a la dispersión inicial del para-xileno entrante. El reactor de este ejemplo tiene ¡la misma configuración mecánica y las condiciones limitantes ¡de proceso como el Ejemplo 4, con las excepciones descritas enseguida. La referencia se hace al diagrama de la FIG. 2'4. La corriente de fase líquida mezclada de para-xileno más solvente de filtrado entra a través de la pared del recipiente de reacción a través de un conducto de flujo de 3 pulgadas nominal similar al Ejemplo 4. Sin embargo, 'el sistema de distribución de alimentación de fase líquijda interno del Ejemplo 4 se remueve y el flujo de líquido mezclado se libera en cambio en un conducto de flujo. ?l conducto de flujo tiene un diámetro interior circular de aproximadamente 0.15 metros para la mayor parte de su longitud, incluyendo su terminal inferior, que está 1 metro arriba de la TL inferior del recipiente. El conducto de flu'jo se eleva verticalmente a una altura total de 21 metros arriba de la TL inferior del recipiente. En una altura de 20 metros arriba de la TL inferior del recipiente, el conducto de flu o se expande para tener un área de sección transversal interior de 0.5 metros cuadrados mientras que se eleva en altura por otro 1 metro. Esta sección de diámetro más grande, superior del conducto de flujo puede ser concebida como un recipiente de des-aeración interno, y realmente formada en parte I utilizando la pared de recipiente de reacción. La totalid d del conducto de flujo está localizada dentro del recipiente de reacción. En la entrada superior del conducto de flujo, el medio de reacción se agota grandemente de para-xileno y para-tolualdehído, aunque concentraciones importantes de ácido para-toluico y 4-carboxibenzaldehído existen. El medio de reacción que entra a la parte superior del conducto de flujo sustancialmente se desairea, creando un medio más denso en el i interior del conducto de flujo que en el resto del recipiente de reacción. La suspensión dentro del conducto de flujo se mueve hacia abajo a una proporción estimada que es de aproximadamente 150 kilogramos por segundo, punto en el cual la caída de presión que fluye, integrada sobre la longitud completa del conducto de flujo, entra en balance con la diferencia de densidad entre el interior y el exterior, integrado sobre la longitud completa del conducto de flujo.

Este flujo hacia abajo de la suspensión, aproximadamente 104 kilogramos por segundo es líquido, totalizando columna de burbujeo. EJEMPLO 12 Este ejemplo se relaciona a la utilizaciqn de un conducto de flujo externo al recipiente de reacción para él transporte de líquido para ayudar a la dispersión inicial del para-xileno entrante. El reactor de este ejemplo tiene la misma configuración mecánica y las condiciones limitantes del I proceso con el Ejemplo 11 con la excepción descrita enseguida y con referencia al diagrama de la FIG. 25. El conducto de flujo interno se remueve y se reemplaza con un conducto de flujo externo. La sección del conducto se conecta al recipiente de reacción a la sección de des-aeración externa¡ y un diámetro circular interior de 0.30 metros y esjtá localizado 20 metros arriba de la TL inferior. El diámet¡ro circular interior de la sección des-aeración externa es de! 1 metro y su altura es de 2 metros. El diámetro circular I interior del conducto de flujo por debajo de la sección de des-aeración es de 0.20 metros permitiendo flujos más grandes utilizado aproximadamente la misma cabeza de elevación disponible. Un sensor de flujo y una válvula de control de flujo se incluye con el conducto de flujo con el fin de controlar la proporción de flujo en el intervalo deseado. Por ejemplo, el control de flujo se ajusta para permitir el transporte de 150 kilogramos por segundo de suspensión, el mismo como es estimado que ocurre por la vía del conducto de flujo interno del Ejemplo 11. La corriente de fase líquida mezclada de para-xileno y solvente de filtrado se admite al conducto de flujo externo aproximadamente 5 metros arriba de la TL inferior del recipiente de reacción. La salida del conducto de flujo externo se conecta a la cabeza de de fond Io del recipiente de reacción. Así, la concentración de pará-xiLeno es otra vez útilmente reducida aproximadamente 15,000 ppmw antes de ser liberada en el cuerpo principal del medio de reacción en la columna de burbujeo. El mezclado subsecuente y la reacción química ocurren de acuerdo con los eventos estocásticos usuales en la columna de burbujeo. La suspensión de producto retirada para el pos-procesamiento es por la vía de una ramificación del conducto de flujo por debajo de la sección de des-aeración y arriba de la adición de la corriente de fase líquida de para-xileno y solvente de filtrado, evitando de esta manera la necesidad de un sistema separado para remover y desairear la suspensión. i EJEMPLO 13 ! Este ejemplo se relaciona a la utilización de un conducto de flujo comprendido de secciones tanto interna : y externa al recipiente de reacción para transportar líquido para ayudar a la dispersión inicial del para-xileno entrante.

