MX2007002503A - Produccion optimizada de acidos dicarboxilicos aromaticos. - Google Patents

Abstract

Se divulga un proceso y aparato optimizados para producir mas eficientemente acidos dicarboxilicos aromaticos (por ejemplo, acido tereftalico). En una modalidad, el proceso/aparato reduce los costos al recuperar y al purificar el acido tereftalico residual presente en la fase liquida de una suspension de oxidacion lineal. En otra modalidad el proceso/aparato reduce los costos asociados con la hidrogenacion al formar un producto compuesto final que contiene particulas de acido no hidrogenado.

Description

I I PRODUCCIÓN OPTIMIZADA DE ÁCIDOS DICARBOXÍLICOS AROMÁTICOS CAMPO DE LA INVENCIÓN Esta invención se relaciona generalmente a la I producción de ácidos dicarboxilicos aromáticos, tal como áci.do tereftalico. Un aspecto de la invención se relaciona a un método y aparato más eficientes para producir ácidos dica rboxí X eos aromáticos. Otro aspecto de la inve'nción se relaciona a un método y aparato para controlar la pureza de un producto de ácido dicarboxílico aromático. I ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN I I E] ácido tereftálico (TPA) es uno de los bloques Ide i construcción básicos en la producción de resinas de poliéster lineales utilizadas en la manufactura de películas |de polLesLer, materiales de envasado y botellas. El TPA utilizado en la manufacLura de tales resinas de poliésteres debe cumplir con ciertos requerimientos de pureza mínimos. La condición purificada del TPA se refiere principalmente a la ausencia de concentraciones significantes de 4-carbox? benzaldehido (4-CBA) y ácido para-toluico (p-T?c) I que esLan presentes en cantidades significantes en los grados crudos comercial mente disponibles de TPA. Tanto el 4-CBA como i el p-T?c son productos de oxidación parcial formados en la manufactura de TP? mediante la oxidación catalítica de para-x Lleno. La Corma purificada del TPA también se refiere a la ausencia de cuerpos de color que imparten un matiz amarillo sólidas de ácido tereftálico crudo (CTA) . Las partículas ¡de CTA son típicamente separadas del licor madre líquido y lue|go sometidas a purificación para de esta manera producir ácido tereftálico purificado (PTA) . El licor madre separado típicamente se trata para remover los materiales de desecho y luego se recicla al reactor de oxidación primario. Aunque ¡la mayoría del TPA producido en el reactor de oxidación primario existe como partículas de CTA sólidas, una fracción del TPA producido en el reactor de oxidación primario está presente |en el licor madre líquido . En procesos convencionales, el TPA -en el licor madre líquido representa una pérdida de rendimierito potencial si no se recupera y se purifica. Un método convencional para purificar CTA para producir PTA es mediante el tratamiento de hidrogenación, donde el -CBA es hidrogenado a p-TAc y los cuerpos de color a compuestos solidos mcoloros. Para realizar la purificación mediante la hidrogenación, las partículas de CTA sólidas típicamente se disuelven en un solvente (por ejemplo, agua), y I la solución resul ante se somete a la hidro líquida en la presencia de un catalizador de hidrogenación .

Aunque efectiva para reducir el amarillamiento, la purificación de CTA mediante hidrogenación puede ser costosa debido a que consume energía, hidrogeno, agua y catalizador.

Por consiguiente, desde el punto de vista de costo operacional, sería deseable minimizar la cantidad de I ha drogenací ón requerida para producir sólidos de TPA de pure¡za adecuada . BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Una modalidad de la presente invención se relaciona a un proceso que comprende las siguientes etapas: ('a) proporcionar una suspensión que comprende una fase sólida, y una fase líquida, en donde la fase sólida contiene una primera cantidad de ácido tereftálico, en donde la fase líquida contiene una segunda cantidad de acido tereftálico; (b) someter por lo menos una porción de la primera cantidad de ác o Lereftal ico al tratamiento de oxidación para de est I a manera producir ácido tereftálico tratado con oxidación; y (c) someter por lo menos una porción de la segunda cantidad de ácido tereftálico al tratamiento de hidrogenación para de esta manera producir ácido tereftálico tratado con hidrogenación .

Otra modalidad de la presente invención se relaciona a un proceso que comprende las siguientes etapas: (a) oxidar I para-xileno en un reactor de oxidación inicial, para 'producir de está manera ácido tereftálico inicial; (b) someter una primera porción del ácido tereftálico inicial al tratamiento de hidrogenación, para de esta manera producir un ácido tereftálico tratado con hidrogenación; y (c) combinar por lo menos una porción del ácido tereftálico tratado con hidrogenación con ácido tereftálico sin hidrogenar no sometido a la hidrogenación de la etapa (b) , en donde el ácido tereftálico sin hidrogenar se origina de una segunda porcipn del ácido tereftálico inicial. Todavía otra modalidad de la presente invención se I relaciona a un proceso que comprende las siguientes etapa's : I (a) introduci un medio de fase líquida en una zona de evaporación, en donde el medio de fase líquida comprende un licor madre de ácido tereftálico; (b) evaporar por lo menos una porción del licor madre del medio de fase líquida para de esta manera formar un medio concentrado, en donde el medio concentrado comprende una porción sin evaporar del licor mad|re I y sustancialmente todo el ácido tereftálico; (c) desplazar pbr lo menos una porción del licor madre sin evaporar con un med'io de lavado, p ra de esta manera proporcionar un medio de hidrogenación que comprende el medio de lavado y el ácido tereftálico; y (d) someter por lo menos una porción del medio de h drogenacion al tratamiento de hidrogenación, para de esta manera formar un medio tratado con hidrogenacion . ' Todavía otra modalidad de la presente ?nve|nc?ón se relaciona a un aparato que comprende un reactor de oxidación inicial, un reactor de oxidación secundario opcional, un separador de solido/liquido, un sistema de hidrogenación, y una zona de combinación. El reactor de oxidación inicial tiene una salida de reactor inicial. El reactor de oxidación secundario opcional tiene una entrada de reactor secundario y una salida de reactor secundario. La entrada de reactoi r secundario se acopla en comunicación con la salida de reactor inicial. El separador de solido/liquido tiene una entrada de separador, una salida de solidos separados y una salida de líquidos separados. La entrada del separador se acopla en comunicación en la salida de reactor inicial y/o la salida de reactor secundario. El sistema de hidrogenación tiene una entrada de sistema de hidrogenación y una salida de sistema de hidrogenad ón . La entrada de sistema de hidrogenación se acopla en común Lcación con la salida de líquidos separados. La zona de combinación tiene una entrada de sólidos hidrogenados, una entrada de sólidos sin hidrogenar, y una salida de sólidos compuestos. La entrada de sólidos hidrogenados se acopla en comunicación con la salida de sistema de hidrogenacion y la entrada de solidos sin hidrogenar se acopla en comunicación con la salida de sólidos separados.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS La riG. 1 es un diagrama de flujo de proceso que ilustra un sistema para la producción de un ácido tereftálicb, en donde una porción primaria del ácido tereftálico se purifican mediante el tratamiento de oxidación y unai porción residual del ácido tereftálico se purifica mediante el tratamiento de hidrogenacion . La FIG. 2 es una representación esquemática de un filtro de presión que puede ser empleado para ayudar a recuperar el ácido tereftalico residual del licor madre liquido producido por uno o más reactores de oxidación. I La fIG. 3 es un diagrama de flujo de proceso qµe ilustra un sistema para la producción de un acido tereftálico compuesto que se forma al combinar una cantidad de acido tereftalico purificado/hidrogenado con una cantidad de áci'do Lereftálico crudo/sin hidrogenar. ' DESCRIPCIÓN DETALLADA La FIG. 1 ilustra una modalidad de la presente invención donde el acido tereftal co (TPA) producido en ?un reactor de oxidación primario/inicial 10 se purifica tanto por el tratamiento de oxidación como por el tratamiento de hidrogenación . En una primera etapa de la modalidad mostrada en la 1XG. 1, una corriente de alimentación predominantemente 1 de fase liquida que contiene un compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) , un solvente (por ejemplo, ácijdo acético i agua ) , y un sistema de catalizador (por ejemplo, CofMni-Br) se introduce en un reactor de oxidación i primario/inicial 10. Una corriente de oxidante predominante en fase de gas que contiene oxígeno molecular también se introduce en el reactor de oxidación primario 10. Las corrientes de alimentación en fase líquida y en fase de gas forman un medio de reacción de fases múltiples en el reactor de oxidación 10. El compuesto oxidable se somete a la oxidación parcial en una fase líquida del medio de reacción contenido en el reactor 10. El reactor de oxidación primario 10 es be preferencia un reactor agitado. La agitación del medio de reacción en el reactor de oxidación 10 se puede proporcionar por cualquier medio conocido en la técnica. Como se utiliza en la presente, el término "agitación" denotará el trabajo I disipado en el medio de reacción que causa el flujo del fluido y/o mezclado. Ln una modalidad, el reactor de oxidación primario 10 es un reactor mecánicamente agitado equipado con medios para agitar mecánicamente el medio de reacción. Como se utiliza en la presente, el término "agitación mecánica" denotará l a agitación del medio de reacción causado por el movimiento físico de un(os) elemento(s) líqu?do(s) o flex?ble(s) contra o dentro del medio de reacción. Por ejemplo, La agitación mecánica se puede proporcionar mediante rotación, oscilación y/o vibración de agitadores internos, paletas, vibradores o diafragmas acústicos localizados en el medio de reacción. En una modalidad preferida de la invención, el reactor de oxidación primario 10 es un reactor de columna de burbujeo. Como se utiliza en la presente "reactor de columna de burbujeo" denotará un reactor para 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 I utiliza en la presente, los términos "mayoría", "principalmente" y "predominantemente" significará más de 50 por ciento. , El compuesto oxidable presente en la corriente de alimentación de fase líquida introducida en el reactor de oxidación primario 10 de preferencia comprende por lo menos un grupo hidroca rbiío . Más de preferencia, el compuesto oxidable es un compuesto aromático. Todavía más de preferencia, el compuesto oxidable es un compuesto aromático 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 enlazada (-COOH). Aun más de preferencia, el compuesto oxidable es un compuesto aromático con por lo menos un grupo hidrocarbilo enlazado o por lo menos un grupo hidrocarbilo sustituido enlazado con cada grupo enlazado que comprende de 1 a 5 átomos de carbono. Aun todavía más de preferencia, el compuesto oxidable es un compuesto aromático que tiene I exactamente dos grupos enlazados con cada grupo enlazado que 1 comprende exactamente un átomo de carbono y que consiste de grupo metilo y/o grupo metilo sustituido y/o a lo más un grupo de ácido carboxílico. Aun todavía más de preferencia, el i compuesto oxidable es para-xileno, meta-xileno, para-tolualdehído, meta-tolualdehído, ácido para-toluico, ácido meta-toluico y/o acetaldehído. Mucho más de preferencia, él compuesto oxidable es para-xileno. i Un "grupo hidrocarbilo", como se define en la presente, es por lo menos un átomo de carbono que 'es unido solamente a átomos de hidrógeno o a otros átomos de carbono.

