MX2008010944A

MX2008010944A - Sistema de produccion de acido policarboxilico que emplea licor madre enfriado de la digestion oxidante como alimentacion al sistema de purga de impurezas.

Info

Publication number: MX2008010944A
Application number: MX2008010944A
Authority: MX
Inventors: Ronald Buford Sheppard; Martin De Boer; Alan George Wonders; Lee Reynolds Partin
Original assignee: Eastman Chem Co
Priority date: 2006-03-01
Filing date: 2007-02-27
Publication date: 2008-09-03
Also published as: BRPI0708434A2; TW200740743A; RU2458907C2; KR20080103984A; EP1989164B1; JP2009528358A; PT1989164T; CN101395118A; PL2574606T3; LT2574606T; WO2007103024A8; ES2607580T3; LT1989164T; CA2643687A1; CN105130782A; US20070208193A1; MY146641A; RU2008138882A; KR101445883B1; CN105130782B

Abstract

Se divulga un sistema optimizado para producir más eficiente y económicamente ácido tereftálico. Un sistema de purificación de solvente se emplea para remover por lo menos una impureza aromática presente en una alimentación de purificación de solvente. Por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de purificación de solvente se origina de una suspensión que contiene TPA, de post-digestión, enfriada.

Description

SISTEMA DE PRODUCCIÓN DE ÁCIDO POLICARBOXILICO QUE EMPLEA LICOR MADRE ENFRIADO DE LA DIGESTIÓN OXIDANTE COMO ALIMENTACIÓN AL SISTEMA DE PURGA DE IMPUREZAS CAMPO DE LA INVENCIÓN Esta invención se relaciona generalmente a un proceso para la producción de ácidos policarboxilicos . Un aspecto de la invención se relaciona a un proceso en el cual un compuesto aromático de dialquilo (por ejemplo, para-xileno) se oxida para producir un ácido dicarboxilico aromático crudo (por ejemplo, ácido tereftálico crudo) y el ácido dicarboxilico aromático crudo resultante después se somete a la purificación y separación para producir un ácido dicarboxilico aromático purificado (por ejemplo, ácido tereftálico purificado) . ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN Una amplia variedad de procesos para producir ácido tereftálico purificado (PTA) se ha divulgado en la técnica previa. Sin embargo, solamente una poca cantidad de estos procesos previos son ampliamente practicados comercialmente . Uno de tal proceso comercial emplea dos etapas de oxidación, ' con intercambio de licor entre las etapas de oxidación. En la primera etapa de oxidación, referida en la presente como "oxidación primaria", el para-xileno se oxida a ácido tereftálico (TPA) . El producto de oxidación primaria es una suspensión cruda que contiene un licor madre liquido y partículas de ácido tereftálico crudo (CTA) . Esta suspensión cruda producida en la oxidación primaria se somete a un proceso de intercambio de licor que reemplaza una porción sustancial del licor madre original con un solvente limpiador. La suspensión de intercambio de licor luego se purifica en la segunda etapa de oxidación, referida en la presente como "digestión oxidante". La digestión oxidante produce partículas de TPA más puras a través de un proceso que involucra la disolución y reprecipitación continua de las partículas de TPA bajo condiciones de oxidación. Las partículas de TPA producidas de la digestión oxidante son más puras que las partículas de CTA introducidas en la digestión oxidante por dos razones principales: (1) intermediarios de reacción (por ejemplo, -carboxibenzaldehído (4-CBA) y ácido para-toluico (PTAC)) originalmente atrapados en las partículas de CTA se oxidan además a TPA durante la digestión oxidante; y (2) la disolución y reprecipitación asociada con la digestión oxidante divide una porción de las impurezas aromáticas relativamente no reactivas (por ejemplo ácido isoftálico (IPA)) fuera de la fase sólida y en la fase líquida .' Además de incrementar la pureza de las partículas de TPA, la digestión oxidante también tiene la ventaja de producir partículas de TPA que son más grandes que las partículas de CTA sometidas a la digestión oxidante. Estas partículas de TPA más grandes producidas por la digestión oxidante facilitan el procesamiento corriente abajo más eficiente y efectivo. La etapa de intercambio de licor entre la oxidación primaria y la digestión oxidante sirve para dos funciones principales: (1) remoción de impurezas aromáticas relativamente no reactivas, solubles (por ejemplo, IPA) del CTA sólido; y (2) remoción de compuestos de catalizador presentes en la fase liquida de la suspensión cruda. La remoción de impurezas aromáticas relativamente no reactivas proporcionada por el intercambio de licor permite que el CTA sea adecuadamente purificado sin hidrogenación, la cual es muy costosa. La remoción de catalizador proporcionada por el intercambio de licor reduce la actividad química durante la digestión oxidante, conduciendo a pérdidas de quemado de carbón reducidas mientras que aun retiene la reactividad necesaria para la conversión adicional de compuestos intermediarios de reacción aromáticos a TPA. La reducción de las concentraciones de catalizador proporcionadas por el intercambio de licor también hace la remoción de los compuestos de catalizador más eficiente y más completa durante el aislamiento subsecuente del producto de PTA sólido . Aunque el intercambio de licor entre las etapas de oxidación primaria y digestión oxidante tiene sus ventajas, puede ser costoso y difícil de remover continuamente el licor madre caliente, flamable, corrosivo de la suspensión cruda y continuamente reemplazar el licor madre removido con el solvente limpiador caliente, flamable, corrosivo. Un costo particularmente significante asociado con este tipo de intercambio de licor es el intercambio de licor que típicamente toma lugar en una o más centrífugas grandes o filtros de presión hechos de metales costosos (por ejemplo, titanio) o aleaciones de metal. En el pasado, varias fuentes han propuesto que el PTA podría ser hecho sin emplear una etapa de intercambio de licor entre la oxidación primaria y la digestión oxidante. Sin embargo, en tales sistemas propuestos, las concentraciones de catalizador incrementadas en la alimentación a la digestión oxidante dramáticamente incrementa las pérdidas de quemado de carbón asociadas con la digestión oxidante. Además, los sistemas de producción de PTA propuestos que eliminan el intercambio de licor entre la oxidación primaria y la digestión oxidante típicamente emplean una etapa de intercambio de licor corriente abajo de la digestión oxidante. En este tipo de sistema, el licor madre removido corriente abajo de la digestión oxidante tiene una concentración más alta de impurezas aromáticas relativamente no reactivas (por ejemplo, IPA) que el licor madre corriente arriba de la segunda etapa de oxidación. Esto es debido a que la digestión oxidante incrementa la división de impurezas aromáticas relativamente no reactivas en la fase liquida. En un proceso de producción de PTA continuo que emplea solvente reciclado (es decir, el solvente recuperado y purificado que se origina del licor madre producido de la oxidación primaria) como una alimentación a la oxidación primaria, las impurezas aromáticas relativamente no reactivas que no salen con el producto de PTA sólido se acumulan en el solvente reciclado hasta que de otra manera se remueven o se destruyen. A menos de que las etapas de proceso auxiliares para la purificación del solvente reciclado se incrementen en alcance, las concentraciones de impurezas aromáticas relativamente no reactivas (por ejemplo, IPA) en el solvente reciclado continúan elevándose a través del tiempo, ajusfando una cascada de consecuencias químicas y de proceso tales como, por ejemplo, un incremento indeseable en la proporción de formación de impurezas aromáticas coloreadas en la oxidación primaria y un incremento eventual en el color del producto de TPA sólido. Los aspectos particulares de las etapas de proceso auxiliares para la purificación del solvente reciclado tienen un número de interacciones complejas con las etapas de oxidación primaria y digestión oxidante y pueden influenciar los costos de operación y la calidad del producto significantemente. Por ejemplo, el reciclado incrementado de IPA no coloreado realmente incrementará la proporción de formación de 2,7- dicarboxifluorenona altamente coloreada (2,7-DCF) con efecto adverso eventual considerable sobre el color del producto de TPA sólido ya que los niveles de IPA y 2,7-DCF se elevan lentamente a nuevas concentraciones de estado permanente por todo el proceso. En vista de lo anterior, los procesos de la técnica previa que emplean la oxidación de dos etapas sin intercambio de licor intermediario no se han probado que sean comercialmente viables debido a que, por ejemplo, (1) exhiben pérdidas de quemado de carbón incrementadas durante la digestión oxidante, (2) no pueden usar solvente reciclado y/o (3) si el solvente reciclado se utiliza, ellos requieren sistemas de purificación costosos adicionales para controlar los niveles de contaminantes incrementados en el solvente reciclado. OBJETIVOS DE LA INVENCIÓN Un objetivo de la presente invención es proporcionar un sistema de oxidación primario mejorado que produce una suspensión de producto crudo que tiene pureza mejorada sobre los sistemas de oxidación primaria convencionales . Otro objetivo de la invención es proporcionar un reactor de columna de burbujeo que facilita la oxidación en fase liquida mejorada de para-xileno a ácido tereftálico (TPA) con formación de impurezas reducida.

Aun otro objetivo de la presente invención es proporcionar un sistema para producir ácido tereftálico purificado (PTA) que elimina la necesidad para el intercambio de licor corriente arriba de la digestión oxidante. Todavía otro objetivo de la presente invención es proporcionar un proceso de producción de PTA que minimiza el quemado de carbón durante la digestión oxidante, sin requerir intercambio de licor corriente arriba de la digestión oxidante . Todavía aun otro objetivo de la presente invención es proporcionar un sistema de producción de PTA que promueve la precipitación de impurezas aromáticas relativamente no reactivas (por ejemplo, IPA) corriente abajo de la digestión oxidante, de modo que las impurezas aromáticas no reactivas salen del proceso con las partículas de PTA y no necesitan ser purgadas del solvente reciclado. Se debe notar -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 reivindicada puede abarcar una variedad de sistemas que no realizan todos o cualquiera de los objetivos listados en lo anterior. Los objetivos y ventajas adicionales de la presente invención serán fácilmente evidentes para un experto en la técnica al revisar la siguiente descripción detallada y dibujos asociados. BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Una modalidad de la presente invención se relaciona a un proceso para hacer una composición de ácido policarboxilico, el proceso que comprende las siguientes etapas: (a) someter un medio de reacción de multi-fase a oxidación en una zona de oxidación primaria para de esta manera producir una suspensión inicial; (b) someter por lo menos una porción de la suspensión inicial a digestión oxidante en una zona de digestión para de esta manera producir una suspensión de producto de digestión; (c) enfriar por lo menos una porción de la suspensión de producto de digestión en una zona de enfriamiento para de esta manera producir una suspensión enfriada que comprende fases liquida y sólida enfriadas; (d) usar un sistema de purificación de solvente para remover por lo menos una impureza aromática presente en una alimentación de purificación de solvente introducida en el sistema de purificación de solvente, en donde la fase liquida enfriada de la suspensión enfriada forma por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de purificación de solvente. BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS Modalidades preferidas de la invención se describen en detalle enseguida con referencia a las figuras de dibujo 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 introducción de corrientes de alimentación, de oxidante y de reflujo en el reactor, la presencia de un medio de reacción de multi-fase o 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 linea 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 que no hay orificios de descarga 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 la configuración de los orificios de descarga de oxidante en el fondo del tubo rociador de oxidante; la FIG. 5 es una vista lateral seccional del tubo rociador de oxidante tomada a lo largo de la linea 5-5 en la FIG. 3, que ilustra particularmente la orientación de los orificios de descarga de oxidante en el fondo del tubo rociador de oxidante; la FIG. 6 es una vista lateral agrandada de la porción de fondo del reactor de columna de burbujeo, que ilustra particularmente un sistema para introducir la corriente de alimentación en el reactor en ubicaciones verticalmente espaciadas, múltiples; la FIG. 7 es una vista superior seccional tomada a lo largo de la linea 7-7 en la FIG. 6, que ilustra particularmente como el sistema de introducción de alimentación mostrado en la FIG. 6 distribuye la corriente de alimentación en una zona de alimentación radial preferida (FZ) y más de un cuadrante azimutal (Ql, Q2, Q3, Q4 ) ; 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; la 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 linea 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 lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con recipientes de reacción interno y extérnela FIG. 13 es una vista seccional agrandada del reactor de columna de burbujeo de la FIG. 12 tomada a lo largo de la linea 13-13, que ilustra particularmente la orientación relativa de los recipientes de reacción interno y externo ; la FIG. 14 es una vista lateral del reactor de columna de burbujeo alternativo equipado con recipientes de reacción interno y externo, que ilustra particularmente que el recipiente de reacción externo tiene un diámetro escalonado; la FIG. 15 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un reactor de oxidación secundario externo que recibe una suspensión desde una corriente lateral en el reactor de oxidación primaria; la FIG. 16 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un reactor de oxidación secundario externo de extremo abierto que recibe la suspensión desde un orificio agrandado en el lado del reactor de oxidación primaria; la FIG. 17 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 con el fin de cuantificar ciertos gradientes en el medio de reacción; la FIG. 18 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 el segundo volumen continuo de 20 por ciento discreto del medio de reacción que tiene sustancialmente diferentes concentraciones de oxigeno y/o proporciones de consumo de oxigeno; las FIGS. 19A y 19B son vistas agrandadas 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 sueltamente enlazadas; las FIGS. 20A y 20B son vistas agrandadas de un CTA convencionalmente producido, que ilustra particularmente que la partícula de CTA convencional tiene un tamaño de partícula más grande, densidad más alta y área de superficie más baja que la partícula de CTA inventiva de las FIGS. 19A y 19B; la FIG. 21 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso en la técnica previa para hacer ácido tereftálico purificado (PTA), donde el proceso de la técnica previa emplea hidrogenación para purificar el TPA; la FIG. 22 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para hacer PTA, particularmente que ilustra un sistema de purificación convencional que es usado para procesar la suspensión inicial producida de un reactor de oxidación primaria configurado y operado de acuerdo con una modalidad de la presente invención; la FIG. 23 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para hacer PTA de acuerdo con una modalidad de la presente invención, que ilustra una configuración particular con intercambio de licor reducido y/o eliminado entre la oxidación primaria y la digestión oxidante y con un enfriamiento de pos-digestión optimizado; la FIG. 24 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para hacer PTA de acuerdo con una modalidad de la presente invención, particularmente que ilustra una configuración que emplea la digestión oxidante multi-etapa, calentamiento del medio de reacción de digestión por la vía de la reacción química in situ, y remoción evaporativa del solvente durante el enfriamiento de posdigestión; la FIG. 25 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para hacer PTA de acuerdo con una modalidad de la presente invención, particularmente que ilustra una configuración que emplea una etapa de digestión oxidante temprana que es interna al reactor de oxidación primaria, calentamiento de la suspensión antes de la última etapa de digestión oxidante y una última etapa de digestión oxidante que tiene distribución de tiempo de residencia optimizada; la FIG. 26 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para hacer PTA de acuerdo con una modalidad de la presente invención, particularmente que ilustra una configuración que emplea una etapa de digestión oxidante de corriente lateral temprana, calentamiento de la suspensión alimentada a la última digestión oxidante mediante inyección de vapor y un sistema para tratar gases sobre la cabeza de la oxidación primaria y la digestión oxidante; la FIG. 27 es una vista agrandada de partículas de TPA descargadas de un digestor oxidante convencional, particularmente que ilustra que la estructura física de una partícula que tiene tiempo de residencia indeseablemente bajo en el digestor (por ejemplo, la partícula en la esquina derecha del fondo) es muy diferente de la estructura física de las partículas apropiadamente digeridas; la FIG. 28 es una curva de distribución de tiempo de residencia que gráfica la fracción de masa acumulativa (CMF) contra el tiempo reducido para un reactor de flujo tapón y para múltiples reactores de tanque agitado continuo (CSTRs) conectados en serie; la FIG. 29 es una vista agrandad de la curva de distribución de tiempo de residencia de la FIG. 28, que ilustra mejor las porciones de las curvas de distribución de tiempo de residencia a un valor de tiempo reducido menor que 1.0; y la FIG. 30 es una curva de distribución de tiempo de residencia agrandada, particularmente que ilustra los intervalos preferidos de CMF a tiempos reducidos de 0.2 y 0.5 para la configuración del reactor de digestión oxidante inventiva . DESCRIPCIÓN DETALLADA De acuerdo con una modalidad de la presente invención, se proporciona un sistema de oxidación primaria mejorado. Este sistema de oxidación primaria mejorado produce una suspensión inicial más pura que los sistemas de oxidación primaria convencionales. La suspensión inicial más pura producida por el sistema de oxidación primaria mejorado se puede procesar subsecuentemente utilizando técnicas novedosas que son la materia sujeto de ciertas modalidades de la presente invención. Como se utiliza en la presente, el término "oxidación primaria" denota la oxidación de un compuesto aromático en por lo menos un reactor/zona de oxidación primaria para producir un ácido policarboxilico, donde por lo menos 80 por ciento de la masa del compuesto aromático en el reactor/zona de oxidación primaria se oxida al ácido policarboxilico en el reactor/zona de oxidación primaria. Aunque el reactor/zona de oxidación primaria se puede formar por una pluralidad de recipientes, conductos y/o etapas en un recipiente, en una modalidad preferida de la presente invención, la oxidación primaria se lleva a cabo en un recipiente de reacción individual. La oxidación primaria de preferencia se lleva a cabo en la fase liquida de un medio de reacción multifase contenido en uno 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 primaria se lleva a cabo utilizando por lo menos un reactor de columna de burbujeo.