Este ejemplo calculado es idéntico al Ejemplo 12 excepto que una segunda ramificación en el conducto de flujo externo está localizada aproximadamente 3 metros arriba de la TL inferior del recipiente de reacción, que está por debajo del punto de adición de la corriente de fase líquida mezclada de pará-xileno y solvente de filtrado. El segundo conducto de flujo de ramificación también tiene un diámetro circular interior de 0.20 metros. Una válvula de control de flujo separada se coloca en el segundo conducto de flujo de ramificación, nuevamente para regular el flujo. El conducto de flujo de ramificación penetra a través de la pared lateral del recipiente de reacción 3 metros arriba de la TL inferior, y el conducto de flujo de ramificación se extiende dentro de la pared del recipiente de reacción por 0.4 metros. Así, el conducto de ramificación comprende secciones tanto externa como interna al recipiente de reacción. El flujo puede ser admitido al recipiente de reacción a través de cualquiera o ambos de la salida del conducto de cabeza de fondo o la salida de conducto interno de pared lateral y en cualquier relación . La invención se ha descrito 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 invención.

Claims

REIVINDICACIONES . Un proceso, caracterizado porque comprende: (a) introducir una corriente de oxidante que comprende oxígeno molecular en una zona 'de reacción de un reactor de columna de burbujeo; (b) oxidar un compuesto oxidable en una fase líquida de un medio de reacción de fases I múltiples contenido en la zona de reacción, I en donde la oxidación causa que por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso del compuesto oxidable forme un producto de fase sólida en el medio de reacción, en donde la velocidad superficial promediada en tiempo en ía altura media del medio de reacción es de por lo menos aproximadamente 0.3 metros por segundo; y (c) retirar por lo menos una porción del producto de fase sólida de la zona de reacción por la i vía de uno o más orificios elevados, en donde I por lo menos una porción del oxígeno molecular entra a la zona de reacción por debajo de los orificios elevados. . El proceso de conformidad con la reivindicación I rizado porque por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del producto de fase sólida total retirado de ia zona de reacción se retira por la vía de los orificios elevados. 3. El proceso de conformidad con ia reivindicación 1, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del oxígeno molecular entra a la zona de reacción por debajo de los orificios elevados. 4. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque sustancialmente todo el producto de I fase sólida retirado de la zona de reacción es retirado por I la vía de los orificios elevados, en donde sustancialmente i todo el oxígeno molecular entra a la zona de reacción por debajo de los orificios elevados, en donde el medio de reacción tiene una altura máxima (H), en donde los orificios elevados están localizados por lo menos aproximadamente ÍH desde el fondo de la zona de reacción. 5. El proceso de conformidad con 1, caracterizado porque el proceso introducir una corriente de alimentación que comprende e compuesto oxidable en la zona de reacción, en donde' por ljo menos una porción de la corriente de alimentación entra a la zona de reacción por debajo de los orificios elevados. i 6. El proceso de conformidad con la reivindicación 5, caracterizado porque por lo menos aproximadamente1 50 por ciento en peso del producto de fase sólida total retirado de la zona de reacción se retira por la vía de los orificios elevados . 7. El proceso de conformidad con la reivindicación 5, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del compuesto oxidable entra a la zona de reacción por debajo de los orificios elevados. 8. El proceso de conformidad con la reivindicación 5, caracterizado porque el medio de reacción tiene un ancho máximo (W) , en donde los orificios elevados están localizados por lo menos aproximadamente 1W desde el fondo de la' zona de reacción. ' 9. Ei proceso de conformidad con la reivindicación 8, caracterizado porque sustancialmente todo el oxígeno molecular entra a la zona de reacción por debajo de los orificios elevados. ', 10. El proceso de conformidad con la reivindicación 5, caracterizado porque el medio de reacción tiene una altura I máxima (H), un ancho máximo (W) y una relación de H:W de por lo menos aproximadamente 3:1. 11. El proceso de conformidad con ia reivindicación 10, caracterizado porque los orificios elevados están localizados por lo menos aproximadamente 2W desde el fondo dé la zona de reacción. 12. El proceso de conformidad con la reivindicación 10, caracterizado porque la relación de H:W está en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1. 13. El proceso de conformidad con la reivindicación 10, caracterizado porque la mayoría del oxígeno molecular entra a la zona de reacción dentro de aproximadamente 0.25 y aproximadamente 0.025H del fondo de la zona de reacción. 14. El proceso de conformidad con la reivindicación 10,, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 30 por cieanto en peso del compuesto oxidable entra en la zona de reacción dentro de aproximadamente 1.5W de la localización más baja donde el oxígeno molecular entra en la zona de reacci .ó,n . i 15. El proceso de conformidad con la reivindicación 10, caracterizado porque la corriente de alimentación se introduce en la zona de reacción por la vía de una pluralidad de orificios de alimentación, en donde por lo menos dos de los orificios de alimentación están verticalmente espaciados entre sí por al menos aproximadamente 0.5 . 16. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el proceso además comprende desairear i el medio de reacción retirado por la vía de los orificios elevados en una zona de desaireación, para de esta manera proporcionar una suspensión sustancialmente desaireada que comprende menos de aproximadamente 5 por ciento en volumen de gas, en donde la desaireación se causa principalmente por la flotación natural de la fase de gas del medio de reacción en las fases sólida y líquida del medio de reacción. 