Un "grupo hidrocarbilo sustituido", como se define en la presente, es por lo menos un átomo de carbono enlazado a por lo menos a un heteroátomo y a por lo menos un átomo de hidrógeno. "Heteroátomos", como se define en la presente, son todos lo átomos diferentes a los átomos de carbono y de I hidrógeno. Los compuestos aromáticos, como se define en la t presente, comprenden un anillo aromático, de preferencia que tiene por lo menos 6 átomos de carbono, aun más de preferencia que tiene solamente átomos de carbono como parte del anillp.

Ejemplos adecuados de tales anillos aromáticos incluyen pero no están limitados a benceno, bifenilo, terfenilo, naftaleno u otros anillos aromáticos fusionados basados en carbono.

La cantidad de compuesto oxidable presente en ¡La corriente de alimentación de fase líquida introducida en el reactor de oxidación primario 10 de preferencia está en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 40 por ciento en peso, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 20 por ciento en peso, y mucho más de I preferencia en el intervalo de 6 a 15 por ciento en peso. El solvente presente en la corriente de alimentación de fase líquida introducido en el reactor de oxidación primario 10 de preferencia comprende un componente de ácido y un componente de agua. El solvente de preferencia esté presente en la corriente de alimentación de fase líquida a una concentración en eí intervalo de aproximadamente 60 a aproximadamente 98 por ciento en peso, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 96 por I ciento en peso y mucho más de preferencia en el intervalo e 85 a 94 por ciento en peso. El componente de ácido del solvente es de preferencia un ácido monocarboxílico de bajo peso molecular orgánico que tiene 1-6 átomos de carbono, más i de preferencia 2 átomos de carbono. Mucho más de preferencia, el componente de ácido del solvente es ácido acético. De preferencia, el componente de ácido constituye por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del solvente, más de preferencia por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso del solvente y mucho más de preferencia en el intervalo de 85 I a 98 por ciento en peso del solvente, con el resto que es agua . La corriente de alimentación de fase ; líquida introducida en el reactor de oxidación primario 10 tambiéin i | puede incluir un sistema de catalizador. El sistema de catalizador es de preferencia un sistema de catalizador de fase líquida, homogéneo capaz de promover la oxidación parcial del compuesto oxidable. Más de preferencia, el sistema de catalizador comprende por lo menos un metal de transición multivalente . Todavía más de preferencia, el metal de transición multivalente comprende cobalto. Aun , más de ¡ ! preferencia, el sistema de catalizador comprende cobalto ¡y bromo. Mucho más de preferencia, el sistema de catalizador comprende cobalto, bromo y manganeso. Cuando el cobalto está presente en el sistema de catalizador, se prefiere que la cantidad de cobalto presente en la corriente de alimentación de fase líquida sea tal que la concentración de cobalto en la fase líquida del medio de reacción sea mantenida en el intervalo de aproximadamente 300 a aproximadamente 6,000 partes por millón en peso (ppmw), más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 700 , a aproximadamente 4,200 ppmw, y mucho más de preferencia en el intervalo de 1,200 a 3,000 ppmw. Cuando el bromo está ,presente en el sistema de catalizador, se prefiere que la cantidad de bromo presente en la corriente de alimentación de fase líquida sea tal que la concen medio de reacción aproximadamente 300 preferencia en el ¡ ¡ aproximadamente 4,000 ppmw, y mucho más de preferencia 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 i de fase liquida sea tal que la concentración de manganeso en la fase líquida del medio de reacción sea mantenida en el ! intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 1,0|00 ppmw, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 40 a i aproximadamente 500 ppmw, mucho más de preferencia en el intervalo de 50 a 200 ppmw. La relación en peso de cobalto a bromo (Co:Br) en el sistema de catalizador introducido en el reactor de oxidación primario 10 de preferencia está en el intervalo de aproximadamente 0.25:1 a aproximadamente 4:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 ¡a aproximadamente 3:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.75:1 a 2:1. La relación en peso de cobalto a manganeso (Co:Mn) en el sistema de catalizador introducido de preferencia está en el intervalo de aproximadamente 0.3:1 a aproximadamente 40:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 30:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 10:1 a 25:1. Durante la oxidación, se prefiere que el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) sea introducido en el reactor de oxidación primario 10 a una proporción de por lo menos aproximadamente 5,000 kilogramos por hora, más de preferencia en una proporción en el intervalo de aproximadamente 10,000 a aproximadamente 80,000 kilogramos por hora, y mucho más de preferencia en el intervalo de 20,000 a 50,000 kilogramos por hora. Durante la oxidación se prefiere que la relación de proporción de flujo de masa del solventei a la proporción de flujo de masa del compuesto oxidable que entra al reactor de oxidación 10 sea mantenido en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 50:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 40:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 7.5:1 a 25:1. La corriente de oxidante predominantemente de fase de gas introducida en el reactor de oxidación primario 10 de preferencia se comprende un intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 40 por ciento en mol de oxígeno molecular, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 30 por ciento en mol de oxigeno molecular y mucho más de preferencia en el intervalo de 18 a 24 por ciento en mol de oxígeno molecular. Se prefiere para el resto de la corriente de oxidante que esté comprendida principalmente de un gas o gases, tal como nitrógeno, que son inertes a la oxidación. Más de preferencia, la corriente de oxidante I consiste esencialmente de oxígeno molecular y nitrógeno. Mucho I más de preferencia, la corriente de oxidante es aire seco que comprende aproximadamente 21 por ciento en mol de oxígeno molecular y aproximadamente 78 a aproximadamente 81 por ciento en mol de nitrógeno. En una modalidad alternativa de la presente invención, la corriente de oxidante puede comprender oxígeno sustancialmente puro. Durante la oxidación de fase líquida en el reactor i de oxidación primario 10, se prefiere que la corriente de oxidante sea introducida en el reactor 10 en una cantidad que proporcione oxígeno molecular que excede un poco la demanda de oxígeno estequiométrico . Así, se prefiere que la relación de proporción de flujo de masa de la corriente de oxidante (por ejemplo, aire) a la proporción de flujo de masa del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) que entra al reactor 10 sea mantenido en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 'a aproximadamente 20:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 10:1 y mucho más de I preferencia en el intervalo de 2 : 1 a 6 : 1. ' La reacción de oxidación de fase líquida llevada a cabo en el rector 10 es de preferencia una reacción de precipitación que genera sólidos. Más de preferencia, la I oxidación de fase líquida llevada a cabo en el reactor 10 causa que por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) introducido 1 en el reactor de oxidación 10 forme sólidos (por 'ejemplo, partículas de CTA) en el medio de reacción. Todavía más de preferencia, la oxidación de fase líquida causa que por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del compuesto oxidable forme sólidos en el medio de reacción. Más de preferencia, la oxidación de fase liquida causa que por ío menos 90 por ciento en peso del compuesto oxidable forme sólidos en el medio de reacción. Se prefiere que el contenido i de sólidos en el medio de reacción sea mantenido en él intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 40 por ciento en peso, todavía más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 35 por ciento en peso, y mucho más de preferencia en el intervalo de 15 a 30 por ciento en peso. Durante la oxidación en el reactor de oxidación 10, el medio de reacción de fases-múltiples de preferencia se mantiene en una temperatura elevada en el intervalo de aproximadamente 125°C a aproximadamente 225°C, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 150°C a aproximadamente 180°C, y de mucho más de preferencia en el intervalo de 155 a 165°C. La presión de la parte de arriba en el reactor de oxidación 10 de preferencia se mantiene en el I intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20 bar atmosférico (bara), más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 3.5 a aproximadamente 13 bara, y más de preferencia en el intervalo de 5.2 a 6.9 bara. i Como se ilustra en la FIG. 1, una suspensión de producto crudo se retira de una salida del reactor de oxidación primario 10 por la vía de la línea 12. La fase sólida de la suspensión de producto crudo en la línea 12 se forma principalmente de partículas de ácido tereftálico crudo I (CTA) . La fase líquida de la suspensión de producto crudo en | la linea 12 es un licor madre liquido que comprende por lo menos una porción del solvente, el sistema de catalizador, |y cantidades menores de TPA disuelto. La cantidad I 1 de TPIA I presente en el licor madre es de preferencia m nor que i aproximadamente 10 por ciento en peso del TPA total ¡presente i en la suspensión de producto crudo que sale del reactor de oxidación primario 10, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 5 por ciento en peso del TPA, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.5 a 3 por i ciento en peso del TPA total. El contenido sólidos de la I suspensión del producto crudo en la línea 12 es de preferencia el mismo como el contenido de sólidos del medio de reacción en el reactor de oxidación primario 10, discutido en lo anterior!. En una modalidad de la presente invención, la suspensión del producto crudo en la línea 12 se transporta directamente a un reactor de oxidación secundario 14 para la purificación mediante el tratamiento con oxidación.! En una modalidad alternativa, un sistema de remoción del licor opcional 16 se emplea para remover por lo menos una porción i del licor madre líquido de la suspensión de producto crudo antes de la introducción en el reactor de oxidación secundario 14. El sistema de remoción del licor 16 puede emplear una variedad de diferentes aparatos para remover/separar por lo menos una porción del licor madre de la suspensión de producto en la línea 12. Por ejemplo, el sistema de remoción del licor 16 puede ser un sistema de intercambio del licor que separa por lo menos una porción del licor madre de la suspensión de producto crudo y luego utiliza un solvente de reemplazo limpio para remplazar una porción del licor madre removido. La i separación del licor madre del sólido en el sistema de remoción del licor 16 se puede realizar utilizando ún separador de sólido/líquido adecuado tal como, por ejemplo, una centrífuga decantadora, una centrífuga de disco rotatorio, un filtro de banda o un filtro de vacío rotatorio. Cuando el sistema de remoción del licor 16 es empleado, el licor madre removido se pasa a través de la línea 18 para el procesamiento adicional (descrito en detalles enseguida) , mientras, que la suspensión de producto crudo resultante se pasa a través de la línea 20 al reactor de oxidación secundario 14. En el reactor de oxidación secundario 14, la suspensión de producto crudo se somete a la purificación mediante el tratamiento con oxidación. El reactor de oxidación secundario 14 es de preferencia un reactor agitado, mucho más de preferencia un reactor mecánicamente agitado. Una corriente i de oxidante secundaria se proporciona al reactor de oxidación secundario 14 para proporcionar el oxigeno molecular requerido para la oxidación secundaria. El catalizador adicional también se puede adicionar sí es necesario. La suspensión de producto crudo introducida en un reactor de oxidación secundario 14 contiene cantidades significantes de impurezas tales, por ejemplo, 4-carboxibenzaldehído (4-CBA) y ácido para-tóluico (p-TAc) . El tratamiento con oxidación en el reactor de oxidación secundario 14 de preferencia causa la oxidación de una porción sustancial de 4-CBA y p-TAc a TPA. La temperatura en la cual la oxidación se lleva a cabo en ei reactor de oxidación secundario 14 es de preferencia por lo menos aproximadamente 10°C más grande que la temperatura de oxidación en el reactor de oxidación primario 10, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 80°C más grande, y mucho más de preferencia en el intervalo de 30 a 50°C más grande. El calor adicional requerido para la operación de reactor de oxidación secundario 14 se puede proporcionar y suministrar un solvente vaporizado al reactor de oxidación secundario y al permitir que el solvente vaporizado se condense en el mismo.