Como se utiliza en la presente, el término "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 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 "agitación de flujo" denotará la agitación del medio de reacción causado por la inyección y/o recirculación a alta 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 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 de preferencia menos de aproximadamente 20 por ciento de la agitación se proporciona por la agitación mecánica y/o flujo, y mucho más de preferencia menos de 5 por ciento de la agitación se proporciona por la agitación mecánica y/o de flujo. Preferiblemente, la cantidad de la agitación mecánica y/o de flujo impartida al medio de reacción de fases múltiples durante la oxidación es menor que aproximadamente 3 kilowatts por metro cúbico del medio de reacción, más de preferencia menos que 2 kilowatts por metro cúbico, y mucho más de preferencia menos que 1 kilowatt por metro cúbico. Con referencia ahora a la FIG. 1, un reactor de oxidación primaria de columna de burbujeo preferido 20 ya que 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 28, mientras que la sección de acoplamiento 26 define una zona de desacoplamiento 30. Una corriente de alimentación predominantemente en fase liquida se introduce en la zona de reacción 28 por la via 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 via de un tubo rociador de oxidante 34 localizado en la porción inferior de la zona de reacción 28. La corriente de alimentación en fase liquida y la corriente de oxidante en fase de gas forman cooperativamente un medio de reacción de fases múltiples 36 dentro de la zona de reacción 28. El medio de reacción de fases múltiples 36 comprende una fase liquida y una fase de gas. Más preferiblemente, el medio de reacción de fases múltiples 36 comprende un medio de tres fases que tiene componentes de fase sólida, fase liquida y fase de gas. 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 liquida 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 liquida 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 predominantemente gaseoso se retira de la zona de acoplamiento 30 por la vía de la salida de gas 40. El efluente de suspensión de la oxidación primaria se refiere en la presente como "suspensión inicial". La corriente de alimentación en fase liquida introducida en el reactor de oxidación primaria 20 por la vía de las entradas de alimentación 32a,b,c,d preferiblemente comprende un compuesto aromático, un solvente y un sistema catalizador . El presente compuesto aromático en la corriente de alimentación en fase liquida preferiblemente comprende por lo menos un grupo hidrocarbilo unido o por lo menos un grupo hidrocarbilo sustituido unido o por lo menos un heteroátomo unido o por lo menos una función de ácido carboxilico unido (-COOH) . Más preferiblemente, el compuesto aromático tiene por lo menos un grupo hidrocarbilo unido o por lo menos un grupo hidrocarbilo sustituido unido con cada grupo unido que comprende de l a 5 átomos de carbono. Aun más preferible, el compuesto aromático tiene exactamente dos grupos unidos con cada grupo unido 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 carboxilico. Aun más de preferencia, el compuesto aromático es para-xileno, meta-xileno, para-tolualdehido, meta-tolualdehido, ácido para-toluico, ácido meta-toluico, y/o acetaldehido . Mucho más de preferencia, el compuesto oxidable es para-xileno. Un "grupo hidrocarbilo, como se define en la presente, es por lo menos un átomo de carbono que se enlaza únicamente 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 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, comprenden un anillo aromático, preferiblemente que tiene por lo menos 6 átomos de carbono, aun más de preferencia que tiene únicamente átomos de carbono como parte del anillo. Ejemplos adecuados de tales anillos aromáticos incluyen, pero no se limitan a, benceno, bifenilo, terfenilo, naftaleno, y otros anillos aromáticos fusionados basados en carbono. Si el compuesto aromático presente en la corriente de alimentación en fase liquida es un compuesto normalmente sólido (es decir, es un sólido a temperatura y presión estándares), se prefiere que el compuesto aromático sea sustancialmente disuelto en el solvente cuando se introduce en la zona de reacción 28. Se prefiere para el punto de ebullición del compuesto aromático a presión atmosférica que sea por lo menos aproximadamente 50°C. Más preferiblemente, el punto de ebullición del compuesto aromático está en el intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 400°C, y mucho más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 125 a 155°C. La cantidad del compuesto aromático presente en la alimentación en fase liquida está preferiblemente 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 preferencia en el intervalo de 6 a 15 por ciento en peso. Ahora se menciona que el compuesto aromático presente en la alimentación en fase liquida 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 sola entrada o múltiples entradas separadas . El solvente presente en la corriente de alimentación en fase líquida preferiblemente comprende un componente de ácido y un componente de agua. El solvente preferiblemente está presente en la corriente de alimentación en fase líquida en una concentración en el intervalo de aproximadamente 60 a aproximadamente 98 por ciento en peso, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 96 por ciento en peso, y mucho más de preferencia en el intervalo de 85 a 94 por ciento en peso. El componente de ácido del solvente es preferiblemente de manera principal un ácido monocarboxilico de peso molecular bajo orgánico que tiene 1-6 átomos de carbono, más de preferencia 2 átomos de carbono. Mucho más de preferencia, el componente de ácido del solvente es principalmente ácido acético. Preferiblemente, el componente de ácido constituye por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del solvente, mucho más de preferencia por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso del solvente, y mucho más de preferencia 85 a 98% en peso del solvente, con el resto que es principalmente agua. El solvente introducido en el reactor de columna de burbujeo 20 puede incluir pequeñas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, para-tolualdehido, tereftaldehido, -carboxibenzaldehido (4-CBA), ácido benzoico, ácido para-toluico, aldehido para-toluico, ácido alfa-bromo-para-toluico, ácido isoftálico, ácido ftálico, ácido trimelitico, 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 liquida es preferiblemente un sistema de catalizador en fase liquida, homogéneo capaz de promover la oxidación (que incluye la oxidación parcial) del compuesto oxidable. Más preferiblemente, el sistema de catalizador comprende por lo menos un metal de transición mult ivalente .

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 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 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 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 600 a 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 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 500 ppmw, mucho más de preferencia- en el intervalo de 50 a 200 ppmw. Las concentraciones de cobalto, bromo, y/o manganeso en la 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 a aproximadamente 3:1, y mucho más de preferencia 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 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. La corriente de alimentación en fase liquida introducida en el reactor de oxidación primaria 20 puede incluir pequeñas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, tolueno, etilbenceno, para-tolualdehido, tereftaldehido, 4 -carboxibenzaldehido (4-CBA), ácido benzoico, ácido para-toluico , aldehido para-toluico , ácido alfa bromo paratoluico, ácido isoftálico, ácido itálico, ácido trimelitico, 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 liquida 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 aromático, 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 sola, en una modalidad alternativa de la presente invención, el compuesto aromático, el solvente, y el catalizador se pueden introducir separadamente en el reactor de oxidación primaria 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 de oxidante predominantemente en fase gaseosa introducida en el reactor de oxidación primaria 20 por la vía del tubo rociador de oxidante 34 comprende oxigeno molecular (02) . Preferiblemente, la corriente de oxidante comprende en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 40 por ciento en mol de oxigeno 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 oxigeno molecular. Se prefiere que el resto 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 oxigeno molecular y nitrógeno. Mucho más de preferencia, la corriente de oxidante es aire seco que comprende aproximadamente 21 por ciento en mol de oxigeno 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 oxigeno sustancialmente puro. Con referencia otra vez a la FIG. 1, el reactor de oxidación primaria 20 está 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 liquida 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 un rocío de gotitas dirigido hacia abajo hacia la superficie superior 44 del medio de reacción 36. Preferiblemente, este 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 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 de preferencia, el rocío de gotitas afecta por lo menos 90 por ciento del área de sección transversal horizontal máximo de la zona de desacoplamiento 30. Este rocío de reflujo líquido hacia abajo puede ayudar a prevenir la espumación en o arriba de la superficie superior 44 del medio de reacción 36 y también puede ayudar en el desacoplamiento de cualquier líquido o gotitas de suspensión transportadas en el gas que se mueve hacia arriba que fluye hacia 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 liquido introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por la via del distribuidor del reflujo 42 preferiblemente tiene aproximadamente la misma composición como el componente de solvente de la corriente de alimentación en fase liquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por la via de las entradas de alimentación 32a,b,c,d. Asi, se prefiere que la corriente de reflujo del liquido comprenda un componente de ácido y agua. El componente de ácido de la corriente de reflujo es preferiblemente un ácido monocarboxilico orgánico de peso molecular bajo que tiene 1-6 átomos de carbono, más de preferencia 2 átomos de carbono. Mucho más de preferencia el componente de ácido de la corriente de reflujo es ácido -acético. Preferiblemente, el componente de ácido constituye por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso de la corriente de reflujo, más de preferencia por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso de la corriente de reflujo, y mucho más de preferencia 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 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 oxidación primaria 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 un período de por lo menos 10 horas interrumpidas por menos de 10 minutos. Durante la oxidación, se prefiere que el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) 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 de preferencia en una proporción en el intervalo de aproximadamente 15,000 a aproximadamente 200,000 kilogramos por hora, todavía más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 22,000 a aproximadamente 150,000 kilogramos por hora, y mucho más de preferencia en el intervalo de 30,000 a 100,000 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 de preferencia dentro de aproximadamente 30 a aproximadamente 200 por ciento de los gastos de flujo de estado permanente citados en la presente, y mucho más de preferencia 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 primaria 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 aromático no convertido a producto típicamente sería sustraída de la. cantidad del compuesto aromático 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 en STR incrementadamente más alta' puede afectar la calidad o rendimiento de la oxidación parcial. El reactor de oxidación primaria 20 es particularmente útil cuando la STR o el compuesto aromático (por ejemplo, para-xileno) está en el intervalo de aproximadamente 25 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 400 kilogramos por metro cúbico por hora, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 250 kilogramos por metro cúbico por hora, todavía más de preferencia de aproximadamente 35 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por metro cúbico por hora y mucho más de preferencia 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. El oxigeno-STR en el reactor de oxidación primaria 20 se define como el peso del oxigeno molecular consumido por volumen unitario del medio de reacción 36 por tiempo unitario (por ejemplo kilogramos de oxigeno 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 oxigeno-STR alta. Sin embargo, la conducción de la reacción en oxigeno-STR incrementadamente más alta eventualménte reduce la calidad o rendimiento de la oxidación parcial. Sin que sea relacionado por la teoría, se manifiesta que esto se 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 el 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-oxigeno-STR está en intervalo de aproximadamente 25 kilogramos por metro cúbico por hora aproximadamente 400 kilogramos por metro cúbico por hora, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 250 kilogramos por metro cúbico por hora, todavía más de preferencia de aproximadamente 35 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por metro cúbico por hora, y mucho más de preferencia en el intervalo de 40 kilogramos por metro cúbico por hora a 100 kilogramos por metro cúbico por hora. Durante la oxidación en el reactor de oxidación primaria 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 aromático que entra en la zona de reacción 28 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. Preferiblemente, la relación del gasto de flujo de masa del solvente introducido en la parte de la corriente de alimentación al gasto de flujo de masa del solvente introducido como parte de la corriente de reflujo es mantenida en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 al flujo de corriente no de reflujo cualquiera que sea, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 a aproximadamente 4:1, todavía más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 2:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 1.25:1 a 1.5:1. Durante la oxidación en fase líquida en el reactor de oxidación primaria 20 se prefiere que la corriente de oxidante sea introducida en el reactor de oxidación primaria 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 en fase líquida. Durante la oxidación de fase líquida en el reactor de oxidación primaria 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 aromático oxidable (por ejemplo, para-xileno) que entra al reactor 20 se mantenga 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 preferencia en el intervalo de 2:1 a 6:1. Con referencia nuevamente a la FIG. 1, las corrientes de alimentación, de oxidante, y de reflujo introducidas en el reactor de oxidación primaria 20 forman cooperativamente por lo menos una porción del medio de reacción de fases múltiples 36. El medio de reacción 36 es preferiblemente un medio de tres fases que comprende una fase sólida, una fase liquida, y una fase de gas. Como se menciona en lo anterior, la oxidación del compuesto aromático (por ejemplo, para-xileno) toma lugar predominantemente en la fase liquida del medio de reacción 36. Asi, la fase liquida del medio 36 comprende oxigeno disuelto y el compuesto aromático. 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 via de las entradas de alimentación 32a,b,c,d hierva/se vaporice. Asi, 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. Asi, 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. Además, se prefiere por lo menos que aproximadamente 50 por ciento del calor promedio en tiempo de reacción del medio de reacción 36 a ser removido por la superficie de intercambio de calor, más de preferencia menor que aproximadamente 30 por ciento de calor de reacción se remueve mediante las superficies de intercambio de calor, y mucho más de preferencia menor que 10 por ciento del calor o reacción se remueve por las superficies de intercambio de calor. La concentración de oxigeno disuelto en la fase liquida del medio de reacción 36 es un balance dinámico entre la proporción de transferencia de masa de la fase de gas y la proporción del consumo de reactivo dentro de la fase liquida (es decir no se ajusta simplemente por la presión parcial del oxigeno molecular en la fase de gas de suministro, aunque esto es un factor en la proporción del suministro del oxigeno disuelto y afecta la concentración superior limitante del oxigeno disuelto) . La cantidad del oxigeno disuelto varia localmente, siendo más alto cerca de las interfaces de burbujeo. Globalmente, la cantidad del oxigeno disuelto depende del balance de los factores de suministro y de demanda en regiones diferentes del medio de reacción 36. Temporalmente, la cantidad del oxigeno disuelto depende de la uniformidad de la mezcla de gas y liquido relativa a las proporciones de consumo químico. En el diseño para igualar apropiadamente el suministro y demanda para el oxígeno disuelto en la fase liquida del medio de reacción 36, se prefiere que la concentración de oxigeno promediada en tiempo y promediada en volumen en la fase liquida del medio de reacción 36 sea mantenida arriba de aproximadamente 1 ppm molar, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 1,000 ppm molar, todavía más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 8 a aproximadamente 500 ppm molar, y mucho más de preferencia en el intervalo de 12 a 120 ppm molar. La reacción de oxidación en fase líquida llevada a cabo en el reactor de oxidación primaria 20 es preferiblemente una reacción de precipitación que genera sólidos. Más preferiblemente, la oxidación en fase líquida llevada a cabo en el reactor de oxidación primaria 20 causa que por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso del compuesto aromático (por ejemplo, para-xileno) introducido en la zona de reacción 28 forme un compuesto sólido (por ejemplo, partículas de ácido tereftálico crudo) en el medio de reacción 36. Todavía más de preferencia, la oxidación en fase líquida causa que por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del compuesto aromático para formar un compuesto de ácido carboxílico sólido en el medio de reacción 36. Mucho más de preferencia, la oxidación en fase líquida causa que por lo menos 90 por ciento en peso del compuesto aromático para formar el ácido carboxílico 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. Más preferiblemente, la cantidad total de sólidos en el medio de reacción 36 se mantiene 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 de preferencia en el intervalo de 15 a 30 por ciento en peso. Se prefiere para una porción sustancial de producto de ácido policarboxí lico (por ejemplo, ácido tereftálico) producido en el reactor de oxidación primaria 20 esté presente en el medio de reacción 36 como sólidos, como es opuesto al resto disuelto en la fase líquida del medio de reacción 36. La cantidad del producto de ácido policarboxílico en fase sólida presente en el medio de reacción 36 es preferiblemente por lo menos aproximadamente 25 por ciento en peso del producto de ácido policarboxílico total (fase sólida y líquida) en el medio de reacción 36, más de preferencia por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del producto de ácido policarboxílico total en el medio de reacción 36, y mucho más de preferencia en por lo menos 95 por ciento en peso del producto de ácido policarboxílico 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 oxidación primaria 20 durante un periodo sustancialmente continuo de tiempo, no de arranque, paro, o la operación sub-óptima del reactor de oxidación primaria 20. La cantidad de sólidos en el medio de reacción 36 se determina mediante un método gravimétrico . En este método gravimétrico, una porción representativa de suspensión se retira del medio de reacción y se pesa. En las condiciones que efectivamente mantienen la presente división de sólido-liquido completa dentro del medio de reacción, el liquido libre es removido de la porción de sólidos mediante la sedimentación o filtración, efectivamente sin pérdida de los sólidos precipitados y con menos de aproximadamente 10 por ciento de la masa liquida inicial que resta con la porción de sólidos. El liquido restante en los sólidos se 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, típicamente expresado como un porcentaje. La reacción de precipitación llevada a cabo en el reactor de oxidación primaria 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 oxidación primaria 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. Así, si cualquiera de las estructuras internas 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 sustancialmente planas inclinadas menos de aproximadamente 15 grados de la horizontal. Las estructuras internas con este tipo de configuración son referidas en la presente como que tienen una configuración "de no ensuciamiento" . Con referencia nuevamente a la FIG. 1, la configuración física del reactor de oxidación primaria 20 ayuda a proporcionar la oxidación optimizada del compuesto aromático (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 por un plano horizontal 50 que se extiende a través de la parte superior del cuerpo principal cilindrico 46. Un extremo inferior 52 de la zona de reacción 28 se define por la superficie interna más baja de la cabeza inferior 48. Típicamente, el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28 se localiza próximo al orificio para la salida de la suspensión 38. 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 75 metros, y mucho más de preferencia 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 principal cilindrico 46. El diámetro máximo "D" de la zona de reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 12 metros, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 10 metros, y mucho más de preferencia en el intervalo de 3.1 a aproximadamente 9 metros, y mucho más de preferencia en el 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 de preferencia, la zona de reacción 28 tiene una relación L:D en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1. Mucho más de preferencia la zona de reacción 28 tiene una relación L:D en el intervalo de 9:1 a 15:1. Como se discute en lo anterior, la zona de reacción 28 del reactor de oxidación primaria 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 principal cilindrico 46. Durante la oxidación en fase líquida en el reactor de oxidación primaria 20, se prefiere que H se mantenga aproximadamente 60 a aproximadamente 120 por ciento de L, más de manera preferible de aproximadamente 80 a aproximadamente 110 por ciento de L, y mucho más de preferencia 85 a 100 por ciento de L. En una modalidad preferida de la presente invención, el medio de reacción 36 tiene una relación de altura a ancho "H:W" mayor que aproximadamente 3:1. Más preferiblemente, el medio de reacción 36 tiene una relación H:W en el intervalo de aproximadamente 7:1 a aproximadamente 25:1. Todavía más de preferencia, el medio de reacción 36 tiene una relación H:W en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1. Mucho más de preferencia, 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 36. Contrario al conocimiento convencional, que favorecería un medio de reacción bien mezclado con concentraciones relativamente uniformes por todo, se ha descubierto que la formación de etapas vertical del oxígeno y/o las concentraciones de compuesto oxidables facilita una relación de oxidación más efectiva y económica. La minimización del oxígeno y las concentraciones de compuesto oxidables cerca de la parte superior del medio de reacción 36 pueden ayudar la pérdida del oxígeno no reaccionado y el compuesto aromático no reaccionado a través de la salida de gas superior 40. Sin embargo, si las concentraciones del compuesto aromático y el oxígeno no reaccionado son bajas por todo el medio de reacción 36, entonces la proporción y/o selectividad de la oxidación se reduce. Así, se prefiere que las concentraciones de oxígeno molecular y/o. el compuesto oxidable estén significantemente más altos cerca del fondo del medio de reacción 36 que cerca de la parte superior del medio de reacción 36. Además, las relaciones L:D y H:W altas causan que la presión en el fondo del medio de reacción 36 sea 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 oxigeno y transferencia de masa que de otra manera seria lograble a temperaturas comparables y presiones de la parte de arriba en los reactores bajos. Asi, la reacción de oxidación se puede llevar a cabo en temperaturas más bajas que serian requeridas en un recipiente más bajo. Cuando el reactor de oxidación primaria 20 se utiliza para la oxidación parcial de para-xileno a ácido tereftálico crudo (CTA) , la habilidad para operar a temperaturas de reacción más bajas con las mismas o mejores proporciones de transferencia de masa de oxigeno 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 primaria 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180°C, y mucho más de preferencia en el intervalo de 150 a 170°C. La presión de la parte de arriba del medio de reacción 36 es preferiblemente mantenida en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20 bar 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. 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 de preferencia la diferencia de presión está en el intervalo de aproximadamente 0.7 a aproximadamente 3 bars, y mucho más de preferencia la diferencia de presión es de 1 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 de preferencia entre aproximadamente 85 y aproximadamente 115 por ciento de la presión de la parte de arriba de estado permanente citado en la presente, y mucho más de preferencia entre 95 y 105 por ciento de la presión de la parte de arriba de estado permanente citada en la 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 reacción 36 son preferiblemente más grandes que aproximadamente 0.3 metros por segundo, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.4 a aproximadamente 5 metros por segundo, todavía más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.8 a aproximadamente 4 metros por segundo, y mucho más de preferencia 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 oxidación primaria 20 es simplemente una porción ensanchada de la coraza de 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 oxidación primaria 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 36. 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 principal 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 pared de transición 54 se extienda hacia arriba y hacia abajo desde su extremo inferior angosto en un ángulo en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 70 grados del vertical, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 15 aproximadamente 50 grados del vertical, y mucho más de preferencia 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 el 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 amplia 56 al diámetro máximo de la sección de reacción 24 "X:D" está en el intervalo de aproximadamente 0.8:1 a aproximadamente 4:1, mucho más de preferencia 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 permite al gas escapar de la zona de desacoplamiento 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 desacoplamiento 30 tiene una altura máxima "Y" medida desde la parte superior 50 de la zona de reacción 28 a la porción más superior de la zona de 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1 y mucho más de preferencia en el intervalo de 4:1 a 16:1. Con referencia ahora a las FIGS. 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 la FIG. 2. 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 oxidante 64a, b incluye un primer extremo acoplado a una entrada de oxidante respectiva 66a, b formada en la coraza de recipiente 22 y un segundo extremo acoplado fluidamente al miembro de anillo 60. El miembro de anillo 60 preferiblemente se forma de conductos, más de preferencia de una pluralidad de secciones de conductos rectos, y mucho más de preferencia 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 recto, más de preferencia 6 a 10 secciones de tubo, y mucho más de preferencia 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. Se prefiere para las secciones de tubo que constituyen los conductos de entrada de oxidante 64a, b, y el miembro de anillo 60 que tengan un diámetro nominal más grande que aproximadamente 0.1 metros, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.2 a aproximadamente 2 metros, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.25 a 1 metro. Como quizás mejor se ilustra en la FIG. 3, se prefiere que sustancialmente nada de orificios se formen en la porción superior del anillo de tubo rociador 60. Como quizás mejor se ilustra en las FIGS. 4 y 5, la porción de fondo del anillo de tubo rociador de oxidante 60 presenta una pluralidad de orificios de oxidante 68. Los orificios de oxidante 68 preferiblemente están configurados tal que por lo menos aproximadamente 1 por ciento del área abierta total definida por los orificios de oxidante 68 está ubicada abajo de la linea central 64 (FIG. 5) del miembro de anillo 60, donde la linea central 64 está ubicada en la elevación del centroide volumétrico del miembro de anillo 60. Más de preferencia, por lo menos aproximadamente 5 por ciento del área abierta total definida por todos los orificios de oxidante 68 está ubicada por abajo de la linea central 64, con por lo menos aproximadamente 2 por ciento del área abierta total que es definida por los orificios 68 que descarga en la corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo dentro de aproximadamente 30 grados de la vertical. Todavía más de preferencia, por al menos aproximadamente 20 por ciento del área abierta total definida por todos los orificios de oxidante 68 está localizada por abajo de la línea central 64, con por lo menos aproximadamente 10 por ciento del área abierta total que es definida por los orificios 68 que descargan la corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo dentro de 30 grados de la vertical. Más de preferencia, por lo menos aproximadamente 75 por ciento del área abierta total definida por todos los orificios de oxidante 68 está ubicada abajo de la línea central 64, con por lo menos aproximadamente 40 por ciento del área abierta total que es definida por los orificios 68 que descargan la corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo dentro de 30 grados de la vertical. La fracción del área abierta total definida por todos los orificios de oxidante 68 que están ubicados arriba de la linea central 64 es preferiblemente menor que aproximadamente 75 por ciento, más de preferencia menor que aproximadamente 50 por ciento, todavía y más de preferencia menor que aproximadamente 25 por ciento, y mucho más de preferencia menor que 5 por ciento. Como se ilustra en las FIGS. 4 y 5, los orificios de oxidante 68 incluyen orificios hacia abajo 68a y orificios sesgados 68b. Los orificios hacia abajo 68a están configurados para descargar la corriente de oxidante generalmente hacia abajo en un ángulo dentro de aproximadamente 30 grados de la vertical, más de preferencia dentro de aproximadamente 15 grados de la vertical, y más de preferencia dentro de 5 grados de la vertical. Con referencia ahora a la FIG. 5, los orificios sesgados 68b están configurados para descargar la corriente de oxidante generalmente hacia afuera y hacia abajo en un ángulo "A" que están en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 75 grados de la vertical, más de preferencia el ángulo A está en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 60 grados de la vertical, y mucho más de preferencia el ángulo A está en el intervalo de 40 a 50 grados de la vertical. Se prefiere para sustancialmente todos los orificios de oxidante 68 que tengan aproximadamente el mismo diámetro. El diámetro de los orificios de oxidante 68 está' preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 300 milímetros, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 120 milímetros, y mucho más de preferencia en el intervalo de 8 a 60 milímetros. El número total de orificios de oxidante 68 en el miembro de anillo 60 se selecciona para cumplir con los criterios de caída de presión baja detallados enseguida. Preferiblemente, el número total de orificios de oxidante 68 formado en el miembro de anillo 60 es por lo menos aproximadamente 10, más de preferencia el número total de orificios de oxidante 68 está en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 200, y mucho más de preferencia el número total de orificios de oxidante 68 está en el intervalo de 40 a 100. Aunque las FIGS. 1-5 ilustran una configuración muy específica para el tubo rociador de oxidante 34, ahora se nota que una variedad de configuraciones de tubo rociador de oxidante pueden ser empleadas para lograr las ventajas descritas en la presente. Por ejemplo, un tubo rociador de oxidante no necesariamente necesita tener la configuración de miembro de anillo octagonal ilustrado en las FIGS. 1-5. Más bien, es posible para un tubo rociador de oxidante que sea formado de cualquier configuración de conducto (s) de flujo que emplea una pluralidad de orificios espaciados para descargar la corriente de oxidante. El tamaño, número y dirección de descarga de los orificios de oxidante en el conducto de flujo preferiblemente están dentro de los intervalos establecidos en lo anterior. Además, el tubo o rociador de oxidante preferiblemente está configurado para proporcionar la distribución azimutal y radial del oxigeno molecular descrito en lo anterior. Sin considerar la configuración especifica del tubo rociador de oxidante 34, se prefiere para el tubo rociador de oxidante que sea físicamente configurado y operado de una manera que minimiza la caída de presión asociada con la descarga de la corriente de oxidante fuera del (los) conducto (s) del 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 dentro del conducto de flujo en las entradas de oxidante 66a, b del tubo rociador de oxidante menos la presión estática promediada en tiempo en la zona de reacción en la elevación donde una mitad de la corriente de oxidante se introduce arriba de esa ubicación vertical y una mitad de la corriente de oxidante se introduce abajo de esa ubicación 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 rociador de oxidante es menor que aproximadamente 0.3 megapascal (MPa), más de preferencia menos de aproximadamente 0.2 MPa, todavía más de preferencia menos de aproximadamente 0.1 MPa, y mucho más de preferencia menor que 0.05 MPa. Opcionalmente, un flujo continuo o intermitente se puede proporcionar al tubo rociador de oxidante 34 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 flujo de líquido se emplea, se prefiere que una cantidad efectiva de líquidos (es decir, no solo la cantidad menor de gotitas líquidas que podrían naturalmente estar presentes en la corriente de oxidante) que sea pasada a través del tubo rociador de oxidante y fuera de los orificios de oxidante por al menos un período de más de un minuto cada día. Cuando un líquido se descarga continuamente o periódicamente del tubo rociador de oxidante 34, se prefiere para la relación promediada en tiempo de la proporción de flujo de masa de líquido a través del tubo rociador de oxidante a la proporción de flujo de masa del oxígeno molecular a través del tubo rociador de oxidante está 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 muchos reactores de columna de burbujeo convencionales que contienen un medio de reacción de fases múltiples, sustancialmente todo el medio de reacción localizado abajo del tubo rociador de oxidante (u otro mecanismo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción) tiene un valor de contención de gas muy bajo. Como es conocido en la técnica, "contención de gas" es simplemente 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) . Asi, una porción significante del medio de reacción presente en el fondo de los reactores de columna de burbujeo convencionales está no aireada. Se ha descubierto que minimizar la cantidad de zonas no aireadas en un medio de reacción sometidas a la oxidación en un reactor de columna de burbujeo puede minimizar la generación de ciertos tipos de impurezas indeseables. Las zonas no aireadas de un medio de reacción contienen relativamente pocas burbujas de oxidante. Este volumen bajo de burbujas de oxidante reduce la cantidad del oxigeno molecular disponible para la disolución en la fase liquida del medio de reacción. Asi, la fase liquida en una zona no aireada del medio de reacción tiene una concentración relativamente baja de oxígeno molecular. Estas zonas no 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 la fase líquida del medio de reacción puede causar la formación de cantidades indeseablemente altas de ácido benzoico y anillos aromáticos acoplados, que incluyen 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 manera tal que la fracción de volumen en el medio de reacción con valores de contención de gas bajos se minimiza. Esta minimización de las zonas no aireadas se puede cuantificar al dividir teóricamente el volumen entero del medio de reacción en 2,000 cortes horizontales discretos de volumen uniforme. Con la excepción de las cortes horizontales más altos y más bajos, 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 discretos 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 0.1 para ser menor que 30, más de preferencia menor que 15, todavía más de preferencia menor que 6, aun más de preferencia menor que 4, y mucho más de preferencia 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 de preferencia menor que 40, todavía más de preferencia menor que 20, aun más de preferencia menor que 12, y mucho más de preferencia menor que 5. Se prefiere que el número de cortes horizontales tengan una contención de gas menor que 0.3 para ser menor que 120, más de preferencia menor que 80, todavía más de preferencia menor que 40, aun más de preferencia menor que 20, y mucho más de preferencia menor que 15. Con referencia nuevamente a las FIGS. 1 y 2, se ha descubierto que el posicionamiento del tubo rociador de oxidante 34 más bajo en la zona de reacción 28 proporciona varias ventajas, que incluyen la reducción de la cantidad de las zonas no aireadas en el medio de reacción 36. Dada 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 la zona de reacción 28. Mucho más de preferencia, 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 de la zona de reacción 28. En la modalidad ilustrada en la FIG. 2, la distancia vertical "Yi" entre el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28 y la salida de los orificios de oxidante superiores 68 del tubo rociador de oxidante 34 es menor que aproximadamente 0.25H, 0.022L, 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, 0.022L, y/o 0.25D del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28.