17. El proceso de conformidad con la reivindicación 16, caracterizado porque la zona de desaireación se define entre una o más paredes laterales verticales de un recipiente de desaireación, en donde el área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desaireación es menor que aproximadamente 25 por ciento del área sección transversal horizontal máxima de la zona de reacción. 18. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el compuesto oxidable es un compuesto aromático. ; I 19. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el compuesto oxidable es para-xileno. 20. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el medio de reacción comprende en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 40 por ciento en peso de sólidos en una base promediada en tiempo y promediada en volumen. 21. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la oxidación se lleva a cabo en presencia de un sistema de catalizador que comprende cobalto1. 22. El proceso de conformidad con la reivindicación 21, caracterizado porque el sistema de catalizador además comprende bromo y manganeso. 23. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el proceso además comprende somet¡er por lo menos una porción del producto de fase sólida retirado del reactor de columna de burbujeo a la oxidación en un reactor de oxidación secundario. 24. El proceso de conformidad con la reivindicación 23, caracterizado porque la oxidación en el reactor de oxidación secundario se lleva a cabo a una temperatura promedio de por lo menos 10°C más grande que la oxidación en el reactor de columna de burbujeo. ' I 2.5. El proceso de conformidad con la reivindicación 23, caracterizado porque la oxidación en el oxidación secundario se lleva a cabo a una empera ura promedio en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 80°C más grande que la temperatura promedio del reactor de columna de burbujeo, en donde la oxidación en el reactor de columna de burbujeo se lleva 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 lleva a cabo a una temperatura i promedio en el intervalo de aproximadamente 180 la i aproximadamente 220°C. i 26. Un aparato, caracterizado porque comprende: ¡ un reactor de columna de burbujeo que comprende - una coraza de recipiente que define una zona de reacción alargada, en donde la zona de reacción incluye un extremo normalmentte inferior y un extremo normalmente superior espaciados entre sí por una i distancia axial (L) , en donde la zona ?-e reacción tiene un diámetro máximo, (D), en donde la zona de reacción tiene una relación de aproximadamente uno o más orificios corriente de fase de gas en la zona de reacción, uno o más orificios de' líquido i para introducir una corriente de fase dIe líquido en la zona de reacción, y l I uno o más orificios de producto elevados para retirar un producto de fase sólida de la zona de reacción, en donde los orificios de producto están axialmente posicionados adicionalmente del extremo normalmente inferior que por lo menos uno de los orificios de gas y por lo menos uno de las orificios de líquido; un recipiente corriente abajo separado del • reacto.r de columna de burbujeo; y I un conducto para transportar por lo menos unja porción del producto de fase sólida retirado de por lo menos de uno de los orificios de producto al recipiente corriente abajo . 27. El aparato de conformidad con la reivindicación 26, caracterizado porque por lo menos uno de los orificios de gas está espaciado desde el extremo normalmente inferior de la zona de reacción por una distancia axial menor gúe i aproximadamente 0.25D. 28. El aparato de conformidad con la reivindicación 27, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 50 por ciento del área abierta acumulativa definida por todas los orificios de líquido está espaciada menos que aproximadamente 2.5D del orificio de gas localizado más cercano al extremo normalmente inferior. 29. El reactor de columna de burbujeo de conformidad con la reivindicación 26, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 50 por ciento del área abierta acumulativa definida por todas los orificios de gas está localizada más cercana al extremo normalmente inferior de los i orificios de producto. 30. El reactor de columna de burbujeo dé conformidad con la reivindicación 26, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 50 por ciento del área abierta acumulativa definida por todos los orificios de liquido está localizada más cercana al extremo normalmente inferior que los orificios de producto. 31. El reactor de columna de burbujeo de conformidad con la reivindicación 26, caracterizado porque sustancialmente toda el área abierta acumulativa definida por todos los orificios de gas está localizada más cercana al extremo normalmente inferior que los orificios de producto, en donde sustancialmente toda el área abierta acumulatiya I definida por todos los orificios de líquido está localizada más cercana al extremo normalmente inferior de los orificios de producto. 32. El reactor de columna de burbujeo de conformidad con la reivindicación 26, caracterizado porque los orificios de producto están localizados por lo menos aproximadamente ID desde el extremo normalmente inferior de la zona de reacción. 33. El reactor de columna de burbuj.eo de conformidad con la reivindicación 26, caracterizado porque los orificios de producto están localizados por lo menos aproximadamente 2D desde el extremo normalmente inferior de la zona de reacción. 34. El reactor de columna de burbujeo de conformidad con la reivindicación 26, caracterizado porque la zona de reacción tiene una relación de L:D en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1.