La temperatura de oxidación en el reactor de oxidación secundario es de preferencia mantenida en el intervalo de aproximadamente 175 a aproximadamente 250°C, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 185 | a aproximadamente 230°C, y mucho más de preferencia en l intervalo de 195 a 210°C. La presión de oxidación en él reactor de oxigenación secundario 14 es de preferencia mantenida en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 30 bara, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 4.5 a aproximadamente 18.3 bara, y mucho más de preferencia en el intervalo de 13.4 a 17.2 bara. Una suspensión tratada con oxidación se descarga del reactor de oxidación secundario 14 por la vía de linea 22. La fase sólida de la suspensión tratada con oxigenación se forma principalmente de partículas de ácido tereftálico purificado (PTA), mientras que la fase líquida se forma de un licor madre tratado con oxigenación. El contenido de sólidos de la suspensión tratada con oxidación la línea 22 está de preferencia en los mismos intervalos divulgados en lo anterior para el contenido de sólido de la suspensión de producto crudo en la 1ínea 12. La suspensión tratada con oxidación en la línea 22 se trasporta a un sistema de recuperación de sólidos 24 para la remoción del licor madre tratado con oxidación y la recuperación de las partículas de PTA sólidas. El sistema de I recuperación de sólidos de preferencia incluye por lo menos ún separador de sólido/líquido y por lo menos un secador. El separador de sól do/líquido empleado como parte del sistema de recuperación de sólidos 24 puede ser cualquier separador de sólido/líquido convencional tal, por ejemplo, como una centrífuga decantadora, una centrífuga de disco rotatorio, un filtro de banda o un filtro de vaciado rotatorio. Los sólidos separados en el separador de sólido/líquido luego se pueden secar utiLizando cualquier secador adecuado conocido en la técnica. Los sólidos de PTA secos, recuperados se descargan del sistema de recuperación de sólidos 24 por la vía de la linea 26. El licor madre tratado con oxigenación separado ¡se descarga del sistema de recuperación de sólidos 24 por la via de la I i nea 28. El licor madre separado en la línea 28 se puede comb mar con el licor madre separado opcional en la linea 18, si está presente. La corriente del licor madre combinado en ia linea 30, que contiene una pequeña cantidad de TPA residual, luego se puede dirigir a un sistema de recuperación de TPA residual 32. La recuperación de TPA residual de preferencia incluye por lo menos un evaporador 34 y un separador de sol i do/ 1 í quido 36. El evaporador 34 es operable para remover una porción sustancial del solvente (por ejemplo, ácido acético y agua) del licor madre. El solvente evaporado se descarga de La evaporadora 34 por la vía de la línea 38. De preferencia, el evaporador 34 incluye una primera zona de I evaporador operada en o arriba de la presión atmosférica (por ¡ ejemplo, 1-10 atmósfera) y una segunda zona de evaporador operada en condiciones de vacío. La segunda zona de evaporación de preferencia se mantiene a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 10,0°C, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 20 aproximadamente 70°C, y mucho más de preferencia en bl intervalo de 30 a 50°C. Se prefiere que por lo menos aproximadamente 25 por ciento en peso del licor madre introducido en el evaporador 34 sea evaporado y descargado ppr la vía de la linea 38, más de preferencia por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del licor madre introducido en el evaporador 34 sea evaporado y descargado por la vía de la línea 38, y mucho más de preferencia en el I intervalo de 75 a 99 por ciento en pesa del licor madre i introducido en el evaporador 34 sea evaporado y descargado ppr la vía de la línea 38. ¡ Una suspensión concentrada se descarga del i evaporador 34 por la via de la linea 40. La suspensión i concentrada en la linea 40 de preferencia contiene más de ¡ aproximadamente 10 por ciento en peso de partículas de TPA sólidas y menos de 90 por ciento en peso de líquidos. La i suspensión concentrada en la linea 40 de preferencia contiene menos de aproximadamente 10 por ciento en peso del TPA total I descargado del reactor de oxidación primario por la vía de la linea 12, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente a aproximadamente 5 por ciento peso del TPA total del reactor 10, y mucho más de i preferencia en el intervalo de 0.5 a 3 en peso del TPA total del reactor 10. l La suspensión concentrada en la línea1 40 se introduce en el separador sólido/líquido 36 donde sustancialmente todo el licor madre líquido restante se remueve de la suspensión concentrada. El licor madre removido i se descarga del separador de sólido/líquido 36 por la vía de la línea 42 y subsecuentemente se combina con el licor madre I evaporado en la línea 38. El licor madre combinado en la línea 44 luego puede ser reciclado al reactor de oxidación primario 10 por la vía de la combinación con la corriente de alimentación de fase líquida introducida en el reactor 10, I aunque una porción de todo el licor madre combinado se puede remover del proceso. • El separador de sólido/líquido 36 de preferencia emplea un dispositivo de filtro de presión de tambor rotatorio 1 I similar al dispositiva ilustrado en la FIG. 2. El filtro de presión de tambor rotatorio de la FIG. 2 comprende un alojamiento 50 y un filtro de tambor rotatorio 52 ubicado rotablemente dentro del alojamiento 50. Un anulo se define entre el interior del alojamiento y el exterior de filtro de tambor rotatorio 52. Este anulo se divide en varias zonas I discretas por los sellos 54a, b, c, d, e, f . Una zona de filtración I 56 se define en el anulo entre los sellos 54a y 54b. ¡Una zona I de lavado 58 se define en el anulo entre los sellos 54b y 54e. Una zona de secado/eliminación de agua 60 se define en el anulo entre los sellos 54e y 54f. El alojamiento 50 está abierto entre los sellos 54f y 54a. Esta porción abierta del I alojamiento 50 ncluye una zona descarga 62 y una zona de I lavado de tela 64. Con referencia nuevamente a la FIG. 2, un filtro de i tambor rotatorio 52 define una pluralidad de celdas de filtros I 66 ubicadas en la periferia del tambor. El fondo de cada celda de fi 1 tro 66 se forma de un medio de filtro (por ejemplo, tela sintética, metal de una sola capa, o metal de capas múltiples) . El flujo de fluido a través del medio de filtro es causado al crear una diferencial de presión a través del medio de f Ltro. Cada celda de filtro 66 tiene su propia salida para descargar fluidos interiormente hacia el eje de rotación del filtro de tambor rotatorio 52. Las salidas de las celdas de filtro axialmente alineadas 66 están diversificadas en múltiples. Los múltiples (no mostrados) rotan con el filtro de tambor rotatorio 52 y comunican con una cabeza de servic o/control (no mostrada) que recolecta los fluidos de Los múltiples de una manera que permite que los fluidos descargados de la zona 56, 58, 60 sean mantenidos separados.