Más preferiblemente, ?? es menor que aproximadamente 0.02H, 0.018L, y/o 0.2D. Mucho más de preferencia, Yi 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 linea tangente 72 en la ubicación donde el borde de fondo del cuerpo principal 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 todavía se define como el borde de fondo del cuerpo principal cilindrico 46. La distancia vertical "Y2" entre la línea tangente 72 y la parte superior del tubo rociador de oxidante 34 es preferiblemente por lo menos a aproximadamente 0.0012H, 0.001L, y/o 0.01D; más de preferencia por lo menos aproximadamente 0.005H, 0.004L, y/o 0.05D; y mucho más de preferencia 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 es preferiblemente menor que aproximadamente 0.015H, 0.013L, y/o 0.15D; más de preferencia menor que aproximadamente 0.012H, 0.01L, y/o 0.1D; y mucho más de preferencia menor que 0.01H, 0.008L, y/o 0.075D, pero más que 0.003H, 0.002L, y/o 0.025D. Además de las ventajas proporcionadas al minimizar las zonas no aireadas (es decir, zonas con contención de gas baja) 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 y promediado en volumen en el intervalo de aproximadamente 0.4 a aproximadamente 0.9, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 0.8 y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.55 a 0.70. Varios atributos físicos y operacionales del reactor de oxidación primaria 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 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.

Con referencia nuevamente a la FIG. 1, se ha descubierto que la distribución mejorada del compuesto aromático (por ejemplo, para-xileno) en el medio de reacción 36 se puede proporcionar al introducir una corriente de alimentación en fase liquida en la zona de reacción 28 en ubicaciones verticalmente espaciadas múltiples.