I El alojamiento 50 define una entrada de suspensión I concentrada 68 que comunica con la zona de filtración 56, una entrada de alimentación de lavado 70 que comunica con1 la zona de lavado 58, y una entrada de gas de secado 72 que comunica con la zona de secado/eliminación de agua 60. La zona de lavado 58 se divide en una zona de lavado inicial 74, una zona de lavado intermedia 76, y una zona de lavado final 78 por los sellos 54c y 54d. El alojamiento 50 y el filtro de tambor rotatorio 52 están configurados para permitir el filtrado descargado de la zona de lavado inicial 74 entre a la zona de lavado intermedio 76, y la descarga de filtrado de la' zona de lavado intermedia 76 entre a la zona de lavado final 78. I En la operación, la suspensión concentrada en la línea 40 entra a la zona de filtración 56 por la vía de la entrada suspensión 68 y forma una torta de filtro 80 en las celdas de filtro 66 sobre la periferia del tambor de filtro rotatorio 52. En la zona de filtración 56, el licor madre líquido se descarga radialmente hacía dentro desde el fondo de cada celda de filtro 66. El licor madre recolectado de la zona de filtración 56 puede ser descargado del aparato por la vía de la línea 42. La obtención de una altura preferida de la torta de filtro 80 en la zona de filtración 56, el filtro de tambor rotatorio 52 rota de modo que la torta de filtro 80 entra a la zona de lavado 58. En la zona de lavado 58, la torta de filtro 80 se lava con una alimentación de lavado que entra a la zona de ¡ lavado inicial. 74 por la vía de la entrada de alimentación de i lavado 70. La alimentación de lavado de preferencia ,se forma I principalmente de agua. Mucho más de preferencia la alimentación de lavado consiste esencialmente de agua. El filtrado de lavado de la zona de lavado inicial 74 luego se trasfiere a la zona de lavado intermedia 76, y el filtrado de lavado de la zona de lavado intermedia 76 se trasfiere en la zona de lavado final 78. El filtrado de lavado luego puede ser descargado del aparato por la vía de la línea 84. En una modalidad de la presente invención, el filtrado del lavado én I la línea 84 se combina en el licor madre filtrado en la línea 42. Después del lavado adecuado en la zona de lavado 58 el filtro de tambor rotatorio 52 gira de modo que la torta de filtro 80 entre a la zona de secado/eliminación de agua 60. En la zona de secado/eliminación de agua 60, el líquido se remueve de la torta de filtro de lavado 8'0 al pasar un gas secante, que entra por la vía de la entrada de gas 72, a través de ia torta de filtro de lavado 80. La corriente de gas que pasa a través de la torta de filtro de lavada' 80 sale del aparato como un vapor húmedo por la vía de la línea 85. Después de que la torta de filtro 80 es secada/eliminada' de agua en la zona 60, el filtro de tambor rotatorio 52 gira de modo que la torta de filtro secada 80 entra a la zona de descarga 62.

En la zona de descarga 62, la torta de desacoplada del filtro de tambor rotatorio 52 aparato por la vía de la linea 86. El tambor dé filtro rotatorio 52 Luego gira en la zona de lavado de tela 64 donde I se remueven cualquiera de las partículas sólidas que permanecen en las celdas de filtro 66. ' Occidental. Sin embargo, otros filtros de presión conocidos en la técnica pueden ser capases de realizar las funciones requeridas por el separador sólido/líquido 36 de la FIG. 1.

Ejemplos de otros dispositivos adecuados incluyen, por i ejemplo, filtros de banda, prensas de filtro, centrífugas, filtros de hoja de presión y filtros de flujo cruzado. En una modalidad de la presente invención, el separador de sólido/liquido tiene sustancialmente la misma configuración y los parámetros de operación como el filtro de prensión descrito en la solicitud de la patente norteamericana número de serie 10/874,419, presentada el 23 de junio del 2004, ]Ja I descripción completa de la cual se incorporada por referencia en la presente. Por referencia nuevamente a la FIG. 1, los sólidqs que sa Len del separador de sólido/líquido 36 por la vía de|l conducto 86 son de preferencia sólidos de TPA residuales que se originan de la fase líquida de la suspensión que sale del reactor de oxidación primario 10 y/o reactor de oxidación secundario 14. Estas partículas de TPA residuales en la línea 80 se someten a la purificación mediante el tratamiento cpn hidrogenación en un sistema de hidrogenación 88. El sistema de hidrogenación 88 puede incluir uno o más recipientes/zonas. De preferencia, el sistema de hidrogenación 88 incluye una zona/ recipiente de disolución inicial donde los sólidos de TPA residual se combinan con un solvente (de preferencia agua) a una temperatura elevada para de esta manera causar la I disolución de los sólidos de TPA residuales en el solvente. El solvente y las partículas de TPA residuales de preferencia se combinan en una relacionen peso de solvente a TPAi en ei l intervalo de aproximadamente 0.5:1 a aproximadamente 50:1, mas de preferencia en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproxi adamente 10:1, y mucho más de preferencia en él intervalo de 1.5:1 a 5:1. Después de la disolución de las partículas de TPA residuales en el solvente, la solución resultante se introduce a una zona/ recipiente de hidrogenación del sistema de hidrogenación 88 donde la solución se pone en contacto cbn nitrógeno y un catalizador de hidrogenación bajo condiciones suficientes para causar hidrogenación de ciertas impurezas presentes en la misma (por ejemplo, hidrogenación de 4-CBA' a p-TAc y/o fioureneonas a flourenos) . En una modalidad I preferente a la invención, el tratamiento de hidrogenación se lleva a cabo a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 200 a aproximadamente 400°C, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 250 ' a aproximadamente 350°C, y mucho más de preferencia en el intervalo de 260 a 320°C. La presión en la zona/recipiente de i hidrogenación de preferencia se mantiene en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 200 bara, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 150 bara, y mucho más de preferencia en el intervalo de 46.9 a 113 bara. La velocidad espacial promedio i para la hidrogenación de preferencia se mantiene en el i intervalo de aproximadamente 150 a aproximadamente 2, 500 I kilogramos de solución por hora por metro cúbico de lecho de catalizador (kg/hr/m3), más de preferencia en el intervalo de aprox madamente 300 a aproximadamente 1,500 kg/hr/m3, y mucho más de preferencia en el intervalo de 450 a 850 kg/hr/m3. La relación molar de la alimentación de hidrogeno a la zona/ rec i p Lente de hi drogenación al TPA residual alimentado, a la zona/ reci píente de hidrogenación de preferencia está en el intervalo de aproximadamente 5:1 aproximadamente 500:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 10:1 a aproximadamente 300:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 20:1 a 250:1. El catalizador de hidrogenación empleado en la zona/recipiente de hidrogenación es de í preferencia un metal noble del Grupo VIII sobre un material de su propio catalizador convencional. Después del tratamiento con hidrogenación en el I sistema de hidrogenación 88, la solución tratada por i hidrogenación resultante se transporta en la línea 89 a un sistema de cristalización 90 donde se somete a la cristalización en por lo menos un cristalizador. En el sistema de cristalización 90, la temperatura de la solución hidrogenada se baja a una temperatura de cristalización en el intervalo de aproximadamente 100 a aproximadamente 20O°C, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 120 i a aproximadamente 185°C, y mucho más de preferencia en el intervalo de 140 a 175°C. La temperatura disminuida en el sistema de cristalización 90 causa que sustancialmente todo él TPA disuelto en la solución tratada con hidrogenación cristalice, para de esta manera formar partículas sólidas de ácido tereftálico purificado/hidrogenado (es decir PTA) . El efluente de dos fases (suspensión) del sistema de cristalización 90 se transporta en la línea 91 a un separador de sólido/líquido 92 para la separación de las fracciones sólidas y liquidas. La fracción líquida separada (es decir él licor madre de hidrogenación) se transporta la línea 93 para el procesamiento adicional. El PTA sólido separado del separador 92 se transporta en la línea 94 para el secado en uno o más secadores convencionales 95. Las partículas de PTA tratadas con hidrogenación, secadas, resultantes se transportan en la línea 96 a una zona de combinación 97 donde i por lo menos una porción de las partículas de PTA tratadas con hidrogenación de la línea 96 y se combinan con por lo menos una porción del PTA tratado con oxidación de la línea 26. I Un PTA compuesto que contiene PTA tratado con oxidación y con hidrogenación se produce de la zona de combinación 97 por la vía de la línea 98. La relación en peso del PTA tratado con oxidación al PTA tratado con hidrogenación en el PTA compuesto producido de la zona de combinaciones 97 está de preferencia en el intervalo de aproximadamente 10:1 la aproximadamente 1,000:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 20:1 a aproximadamente 500:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 50:1 a 250:1. En una modalidad de la presente invención, sustancialmente todo el TPA presente en la fase sólida de la suspensión que sale del reactor de oxidación secundario 14 por la vía de la línea 22 y subsecuentemente producido en la zona de combinación 97, mientras que sustancialmente todo el TPA presente en la solución tratada con hidrogenación que sale del sistema de hidrogenación 88 por la vía de la línea 89 también se introduce subsecuentemente la zona de combinación 97. En tal modalidad, la relación en peso de partículas de PTA tratadas con oxigenación que salen del reactor de oxidación secundario 14 a PTA tratado con hidrogenación que sale del sistema I t I hidroqenación 88 es la misma como la relación en peso, del PTA ! tratado con oxidación al PTA tratado con hidroqenación I mencionado anteriormente para el producto de PTA compuesto final . La FIG. 3 ilustra una modalidad de la presente invención donde una primera porción del TPA inicial producido en un reactor de oxidación 100 se somete al tratamiento de hidrogenación, una segunda porción del TPA producido en el reactor de oxidación 100 no se somete al tratamiento de j hidrogenación, y un producto de TPA compuesto se forman al combinar TPA tratado con hidrogenación (que se origina de l ia primera porción de TPA inicial) y TPA sin hidrogenar (que se origina de la segunda porción de TPA) . Como se muestra en la FIG. 3, una primera e'tapa del proceso, una corriente de alimentación predominantemente de i fase líquida que contiene un compuesto oxidable (por ?ejemplo, para-xileno), un solvente (por ejemplo, ácido acético+agua ) , i un sistema de catalizador (por ejemplo, Co+Mn+Br) se introduce a un reactor de oxidación 100. Una corriente de oxidante predominantemente en fase gas que contiene oxigeno molecular también se introduce en el reactor 100. Las corrientes de alimentación en fase líquida y en fase gas forman un medio de reacción de fases múltiples en el reactor 100. El compuestos oxidables se somete a la oxidación parcial a una fase líquida del medio de reacción contenido en el reactor 100.