Preferiblemente, la corriente de alimentación en fase liquida se introduce en la zona de reacción 28 por la vía de por lo menos 3 orificios de alimentación, más de preferencia 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 liquida se descarga en la zona de reacción 28 para mezclarse con el medio de reacción 36. Se prefiere que por lo menos 2 de los orificios de alimentación estén especiados verticalmente de uno al otro por al menos aproximadamente 0.5D, más de preferencia por lo menos aproximadamente 1.5D, y mucho más de preferencia 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 de preferencia no más que aproximadamente 0.5H, 0.4L y/o 5D; y mucho más de preferencia no más que 0.4H, 0.35L y/o 4D. Aunque es deseable introducir la corriente de alimentación en fase liquida en ubicaciones verticales múltiples, también se ha descubierto que la distribución mejorada en el compuesto aromático en el medio de reacción 36 se proporciona si la mayoría de la corriente de alimentación en fase líquida se introduce en la mitad del fondo en el medio de reacción 36 y/o la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso de la corriente de alimentación en la fase líquida se introduce en la mitad del fondo del medio de reacción 36 y/o la zona de reacción 28. Mucho más de preferencia 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 de alimentación en fase líquida se introduzca en la zona de reacción 28 dentro de aproximadamente 1.5D de la ubicación vertical más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona 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 por ciento en peso de la corriente de alimentación en fase liquida 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 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.25 a aproximadamente 5 centímetros, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.4 a 2 centímetros. El reactor de oxidación primaria 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 oxidación primaria 20 sea equipado con un sistema de control de flujo que permite por lo menos una 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 de preferencia por lo menos aproximadamente 5 metros por segundo, todavía más de preferencia por lo menos aproximadamente 6 metros por segundo, y mucho más de preferencia 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 de preferencia, de manera sustancial toda la corriente de alimentación se introduce en la zona de reacción 28 a una velocidad superficial de entrada elevada. Con referencia ahora a las FIGS. 6 y 7, un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentación en fase liquida en la zona de reacción 28 es ilustrado. En esta modalidad, la corriente de alimentación se introduce en la zona de reacción 28 en cuatro elevaciones diferentes. Cada elevación está equipada con un sistema de distribución de alimentación respectivo 76a, b, c, d. Cada sistema de distribución de alimentación 76 incluye un conducto de alimentación 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 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.25 a aproximadamente 5 centímetros, y mucho más de preferencia 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 diamétricalmente a fin de introducir la corriente de alimentación en la zona de reacción 28 en las direcciones 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 grados 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 orificios de alimentación 87, 89. La FIG. 8 ilustra una configuración alternativa en donde cada sistema de distribución de alimentación 76 está equipado con tubos de bayoneta 90, 92 antes que 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 de preferencia 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 en fase líquida a una pluralidad de ubicaciones verticalmente espaciadas y lateralmente espaciadas sin el requerimiento de penetraciones múltiples de la pared lateral del reactor 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, y un mecanismo de soporte vertical 110. El conducto de 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 34. 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 de preferencia 4 a 15 milímetros. El espaciamiento vertical de los orificios de alimentación 112 del sistema de 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. Opcionalmente , los orificios de alimentación pueden ser boquillas alargadas antes que agujeros simples. Opcionalmente, uno o más aparatos de desviación de flujo pueden situarse fuera del conducto de flujo y en la ruta de los fluidos que salen del mismo al medio de reacción. Opcionalmente, un orificio cerca del fondo de un conducto de flujo puede ser dimensionado para purgar los sólidos desde el interior del sistema de distribución de alimentación en fase líquida, ya sea continuamente o intermitentemente. Opcionalmente , dispositivos mecánicos tales como ensambles batidores, válvulas de retención, válvulas de flujo en exceso, válvulas operadas por potencia y los similares se pueden utilizar para ya sea prevenir el ingreso de sólidos durante alteraciones operacionales o para descargar los sólidos acumulados de adentro del sistema de distribución de alimentación en fase liquida. 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 compuesto aromático en el medio de reacción, especialmente cuando el compuesto aromático se introduce principalmente a lo largo de un lado del medio de reacción. Como se utiliza en la presente el término "azimutal" indicará un ángulo o espacio alrededor del eje recto de alargamiento de 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 aromático (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. Con referencia nuevamente a la FIG. 7, a fin de cuantificar la introducción a zimutalmente espaciada de la 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, Q.2, Q3, QA" de volumen aproximadamente igual. Estos cuadrantes azimutales "Qi/ Q.2, Q3 Q4" se definen por un par de planos verticales perpendiculares de inserción imaginaria "Pi,P2" que se extienden más allá de la dimensión vertical máxima y dimensión radial máxima del medio de reacción. Cuando el medio de reacción está contenido en un recipiente cilindrico, la linea de inserción de los planos verticales de inserción imaginarios, Pi, P2 serán aproximadamente coincidentes con la linea central vertical del cilindro, y cada cuadrante azimutal Qi, Q2, C , Q4 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 aromático se cargue en el medio de reacción por la vía de los orificios de alimentación localizados en por lo menos dos cuadrantes azimutales diferentes. En una modalidad preferida de la presente invención, no más de aproximadamente 80 por ciento en peso del compuesto aromático 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 oxidable se descarga en el medio de reacción a través de los orificios de alimentación que se pueden localizar en un cuadrante azimutal solo. Mucho más de preferencia, no más de 40 por ciento en peso del compuesto aromático 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 aromático se miden cuando los cuadrantes azimutales se oriental azimutalmente tal que la cantidad posible máxima del compuesto aromático 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 de alimentación se descarga en el medio de reacción en un cuadrante azimutal solo debido a que los cuadrantes 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 aromático 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. Asi, 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 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. Asi, 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 aromático sea introducido en la zona de reacción 28 por la vía de los orificios de alimentación localizados en este anillo externo OA. En otra modalidad, se prefiere que poco o nada del compuesto aromático sea introducido en el centro de la zona de reacción 28. Asi, 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, que tiene un diámetro externo Do de 0.9D, y que tiene un diámetro interno Di de 0.2D. Asi, en esta modalidad, un cilindro 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 aromático 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 aromático 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 alimentación radial preferida tiene la forma cilindrica o anular descrita en lo anterior. Más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 25 por ciento del compuesto aromático se descarga en el medio de reacción 36 por la vía de los orificios de alimentación localizados en la zona de alimentación radial preferida. Todavía más de preferencia, por lo menos aproximadamente 50% en peso del compuesto aromático se descarga en el medio de reacción 36 por la via de los orificios de alimentación localizados en la zona de alimentación radial preferida. Mucho más de preferencia, por lo menos 75 por ciento en peso del compuesto oxidable se descarga en el medio de reacción 36 por la via de los orificios de alimentación localizados en la zona de alimentación radial preferida. Aunque los cuadrantes azimutales teóricos y la zona de alimentación radial preferida teórica en las FIGS. 7 y 8 se describen con referencia a la distribución de la corriente de alimentación en fase liquida, se ha descubierto que la distribución azimutal y radial apropiada de la distribución de la corriente de oxidante en fase de gas también puede proporcionar ciertas ventajas. Asi, en una modalidad de la presente invención, la descripción de la distribución azimutal y radial de la corriente de alimentación en fase liquida, 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 y 13, se ilustra un reactor de columna de burbujeo de oxidación 200 alternativo que tiene una configuración de reactor-en-reactor. El reactor de oxidación 200 incluye un reactor externo 202 y un reactor interno 204, con el reactor interno 204 que es por lo menos parcialmente dispuesto en el reactor externo 202. En una modalidad preferida, ambos reactores externo e interno 202 y 204 son reactores de columna de burbujeo. De preferencia, el reactor externo 202 incluye un recipiente de reacción externo 206 y un tubo rociador de oxidante externo 208, mientras que el reactor interno 204 incluye un recipiente de reacción interno 210 y un tubo rociador de oxidante interno 212. Aunque las FIGS. 12 y 13 ilustran el recipiente de reacción interno 210 como que está completamente dispuesto en el recipiente de reacción externo 206, es posible para el recipiente de reacción interno 210 que sea solo parcialmente dispuesto en el recipiente de reacción externo 206. Sin embargo, se prefiere para al menos aproximadamente 50, 90, 95 o 100 por ciento de la altura del recipiente de reacción interno 210 que sea localizado en el recipiente de reacción externo 206. Además, se prefiere que una porción de tal recipiente de reacción sea elevado arriba de una porción del otro recipiente de reacción por al menos aproximadamente 0.01, 0.2, 1 o 2 veces el diámetro máximo del recipiente de reacción externo. En una modalidad preferida de la presente invención, los recipientes de reacción externo e interno 206 y 210 cada uno incluyen una pared lateral vertical respectiva que tiene una configuración generalmente cilindrica. De preferencia las paredes laterales verticales de los recipientes de reacción externo e interno 206 y 210 están sustancialmente concéntricas y definen un anillo entre las mismas. El recipiente de reacción interno 210 es soportado verticalmente del recipiente de reacción externo 206, preferiblemente de manera principal por soportes verticales entre las porciones interiores del recipiente respectivo. Además, el recipiente de reacción interno 210 puede ser soportado por el recipiente de reacción externo 206 por la vía de una pluralidad de miembros de soporte lateral 214 que se extiende entre la pared lateral vertical de los recipientes de reacción externo e interno 206 y 210. Preferiblemente, tales miembros de soporte lateral 214 tiene una configuración de no ensuciamiento con la superficie plana enfrentada hacia arriba mínima, como es definido previamente. Aunque es preferido para la pared lateral vertical del recipiente de reacción interno 210 que sea sustancialmente cilindrico, es posible para ciertas porciones de la pared lateral vertical del recipiente de reacción interno 210 que sea cóncavo con respecto a una porción adyacente de la segunda zona de reacción 218. Preferiblemente, cualquier porción de la pared lateral vertical del recipiente de reacción interno 210 que es cóncavo con respecto a una porción adyacente de la segunda zona de reacción 218 tiene en cuenta menos de aproximadamente 25, 10, 5 o 0.1 por ciento del área de superficie total de la pared lateral vertical del recipiente de reacción interno 210. Preferiblemente, la relación de la altura máxima de la pared lateral vertical del recipiente de reacción interno 210 a la altura máxima de la pared lateral vertical del recipiente de reacción externo 206 está en el intervalo de aproximadamente 0.1:1 a aproximadamente 0.9:1, más de preferencia en e-1 intervalo de aproximadamente 0.2:1 a aproximadamente 0.8:1 y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.3:1 a 0.7:1. El recipiente de reacción externo 206 define en el mismo una primera zona de reacción 216, mientras que el recipiente de reacción interno 210 define en el mismo una segunda zona de reacción 218. Preferiblemente, los recipientes de reacción externo e interno 206 y 210 están alineados verticalmente tal que el centroide volumétrico de la segunda zona de reacción 218 es desplazado horizontalmente del centroide volumétrico de la primera zona de reacción 216 por menos de aproximadamente 0.4, 0.2, 0.1 o 0.01 veces el diámetro horizontal máximo de la primera zona de reacción 216. Preferiblemente, la relación de área seccional cruzada horizontal máxima de la primera zona de reacción 216 a la segunda zona de reacción 218 está en el intervalo de aproximadamente 0.01:1 a aproximadamente 0.75:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.03:1 a aproximadamente 0.5:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.05:1 a 0.3:1. Preferiblemente, la relación del área seccional cruzada horizontal de la segunda zona de reacción 218 al área seccional cruzada horizontal del anillo definido entre los recipientes de reacción externo e interno 206 y 210 es por lo menos aproximadamente 0.02:1, 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, donde el área seccional cruzada se mide en ¼ de altura, ½ de altura y/o ¾> de altura de la segunda zona de reacción 218. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 50, 70, 90 o 100 por ciento del volumen de la segunda zona de reacción 218 está localizada en el recipiente de reacción externo 206. De preferencia, la relación del volumen de la primera zona de reacción 216 al volumen de la . segunda zona de reacción 218 está en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 100:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 4:1 a aproximadamente 50:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 8:1 a 30:1. Preferiblemente, la primera zona de reacción 216 tiene una relación de altura vertical máxima a diámetro horizontal máximo en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 30:1, más de preferencia aproximadamente 6:1 a aproximadamente 20:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 9:1 a 15:1. Preferiblemente, la segunda zona de reacción 218 tiene una relación de altura vertical máxima a diámetro horizontal máximo en el intervalo de aproximadamente 0.3:1 a aproximadamente 100:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 50:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 3:1 a 30:1. Preferiblemente, el diámetro horizontal máximo de la segunda zona de reacción 218 está en el -intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 5 metros, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.3 a aproximadamente 4 metros, y mucho más de preferencia en el intervalo de 1 a 3 metros. De preferencia, la altura ¦vertical máxima de la segunda zona de reacción 218 está en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 100 metros, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 3 a aproximadamente 50 metros, y mucho más de preferencia en el intervalo de 10 a- 30 metros. De preferencia, la relación del diámetro horizontal máximo de la segunda zona de reacción 218 al diámetro horizontal máximo de la primera zona de reacción 216 está en el intervalo de aproximadamente 0.05:1 a aproximadamente 0.8:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.1:1 a aproximadamente 0.6:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.2:1 a 0.5:1. De preferencia la relación de la altura vertical máxima de la segunda zona de reacción 218 a la altura vertical máxima de la primera zona de reacción 216 está en el intervalo de aproximadamente 0.03:1 a aproximadamente 1:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.1:1 a aproximadamente 0.9:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.3:1 a 0.8:1. Cualquiera de los parámetros (por ejemplo, altura, ancho, área, volumen, colocación horizontal relativa y colocación vertical relativa) especificados en la presente para el recipiente de reacción externo 206 y aditamentos también se consideran como que aplican a la primera zona de reacción 216 definida por el recipiente de reacción externo 206 y viceversa. Además, cualquiera de los parámetros especificados en la presente para el recipiente de reacción interno 210 y los aditamentos también se consideran como que aplican a la segunda zona de reacción 218 definida por el recipiente de reacción interno 210 y viceversa. Durante la operación del reactor de oxidación 200, un medio de reacción de fases múltiples 220 primero se somete a la oxidación en la primera zona de reacción 216 y luego se somete a la oxidación en la segunda zona de reacción 218. Asi, durante la operación normal, una primera porción del medio de reacción 220a se localiza en la primera zona de reacción 216, mientras que una segunda porción del medio de reacción 220b se localiza en la segunda zona de reacción 218. Después de que es procesada en la segunda zona de reacción 218, una fase de suspensión (es decir, fases liquida y sólida) del medio de reacción 220b se retira de la segunda zona de reacción 218 y se descarga del reactor de oxidación 200 por la vía de una salida de suspensión 222 para el procesamiento corriente abajo subsecuente. El reactor interno 204 de preferencia comprende por lo menos un orificio de gas interno que permite que el oxígeno molecular adicional sea descargado en la segunda zona de reacción 218. De preferencia, una pluralidad de orificios de gas interno, se definen por el tubo rociador de oxidante interno 212. Las descripciones para el tubo rociador de oxidante 34 de las FIG. 1-5 también aplican al tubo rociador de oxidante interno 212 para los tamaños de conducto y configuraciones, dimensionamiento del orificio y configuración, caída de presión de operación y la inundación de líquido. En distinción notable, es preferible localizar el tubo rociador de oxidante 212 relativamente más alto con el fin de utilizar una porción inferior del recipiente de reacción interno 210 como una zona de desaereación . Por ejemplo, las modalidades divulgadas en la presente para la oxidación de para-xileno para formar TPA proporcionan una velocidad de reacción de tiempo espacial grandemente disminuida cerca del fondo de la segunda zona de reacción 218, y esto mitiga los efectos de desaereación sobre la formación de impurezas. El recipiente de reacción interno 210 tiene una altura máxima "Hi". Se prefiere para al menos aproximadamente 50, 75, 95 o 100 por ciento del área abierta total definida por todos los orificios de gas internos que son espaciados por lo menos 0.5Hi, 0. IHÍ o 0.25Hi desde la parte superior del recipiente de reacción interno 210. También se prefiere por al menos aproximadamente 50, 75, 95 o 100 por ciento del área abierta total definida por todos los orificios de gas internos que sean espaciado menos de aproximadamente 0.5Hi, 0.25Hi o O.lHi arriba del fondo del recipiente de reacción interno 210. De preferencia, por lo menos aproximadamente 50, 75, 95 o 100 por ciento del área abierta total definida por todos los orificios de gas internos están espaciados por al menos aproximadamente 1, 5 o 10 metros de la parte superior del recipiente de reacción interno 210 y por lo menos aproximadamente 0.5, 1 o 2 metros desde el fondo del recipiente de reacción interno 210. Se prefiere para al menos aproximadamente 50, 75, 95 o 100 por ciento del área abierta total definida por todos orificios de gas internos que comunican directamente con la segunda zona de reacción 218 y no comunican directamente con la primera zona de reacción 216. Como se utiliza en la presente, el término "área abierta" denota el área de superficie mínima (plana o no plana) que se acercaría a un orificio. En general, la manera en la cual las corrientes de alimentación, de oxidante y de reflujo se introducen en reactores 202 y la manera en la cual el reactor externo 202 se opera son sustancialmente las mismas como es descrito en lo anterior con referencia al reactor de columna de burbujeo 20 de las FIGS . 1-11. Sin embargo, una diferencia entre el reactor externo 202 (FIGS. 12 y 13) y el reactor de columna de burbujeo 20 (FIGS. 1-11) es que el reactor externo 202 no incluye una salida que permita que la fase de suspensión del medio de reacción 220a sea directamente descargada del recipiente de reacción externo 206 para el procesamiento corriente abajo. Más bien, el reactor de oxidación 200 requiere que la fase de suspensión del medio de reacción 220a primero pase a través del reactor interno 204 antes de ser descargado del reactor de oxidación 200. Como se mencionó en lo anterior, en la segunda zona de reacción 218 del reactor interno 204, el medio de reacción 220b se somete a oxidación adicional para ayudar a purificar las fases de líquido y/o de sólido del medio de reacción 220b. En un proceso en donde el para-xileno se alimenta la zona de reacción 216, la fase líquida del medio de reacción 220a que sale de la primera zona de reacción 216 y entra a la segunda zona de reacción 218 típicamente contiene por lo menos algo de ácido para-toluico . Es preferido para una porción sustancial del ácido para-toluico que entra a la segunda zona de reacción 218 que sea oxidado en la segunda zona de reacción 218. Así, es preferido para la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase líquida del medio de reacción 220b que sale de la segunda zona de reacción 218 que sea menor que la concentración promediada en tiempo del ácido para-toluico en la fase liquida del medio de reacción 220a/b que entra a la segunda zona de reacción 218. Preferiblemente, la concentración promediada en tiempo del ácido para-toluico en la fase liquida del medio de reacción 220b que sale de la segunda zona de reacción 218 es menor que aproximadamente 50, 10 o 5 por ciento de la concentración promediada en tiempo del ácido para-toluico en la fase liquida del medio de reacción 220a/b que entra a la segunda zona de reacción 218. Preferiblemente, la concentración promediada del tiempo del ácido para-toluico en la fase liquida del medio de reacción 220a/b que entra a la segunda zona de reacción 218 es por lo menos aproximadamente 250 ppmw, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 500 a aproximadamente 6000 ppmw y mucho más de preferencia en el intervalo de 1000 a 4000 ppmw. Preferiblemente, la concentración promediada en tiempo del ácido para-toluico en la fase liquida del medio de reacción 220b que sale de la segunda zona de reacción 218 es menor que aproximadamente 1000, 250 o 50 ppmw. El recipiente de reacción interno 210 está equipado con por lo menos un orificio directo que permite que el medio de reacción 220a/b pase directamente entre la zona de reacción 216 y la segunda zona de reacción 218. Se prefiere para sustancialmente todos los orificios directos en el recipiente de reacción interno 210 que sean localizados cerca de la parte superior del recipiente de reacción interno 210. De preferencia, por lo menos aproximadamente 50, 75, 90 o 100 por ciento del área abierta total definida por todos orificios directos está espaciada menos de aproximadamente 0.5Hi, 0.25Hi o 0. IHÍ desde la parte superior del recipiente de reacción interno 210. De preferencia, menos de aproximadamente 50, 25, 10 o 1 por ciento del área abierta total definida por los orificios directos en el recipiente de reacción interno 210 está espaciada más de aproximadamente 0.5Hi, 0.25Hi o O.lHi desde la parte superior del recipiente de reacción interno 210. Más preferiblemente, el orificio directo definido por el recipiente de reacción interno 210 es un solo orificio superior 224 localizado en el extremo más superior del recipiente de reacción interno 210. La relación del área abierta del orificio superior 224 al área seccional cruzada horizontal máxima de la segunda zona de reacción 218 es de preferencia por lo menos aproximadamente 0.1:1, 0.2:1 o 0.5:1. Durante la operación normal del reactor de oxidación 200, el medio de reacción 220 pasa de la primera zona de reacción 216, a través del (los) orificio (s) (por ejemplo, orificio superior 224) en el recipiente de reacción interno 210, y en la segunda zona de reacción 218. En la segunda zona de reacción 218, la fase de suspensión del medio de reacción 220b viaja en una dirección generalmente hacia abajo a través de la segunda zona de reacción 218, mientras que la fase de gas del medio de reacción 220b viaja en una dirección generalmente hacia arriba. Preferiblemente, el recipiente de reacción interno 210 define por lo menos un orificio de descarga que permite que la fase de suspensión salga de la segunda zona de reacción 218. La fase de suspensión que sale del orificio de descarga de recipiente de reacción interno 210 luego sale del reactor de oxidación 200 por la vía de la salida de suspensión 222. Preferiblemente, el orificio de descarga está localizado en o cerca del fondo del recipiente de reacción interno 210. De preferencia por lo menos aproximadamente 50, 75, 90 o 100 por ciento del área abierta total definida por todos los orificios de descarga en el recipiente de reacción interno 210 está localizada dentro de aproximadamente 0.5Hi, 0.25Hi o 0. lHi del fondo de recipiente de reacción interno 210. Conforme el medio de reacción 220b se procesa en la segunda zona de reacción 218 del reactor interno 204, se prefiere para la contención de gas del medio de reacción 220b que disminuya conforme la fase de suspensión del medio de reacción 220b fluye hacia abajo a través de la segunda zona de reacción 218. De preferencia, la relación de la contención de gas promediada en tiempo del medio de reacción 220a/b entra a la segunda zona de reacción 218 al medio de reacción 220b que sale de la segunda zona de reacción 218 es por lo menos aproximadamente 2:1, 10:1, o 25:1. De preferencia, la contención de gas promediada en tiempo del medio de reacción 220a/b entra a la segunda zona de reacción 218 está en el intervalo de aproximadamente 0.4 a aproximadamente 0.9, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 0.8, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.55 a 0.7. Preferiblemente, la contención de gas promediada en tiempo del medio de reacción 220b que sale de la segunda zona de reacción 218 es menor que aproximadamente 0.1, 0.05 o 0.02. Preferiblemente, la relación de la contención de gas promediada en tiempo del medio de reacción 220a en la primera zona de reacción 216 al medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218 es mayor que aproximadamente 1:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 1.25:1 a aproximadamente 5:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 1.5:1 a 4:1, donde los valores de contención de gas se miden en cualquier altura de la primera y la segunda zona de reacción 216 y 218, en cualquiera de las alturas correspondientes de la primera y la segunda zona de reacción 216 y 218, en ¼ de altura de la primera y/o segunda zona de reacción 216 y 218, en 4 de altura de la primera y/o segunda zona de reacción 216 y 218, en H de altura de la primera y/o segunda zona de reacción 216 y 218, y/o son valores promedio sobre las alturas completas de la primera y/o segunda zona de reacción 216 y 218.

Preferiblemente, la contención de gas promediada en tiempo de la porción del medio de reacción 220a en la primera zona de reacción 216 en el intervalo de aproximadamente 0.4 a aproximadamente 0.9, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 0.8, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.55 a 0.70, donde la contención de gas se mide en cualquier altura de la primera zona de reacción 216, en ¼ de altura de la primera zona de reacción 216, en un ½ de altura de la primera zona de reacción 216, en ¾ de altura de la primera zona de reacción 216, y/o es un promedio sobre la altura completa de la primera zona de reacción 216. Preferiblemente, la contención de gas promediada en tiempo de la porción del medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218 está en el intervalo de aproximadamente 0.01 a aproximadamente 0.6, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.03 a aproximadamente 0.3, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.08 a 0.2, en donde la contención de gas se mide en cualquier altura de la segunda zona de reacción 218, en ¼ de altura de la segunda zona de reacción 218 y ½ de altura de la segunda zona de reacción 218, en ¾ de altura de la segunda zona de reacción 218 y/o es un promedio sobre la altura completa de la segunda zona de reacción 218. La temperatura del medio de reacción 220 es preferiblemente de manera aproximada a la misma en la primera y la segunda zona de reacción 216 y 218. Preferiblemente, tal temperatura está en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200 °C, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180°C, y mucho más de preferencia en el intervalo de 150 a 170°C. Sin embargo, las diferencias de temperatura preferiblemente se forman dentro de la primera zona de reacción 216 que son las mismas como se divulgan en la presente con referencia en la FIG. 28. Preferiblemente, las diferencias de temperatura de las mismas magnitudes también existen dentro de la segunda zona de reacción 218 y también entre la primera zona de reacción 216 y la segunda zona de reacción 218. Estos gradientes de temperatura adicionales se relacionan a la reacción química que ocurre en la segunda zona de reacción 218, la introducción de oxidante adicional a la segunda zona de reacción 218, y las presiones estáticas que se establecen en la segunda zona de reacción 218 comparada con aquellas en la primera zona de reacción 216. Como es divulgado en lo anterior, la contención de burbuja es de preferencia mayor en la primera zona de reacción 216 que en la segunda zona de reacción 218. Así, en elevaciones por abajo del orificio superior 224, la presión estática en la zona de reacción 216 es mayor que en la segunda zona de reacción 218. La magnitud de esta diferencia de presión depende de la magnitud de la densidad del líquido o de suspensión y sobre la diferencia en la contención de burbujas entre de las dos zonas de reacción. La magnitud de esta diferencia de presión incrementa en elevaciones además por abajo del orificio superior 224. En una modalidad de la presente invención, una porción del compuesto aromático (por ejemplo, para-xileno) alimentado al reactor de oxidación 200 se introduce directamente en la segunda zona de reacción 218 del reactor interno 204. Sin embargo, es preferido por al menos aproximadamente 90, 95, 99 o 100 por ciento en mol del compuesto aromático total alimentado al reactor de oxidación 200 que sea introducido en la primera zona de reacción 216 (antes que la segunda zona de reacción 218). Preferiblemente, la relación moral de la cantidad del compuesto aromático introducido en de la primera zona de reacción 216 a la cantidad de compuesto aromático introducido en la segunda zona de reacción 218 es por lo menos aproximadamente 2:1, 4:1 o 8:1. Aunque las FIGS. 12 y 13 representan una configuración donde una porción del oxigeno molecular total alimentado al reactor de oxidación 200 se introduce en la segunda zona de reacción 218 del reactor interno 204 por la vía del tubo rociador de oxidante interno 212, se prefiere para la mayoría del oxígeno molecular total alimentado al reactor de oxidación 200 que sea introducido en la primera zona de reacción 216, con el resto que es introducido en la segunda zona de reacción 218. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 70, 90, 95 o 98 por ciento en mol del oxigeno molecular total alimentado al reactor de oxidación 200 se introduce en la primera zona de reacción 216. Preferiblemente, la relación molar de la cantidad de oxigeno molecular introducido en la primera zona de reacción 216 a la cantidad de oxigeno molecular introducido en la segunda zona de reacción 218 es por lo menos aproximadamente 2:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 4:1 a aproximadamente 200:1, mucho más de preferencia en el intervalo de 10:1 a 100:1. Aunque es posible para algo del solvente y/o compuesto aromático (por ejemplo, para-xileno) que sea alimentado directamente a la segunda zona de reacción 218, se prefiere que menos de aproximadamente 10, 5 o 1 por ciento en peso de la cantidad total de solvente y/o compuesto aromático alimentado al reactor de . oxidación 200 sea alimentado directamente a la segunda zona de reacción 218. El volumen, tiempo de residencia y la proporción de tiempo espacial del medio 220a en la primera zona de reacción 216 del recipiente de reacción externo 206 de preferencia son sustancialmente más grandes que el volumen, tiempo de residencia y proporción de tiempo espacial del medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218 del recipiente de reacción interno 210. Por lo tanto, la mayoría del compuesto aromático (por ejemplo, para-xileno) alimentado al reactor de oxidación 200 es de preferencia oxidado en la primera zona de reacción 216. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 80, 90 o 95 por ciento en peso de todo el compuesto aromático que es oxidado en el reactor de oxidación 200 se oxida en la primera zona de reacción 216. Se prefiere para la velocidad del gas superficial promediada en tiempo del medio de reacción 220a en la primera zona de reacción 216 que sea por lo menos aproximadamente 0.2, 0.4, 0.8 o 1 metro por segundo, en donde la velocidad del gas superficial se mide como cualquier altura de la primera zona de reacción 216, en ¼ de altura de la primera zona de reacción 216, en ½ de altura de la primera zona de reacción 216, en ¾ de altura de la primera zona de reacción 216, y/o es un promedio sobre la altura completa de la primera zona de reacción 216. Aunque el medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218 puede tener la misma velocidad de gas superficial como el medio de reacción 220a en la primera zona de reacción 216, se prefiere que la velocidad del gas superficial promediada en tiempo del medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218 sea menor que la velocidad del gas superficial promediado en tiempo y promediado en el volumen del medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218. Esta velocidad de gas superficial reducida en la segunda zona de reacción 218 se hace posible mediante, por ejemplo, la demanda reducida para oxigeno molecular en la segunda zona de reacción 218 comparada con la primera zona de reacción 216. Preferiblemente, la relación de la velocidad de gas superficial promediada en tiempo del medio de reacción 220a en la primera zona de reacción 216 al medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218 es por lo menos aproximadamente 1.25:1, 2:1 o 5:1, donde las velocidades de gas superficiales se miden en cualquier altura de la primera y la segunda zona de reacción 216 y 218, en cualquiera de las alturas correspondientes de la primera y la segunda zona de reacción 216 y 218, en ¼ de altura de la primera y/o segunda zona de reacción 216 y 218, en ½ de altura de la primera y/o segunda zona de reacción 216 y 218, en ¾ de altura de la primera y/o segunda zona de reacción 216 y 218, y/o son valores promedio sobre las alturas completas de la primera y/o segunda zona de reacción 216 y 218. Preferiblemente, la velocidad del gas superficial promediada en tiempo y promediada en volumen del medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218 es menor que aproximadamente 0.2, 0.1 o 0.06 metros por segundo, donde la velocidad de gas superficial se mide en cualquiera altura de la segunda zona de reacción 218, en de altura de la segunda zona de reacción 218, en ½ de altura de la segunda zona de reacción 218, en ¾ de altura de la segunda zona de reacción 218 y/o es en un promedio sobre la altura completa de la segunda zona de reacción 218. Con estas velocidades de gases superficiales inferiores, el flujo hacia abajo de la fase de suspensión del medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218 se puede hacer para mover direccionalmente hacia el flujo tapón. Por ejemplo, durante la oxidación de para-xileno para formar TPA, el gradiente vertical relativo de la concentración de fase liquida del ácido para-toluico puede ser mucho más grande en la segunda zona de reacción 218 que en la primera zona de reacción 216. Esto es no importando que la segunda zona de reacción 218 sea una columna de burbujeo que tiene mezclado axial de liquido y de composiciones de suspensión. La velocidad superficial promediada en el tiempo de la fase de suspensión (sólido + liquido) y la fase liquida del medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218 son preferiblemente menos que aproximadamente 0.2, 0.1 o 0.06 metros por segundo, donde la velocidad superficial se mide en cualquier altura de la segunda zona de reacción 218, en ¼ de altura de la segunda zona de reacción 218, en ½ de altura de la segunda zona de reacción 218, en ¼¡ de altura de la segunda zona de reacción 218, y/o es un promedio sobre la altura completa de la segunda zona de reacción 218. En una modalidad de la presente invención, el reactor de oxidación 200 se opera de una manera que permite la sedimentación de sólidos en el reactor interno 204. Si se desea la sedimentación de sólidos, se prefiere para la velocidad del gas superficial promediada en tiempo y promediada en volumen del medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218 que sea menor que aproximadamente 0.05, 0.03 o 0.01 metros por segundo. Además, si se desea sedimentación de sólidos, se prefiere para la velocidad superficial promediada en tiempo y promediada en volumen de las fases de suspensión y de liquido del medio de reacción 220b en la segunda zona de reacción 218 que sea menor que aproximadamente 0.01, 0.005 o 0.001 metros por segundo . Mientras que es posible para algo de la fase de suspensión que sale del reactor interno 204 que sea directamente recirculado nuevamente a la primera zona de reacción 216 sin procesamiento corriente abajo adicional, se prefiere para la recirculación directa del medio de reacción 220b desde las elevaciones inferiores de la segunda zona de reacción 218 a la primera zona de reacción 216 que sea minimizada. De preferencia, la masa del medio de reacción 220b (fases de sólido, liquido y gas) que salen del 25 por ciento inferior del volumen de la segunda zona de reacción 218 y directamente recirculado nuevamente a la primera zona de reacción 216 sin procesamiento corriente abajo adicional que sea menor de 10, 1 o 0.1 veces la masa (fases de sólido, liquido y gas) del medio de reacción 220b que sale de la segunda zona de reacción 218 y después sometida a procesamiento corriente abajo. De preferencia, la masa del medio de reacción 220b que sale del 50 por ciento inferior del volumen de la segunda zona de reacción 218 y directamente recirculada nuevamente en la primera zona de reacción 216 sin procesamiento corriente abajo adicional es menor que 20, 2 o 0.2 veces la masa del medio de reacción 220b que sale de la segunda zona de reacción- 218 y después sometida al procesamiento corriente abajo. De preferencia, menos de aproximadamente 50, 75 o 90 por ciento en peso de la fase liquida del medio de reacción 220b que sale de la segunda zona de reacción 218 por la via de los orificios en el 90, 60, 50 o 5 por ciento inferior del volumen de la segunda zona de reacción 218 se introduce en la primera zona de reacción 216 dentro de 60, 20, 5 o 1 minuto después de que sale de la segunda zona de reacción 218. Preferiblemente, la fase liquida del medio de reacción 220b localizado en la segunda zona de reacción 218 tiene un tiempo de residencia promediado de masa en la segunda zona de reacción 218 de por lo menos aproximadamente 1 minuto, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 60 minutos, y mucho más de preferencia en el intervalo de 5 a 30 minutos. Preferiblemente, menos de aproximadamente 50, 75 o 90 por ciento en peso de la fase liquida del medio de reacción 220a/b introducida en la segunda zona de reacción 218 entra a la segunda zona de reacción 218 en el 90, 60 o 30 por ciento inferior del volumen de la segunda zona de reacción 218.