El reactor de oxidación 100 es de preferencia un : ! reactor agitado. La agitación del medio de reacción en el reactor de oxidación 100 se puede proporcionar por cualquier I. medio conocido en la técnica. En una modalidad preferida de ¿a presente invención, el reactor de oxidación 100 es un reactor mecánicamente agitado (por ejemplo, reactor de tanque agitado continuo) equipado con medios para agitar mecánicamente el medio de reacción. En una modalidad alternativa de la invención, el reactor de oxidación 100 es un reactor de columna de burbujeo. La corriente de alimentación de fase líquida y la 1 corriente de oxidante de fase de gas introducida en el reactor 1 i de oxidación 100 de la Fig. 3 de preferencia son sustancialmente las mismas como la corriente de alimentación de fase líquida y la corriente de alimentación de fase gas introducida en el reactor de oxidación primario 10 de la FIG. 1. Además, el reactor de oxidación 100 de la FIG. 3 es de preferencia operado sustancialmente en la misma manera como és descrito en lo anterior con referencias al rea¡ 1ctor dIe oxidación primario 10 de la FIG. 1. Sin embargo, cuando él reactor de la oxigenación 100 de la FIG. 3 es un reactor mecánicamente agitado, se prefiere que el medio de reacción de fases múltiples en ei reactor de oxidación 100 sea mantenido1 a una temperatura elevada en el intervalo de aproximadamente 150 a aproximadamente 300°C, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 175 a aproximadamente 250°C, y mucho más en el intervalo de 190 a 225°C. La presión de la parte de arriba en el reactor de oxidación 100 de preferencia es mantenida en intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20 manométrico (barg), más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 12 barg, y mucho más de preferencia en el intervalo de 4 a 8 barg. Como se ilustra en la FIG. 3, una suspensión que contiene partículas sólidas del producto de oxidación (por I ejemplo, CTA) se retira de una salida del reactor de oxidación I 100. El contenido de sólidos de la suspensión retirada' está de preferencia en el intervalo de aproximadamente 5 ¡a aproximadamente 40 -por ciento en peso, todavía más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 35 por ciento en peso, y mucho más preferencia I en el intervalo 15 a 30 por ciento en peso. La suspensión retirada del reactor 100 se introduce un separador de sólido/liquido 102 donde la suspensión se somete a la operación sólido/líquido. El separador 102 puede ser cualquier medio de separación de sólido/líquido convencional que incluye, por ejemplo, una centrífuga decantadora, u a centrífuga de disco rotatorio, un filtro de banda, o un filtro de vacío rotatorio. El licor madre líquido descargado a través de una salida de líquido del separador de sólido/líquido 102 s'e introduce en un sistema de recuperación de catalizador 104. El licor madre líquido típicamente está comprendido principalmente del solvente y el sistema de catalizador; sin embargo, el licor madre también puede contener metales de corrosión/alteración indeseables tales como hierro, níquel y cromo, así como productos de reacción orgánicos deseados que se han acumulado a través del tiempo. El sistema de recuperación de catalizador 104 emplea un método convencional i para remover una porción sustancial de los componentes indeseables presentes en el licor madre líquido. Como se ilustra en la F1G. 3, la corriente líquida limpia re'sultante se puede combinar con la corriente de alimentación de fase I líquido introducida en el reactor de oxidación 100. Los sólidos de ácido crudo (por ejemplo, CTA) descargados a través de una salida sólidos del separador de sól do/líqu do 102 típicamente está en la forma de una torta húmeda con solvente. Opcionalmente, uno o más secadores 103 se pueden utilizar para evaporar el solvente residual. El CTA típicamente tiene un contenido de 4-CBA mayor que aproximadamente 600 partes por millón en peso (ppmw.). Más típicamente, el contenido de 4-CBA de los sólidos de ácido crudo están en el intervalo de aproximadamente 100 a aproximadamente 10,000 ppmw, y mucho más típicamente en el intervalo de 800 a 7,000 ppmw. Típicamente, los sólidos de ácido crudo tienen un contenido de p-TAc mayor que I aprox madamente 150 ppmw. Más típicamente, el contenido de p-TAc de los sólidos de ácido crudo están en el inervado díe I aproximadamente 175 a aproximadamente 5,000 ppmw, y mucho más típicamente en el intervalo de 200 a 1,500 ppmw. Típicamente, los sólidos de ácido crudo tienen un contenido combinado de 4-CBA más p-TAc mayor que aproximadamente 700 ppmw. Más típicamente, el contenido combinado de 4-CBA y p-TAc de los sólidos de ácido crudo están en el intervalo de aproximadamente 850 a aproximadamente 10,000 ppmw, y más típicamente en el intervalo de 1,000 a 5,000 ppmw. i Típicamente, Los sólidos de ácido crudo tienen un valor B* de por lo menos 3, más típicamente en el intervalo de aproximadamente 3.5 a aproximadamente 10, y mucho más típicamente 4 a 8. Por referencia nuevamente a la FIG. 3, los sólidos de ácido crudo (por ejemplo, CTA) descargados del separador de sol Ldo/líquido 102 (u opcionalmente, el secador 103) se introducen en partidor 105 donde los sólidos se dividen en una primera porción y una segunda porción. El partidor 105 puede ser cualquier medio convencional para separar sólido. La primera porc LÓ? de los sólidos de ácido crudo sale de una primera salida del partidor 105 y subsecuentemente es sometida a la purificación en un sistema hidrogenad ón 106. La segunda porción de lo sólidos -de ácido crudo sale de una segunda salida del partidor 105 y no se somete al tratamiento con hidrogenación. Se prefiere que por lo menos aproximadamente 1 por ciento en peso de los sólidos de ácido crudo (por ejemplo, CTA) producidos en el reactor de oxidación 100 salgan a la segunda salida del partidor 105 y no se sometan al tratamiento con hidrogenación, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente de 3 a aproximadamente 60 por ciento en peso de los sólidos de ácido crudo no se someten al tratamiento con hidrogenación, y mucho más de preferencia en el intervalo de 5 aproximadamente 40 por ciento en peso de los sólidos 'de ácido crudo no se sometan al tratamiento por hidrogenación .| Además, i se prefiere para la relación en peso de la segunda porción d 1e los sólidos de ácido crudo (no sometida a la hidrogenación) a I la primera porción de los sólidos de ácido crudo I (subsecuentemente sometida a la hidrogenación) que esté en el intervalo de aproximadamente 0.01:1 a aproximadamente 4:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.05:1 ¡a aproximadamente 2:1, y mucho más de preferencia en el intervalo 0.1:1 a 1:1. El sistema de hidrogenación 106 recibe la primera porción de los sólidos de ácido crudo del partidor 105. El sistema de hidrogenación 106 puede incluir uno o más recipientes/zonas. De preferencia, el sistema de hidrogenación 106 incluye una zona/recipiente de disolución inicial donde los sólidos de ácido crudo (por ejemplo, CTA) se combinan con i un solvente (de preferencia agua) a una temperatura elevada para de esta manera causar la disolución de los sólidos de I ácido crudo en el solvente. El solvente y las partículas de ácido crudo de preferencia se combinan en una relación en peso de solvente a ácido crudo en el intervalo de aproximadamente I ¡ 0.5:1 a aproximadamente 50:1, mas de preferencia en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 10:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 1.5:1 a 5:1. Después de la disolución de las partículas de ácido crudo en el solvente, la solución resultante se introduce en una zona/recipiente de hidrogenación del sistema de hidrogenación 106 donde la hidrogeno y un catalizador suficientes para causar la hidrogenacion de ciertas impurezas presentes en la misma (por ejemplo, hidrogenación de 4-CBA a I p-TAc y/o floreneonas a flourenos) . En una modalidad preferida de la invención, el tratamiento de hidrogenación se lleva acabo a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 200 a aproximadamente 375°C, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 225 a aproximadamente 300°C, y mucho más de preferencia en el intervalos de 240 a 280°C. La presión en la zona/recipiente de hidrogenación de preferencia se mantiene en el intervalo de 2 a aproximadamente 50 barg. La velocidad espacial promedio para hidrogenación de preferencia se mantiene en el intervalo de aproximadamente 150 a aproximadamente 2,500 kilogramos de solución por hora por metro cúbico de lecho de catalizador (kg/hr/m3), más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 300 ¡ a aproximadamente 1 , 500 kg/hr/m3, y mucho más de preferencia en el intervalo de 450 a 850 kg/hr/m3. La relación molar de I hidrógeno alimentado a la zona/recipiente de hidrogenación al ácido crudo alimentado a la zona/recipiente de hidrogenación de preferencia está en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 500:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 10:1 a aproximadamente 300:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 20:1 a 250:1. El catalizador de hidrogenación empleado en la zona/recipiente de hidrogenación es de preferencia un metal noble del grupo VIII sobre ún material de soporte de catalizador convencional. Después del tratamiento con hidrogenación en el sistema de hidrogenación 106, la solución tratada con hidrogenación resultante se somete a la cristalización en ün sistema de cristalización 108 que comprende por lo menos un cristalizador. En el sistema de cristalización 108, la temperatura de la solución hidrogenada se baja a una temperatura de cristalización en el intervalo de aproximadamente 100 a aproximadamente 200°C, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 120 a aproximadamente 185°C, y mucho más de preferencia en el intervalo de 140 a 175°C. La temperatura disminuida en el sistema de cristalización 108 causas que sustancialmente todo el ácido dicarboxílico aromático (por ejemplo, TPA) 'disuelto en la solución tratada con hidrogenación cristalice, para de I esta manera formar partículas solidas de, acido I purificado/hidrogenado (por ejemplo, PTA). El efluente de dos fases (suspensión) del sistema de cristalización 108 después se somete a la separación de sólido/liquido en un separador convencional 110. LoSi sólidos de ácido purificado/hidrogenado separado (por ejemplo, PTA) del separador 110 luego se secan en uno o más secadores convencionales 112. Los sólidos de ácido purificado/hidrogenado (ppr ejemplo, PTA) descargados del secador 112 de preferencia tienen un contenido de 4-CBA menor que o igual a aproximadamente 100 ppmw, más de preferencia menor que aproximadamente 50 ppmw, y mucho más de preferencia menor que 25 ppmw. Los sólidos de ácido purificado de preferencia tien n un contenido de p-TAc que es menor que aproximadamente 500 ppmw, más de preferencia menor que aproximadamente 250 ppmw, y mucho más de preferencia menor 125 ppmw. Los sólido |de ácido purificado de preferencia tienen un contenido combinado de 4-CBA más p-TAc que es menor que aproximadamente 70 ppmw, más de preferencia menor que aproximadamente 500 ppmw, y mucho más de preferencia menor que 300 ppmw. Los sólidos de ácido purificado de preferencia tienen un valor B* de menos de aproximadamente 3.0, más de preferencia menos qlue aproximadamente 2.0, y mucho más de preferencia menos que 1.5. ! Los sólidos de ácido purificado/hidrogenado (por ejemplo PTA) descargados del secador 112 de preferencia tienen i un contenido de 4-CBA que es menor que 80 por ciento en peso del contenido de 4-CBA de los sólidos de ácido crudo/no hidrogenado (por ejemplo, CTA) descargado del separador 102, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 60 por ciento en peso menos de 4-CBA, y mucho más de preferencia en el intervalo de 10 a 40 por ciento en peso menos de 4-CBA. Los sólidos de ácido purificado de preferencia tienen un contenido combinado de 4-CBA mas p-TAc I que es menor de 80 por ciento en peso del contenido combinado de 4-CBA más p-TAc de los sólidos de ácido crudo, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 60 por ciento en peso, y mucho más de preferencia en el intervalo de 10 a 40 por ciento en peso. Los sólidos de ácido purificado de preferencia tienen un valor B* que es menor que 80 por ciento del valor B* de los sólidos de ácido crudo, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 60 por ciento, y mucho más de preferencia en el intervalo de 10 a 40 por ciento. Como se ilustra en la FIG. 3, por lo menos una porción de los sólidos de ácido purificado/hidrogenado (por ejemplo, PTA) que salen del secador 112 se combinan en una zona/recipiente de combinación 114 con por lo menos una porción de los sólidos de ácido crudo/no hidrogenado (por ejemplo, CTA) descargado del partidor 105. Un ácido compuesto bien mezclado (por ejemplo, TPA compuesto) que comprende las partículas sólidas de ácido purificado/hidrogenado y las partículas sólidas de ácido crudo/no hidrogenado se produce en, y se descarga de, la zona/recipiente de mezclado' 114. La zona/recipiente de combinación 114 puede ser cualquier zona o recipiente que tiene entrada para recibir el ácido purificado/hidrogenado, una entrada para recibir el ácido crudo/no hidrogenado, y una salida para descargar el ácido compuesto. En una modalidad, la zona/recipiente de ¡mezclado 114 se equipa con un agitador para asegurar que el compues-resultante este bien mezclado. El acido compuesto es lo bastante puro para cumplir con las especificaciones de producto, pero no innecesariamente puro. Puesto que nd todo el I ácido del producto final se ha sometido al tratamiento de hidrogenación, varios costos asociados con hidrogenación son reducidos, como es comparado con los procesos donde todo producto de ácido final es previamente sometido al tratamiento de hidrogenación. ' ¡ Las cantidades específicas de partículas de ácido purificado/hidrogenado y las partículas de ácido crudo/no i hidrogenado combinadas en la zona/recipiente de mezclado 1Í4 varían basado en el nivel de impurezas y en las partículas de ácido purificado y crudo, así como el nivel de impurezas I permitidas con especificaciones del producto final. En una modalidad preferida de la presente invención, la relación en peso de partículas de ácido crudo/no hidroqenado a las I partículas de ácido purificado/hidrogenado en el ácido compuesto está en el intervalo de aproximadamente 0.01:1 'a aproximadamente 4:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.05:1 a aproximadamente 2:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.1:1 a aproximadamente 1:1. I El producto de ácido compuesto final (por ejemplo, TPA compuesto) que sale de la zona/recipiente de mezclado 114 i de preferencia tiene un contenido de 4-CBA que es por lo menos aproximadamente 105 por ciento en peso del contenido e 4-CBA dei ácido purificado/hidrogenado (por ejemplo, PTA) expresado en el secador 112, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 110 a aproximadamente 400 por ciento en peso, y mucho más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 120 a 200 por ciento en peso. El producto de ácido compuesto de preferencia tiene un contenido de p-TAc que es por lo menos aproximadamente 105 por ciento en peso del contenido p-TAc del ¡ ácido purificado/hidrogenado, más de preferencia en él intervalo de aproximadamente 110 a aproximadamente 400 por ciento en peso, y mucho más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 120 a aproximadamente 200 por ciento en peso. El producto de ácido compuesto de preferencia tiene ün contenido combinado de 4-CBA más p-TAc que es por lo menos aprox adamente 105 por ciento en peso del contenido combinado de 4-CBA más p-TAc del ácido purificado/hidrogenado, más de ! preferencia en el intervalo de 110 a aproximadamente 400 por ciento en peso, y mucho más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 120 a aproximadamente 200 por ciento en peso.