Preferiblemente, menos de aproximadamente 50, 75 o 90 por ciento en peso de la fase liquida total del medio de reacción 220a/b introducida como una corriente de alimentación en fase liquida en la primera zona de reacción 216 entra a la primera zona de reacción 216 dentro de 60, 20, 5 o 1 minuto después de que es retirada de la segunda zona de reacción 218 por la vía de la salida de suspensión 222. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75, 90, 95 o 99 por ciento en peso de la fase liquida del medio de reacción 220b retirada de la segunda zona de reacción 218 sale de la segunda zona de reacción 218 por la via de los orificios en el 90, 60, 30 o 5 por ciento inferior del volumen de la segunda zona de reacción 218. El diseño del reactor de oxidación de reactor-en-reactor 200 puede ser variado en muchas maneras sin apartarse del ámbito de la presente invención. Por ejemplo, el recipiente de reacción interno 210 puede tener una altura más grande que el recipiente de reacción externo 206 si el recipiente de reacción interno 210 se extiende por abajo del extremo inferior del recipiente de reacción externo 206. Los recipientes de reacción externo e interno 206 y 210 pueden ser cilindricos, como es ilustrado, o pueden tener otra forma. Los recipientes de reacción externo e interno 206 y 210 no necesitan ser asimétricos, axialmente verticales o concéntricos. La fase de gas que sale del reactor interno 204 puede ser dirigida fuera del reactor de oxidación 200 sin ser mezclada con el medio de reacción 220a en una primera zona de reacción 216. Sin embargo, por seguridad de flamabilidad, es deseable limitar los volúmenes de las cavidades de gas atrapadas a menos de aproximadamente 10, 2 o 1 metro cúbico. Además, la fase de suspensión pesada en el reactor interno 204 no necesita salir por la vía de un orificio de suspensión individual en el fondo del recipiente de reacción interno 210. La fase de suspensión puede ser salir del reactor de oxidación 200 a través de una salida lateral en una presión que contiene la pared lateral del reactor externo 202. Con referencia ahora a la FIG. 14, se ilustra un reactor de oxidación 300 que tiene una configuración del reactor-en-reactor y de diámetro de etapas. El reactor de oxidación primaria 300 comprende un reactor externo 302 y un reactor interno 30 . El reactor externo 302 incluye un recipiente de reacción externo 306 que tiene una sección inferior amplia 306a y una sección superior angosta 306b. De preferencia, el diámetro de la sección superior angosta 306b es más pequeño que el diámetro de la sección inferior amplia 306a. Con la excepción de la configuración de diámetro de etapa del recipiente de reacción externo, el reactor de oxidación 300 de la FIG. 14 es preferiblemente configurado y operado en sustancialmente la misma manera como el reactor de oxidación 200 de las FIGS. 12 y 13, descrito en lo anterior.

Con referencia ahora a la FIG. 15, se ilustra un sistema de reactor 400 que comprende un reactor de oxidación primaria 402 y un reactor de oxidación secundario 404. El reactor de oxidación primaria 402 preferiblemente está configurado y operado en sustancialmente la misma manera como el reactor externo 202 de las FIGS. 12 y 13. El reactor de oxidación secundario 404 preferiblemente está configurado y operado en sustancialmente la misma manera como el reactor interno 204 de las FIGS. 12 y 13. Sin embargo, la diferencia principal entre el sistema de reactor 400 de la FIG. 15 y el reactor de oxidación 200 de las FIGS. 12 y 13 es que el reactor de oxidación secundario 404 del sistema de reactor 400 está localizado fuera del reactor de oxidación primaria 402. En el sistema de reacción 400 de la FIG. 15, un conducto de entrada 405 se emplea para transferir una porción del medio de reacción 420 del reactor de oxidación primaria 402 al reactor de oxidación secundario 404. Además, un conducto de salida 407 se utiliza para transferir los gases de la parte de arriba desde la parte superior del reactor de oxidación secundario 404 al reactor de oxidación primaria 402. Durante la operación normal del sistema de reacción 400, el medio de reacción 420 primero se somete a la oxidación en una zona de reacción primaria 416 del reactor de oxidación primaria 402. El medio de reacción 420a luego se retira de la zona de reacción primaria 416 y se transfiere a una zona de reacción secundaria 418 por la vía del conducto 405. In la zona de reacción secundaria 418, las fases liquida y/o sólida del medio de reacción 420b se someten a la 5 oxidación adicional. Se prefiere por al menos aproximadamente 50, 75, 95 o 99 por ciento en peso de las fases liquida y/o sólida retiradas de la zona de reacción primaria 416 que sean procesadas en la zona de reacción secundaria 416. Los gases de la parte de arriba salen de una salida de gas superior del 10 reactor de oxidación secundaria 404 y se transfieren nuevamente al reactor de oxidación primaria 402 por la vía del conducto 407. Una fase de suspensión del medio de reacción 420b sale de una salida de suspensión inferior 422 del reactor de oxidación secundario 404 y después se somete 15 al procesamiento corriente abajo adicional. El conducto de entrada 405 puede unirse al reactor de oxidación primaria 402 en cualquier altura. Aunque no es mostrado en la FIG. 15, el medio de reacción 420 puede se mecánicamente bombeado a la zona de reacción secundaria 418 20 si es deseado. Sin embargo, es más preferible utilizar la cabeza de elevación (gravedad) para transferir el medio de reacción 420 de la zona de reacción primaria 416 a través del conducto de entrada 405 y en la zona de reacción secundaria 418. Por consiguiente, es preferible que el conducto de 25 entrada 405 se conecte en un extremo al 50, 30, 20 o 10 por ciento superior de la altura total y/o volumen de la zona de reacción primaria 416. De preferencia, el otro extremo del conducto de entrada 405 se une al 30, 20, 10 o 5 por ciento superior de la altura total y/o volumen de la zona de reacción secundaria 418. De preferencia, el conducto de entrada 405 es horizontal y/o inclinado hacia abajo del reactor de oxidación primaria 402 hacia el reactor de oxidación secundario 404. El conducto de salida 407 puede unirse a cualquier elevación en el reactor de oxidación secundario 404, pero es preferible que el conducto de salida 407 se conecte al reactor de oxidación secundario 404 arriba de la elevación de unión del conducto de entrada 405. Más de preferencia, el conducto de salida 407 se une a la parte superior del reactor de oxidación secundario 404. El conducto de salida 407 de preferencia se une al reactor de oxidación primaria 402 arriba de la elevación de unión del conducto de entrada 405. Más de preferencia, el conducto de salida 407 se une al 30, 20, 10 o 5 por ciento superior de la altura total y/o volumen de la zona de reacción primaria 416. De preferencia, el conducto de salida 407 está horizontal y/o inclinado hacia arriba del reactor de oxidación secundario de reacción 404 hacia el reactor de oxidación primaria 402. Aunque no mostrado en la FIG. 15, el conducto de salida 407 también puede unirse directamente al conducto de salida del gas que retira el efluente gaseoso de la parte superior del reactor de oxidación primaria 402. La extensión superior de la zona de reacción secundaria 416 puede estar arriba o abajo de la extensión superior de la zona de reacción primaria 418. Más preferiblemente, la extensión superior de la zona de 5 reacción primaria 416 está dentro de 10 metros arriba a 50 metros abajo, 2 metros abajo a 40 metros abajo, o 5 metros abajo a 30 metros abajo de la extensión superior de la zona de reacción secundaria 418. La salida de suspensión inferior 422 puede salir de cualquier elevación del reactor de 10 oxidación secundario 404, pero es preferible que la salida de suspensión inferior 422 sea conectada al reactor de oxidación secundario 404 abajo de la elevación de unión del conducto de entrada 405. El punto de unión de la salida de suspensión inferior 422 es más de preferencia ampliamente separada en la 15 elevación del punto de unión del conducto de entrada 405, con las dos uniones separadas por al menos aproximadamente 50, 70, 90 o 95 por ciento de la altura de la zona de reacción secundaria 418. Mucho más de preferencia, la salida de suspensión inferior 422 se une al fondo del reactor de 20 oxidación secundario 404 como es mostrado en la FIG. 15. La extensión inferior de la zona de reacción secundaria 418 puede ser elevada arriba o abajo de la extensión inferior de la zona de reacción primaria 416. Más de preferencia, la extensión inferior de la zona de reacción primaria 416 está 25 elevada dentro de aproximadamente 40, 20, 5 o 2 metros arriba o abajo de la extensión inferior de la zona de reacción secundaria 418. Los parámetros (por ejemplo, altura, ancho, área, volumen, colocación horizontal relativa y colocación vertical relativa) especificados en la presente para el reactor de oxidación primaria 402 y aditamentos también se consideran como que aplican con la zona de reacción primaria 416 definida por el reactor de oxidación primaria 402, y viceversa. Cualquiera de los parámetros especificados en la presente para el reactor de oxidación secundario 404 y aditamentos también se consideran como que aplican una zona de reacción secundaria 418 definida por el reactor de oxidación secundario 404, y viceversa. Como se menciona en lo anterior, se prefiere para el reactor de oxidación secundario 404 que sea localizado fuera del reactor de oxidación primaria 402. De preferencia, el reactor de oxidación secundario 404 está localizado a lo largo del reactor de oxidación primaria 402 (es decir, por lo menos a porción de los reactores de oxidación primario y secundario 402 y 404 comparten una elevación común). La zona de reacción primaria 416 del reactor de oxidación primaria 402 tiene un diámetro máximo "Dp". El centroide volumétrico de la zona de reacción secundaria 418 está de preferencia horizontalmente espaciada del centroide volumétrico de la zona de reacción primaria 416 por al menos aproximadamente 0.5DP, 0.75DP o l.ODp y por menos de aproximadamente 30DP, 10Dp o 3DP. Con referencia ahora a la FIG. 16, se ilustra un sistema de reactor 500 que comprende un reactor de oxidación primaria 502 y un reactor de oxidación secundario 504. El reactor de oxidación primaria define en el mismo una zona de oxidación primaria 516, mientras que el reactor de oxidación secundario 504 define en el mismo una zona de oxidación secundaria 518. Cada zona de reacción 516 y 518 recibe una porción del medio de reacción 520. La configuración y operación del sistema de reactor 500 (FIG. 16) es de preferencia sustancialmente la misma como la configuración del sistema de reactor 400 (FIG. 15) . Sin embargo, en el sistema de reacción 500, la pared lateral del reactor de oxidación primaria 502 define por lo menos un orificio agrandado 505 que permite la transferencia en el medio de reacción 520 de la zona de reacción primaria 516 a la zona de reacción secundaria 518, mientras que simultáneamente permite la transferencia de la fase de gas desacoplada de la zona de reacción secundaria 518 a la zona de reacción primaria 516. De preferencia, el . área abierta del orificio agrandado 505 divido entre el área seccional cruzada horizontal máxima de la porción vertical de la zona de reacción secundaria 218 está en el intervalo de aproximadamente 0.01 a 2, 0.02 a 0.5, o 0.04 a 0.2. La zona de reacción primaria 516 del reactor de oxidación primaria 502 tiene una altura máxima "Hp" . Se prefiere para el centro de área del orificio agrandado 505 que se ha verticalmente espaciado por lo menos aproximadamente 0.1HP, 0.2HP o 0.3HP 5 desde la parte superior y/o del fondo de la zona de reacción primaria 516. Con referencia ahora a la FIG. 17, a fin de cuantificar los gradientes de concentración del reactivo que existen en el medio de reacción primario durante la oxidación 10 en el reactor de oxidación primaria, el volumen completo del medio de reacción primario se puede dividir teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. La Fig. 17 ilustra el concepto de dividir el medio de reacción primario en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. Con la 15 excepción de los cortes horizontales más altos y más bajos, cada corte horizontal es un volumen discreto enlazado en su parte superior y fondo mediante planos horizontales imaginarios y enlazados sobre sus lados por la pared del reactor. El corte horizontal más alto se une sobre su fondo 20 por un plano horizontal imaginario y sobre su parte superior por la superficie superior del medio de reacción primario. 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 25 primario se ha dividido teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, la concentración promediada en tiempo y promediada en volumen de cada corte horizontal luego se puede determinar. El corte horizontal individual que tiene la concentración máxima de todos los 30 5 cortes horizontales se puede identificar como el "corte horizontal C-max" . El corte horizontal individual localizado arriba del corte horizontal C-max y que tiene la concentración mínima de todos los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal C-max se puede 10 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 15 concentración de oxígeno, cuando el medio de reacción primario 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 20 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 sobre una base húmeda molar promediada en tiempo y 25 promediada en volumen. Se prefiere que la relación de la concentración de oxígeno del corte horizontal C>2-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 de preferencia en el intervalo de 4:1 a 10:1. Típicamente, el corte horizontal 02-max estará localizado cerca del fondo del medio de reacción primario, mientras que el corte horizontal 02-min estará localizado cerca de la parte superior del medio de reacción primario. Preferiblemente, el corte horizontal 02-min es uno de los 5 cortes horizontales más superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más de preferencia, el corte horizontal 02-min es el uno de los más superiores de los 30 cortes horizontales discretos, como se ilustra en la FIG. 17. Preferiblemente, el corte horizontal 02-max es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más de preferencia, el corte horizontal 02-max es uno de los cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo la FIG. 26 ilustra el corte horizontal 02-max como el tercer corte horizontal desde el fondo del reactor 20. Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales 02-min y 02-max sea por lo menos aproximadamente 2W, más de preferencia por lo menos aproximadamente 4W, y mucho más de preferencia por lo 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 de preferencia por lo menos aproximadamente 0.4H, y mucho más de preferencia por lo menos 0.6H. La concentración de oxigeno promediada en tiempo y promediada en volumen, sobre una base húmeda, del corte horizontal 02-min está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 3 por ciento en mol, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.3 aproximadamente 2 por ciento en mol, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.5 a 1.5 por ciento en mol. La concentración de oxigeno promediada en tiempo y promediada en volumen del corte horizontal 02-max está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 20 por ciento en mol, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 15 por ciento en mol y mucho más de preferencia en el intervalo de 6 a 12 por ciento en mol. La concentración promediada en tiempo de oxigeno sobre una base seca, en el efluente gaseoso descargado del reactor por la vía de salida de gas está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 9 por ciento en mol, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 7 por ciento en mol, y mucho más de preferencia en el intervalo de 1.5 a 5 por ciento en mol. Debido a que la concentración de oxigeno se deteriora tan marcadamente hacia la parte superior del medio de reacción, es deseable que la demanda para el oxigeno sea reducida en la parte superior del medio de reacción primario. Esta demanda reducida para el oxigeno cerca de la parte superior del medio de reacción primario se puede lograr al crear un gradiente vertical en la concentración del compuesto aromático (por ejemplo para-xileno) , donde la concentración mínima del compuesto aromático se localiza cerca de la parte superior del medio de reacción primario. Con respecto a la cuantificación del compuesto aromático (por ejemplo, para-xileno) , el gradiente de concentración, cuando el medio de reacción primario se divide teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, un corte horizontal AR-max se identifica ya que tiene la concentración de compuesto oxidable máxima de todos los 30 cortes horizontales y un corte horizontal AR-min se identifica ya que tiene la concentración de compuesto aromático mínima de los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal AR-max. Las concentraciones de compuesto aromático de los cortes horizontales se miden en la fase líquida sobre una base de fracción de masa promediada en tiempo y promediada en volumen. Se prefiere para la relación de la concentración de compuesto aromático del corte horizontal AR-max a la concentración de compuesto aromático del corte horizontal AR-min que sea mayor que aproximadamente 5:1, más de preferencia mayor que aproximadamente 10:1, todavía más de preferencia mayor que aproximadamente 20:1 y mucho más de preferencia en el intervalo de 40:1 a 1000:1. Típicamente, el corte horizontal AR-max estará localizado cerca del fondo del medio de reacción primario, mientras que el corte horizontal AR-min estará localizado cerca de la parte superior del medio de reacción primario. Preferiblemente, el corte horizontal AR-min es uno de los 5 cortes horizontales más superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más de preferencia, el corte horizontal AR-min es uno de los más superiores de los 30 cortes horizontales completos, como se ilustra en la FIG. 17. Preferiblemente, el corte horizontal AR-max es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más de preferencia, el corte horizontal AR-max es uno de los 5 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FIG. 26 ilustra el corte horizontal AR-max como el quinto corte horizontal desde el fondo del reactor 20. Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales AR-min y AR-max sean por lo menos aproximadamente 2W, donde "W" es el ancho máximo del medio de reacción. Más preferiblemente, el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales AR-min y AR-max es por lo menos aproximadamente 4W, y mucho más de preferencia por lo menos 6W. Dado una altura "h" del medio de reacción primario, se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales AR-min y AR-max sean por lo menos aproximadamente 0.2H, más de preferencia por lo menos aproximadamente 0.4H y mucho más de preferencia por lo menos 0.6H. La concentración del compuesto aromático promediada en tiempo y promediada en volumen (por ejemplo, para-xileno) en la fase liquida del corte horizontal AR-min es preferiblemente menor que aproximadamente 5,000 ppmw, más de preferencia menor que aproximadamente 2,000 ppmw, todavía más de preferencia menor que aproximadamente 400 ppmw, y mucho más de preferencia en el intervalo de 1 ppmw a 100 ppmw. La concentración de compuesto aromático promediada en tiempo y promediada en volumen en la fase líquida del corte horizontal AR-max esté preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 100 ppmw a aproximadamente 10,000 ppmw, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 200 ppmw a aproximadamente 5,000 ppmw y mucho más de preferencia en el intervalo de 500 ppmw a 3,000 ppmw. Aunque se prefiere que el reactor de oxidación primaria proporcione gradientes verticales en la concentración del compuesto aromático, también se prefiere que el por ciento en volumen del medio de reacción primario que tiene una concentración de compuesto aromático en la fase liquida arriba de 1,000 ppmw sea minimizada. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado en tiempo del medio de 5 reacción primario que tiene una concentración de compuesto aromático en la fase liquida arriba de 1,000 ppmw es menor que aproximadamente 9 por ciento, más de preferencia menor que aproximadamente 6 por ciento y mucho más de preferencia menor que 3 por ciento. Preferiblemente, el por ciento en 10 volumen promediado en tiempo del medio de reacción primario que tiene una concentración de compuesto aromático en la fase liquida arriba de 2,500 ppmw es menor que aproximadamente 1.5 por ciento, más de preferencia menor que aproximadamente 1 por ciento, y mucho más de preferencia menor que 0.5 por 15 ciento. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado en tiempo del medio de reacción primario que tiene una concentración del compuesto aromático en la fase liquida arriba de 10,000 ppmw es menor que aproximadamente 0.3 por ciento, más de preferencia menor que aproximadamente 0.1 por 20 ciento, y mucho más de preferencia menor que 0.03 por ciento.

Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado en tiempo del medio de reacción primario que tiene una concentración del compuesto aromático en la fase liquida arriba de 25,000 ppmw es menor que aproximadamente 0.03 por 25 ciento, más de preferencia menor que aproximadamente 0.015 por ciento, y mucho más menor que 0.007 por ciento. Los inventores notan que el volumen del medio de reacción primario que tiene niveles elevados del compuesto aromático no necesita estar en un volumen contiguo solo. En muchos 5 casos, los patrones de flujo caóticos en un recipiente de reacción de oxidación primario producen simultáneamente dos o más porciones segregadas pero continuas del medio de reacción que tiene los niveles elevados del compuesto aromático. En cada tiempo utilizado en el promedio de tiempo, todos los 10 volúmenes segregados pero continuos más grandes que 0.0001 por ciento en volumen del medio de reacción total se adicionan conjuntamente para determinar el volumen total que tiene los niveles elevados de la concentración de compuesto aromático en la fase 15 liquida. Además de los gradientes de concentración del oxigeno y el compuesto aromático como se discute en lo anterior, se prefiere que un gradiente de temperatura exista en el medio de reacción. Con referencia nuevamente a la FIG. 20 17, este gradiente de temperatura se puede cuantificar en una manera similar a los gradientes de concentración al dividir teóricamente el medio de reacción primario en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen y al medir la temperatura promediada en tiempo y promediada en volumen de 25 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 de preferencia 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180°C, y mucho más de preferencia en el intervalo de 150 a 170°C. Típicamente, el corte horizontal T-max estará localizado cerca del centro del medio de reacción primario, mientras que el corte horizontal T-min estará localizado cerca del fondo del medio de reacción. Preferiblemente, el corte horizontal T-min es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de los 15 cortes horizontales más bajos. Mucho más de preferencia, 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. 17 ilustra el corte horizontal T-min y el segundo corte horizontal del fondo del 5 reactor 20. Preferiblemente, el corte horizontal T-max es uno de los 20 cortes horizontales medios de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más de preferencia, el corte horizontal T-min es uno de los 14 cortes horizontales medios de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FIG. 10 17 ilustra el corte horizontal t-max como el corte horizontal 20 del fondo de reactor (es decir, uno de los 10 cortes horizontales medios) . Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales T-min y T-max sea por lo menos aproximadamente 2W, más de preferencia por lo menos 15 4W, y mucho más de preferencia 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 de preferencia por lo menos aproximadamente 0.4H, y mucho más de preferencia por lo menos 0.6H. 20 Como se discute en lo anterior, cuando un gradiente de temperatura vertical existe en el medio de reacción primario, puede ser ventajoso retirar el medio de reacción primario en una ubicación elevada donde la temperatura del medio de reacción primario es más alta, especialmente cuando 25 el producto retirado se somete al procesamiento corriente abajo adicional a temperaturas más altas. Asi, cuando el medio de reacción primario se retira de la zona de reacción 28 por la vía de una o más salidas elevadas, como se ilustra en las FIGS. 15 y 16, se prefiere que la salida (s) esté localizada cerca del corte horizontal T-max. Preferiblemente, la salida elevada se localiza dentro de los 10 cortes horizontales del corte horizontal T-max, más de preferencia dentro de 5 cortes horizontales del corte horizontal T-max, y mucho más de preferencia dentro de 2 cortes horizontales del corte horizontal T-max. Ahora se observa que muchas de las características inventivas descritas en la presente se pueden emplear en sistemas de reactor de oxidación múltiples - no solo sistemas que emplean un solo reactor de oxidación primaria. Además, ciertas características inventivas descritas en la presente se pueden emplear en reactores de oxidación agitados mecánicamente y/o agitados con flujo - no solo los reactores agitados con burbujas (es decir, reactores de columna de burbujeo) . Por ejemplo, los inventores han descubierto ciertas ventajas asociadas con la concentración de oxígeno de formación de etapas/variantes y/o proporción de consumo de oxígeno por todo el medio de reacción primario. Las ventajas realizadas por la formación de etapas de la concentración/consumo de oxígeno en el medio de reacción primario se pueden realizar si el volumen total del medio de reacción está contenido en un solo recipiente, o en múltiples recipientes. Además, las ventajas realizadas por la formación de etapas de la concentración/consumo de oxigeno en el medio de reacción primario se pueden realizar si el (os) 5 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 oxigeno y/o proporción de consumo en el medio de reacción primario es comparar dos o 10 más volúmenes continuos de 20 por ciento distintos del medio de reacción primario. 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 15 reacción (es decir, cada volumen es "continuo"), y los volúmenes continuos de 20 por ciento no se deben sobreponerse uno al otro (es decir, los volúmenes son "distintos") . Estos volúmenes continuos de 20 por ciento distintos se pueden ubicar en el mismo reactor o en múltiples reactores. 20 Con referencia ahora a la FIG. 18, el reactor de columna de burbujeo de oxidación primario se ilustra como que contiene un medio de reacción primario que incluye un primer volumen continuo de 20 por ciento distinto 37 y un segundo volumen continuo de 20 por ciento distinto 39. La formación 25 de etapas de la disponibilidad del oxigeno en el medio de reacción primario se puede cuantificar al referirse al volumen continuo de 20 por ciento del medio de reacción primario que tiene la fracción en mol más abundante de oxigeno en la fase de gas y al referirse el volumen continuo de 20 por ciento de medio de reacción primario que tiene la fracción en mol más disminuida de oxigeno en la fase de gas. En la fase de gas del volumen continuo del 20 por ciento distinto del medio de reacción primario que contiene la concentración más alta de oxigeno en la fase de gas, la concentración de oxigeno promediada en 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 3.5 a aproximadamente 14 por ciento en mol, y mucho más de preferencia 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 primario que contiene la concentración más baja de oxigeno en la fase de gas, la concentración de oxigeno 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.6 a aproximadamente 4 por ciento en mol y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.9 a 3 por ciento en mol. Además, la relación en la concentración de oxigeno 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 primario comparado al volumen continuo de 20 por ciento más disminuido del medio de reacción primario está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1.5:1 a aproximadamente 20:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 3:1 a 9:1. La formación de etapas de la proporción de consumo de oxigeno en el medio de reacción primario se puede cuantificar en términos de un oxigeno-STR, inicialmente descrito en lo anterior. El oxigeno-STR se describe previamente en el sentido global (es decir, desde la perspectiva del oxigeno-STR promedio del medio de reacción primario completo) ; sin embargo, el oxigeno-STR también se puede considerar en un sentido local (es decir, una porción del medio de reacción primario) a fin de cuantificar la formación de etapas de la proporción del consumo de oxigeno por todo el medio de reacción primario. Los inventores han descubierto que es muy útil causar que el oxigeno-STR varíe por todo el medio de reacción primario en armonía general con los gradientes deseables divulgados en al presente que se relacionan a la presión en el medio de reacción primario y a la fracción en mol del oxigeno molecular en la fase de gas del medio de reacción primario. Asi, es preferible que la reacción del oxigeno-STR de un primer volumen continuo de 20 por ciento distinto del medio de reacción primario comparado al oxigeno-STR de un segundo volumen continuo de 20 por ciento distinto del medio de reacción primario esté en el intervalo de aproximadamente 1.5:1 aproximadamente 20:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 3:1 a 9:1. En una modalidad el "primer volumen continuo de 20 por ciento distinto" se localiza más cerca que el "segundo volumen continuo de 20 por ciento distinto" a la ubicación donde el oxigeno molecular se introduce inicialmente en el medio de reacción primario. Estos gradientes grandes en el oxigeno-STR son deseables si el medio de reacción primario de oxidación parcial está contenido en un reactor de oxidación de columna de burbujeo o en cualquier tipo de recipiente de reacción en el que los gradientes se crean en la presión y/o la fracción en mol del oxígeno molecular en la fase de gas del medio de reacción primario (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 oxigeno molecular en la fase de gas en el medio de reacción primario, los inventores han descubierto que es deseable crear un gradiente similar en la demanda química para el oxígeno disuelto 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 aromático y al controlar el mezclado de la fase líquida del medio de reacción primario para controlar los gradientes en la concentración del compuesto aromático 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 variación de temperatura local y al cambiar la mezcla local de los componentes de catalizador y solvente (por ejemplo, al introducir un gas adicional para causar el enfriamiento evaporativo en una porción particular del medio de reacción primario 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 primario) . Cuando el reactor de oxidación tiene una configuración de reactor-en-reactor , como es descrito en lo anterior con respecto a las FIGS . 12-24, se prefiere para los gradientes de concentración, gradientes de temperatura y gradientes de oxigeno-STR descritos en la presente con referencia a las FIGS. 18 y 18 que apliquen a la porción del medio de reacción ubicado dentro del reactor externo y fuera del reactor interno (por ejemplo, el medio de reacción 220a en la FIG. 12) . De acuerdo con una modalidad de la presente invención, la pureza de la porción de solvente, de la alimentación (es decir, la "alimentación de solvente") y la pureza de la porción del compuesto aromático de la alimentación (es decir, la "alimentación del compuesto aromático") se controlan dentro de ciertos intervalos especificados enseguida. Junto con otras modalidades de la presente invención, esto permite a la pureza de la fase liquida y, si está presente, la fase sólida y la fase de suspensión combinada (es decir sólido más liquido) 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 ) aromático (s) en un reactor/zona de oxidación primaria para producir un ácido policarboxilico 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 primaria en donde el solvente (es decir, líquido inicial) que deja el medio de reacción se separa del ácido policarboxilico producido y luego se recicla nuevamente al reactor/zona de oxidación primaria como solvente de alimentación, principalmente para razones de costos de fabricación. Este reciclado de solvente causa ciertas impurezas de alimentación y subproductos de proceso para acumular a través del tiempo en el solvente reciclado. 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 solvente, muchas de las cuales estuvieron hasta ahora creídas grandemente benignas, a fin de encontrar un balance óptimo entre el 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 fue previamente parte de un medio de reacción sometido a la oxidación primaria en una zona/reactor de oxidación primaria y que salió de la zona/reactor de oxidación primaria como parte del liquido puro y/o producto de suspensión. Por ejemplo, la alimentación de solvente reciclado a un medio de reacción de oxidación parcial para oxidar para-xileno para formar TPA es solvente que originalmente formó parte del medio de reacción de oxidación parcial, se removió del medio de reacción como una fase liquida de una suspensión de TPA, se separó lejos de la mayoría de la masa de TPA sólido, y luego se regresó al medio de reacción de oxidación parcial. Como es descrito en lo anterior, tal alimentación de solvente reciclado está propensa a acumular toda la manera de impurezas indeseables a menos que etapas de proceso auxiliares específicas se proporcionen para la purificación de solvente, en costo de capital de operación considerable. Por razones económicas, es preferible que por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de solvente al medio de reacción primario de la presente invención sea solvente reciclado, más de preferencia por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso, todavía más de preferencia por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso, y mucho más de preferencia por lo menos 90 por ciento en peso. Por razones de inventario de solvente y del tiempo sobre la corriente en una unidad de manufactura, es 5 preferible que las porciones del solvente reciclado pasen a través del medio de reacción primario por lo menos una vez por día de operación, más de preferencia por lo menos una vez por dia por al menos siete dias consecutivos de operación, y más de preferencia al menos 10 una vez por dia por al menos 30 dias consecutivos de operación . Los inventores han descubierto que, por razones de actividad de reacción y para consideración de las impurezas metálicas dejadas en el producto de ácido policarboxilico, 15 las concentraciones de metales multivalentes seleccionados dentro de la alimentación del solvente reciclado están en preferiblemente los intervalos especificados inmediatamente enseguida. La concentración de hierro en el solvente reciclado está preferiblemente abajo de aproximadamente 150 20 ppmw, más de preferencia abajo de aproximadamente 40 ppmw, y mucho más de preferencia entre 0 y 8 ppmw. La concentración de níquel en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 150 ppmw, más de preferencia abajo de aproximadamente 40 ppmw, y mucho más de preferencia entre 0 y 25 8 ppmw. La concentración de cromo en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 150 ppmw, más de preferencia abajo de aproximadamente 40 ppmw, y mucho más de preferencia entre 0 y 8 ppmw. La concentración de molibdeno en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 75 ppmw, más de preferencia abajo de aproximadamente 20 ppmw, y mucho más de preferencia entre 0 y 4 ppmw. La concentración de titanio en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 75 ppmw, más de preferencia abajo de aproximadamente 20 ppmw, y mucho más de preferencia entre 0 y 4 ppmw. La concentración de cobre en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 20 ppmw, más de preferencia abajo de aproximadamente 4 ppmw, y mucho más de preferencia 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 metales listados en lo anterior. El control de los metales listados en lo anterior en los intervalos preferidos mantendrá otras impurezas metálicas en niveles adecuados . Estos metales pueden surgir como impurezas en cualquiera de las alimentaciones de proceso entrantes (por ejemplo, en el compuesto aromático 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 solvente reciclado. Los medios para controlar los metales en los intervalos de concentración divulgados incluyen la especificación apropiada y monitoreo de la pureza de varias alimentaciones y el uso apropiado de materiales de construcción, que incluyen, pero no se limitan a, muchos grados comerciales de titanio y de aceros inoxidables que incluyen aquellos grados conocidos como aceros inoxidables dobles y aceros inoxidables de molibdeno alto. Los inventores también han descubierto intervalos preferidos para los compuestos aromáticos seleccionados en el solvente reciclado. Estos incluyen compuestos aromáticos tanto precipitados como disueltos dentro del solvente reciclado . Sorprendentemente, aun el producto precipitado (por ejemplo, TPA) de una oxidación parcial de para-xileno, es un contaminante que se maneja en el solvente reciclado. Debido a que hay sorprendentemente intervalos preferidos para los niveles de sólidos dentro del medio de reacción primario, cualquier producto precipitado en la alimentación de solvente directamente se sustrae de la cantidad de compuesto aromático que puede alimentar en convenio. Además, la alimentación de sólidos de TPA precipitados en el solvente reciclado en niveles elevados ha sido descubierto por afectar adversamente el carácter de las partículas formadas dentro de un medio oxidación de precipitación, que conduce al carácter indeseable en las operaciones corriente abajo (por ejemplo, filtración del producto, lavado del solvente, digestión oxidada del producto crudo, disolución del producto crudo para procesamiento adicional, y así sucesivamente) . Otra característica indeseable de los 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 recadados 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 , ß-dicarboxifluorenona altamente coloreada e indeseable se ha observado en niveles mucho más altos en sólidos presentes en el solvente reciclado a 80°C que se observan en los 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 liquida del medio 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 primario. Asi, los inventores han encontrado útil controlar el nivel de ciertas impurezas en el solvente reciclado, como se divulga enseguida, sin respecto a si estas impurezas están presentes en el solvente reciclado en la forma disuelta o son materiales particulados transportados en las mismas . La cantidad de sólidos precipitados presentes en el material filtrado reciclado se determina mediante un método gravimétrico como sigue. Una muestra representativa se retira del suministro de solvente al medio de reacción primario mientras que el solvente se hace fluir en un conducto hacia el medio de reacción primario. Un tamaño de muestra útil es de aproximadamente 100 gramos capturada en un contenedor de vidrio que tiene aproximadamente 250 mililitros de volumen interno. Antes de que se libere a presión atmosférica, pero mientras que fluye continuamente hacia el contenedor de muestra, el material filtrador reciclado se enfria a menos que 100°C; este enfriamiento es a fin de limitar la evaporación del solvente durante el intervalo corto antes de que se cierre sellado en el contenedor de vidrio. Después de que la muestra se captura a presión atmosférica, el contenedor de vidrio se sella inmediatamente. Luego la muestra se deja enfriar aproximadamente 20°C mientras que se circunda por aire a aproximadamente 20°C y 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. Inmediatamente después, una barra agitadora magnética se 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 mezclado con sólidos suspendidos se retira mediante la pipeta y se pesa. Luego el volumen de la fase líquida de esta alícuota se separa mediante la filtración por vacío, todavía aproximadamente 20°C y efectivamente sin pérdida de sólidos. Los sólidos 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 la cantidad de "sólidos precipitados a 20°C" en la alimentación de solvente . 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 de grupos hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, ácido isoftálico, ácido benzoico, ácido itálico, 2,5,4'-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 aromáticos que tienen grupos hidrocarbilo no aromáticos, los inventores han descubierto que estos compuestos sin embargo se someten a numerosas reacciones nocivas. Esto, es ventajoso para controlar el contenido de estos compuestos en intervalos preferidos en la fase líquida del medio de reacción. 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 liquida del para-xileno a ácido tereftálico (TPA) , los inventores han descubierto que la 2 , 7-dicarboxifluorenona de impureza altamente coloreada e indeseable (2,7-DCF) es virtualmente indetectable en el medio de reacción y absorbe el 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 la alimentación del solvente, la formación de 2,7-DCF se eleva en casi la proporción directa. Los inventores también han descubierto que cuando la impureza de meta-xileno está presente en la alimentación del para-xileno, la formación, de 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 algo de 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 de reacción. Este ácido isoftálico autogenerado puede, debido a su solubilidad más grande que el TPA en el solvente que comprende ácido acético y agua, acumularse a través del tiempo en unidades comerciales que emplean solvente reciclado. Así, la cantidad de ácido isoftálico dentro de la alimentación de solvente, la cantidad de meta-xileno dentro de la alimentación de compuesto aromático oxidable y la proporción de autocreación de ácido isoftálico dentro del medio de reacción todas se consideran apropiadamente en balance entre si y en balance con cualquiera de las reacciones que consumen ácido isoftálico. El ácido isoftálico ha sido descubierto para someterse a relaciones constructivas adicionales además de la formación de 2,7-DCF, como se divulga enseguida. 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 , ß-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), parecen relacionarse grandemente a especies aromáticas para sustituidas, disueltas, que siempre están presentes con la alimentación del para-xileno a una oxidación en fase liquida. Asi, la supresión de 2,6-DCF se considera mejor en perspectiva con el nivel de otras impurezas coloreadas que están siendo producidas . Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase liquida del para-xileno a TPA los inventores han descubierto que la formación de ácido trimelitico se eleva conforme los niveles de ácido isoftálico y ácido ftálico se elevan dentro del medio de reacción. El ácido trimelitico es un ácido carboxilico trifuncional que conduce a la ramificación de las cadenas de polímero durante la producción de PET de TPA. En muchas aplicaciones de PET, los niveles de ramificación se deben controlar a niveles bajos y por consiguiente el ácido trimelitico se debe controlar a niveles bajos en el TPA purificado. Además de conducir al ácido trimelitico, la presencia de las especies metasustituidas y ortosustituidas en el medio de reacción también dan origen a otros ácidos tricarboxilicos (por ejemplo, 1 , 3 , 5-tricarboxilbenceno ) . Además, la presencia incrementada de ácidos tricarboxilicos en el medio de reacción incrementa la cantidad de la formación de ácido tetracarboxilico (por ejemplo, 1,2,4,5-tetracarboxibenceno ) . El control de la producción sumada de todos los ácido carboxilicos aromáticos que tienen más de 2 grupos de ácido carboxilico es un factor en el dimensionamiento de los niveles preferidos de especies metasustituidos y ortosustituidas en la alimentación del solvente reciclado, en la alimentación de compuesto oxidable, y en el medio de reacción de acuerdo a la presente invención . Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase liquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que los niveles incrementados en la fase liquida del medio de reacción de varios ácidos carboxilicos aromáticos disueltos que carecen de grupos de hidrocarbilo no aromáticos conducen directamente a la producción incrementada de monóxido de carbono y dióxido de carbono. Está producción incrementada de óxidos de carbono representa una pérdida de producción en tanto el oxidante como el compuesto aromático, puesto que muchos de los ácidos carboxilicos aromáticos coproducidos posteriores, que por una parte se pueden observar como impurezas, por otra parte también tienen valor comercial. Asi, la remoción apropiada de los ácidos carboxilicos relativamente solubles que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos del solvente reciclado tiene un valor económico en la prevención de la pérdida de producción del compuesto aromático oxidable y el oxidante, además de suprimir la generación de impurezas altamente indeseables tales como varias fluorenonas y ácido trimelitico . Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase liquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la formación de 2 , 5 , ' -tricarboxibifenilo es aparentemente inevitable. El 2 , 5 , 4 ' -tricarboxibifenilo es un ácido tricarboxilico aromático formado mediante 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 de arilo formado por la descarboxilación o descarbonilación de unas especies aromáticas para-sustituidas. Afortunadamente, el 2 , 5 , ' -tricarboxibifenilo típicamente se produce en niveles más bajos que el ácido trimelitico y no conduce usualmente a dificultades significantemente incrementadas con 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 comprende oxidación de aromáticos de alquilo de acuerdo a modalidad preferidas de la presente invención conducen a niveles incrementados de 2,6-DCF altamente coloreada e indeseable. La 2,6-DCF incrementada posiblemente se crea del 2,5,4'-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 qµe 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 líquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que los ácidos carboxílicos aromáticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, ácido isoftálico) generalmente conducen a la supresión leve 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 liquida 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 la proporción de precipitación es muy rápida en las proporciones de reacción de espacio-tiempo preferidas en la presente, que conducen a la co-precipitación no ideal de impurezas, o aun la oclusión. Así, cuando se desea limitar la concentración de ciertas 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 compuestos de benzofenona (por ejemplo, 4,4'-dicarboxibenzofenona y 2 , 5 , 4 ' -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 son las 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 aromático. Además, los inventores han descubierto que la presencia de niveles elevados de ácido benzoico, ya sea admitido en el solvente reciclado o formado dentro del medio de reacción, conduce a proporciones elevadas de producción de 4,4' -dicarboxibe zofenona . En la revisión, los inventores han descubierto y cuantificado suficientemente -un .arreglo sorprendente de reacciones para compuestos aromáticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos que están presentes en la oxidación parcial en fase liquida de para-xileno a TPA. La recapitulación solamente del caso solo del ácido benzoico, los inventores han descubierto que los niveles incrementados de ácido benzoico en el medio de reacción de ciertas modalidades de la presente invención conducen a la producción grandemente incrementada del ácido 9-fluorenona-2-carboxí lico altamente coloreado e indeseable, a niveles grandemente incrementados de , ' -dicarboxidibifenilo, a niveles incrementados de 4 , 4 ' -dicarxibenzofenona , a una supresión leve de actividad química de la oxidación propuesta del para-xileno, y a niveles incrementados de óxidos de carbono y pérdidas de rendimiento concomitantes. 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 niveles de los cuales se controlan deseablemente en intervalos bajos de acuerdo a aspectos similares de la invención actual. El número e importancia de reacciones que involucran ácido 5 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 10 inventores han observado que el ácido benzoico es autogenerado durante la oxidación del para-xileno en proporciones que son muy importantes relativa a su formación de impurezas, tal como tolueno y etilbenceno, comúnmente encontrados en la alimentación del 15 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 de solvente reciclado con respecto a la presencia del compuesto 20 aromático oxidable y con respecto a los intermediarios de reacción aromáticos en que ambos retienen los grupos de hidrocarbilo no aromáticos y también son relativamente solubles en el solvente reciclado. En general, estos compuestos ya sea que se alimentan o se crean dentro del 25 medio de reacción en proporciones sustancialmente más grandes que su presencia en el solvente reciclado; y la proporción de consumo de estos compuestos dentro del medio de reacción es suficientemente grande, retienen uno o más de los grupos hidrocarbilo no aromáticos, para limitar apropiadamente su acumulación dentro del solvente reciclado. Por ejemplo, durante la oxidación parcial del para-xileno en un medio de reacción de fases múltiples, el para-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 de para-xileno evaporado también se condensa en el mismo. No es necesario 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 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 liquida del medio de reacción, ver enseguida, no es necesario regular separadamente el ácido paratoluico en esta porción del solvente reciclado debido a su solubilidad relativamente 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 los compuestos aromáticos con sustituyentes de metilo (por ejemplo ácidos toluico) , aldehidos aromáticos (por ejemplo, 5 tereftaldehido ) , 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 10 aquellos encontrados inherentemente en la fase liquida que sale del medio de reacción que ocurre en la oxidación porción del xileno de acuerdo las modalidades preferidas de la presente invención. Sorprendentemente, los inventores también han descubierto que también no es necesario regular 15 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 20 ejemplo los inventores han descubierto que el ácido 4- hidroxibenzoico tiene efectos relativamente pequeños sobre la actividad química en las modalidades preferidas de la presente invención cuando se co-alimentan en proporciones de arriba de 2 gramos de ácido 25 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. Partenheimer , Catalysis Today 23 (1995) página 81) . Asi, existen numerosas reacciones y numerosas consideraciones en establecer los intervalos preferidos de varias impurezas aromáticas en la alimentación del solvente como ahora de divulga. Estos descubrimientos se establecen en términos de composición promedio en peso agregado de todas las corrientes de solvente que se alimentan al medio de reacción primario durante el curso de un periodo de tiempo ajustado, preferiblemente un día, más de preferencia una hora, y mucho más de preferencia un minuto. Por ejemplo, si una alimentación de solvente fluye sustancialmente de manera continua con una composición de 40 ppmw de ácido isoftálico en un gasto de flujo de 7 kilogramos por minuto, una segunda alimentación de solvente fluye sustancialmente de manera 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 aromático o de cualquier alimentación de oxidante que tal vez son mezclados con al alimentación del solvente antes de que entren al medio de reacción primario no se consideran en la calculación de la composición promedio en peso agregado de la alimentación de solvente. La Tabla 1, enseguida, lista valores preferidos para ciertos componentes en la alimentación de solvente introducida en el medio de reacción primario. Los componentes de la alimentación de solvente listados en la Tabla 1 son como sigue: 4 -carboxibenzaldehido (4-CBA), 4,4'-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-carboxílico (9F-2CA), ácido 9-fluorenona-4-carboxilico (9F-4CA), fluorenonas totales que incluyen otras fluorenonas no listadas individualmente (fluorenonas totales), , 4 ' -dicarboxibifenilo (4,4'-DCB), 2, 5, 4' -tricarboxifenilo (2,5,4' -TCB ) , ácido itálico (PA), ácido isoftálico (IPA) , ácido benzoico (BA) , ácido trimelitico (TMA) , 2 , ß-dicarboxibenzocumarina (2,6-DCBC), 4 , 4 ' -dicarboxibencilo (4,4'-DCBZ), 4 , 4 ' -dicarboxibenzofenona (4,4'-DCBP), 2, 5, 4' -tricarboxibenzofenona ( 2 , 5 , 4 ' -TCBP) , ácido tereftálico (TPA) , sólidos precipitados a 20°C, y ácidos carboxilicos aromáticos totales que carecen de grupos hidrocarbilo no aromático. La Tabla 1, enseguida proporciona las cantidades preferidas de estas impurezas en la alimentación de solvente a la oxidación primaria de acuerdo con una modalidad de la presente invención . TABLA 1 -Componentes de la Alimentación de Solvente Introducida en la Oxidación Primaria Muchas otras impurezas aromáticas también están típicamente presentes en el solvente reciclado, que varían generalmente en niveles aun inferiores y/o en proporción a 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 de bromo son conocidas para existir en un equilibrio dinámico. Estas varias formas de bromo tienen características de estabilidad diferentes una vez que dejan el medio de reacción y pasan a través de varias operaciones unitarias que pertenecen al solvente reciclado. Por ejemplo, el ácido alfa-bromo-para-toluico puede persistir como tal en algunas condiciones o puede rápidamente hidrolizarse en otras condiciones para formar ácido 4 -hidroximetilbenzoico y bromuro 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 en 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 adecuados para controlar la pureza de la alimentación de solvente se pueden juntar de varios métodos ya conocidos en la técnica. Primero, cualquier solvente evaporado del medio de reacción primario es típicamente de pureza adecuada que proporciona aquel líquido o sólido del medio de reacción primario no son transportados con el solvente evaporado. La alimentación de las gotitas de solvente de reflujo en el espacio de desacoplamiento del gas de descarga arriba del medio de reacción primario como se divulga en la presente, apropiadamente limita tal transportación; y el solvente reciclado de pureza adecuada con respecto al compuesto aromático se puede condensar de tal gas de descarga. Segundo, la purificación más difícil y costosa de la alimentación de solvente de soplado típicamente se relaciona al solvente tomado del medio de reacción primario en al forma líquida y al solvente que subsecuentemente hace contacto con la fase líquida y/o sólida del medio de reacción retiradas del recipiente de reacción primario (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 asi 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 intervalos especificados, los medios de control adecuados incluyen, pero no se limitan a, sedimentación gravimétrica , filtración mecánica utilizando tela filtrante sobre filtros de banda rotatorios y filtros de tambor rotatorios, filtración mecánica utilizando medio de filtro estacionario dentro de recipientes de presión, hidrociclones , y centrifugas. Con respecto al control de las especies aromáticas disueltas en el solvente reciclado que está dentro de los intervalos especificados, el medio de control incluye, pero no se limita a, aquellos divulgados en la patente norteamericana No. 4,939,297 y la publicación de solicitud de patente norteamericana No, 2005-0039288, incorporado en la presente por referencia. Sin embargo, ninguna de estas 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 aromático, es conocido que ciertos niveles de ácido isoftálico, ácido itálico, y ácido benzoico están presentes y tolerables en niveles bajos en TPA purificado utilizado para la producción de polímero. Por otra parte, es conocido que estas especies son relativamente más solubles en muchos solventes y se pueden remover ventajosamente de TPA purificado mediante procesos de cristalización. Sin embargo, a partir 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 de oxidación primaria 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 controlar 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 forman 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 ácido isoftálico, ácido ftálico, y ácido benzoico también se forman dentro de un medio de reacción que comprende para-xileno por medios diferentes a la oxidación de meta-xileno, ortoxileno, etilbenceno y tolueno. Estas otras rutas químicas intrínsicas posiblemente incluyen descarbonilación, 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 de impurezas en la alimentación del compuesto aromático, muchos factores son relevantes. Cualquier impureza en la alimentación probablemente va a ser una pérdida de rendimiento directo u un costo de purificación de productos y los requerimientos de pureza del producto oxidado son suficientemente estrictos (por ejemplo, en un medio de reacción para la oxidación parcial del para-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 etilbenceno conduce ácido benzoico, y el ácido benzoico subsecuentemente 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 de reacción genera por si mismo cantidades adicionales de una impureza mediante mecanismos químicos no relacionados directamente a las impurezas de alimentación, el análisis llega a ser todavía más complejo (por ejemplo, en un medio de reacción para la oxidación parcial del para-xileno, el ácido benzoico también se autogenera del para-xileno por sí mismo. Además, el procesamiento corriente abajo del producto de ácido policarboxílico crudo puede afectar las consideraciones para la pureza de alimentación 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 si, y pueden ser diferentes de los requerimientos de remoción de 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 producción de TPA que tiene etapas de post-oxidación para remover de impurezas del medio de reacción diferente al oxidante y el solvente (por ejemplo metales de catalizador) . Estos intervalos todavía son más preferidos en los procesos de producción de TPA que remueven 4-CBA adicional del CTA (por ejemplo, mediante la conversión de CTA a dimetiltereftalato más los ásteres de impurezas y separación subsecuente del éster de metilo 4-CBA mediante la destilación, 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 producción de TPA que remueven 4-CBA adicional de CTA mediante los métodos de digestión oxidantes para convertir 4- CBA a PA. 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 proceso de oxidación parcial para la producción de TPA. La Tabla 2 enseguida proporciona valores preferidos para la cantidad de meta-xileno, orto-xileno, y etilbenceno + tolueno en la alimentación del para-xileno expresada en partes por millón en peso de para-xileno. TABLA 2 - Componentes de la Alimentación de Para-Xileno Impuro a la Oxidación Primaria 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 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 liquida 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 evaporación de solvente típico para enfriar el medio de reacción, ascienden aproximadamente 1,200 de ácido isoftálico dentro de la fase líquida del medio de reacción. Así, es la acumulación de los productos de oxidación parcial sobre el tiempo dentro del solvente reciclado que representa el impacto probable más grande de las impurezas de meta-xileno, orto-xileno, etilbenceno y tolueno en la alimentación del para-xileno impuro. Por consiguiente, los intervalos anteriores para las impurezas en la alimentación del para-xileno impuro se prefieren que se mantengan por al menos una mitad de cada día de la operación de cualquier medio de reacción de oxidación parcial en una unidad de fabricación particular, más de preferencia por lo menos tres cuartos de cada día para por lo menos siete días consecutivos de operación, y mucho más de preferencia cuando los promedios pesado en mas de la composición de alimentación del para-xileno impuro está dentro de los intervalos preferidos por al menos 30 días consecutivos de operación. Los medios para obtener el para-xileno impuro de pureza preferida ' ya son conocidos en la técnica e incluyen, pero no se limitan a, destilación, métodos de cristalización 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 por los suministradores comerciales del para-xileno; y todavía en el extremo bajo, las proporciones preferidas evitan la purificación excesivamente costosa de para-xileno para alimentar un medio de reacción de oxidación parcial al descubrir y divulgar donde los efectos combinados de la autogeneración del impureza del para-xileno por si mismo y de las reacciones consultivas de impurezas dentro del medio de reacción llegan a ser más 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 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 benzoico de xileno es distintamente además de cualquier porción de producción de ácido benzoico que puede ser ácido benzoico generado de impurezas. Sin que sea relacionado por la teoría, se cree que el ácido benzoico se deriva de xileno dentro de medio de reacción cuando varios productos de oxidación intermedios de xileno espontáneamente se descarbonilan (pérdida de monóxido de carbono) o se 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 producir ácido benzoico autogenerado . Cualquiera que sea el mecanismo químico, el término "ácido benzoico" autogenerado, como se 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 para-xileno se oxida para producir ácido tereftálico (TPA) , la producción de ácido benzoico autogenerado causa la pérdida de rendimiento del para-xileno y la pérdida del rendimiento del oxidante. Además, la presencia de ácido benzoico autogenerado en la fase liquida 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 la acumulación indeseable de ácido benzoico en el material filtrado reciclado que además eleva la concentración del ácido benzoico en la fase liquida del medio de reacción. Asi, la formación del ácido benzoico autogenerado se minimiza deseablemente, pero esto también se considera apropiadamente de manera simultánea con el ácido benzoico generado de impurezas, con factores que afectan el consumo del ácido benzoico, con factores característicos de 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 ejemplo, 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 temperaturas inferiores y la disponibilidad de oxígeno mejorado parecen suprimir las proporciones de descarbonilación y/o descarboxilación, evitando de esta manera el aspecto de pérdida de rendimiento del ácido benzoico autogenerado . La disponibilidad de oxigeno suficiente parece dirigir los radicales de arilo 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 del radical arilo a ácido benzoico o ácido hidroxibenzoico. Cualquiera que sean los mecanismos químicos, los inventores han descubierto las condiciones de reacción que, aunque bastante leve para reducir la producción de ácido benzoico, son suficientes severas para oxidar una fracción alta de la producción de ácido hidroxibenzoico a monóxido de carbono y/o dióxido de carbono, el cual se remueve fácilmente del 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 autogenerado se minimiza y la oxidación de los ácidos hidrobenzoicos a monóxido de carbono y/o dióxido de carbono se maximiza. Cuando el reactor de oxidación se emplea para oxidar para-xileno a ácido tereftálico, se prefiere que el para-xileno constituya 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 de preferencia, el para-xileno constituye por lo menos aproximadamente 95 por ciento en peso del xileno total en la corriente de alimentación. Mucho más de preferencia, el para-xileno constituye sustancialmente todo el xileno total en la corriente de alimentación. Cuando el reactor se emplea para oxidar el paraxileno a ácido tereftálico, se prefiere que la proporción de producción de ácido tereftálico sea maximizada, mientras que la proporción de producción del ácido benzoico autogenerado se minimice. Preferiblemente, la relación de la proporción de producción (en peso) de ácido tereftálico a la proporción de producción (en peso) de ácido benzoico autogenerado es por lo menos aproximadamente 500:1, más de preferencia por lo menos aproximadamente 1,000:1 y mucho más de preferencia por lo menos 1,500:1. Como será visto enseguida, la proporción de producción del ácido benzoico autogenerado se mide preferiblemente cuando la concentración de ácido benzoico en la fase líquida del medio de reacción está abajo de 2,000 ppmw, más de preferencia abajo de 1,000 ppmw y mucho más de preferencia abajo de 500 ppmw, debido a que estas concentraciones bajas suprimen las reacciones de proporciones adecuadamente bajas que convierten al ácido benzoico a otros compuestos . La combinación del ácido benzoico autogenerado y el ácido benzoico generado por impurezas, la relación de la proporción de producción (en peso) de ácido tereftálico a la proporción de producción (en peso) de ácido benzoico total es preferiblemente por lo menos a aproximadamente 400:1, más de preferencia por lo menos aproximadamente 700:1, y mucho más de preferencia por lo menos 1,100:1. Como será observado enseguida, la proporción sumada de producción del ácido benzoico autogenerado más el ácido benzoico generado por impurezas se mide preferiblemente cuando la concentración de ácido benzoico en la fase liquida del medio de reacción está abajo de 500 ppmw, debido a que estas bajas concentraciones suprimen las reacciones de proporciones adecuadamente bajas que convierten el ácido benzoico a otros compuestos. Como se divulga en la presente, las concentraciones elevadas de ácido benzoico en la fase liquida del medio de reacción conduce a la formación incrementada de muchos otros compuestos aromáticos, varios de los cuales son impurezas nocivas en el TPA; y, como se divulga en la presente, concentraciones elevadas de ácido benzoico en la fase liquida del medio de reacción conducen la formación incrementada de gases de óxido de carbono, la formación de lo cual representa la pérdida de rendimiento sobre el oxidante y sobre los compuestos aromáticos y/o el solvente. Además, ahora se divulga que los inventores han descubierto una porción considerable de esta información incrementada de otros compuestos aromáticos y de óxidos de carbono derivados de reacciones que convierten algo de las moléculas de ácido benzoico por si mismas, como es contrastado para el ácido benzoico que cataliza otras reacciones y que se consuma por si mismo. Por consiguiente, la "generación neta de ácido benzoico" se define en la presente como el peso promediado en tiempo de todo el ácido benzoico que sale del medio de reacción menos el peso promediado en tiempo de todo el ácido benzoico que entra en el medio de reacción durante el mismo periodo de tiempo. Esta generación neta de ácido benzoico frecuentemente es positiva, conducida por las proporciones de formación del ácido benzoico generado por impurezas y del ácido benzoico autogenerado .

Sin embargo, los inventores han descubierto que la proporción de conversión del ácido benzoico al ácido benzoico a óxidos de carbono, y a varios otros compuestos, parece incrementar aproximadamente de manera lineal como la concentración de ácido benzoico se incrementa en la fase liquida del medio de reacción, medida cuando otras condiciones de reacción que comprenden temperatura, disponibilidad de oxigeno, STR, y actividad de reacción se mantienen aproximadamente constantes. Asi, cuando la concentración de ácido benzoico en la fase liquida del medio de reacción es suficientemente grande, tal vez debido a una concentración elevada de ácido benzoico en el solvente reciclado, luego la conversión de moléculas de ácido benzoico a otros compuestos, que incluyen óxidos de carbono, pueden llegar a ser iguales a o mayores que la generación química de las moléculas de ácido benzoico nuevas. En este caso, la generación neta de ácido benzoico puede llegar a ser balanceada cerca de cero o aun negativa. Los inventores han descubierto que cuando la generación neta de ácido benzoico es positiva, luego la relación de la proporción de producción (en peso) de ácido tereftálico en el medio de reacción comparada a la proporción de generación neta de ácido benzoico en el medio de reacción es preferiblemente arriba de 700:1, más de preferencia arriba de aproximadamente 1,100:1, y mucho más de preferencia arriba de 4,000:1. Los inventores han descubierto que cuando la generación neta de ácido benzoico es negativa, la relación de la proporción de producción (en peso) de ácido tereftálico en el medio de reacción comparada a la proporción de generación neta de ácido benzoico en el medio de reacción es preferiblemente arriba de aproximadamente 200: (-1), más de preferencia arriba de aproximadamente 1,000(-1), y mucho más de preferencia arriba de 5,000: (-1) . Otra modalidad de la invención actual se relaciona, a la oxidación parcial del compuesto aromático con el resto apropiado de la suspensión de las impurezas el resto apropiado de la suspensión de las impurezas aromáticas nocivas por una parte contra la producción del dióxido de carbono y monóxido de carbono, colectivamente (COx) , en la otra parte. Estos óxidos de carbono típicamente salen del recipiente de reacción en el gas de descarga, y corresponden a una pérdida destructiva del solvente y del compuesto oxidable, que incluyen los derivados oxidados finalmente preferidos (por ejemplo, ácido acético, para-xileno y TPA) . Los inventores han descubierto enlaces inferiores para la producción de óxidos de carbono abajo de los cuales parece que la creación alta de impurezas aromáticas nocivas, como se describe enseguida, y el nivel de conversión completo bajo son inevitablemente muy deficientes para ser de utilidad económica. Los inventores también han descubierto enlaces superiores de óxidos de carbono arriba de los cuales la generación de óxidos de carbono continúa a incrementarse con poco valor adicional proporcionado por la reducción en la generación de impurezas aromáticas nocivas. Los inventores han descubierto que la reducción de las concentraciones en fase líquida de la alimentación del compuesto oxidable aromático y de las especies intermedias aromáticas dentro de un medio de reacción conducen a proporciones de generación más bajos para las impurezas nocivas durante la oxidación parcial del compuesto oxidable aromático. Estas impurezas nocivas incluyen anillos aromáticos acoplados y/o moléculas aromáticas que contienen más del número deseado de grupos de ácido carboxilico (por ejemplo, en la oxidación del para-xileno de las impurezas nocivas incluyen 2 , 6-dicarboxiantraquinona , 2,6- dicarboxifluorenona, ácido trimelitico, 2,5,4'- tricarboxibifenilo, y 2 , 5 , ' -benzofenona ) . Las especies intermedias aromáticas incluyen compuestos aromáticos descendidos de la alimentación del compuesto aromático oxidable y todavía que retienen grupos hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, en la oxidación del para-xileno de las especies intermedias aromáticas comprenden para- tolualdehído, tereftaldehído, ácido paratoluico, 4-CBA, ácido -hidroximetilbenzoico, y ácido alfa-bromo-para-toluico) . La alimentación del compuesto oxidable aromático y las especies intermedias aromáticas que retienen grupos hidrocarbilo no aromáticos, cuando están presentes en la 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 hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, ácido isoftálico) . El ajuste contra esta necesidad para la actividad de reacción más alta para suprimir la formación de impurezas aromáticas nocivas durante la oxidación parcial del compuesto aromático oxidable, los inventores han descubierto que el resultado concomitante indeseable es la producción incrementada de óxidos de carbono. Es importante apreciar que estos óxidos de carbono representan una pérdida de rendimiento del compuesto oxidable y el oxidante, no solo el solvente. Explícitamente, una fracción sustancial y algunas veces principal de los óxidos de carbono llegan del compuesto oxidable, y sus derivados, antes que del solvente; y frecuentemente el compuesto oxidable cuesta más por unidad de carbono que el solvente. Además, es importante apreciar que el producto deseado de ácido carboxílico (por ejemplo, TPA) también está sujeto a la sobre oxidación a los óxidos de carbono cuando están presentes en la fase líquida del medio de reacción. También es importante apreciar que la presente invención se relaciona a reacciones en la fase líquida del medio de reacción y a las concentraciones de reactivos en los mismos. Esto está en contraste a algunas invenciones previas que se relacionan directamente a la creación en la forma sólida precipitada del compuesto aromático que retiene grupos hidrocarbilos no aromáticos. Específicamente, para la oxidación parcial del para-xileno a TPA, ciertas invenciones previas corresponden a la cantidad de 4-CBA precipitado en la fase sólida del CTA. Sin embargo, los presentes inventores han descubierto una variación de mayor que dos a uno para la relación de 4-CBA en la fase sólida a 4-CBA en la fase líquida, utilizando las mismas especificaciones de temperatura, presión, catálisis, composición de solvente y proporción de reacción de espacio-tiempo del para-xileno dependiendo en si la oxidación parcial se conduce en un auto clave o en un medio de reacción con la formación de etapas del oxígeno y para-xileno de acuerdo a la presente invención. Además, los inventores han observado que la relación de 4-CBA en la fase sólida a 4-CBA en la fase líquida también pueden variar por más de dos a uno en ya sea en medio de reacción bien mezclado o de etapas dependiendo en la proporción de reacción de espacio-tiempo del para-xileno y de otra manera las especificaciones similares de temperatura, presión, catálisis, y composición del solvente. Adicionalmente, la 4-CBA en el CTA de fase sólida no parece contribuir a la formación de impurezas nocivas, y el 4-CBA en la fase sólida puede ser recuperado y oxidado sobre el TPA simplemente y en rendimiento alto (por ejemplo mediante la digestión oxidante de la suspensión de CTA como se describe en la presente) ; mientras que la remoción de las impurezas nocivas es mucho más difícil y costosa que la remoción del 4-CBA de fase sólida, y la producción de óxidos de carbono representa una pérdida de rendimiento permanente. Así, es importante distinguir que este aspecto de la presente invención se relaciona a composiciones en fase líquida en el medio de reacción.