El produelo de acido compuesto de preferencia tiene un valor B* que es por lo menos aproximadamente 105 por ciento del valor B* del ácido purificado/hidrogenado, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 110 a aproximadamente 400, y mucho más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 120 a aproximadamente 200. , I Los inventores notan que para todos los intervalos numéricos proporcionados en la presente, los extremos superior e inferior de los intervalos pueden ser independientes entre si. Por ejemplo, un intervalo numérico de 10 a 100 significa mayor que 10 y/o menor que 100. Así, un intervalo de 10 a 100 I proporciona un soporte para una limitación de reivindicación de mayor que 10 (sin el limite superior), una limitación de reivindicación de menor que 100 (sin el limite inferior), así como el intervalo completo de 10 a 100 (con ambos limites superior e inferior) . Los inventores también notan que, como se utiliza en la presente, "acoplado en comunicación" denota una conexión di ecta o indirecta que permite el flujo de sólidos y/o l ! líquidos. Por ejemplo, la salida del reactor de qxidación primario 10 (FIG.l) está "acoplado en comunicación" con la I entrada del sistema de recuperación de sólidos 24, aunque hay un equipo intermedio (por ejemplo, reactor de oxidación secundario 114) ubicado entre las mismas. La invención se ha descrito en detalle con i referencia particular a modalidades preferidas de la misma, pero será entendido que variaciones y modificaciones pueden ser efectuadas dentro del espíritu y alcance de la invención.

Claims (1)

1. REIVINDICACIONES 1. Un proceso, caracterización porque comprende: (a) proporcionar una suspensión que comprende u a fase sólida y una fase líquida, en donde la i fase sólida contiene una primera cantidad de ácido tereftálico, donde la fase líquida contiene una segunda cantidad de ácido tereftálico; (b) someter por lo menos una porción de la primera cantidad de ácido tereftálico al tratamiento de oxidación para de esta manera producir acido tereftálico tratado con oxidación; y (c) someter por lo menos una porción de la' segunda cantidad de ácido tereftálico al tratamiento de hidrogenación para de esta manera producir ácido tereftálico tratado con hidrogenación. 2. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el proceso además comprende combinar por lo menos una porción del ácido tereftálico tratado cdn oxidación con por lo menos una porción del ácido tereftálico tratado con hidrogenación. 3. El proceso de conformidad con la reivindicación 2, caracterizado porque la relación de la cantidad del ácido tereftálico tratado con oxigenación al ácido tereftálic'o tratado con hidrogenación combinados entre sí están en el ' ! intervalo de aproximadamente 10:1 a aproximadamente 1,000:1 en peso. ¡ i . El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el proceso además comprende recuperar las partículas sólidas de la segunda cantidad de ácido tereftálico antes del tratamiento de hidrogenación de la etapa (c) . 5. El proceso de conformidad con la reivindicación 4, caracterizado la recuperación incluye evaporar por lo menos una porción un licor madre de la fase líquida para de esta i manera proporcionar una suspensión concentrada. I 6. El proceso de conformidad con la reivindicación 4, caracterizado porque el proceso además comprende disolver por lo menos una porción de las partículas sólidas recuperadas en un solvente para de esta manera formar una solución de hidrogenación, en donde el tratamiento de hidrogenación de la etapa (c) incluye someter la solución de hidrogenación a la hidrogenación en fase líquida para de esta manera producir una solución hidrogenada que contiene el ácido tereftálico tratado con hidrogenación. 7. El proceso de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado porque el proceso además comprende recuperar partículas sólidas del ácido tereftálico tratado con hidrogenación de la solución hidrogenada. 8. El proceso de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado porque el proceso además comprende recuperar partículas sólidas del ácido tereftálico tratado con oxidación, en donde el proceso además comprende combinar por lo menos una porción de las partículas recuperadas del ácido tereftálico tratado con hidrogenación con por lo menos una porción de las partículas recuperadas del ácido tereftálico tratado con oxidación. 9. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la provisión de la etapa (a) incluye oxidar un compuesto oxidable en un reactor de oxidación inicial, en donde la etapa (b) se lleva a cabo en un1 reactor I de oxidación secundario que es separado del reactor de oxidación inicial. 10. El proceso de conformidad con la reivindicación 9, caracterizado porque el compuesto oxidable es para-xileno, en donde la fase líquida contiene un componente de ácido y un catalizador de oxidación, en donde el componente de ácido es ácido acético, en donde el catalizador de oxidación comprende cobalto, molibdeno y/o bromo. 11. Un proceso, caracterizado porque comprende: I (a) proporcionar una cantidad de partículas de ácido crudo; (b) someter una primera porción de las partículas de ácido crudo al tratamiento de hidrogenación, para de esta manera producir un ácido tratado con hidrogenación; y (c) combinar una segunda porción de las partículas de ácido crudo que no se ha sometido ál tratamiento de hidrogenación con por lo menos una porción del ácido tratado con hidrogenación, para de esta manera producir ün ácido compuesto. 12. El proceso de conformidad con la reivindicación 11, caracterizado porque las partículas de ácido crudo son partículas de ácido tereftálico crudo, en donde el ácido tratado con hidroqenación es ácido tereftálico purificado. 13. El proceso de conformidad con la reivindicación 11, caracterizado porque el proceso además comprende formar partículas sólidas de un ácido purificado de por lo menos una porción del ácido tratado con hidrogenación, en donde la combinación de la etapa (c) incluye combinar por lo menos una porción de las partículas de ácido crudo y por lo menos una porción de las partículas de ácido purificado, para de esta manera formar el ácido compuesto. 14. El proceso de conformidad con la reivindicación 13, caracterizado porque el tratamiento de hidrogenación incluye la hidrogenación de fase líquida, en donde las partículas de ácido purificado se forman mediante cristalización. 15. El proceso de conformidad con la reivindicación 11, caracterizado porque la provisión de la etapa (a) incluye i I oxidar para-xileno en un reactor de oxidación para | de esta manera formar las partículas de ácido crudo. i i 16. El proceso de conformidad con la reivindicación I 11, caracterizado porque la relación en peso de las partículas de ácido crudo al ácido tratado con hidrogenación en el ácido compuesto es de por lo menos aproximadamente 0.01:1. aproximadamente 600 ppmw. 18. El proceso de conformidad con la reivindicación ' 11, caracterizado porque el contenido combinado de !4-CBA ?y ! i p-TAc del ácido tratado con hidrogenación es menor que 600 ppmw, en donde el ácido crudo tiene un contenido cpmbinado de 4-CBA y p-TAc de por lo menos aproximadamente 700 ppmw. 19. El proceso de conformidad con la reivindicación 11, caracterizado porque el valor B* del ácido tratado con hidrogenación es menor que aproximadamente 3.0, en donde él I ácido crudo tiene un valor B* de por lo menos aproximadamente 1 i 3.0. ' 20. El proceso de conformidad con la reivindicacióln 11, caracterizado porque el proceso además comprende ' dividir las partículas de ácido crudo en la primera porción y la segunda porción, en donde la relación en peso de la segunda porción a la primera porción está en el intervalo de aproximadamente 0.01:1 a aproximadamente 4:1. ¡ 21. Un proceso, caracterizado porque comprende: i (a) oxidar para-xileno en un reactor de oxidación inicial, para de esta manera producir ácido tereftálico inicial; (b) someter una primera porción del ácido tereftálico inicial al tratamiento die hidrogenación, para de esta manera producir un ácido tereftalico tratado con hidrogenacion; y I (c) combinar por lo menos una porción del ácido tereftálico tratado con hidrogenación con ácido tereftálico no hidrogenado no sometido a Ua hidrogenación de la etapa (b) , en donde el ácido tereftálico no hidrogenado se origina de una segunda porción del ácido tereftálico inicial . 22. El proceso de conformidad con la reivindicación 21, caracterizado porque el proceso además comprende somete¡r por lo menos una porción de la segunda porción del ácido tereftálico inicial al tratamiento con oxidación en un reactor de oxidación secundario. 23. El proceso de conformidad con la reivindicación ¡I 21, caracterizado porque el proceso además comprende producir i una suspensión inicial del reactor de oxidación inicial, en donde la suspensión inicial se forma de una fase sólida inicial y una fase líquida inicial, en donde sustancialmente toda la primera porción del ácido tereftálico inicial está contenida en la fase líquida inicial, en donde sustancialmente toda la segunda porción del ácido tereftálico inicial está contenida en la fase sólida inicial. 24. El proceso de conformidad con la reivindicación 23, caracterizado porque el proceso además comprende recuperar partículas de ácido tereftálico residuales de la fase líquida inicial . ' 25. El proceso de conformidad con la reivindicación 24, caracterizado porque el proceso además comprende disolver por lo menos una porción de las partículas de ácido tereftálico residuales en un solvente para de esta manera formar una solución residual, en donde el tratamiento de hidrogenación de la etapa (b) incluye someter por lo menos una porción de ía solución residual a la hidrogenación en fase líquida. 26. El proceso de conformidad con la reivindicación 23, caracterizado porque el proceso además comprende someter la segunda porción del ácido tereftálico inicial al tratamiento de oxidación en un reactor de oxidación secundario, en donde por lo menos una porción de la fase sólida inicial se somete a la oxidación en el reactor de 1 i oxidación secundario. I 27. El proceso de conformidad con la reivindicación 26, caracterizado porque el proceso además comprende producir una suspensión secundaria del reactor de oxidación secundario, en donde la suspensión secundaria se forma de una fase sólida secundaria y una fase líquida secundaria, en donde por lo menos una porción de la primera porción del ácido tereftálico inicial se origina de la fase líquida secundaria. i 28. El proceso de conformidad con la reivindicación 21, caracterizado porque la relación de la cantidad del ácido tereftálico no hidrogenado al ácido tereftálico tratado con i hidrogenación combinado en la etapa (c) está en el intervalo de aproximadamente 10:1 a aproximadamente 1,000:1 en peso. I 29. Un proceso, caracterizado porque comprende: (a) introducir un medio de fase líquida en una zona de evaporación, en donde el medio de fase líquida comprende un licor madre y ácido tereftálico; (b) evaporar por lo menos una porción del licor madre del medio de fase líquida para esta manera formar un medio concentrado, en donde el medio concentrado comprende una porción rio evaporada del licor madre y sustancialmente todo el ácido tereftálico; (c) desplazar por lo menos una porción del licor madre no evaporado con un medio de lavado, para i de esta manera proporcionar un medio de ¡ i hidrogenación que comprende por lo menos una porción del medio de lavado y por lo m'enos una porción del ácido tereftálico; y i (d) someter por lo menos una porción del medio de hidrogenación al tratamiento con hidrogenacióri, pero de esta manera formar un medio tratado con hidrogenación. | 30. El proceso de conformidad con la reivindicación 1 31, caracterizado porque el medio concentrado comprende partículas sólidas del ácido tereftálico, en donde el medio de hidrogenación comprende por lo menos una porción de las partículas sólidas del ácido tereftálico, en donde el proceso además comprende disolver por lo menos una porción de las partículas sólidas el ácido tereftálico en el medio de lavado para de esta manera proporcionar una solución de hidrogenación, en donde el tratamiento de hidrogenación de la etapa (d) incluye someter por lo menos una porción de la solución de hidrogenación a la hidrogenación para de esta manera proporcionar el medio tratado con hidrogenación, en donde el proceso además comprende recuperar partículas sólidas de ácido tereftálico tratado con hidrogenación del medio tratado con hidrogenación. 31. El proceso de conformidad con la reivindicación 31, caracterizado porque el proceso además comprende ¡producir una suspensión de un reactor de oxidación inicial, en donde suspensión comprende una fase líquida de oxidación inicial y una fase sólida de oxidación inicial, en donde por lo menos i una porción del medio de fase líquida de la etapa (a) se origina de la fase liquida de oxidación inicial. 32. El proceso de conformidad con la reivindicación 31, caracterizado porque el proceso además comprende recuperar partículas de ácido tereftálico no hidrogenado que se originan de la fase sólida de oxidación inicial, donde el' proceso además comprende recuperar partículas de ácido terieftálico tratado con hidrogenación que se originan del medio1 tratado con hidrogenación, en donde el proceso además comprende combinar por lo menos una porción de las partículas de ácido tereftálico no hidrogenado, recuperado con por lo menos una porción de las partículas de ácido tereftálico tratado con hidrogenación, recuperado para producir de esta manera ácido tereftálico compuesto. 33. Un aparato, caracterizado porque comprende: i un reactor de oxidación inicial que tiene una salida ! de reactor inicial: opcionalmente, un reactor de oxidación secundario que tiene entrada de reactor secundario y una salida de reactor secundario, en donde la entrada de reactor secundario I está acoplada en comunicación con la salida de reactor inicial; ! I un separador de sólido/liquido que tiene una entrada de separador, una salida de sólidos separados, y una salida de líquidos separados, en donde la entrada de separador está acoplada en comunicación con la salida de reactor inicial/o la salida de reactor secundario; un sistema de hidrogenación que tiene una entrada de sistema de hidrogenación y una salida de sistema de hidrogenación, en donde la entrada de sistema de hidrogenación está acoplada en comunicación con la salida de líquidos separados; y una zona de combinación que tiene una entrada de sólidos hidrogenados, una entrada de sólidos no hidrogenados y una salida de sólidos compuestos, en donde la entrada de sólidos hidrogenados está acoplada en comunicación con la salida de sistema de hidrogenación, en donde la entrada de sólidos no hidrogenados está acoplada en comunicación con Ua salida de sólidos separados. 34. El aparato de conformidad con la reivindicación 33, caracterizado porque el reactor de oxidación secundario se emplea en el aparato, en donde la entrada de separador está i acoplada en comunicación con la salida de reactor secundario.! 35. El aparato de conformidad con la reivindicación 33, caracterizado porque además comprende una zona de evaporación que tiene una entrada de zona de evaporación, una salida de medio evaporado y una salida de medio no evaporado, en donde la entrada de zona de evaporación está acoplada en comunicación con la salida de líquidos separados, en donde la entrada de sistema de hidrogenación esta acoplada en comunicación con la salida de medio no evaporado. 36. El aparato de conformidad con la reivindicación 35, caracterizado porque además comprende una zona de desplazamiento que tiene una entrada de desplazamiento, una 1 entrada de líquidos de desplazamiento, y una salida de medio de hidrogenación, en donde la entrada de desplazamiento está ' I acoplada en comunicación con la salida de medio no evaporado, en donde la entrada de sistema de hidrogenación está acoplada en comunicación con la salida de medio de hidrogenación. 37. El aparato de conformidad con la reivindicación 33, caracterizado porque además comprende un sistema de cristalización que tiene una entrada de sistema de cristalización y una salida de sistema de cristalización, e'n donde la entrada de sistema de cristalización está acoplada en comunicación con la salida de sistema de hidrogenación, en donde la salida de sistema de cristalización está acoplada en comunicación con la entrada de sólidos hidrogenados.