Si la fuente del solvente o el compuesto oxidable, los inventores han 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 especifica de temperatura, metales, halógeno, temperatura, acidez del medio de reacción como es medido por el pH, concentración de agua empleada para obtener el nivel de actividad de reacción completa. Los inventores han encontrado útil para la oxidación parcial de xileno evaluar el nivel de la actividad de reacción completa utilizando la concentración en fase liquida de los ácidos toluicos a la mitad de la altura del medio de reacción, el fondo del medio de reacción, y la parte superior del medio de reacción. Asi, 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 óxidos de carbono al disminuir la actividad de reacción. Esto es, si la producción completa de óxidos de carbono se suprime tan bajo, entonces los niveles excesivos de impurezas nocivas se forman, y viceversa. Además, los inventores han descubierto que la solubilidad y reactividad relativa del ácido carboxílico deseado (por ejemplo, TPA) y la presencia de otras especies aromáticas disueltas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos introducen un fulcro muy importante en este balance de óxidos de carbono contra las impurezas nocivas. El ácido carboxilico del producto deseado típicamente se disuelve en la fase líquida del medio de reacción, aun cuando también está presente en forma sólida. Por ejemplo, en temperaturas en los intervalos preferidos. El TPA es soluble en un medio de reacción que comprende ácido acético y agua en niveles que varían de aproximadamente 1,000 ppmw arriba de 1 por ciento en peso, con la solubilidad que se incrementa conforme la temperatura se incrementa. No obstante que hay diferencias en las proporciones de reacción hacia la formación de varias impurezas nocivas de la alimentación del compuesto aromático oxidable (por ejemplo, para-xileno, de los intermediarios de reacción aromáticos (por ejemplo ácido para-toluico ) , del ácido carboxilico aromático del producto deseado (por ejemplo TPA), y de las especies aromáticas que carecen de los grupos hidrocarbilo no 'aromáticos (por ejemplo ácido isoftálico) , la presencia y reactividad de los dos grupos posteriores establecen una región de disminución de regresos con respecto a la supresión adicional de los primeros dos grupos, la alimentación del compuesto aromático oxidable y los intermediarios de reacción aromáticos. Por ejemplo, en una oxidación parcial del para-xileno al TPA, si se el TPA disuelto asciende a 7,000 ppmw en la fase líquida del medio de reacción en condiciones dadas, el ácido benzoico 1 7 ! disuelto asciende a 8,000 ppmw el ácido isoftálico disuelto asciende a 6,000 ppmw y el ácido ftálico disuelto asciende a 2,00 ppmw, entonces el valor hacia la disminución adicional de los compuestos nocivos totales comienza a disminuir conforme la actividad de reacción se incrementa para suprimir la concentración en fase liquida del ácido para-toluico y el 4-CBA abajo de niveles similares. Esto es, la presencia y concentración en la fase liquida en el medio de reacción de las especies aromáticas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos se altera muy poco al incrementar la actividad de reacción, y su presencia sirve para expandir hacia la región de los regresos disminuyentes para reducir la concentración de los intermediarios de reacción a fin de suprimir la formación de impurezas nocivas. Asi, una modalidad de la presente invención proporciona intervalos preferidos de óxidos de carbono (monóxido de carbono y dióxido de carbono) , enlazados sobre el extremo inferior mediante la actividad de reacción baja y la formación excesiva de impurezas nocivas y sobre el extremo superior por las pérdidas de carbono excesivas, pero en niveles más bajos que los previamente descubiertos y descritos como comercialmente útiles. Por consiguiente, la formación de óxidos de carbono preferiblemente se controla como sigue. La relación de moles de los óxidos de carbono totales producidos a moles de la alimentación de compuesto aromático oxidable está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.02:1, a aproximadamente 0.25:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.04:1 a aproximadamente 0.22:1, todavía más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.05:1 a aproximadamente 0.19:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.06:1 a 0.15:1. La relación de moles de dióxido de carbono producido a moles de compuesto aromático oxidable alimentado es preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.01:1 a aproximadamente 0.21:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.03:1 a aproximadamente 0.19:1, todavía más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.04:1 a aproximadamente 0.16:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.05:1 a 0.11:1. La relación de moles de monóxido de carbono producido a moles del compuesto aromático oxidable es preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.005:1 a aproximadamente 0.09:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.01:1 a aproximadamente 0.07:1, todavía más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.015:1 a aproximadamente 0.05:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.02:1 a 0.04. El contenido de dióxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidación está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 1.5 por ciento en mol, more preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.20 a aproximadamente 1.2 por ciento en mol, todavía más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.25 a aproximadamente 0.9 por ciento en mol, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.30 to 0.8 por ciento en mol. El contenido de monóxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidación está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.05 a aproximadamente 0.6 por ciento en mol, more preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.10 a aproximadamente 0.5 por ciento en mol, todavía más de preferencia en el intervalo de 0.15 a aproximadamente 0.35 por ciento en mol, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.18 a 0.28 por ciento en mol. Los inventores han descubierto que un factor importante para reducir la producción de óxidos de carbono a estos intervalos preferidos es mejorar la pureza del solvente reciclado y la alimentación del compuesto oxidable para reducir la concentración de compuestos aromáticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos de acuerdo a las descripciones de la presente invención - esto reduce simultáneamente la formación de óxidos de carbono y de impurezas nocivas. Otro factor es mejorar la distribución del para-xileno y el oxidante dentro del recipiente de reacción de acuerdo a las descripciones de la presente invención. Otros factores que permiten los niveles preferidos anteriores de los óxidos de carbono son operar con los gradientes en el medio de reacción como se divulga en la presente para presión, para temperatura, para concentración del compuesto oxidable en la fase liquida, y para el oxidante en la fase de gas. Otros factores que permiten los niveles preferidos anteriores de óxidos de carbono son operar dentro de las descripciones de la presente preferidas para la proporción de reacción de espacio-tiempo, presión, temperatura, composición del solvente, composición del catalizador, y geometría mecánica del recipiente de reacción. Un posible beneficio de la operación dentro de los intervalos preferidos de la formación de óxido de carbono es que el uso del oxígeno molecular se puede reducir, aunque no a valores estoquiométricos . No obstante la formación de etapas buena del oxidante y el compuesto oxidable de acuerdo a la presente invención, un exceso de oxígeno se debe retener arriba del valor estoquiométrico, como es calculado para la alimentación del compuesto oxidable solo, para tomar en cuenta algunas pérdidas de óxido de carbono y proporcionar el exceso de oxígeno molecular para controlar la formación de impurezas nocivas. Específicamente para el cado donde el xileno es la alimentación del compuesto oxidable, la relación de la alimentación del peso del oxígeno molecular al peso del xileno está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.9:1 a aproximadamente 1.5:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.95:1 a aproximadamente 1.3:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 1:1 a 1.15:1. Específicamente para la alimentación de xileno, el contenido promediado en tiempo del oxígeno molecular en el gas de descarga seco del reactor de oxidación está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 6 por ciento en mol, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 2 por ciento en mol, y mucho más de preferencia en el intervalo de 1.5 a 3 por ciento en mol. Otro posible beneficio de la operación dentro de 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 los compuestos aromáticos que salen del medio de reacción divididos por la suma de los moles de todos los compuestos aromáticos que entran al medio de reacción durante un período continuo de tempo, preferiblemente una hora, más de preferencia un día, y mucho más de preferencia 30 días consecutivos. Esta relación se refiere después en la presente como la "relación de supervivencia molar" para -los compuestos aromáticos a través del medio de reacción y se expresa como un porcentaje numérico. Si todos los compuestos aromáticos entrantes que salen del medio de reacción como compuestos aromáticos, aunque principalmente en formas oxidadas de los compuestos aromáticos entrantes, luego la relación de supervivencia molar tiene su valor máximo de 100 por ciento. Si exactamente 1 de cada 100 moléculas aromáticas entrantes se convierte a óxidos de carbono y/o a otras moléculas no aromáticas (por ejemplo, ácido acético) mientras que pasa a través del medio de reacción, entonces la relación de supervivencia molar es de 99 por ciento. Específicamente para el caso donde el xileno es la alimentación principal del compuesto aromático oxidable, la relación de supervivencia molar para los compuestos aromáticos a través del medio de reacción está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 98 por ciento a aproximadamente 99.9 por ciento, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 98.5 a aproximadamente 99.8 por ciento y mucho más de preferencia en el intervalo de 99.0 a 99.7 por ciento. Otro aspecto de la invención actual involucra la producción de acetato de metilo en un medio de reacción que comprende ácido acético y uno o más de los compuestos aromáticos oxidables. Este acetato de metilo es relativamente volátil comparado al agua y al ácido acético y así tiende a seguir el gas de descarga a menos que el enfriamiento adicional u otras operaciones unitarias se empleen para recuperarlo y/o para destruirlo antes de liberar el gas de descarga nuevamente al medio ambiente. La formación de acetato de metilo asi representa un costo de operación y también un costo de capital. Tal vez el acetato de metilo se forma al combinar primero un radical de metilo, tal vez de la descomposición de ácido acético con oxigeno para producir hidroperóxido de metilo, al descomponer subsecuentemente para formar metanol y al hacer reaccionar finalmente el metanol producido con el ácido acético restante para formar acetato de metilo. Cualquiera que sea la ruta química, los inventores han descubierto si la producción de acetato de metilo está en una proporción demasiado baja, entonces la producción de óxidos de carbono también son demasiado bajos y la producción de impurezas aromáticas nocivas son demasiado altas. Si la producción de acetato de metilo está en una proporción demasiado alta, entonces la producción de óxidos de carbono también son innecesariamente altas que conducen a las pérdidas de rendimiento del solvente, del compuesto oxidable y el oxidante. Cuando se emplean las modalidades preferidas divulgadas en la presente, la relación de producción de los moles del acetato de metilo producido a moles de la alimentación del compuesto aromático oxidable está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.005:1 a aproximadamente 0.09:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.01:1 a aproximadamente 0.07:1, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.02:1 a aproximadamente 0.04:1.

Cuando la generación de dióxido de carbono, monóxido de carbono, su suma, y/o acetato de metilo están abajo de los intervalos preferidos divulgados en la presente o cuando la relación de supervivencia molar para los compuestos aromáticos está arriba de los intervalos preferidos divulgados en la presente, la actividad de reacción debe incrementarse o el STR debe ser reducido. Un acelerador de actividad es la temperatura incrementada, dentro de los intervalos preferidos divulgados en la presente. Otro acelerador de actividad es la actividad catalítica incrementada como se proporciona por la mezcla de químicos catalíticos y solventes. Generalmente, el incremento de las concentraciones de cobalto y/o bromo acelerarán la actividad de reacción; si estos están siendo utilizados dentro de los intervalos preferidos en la presente. El ajuste de la concentración dentro del medio de reacción de otros componentes de catalizador y de agua también se pueden utilizar para acelerar la actividad de reacción. El STR se disminuye al disminuir la proporción de alimentación del compuesto oxidable y/o al incrementar el volumen del medio de reacción . Cuando la generación de dióxido de carbono, monóxido de carbono, su suma y/o acetato de metilo son mayores que los intervalos preferidos divulgados en la presente y/o cuando la relación de supervivencia molar para los compuestos aromáticos está abajo de los intervalos preferidos divulgados en la presente, las acciones de control preferibles incluyen una reversión de las acciones anteriores, nuevamente dentro de los intervalos preferidos divulgados en la presente. Los inventores notan que es particularmente útil elevar el STR tal lejos como sea posible en los intervalos en la presente mientras que mantenga una buena calidad de oxidación como se mide por las impurezas nocivas en el CTA y en el medio de reacción. Los inventores nuevamente notan que es difícil mantener esta calidad de oxidación en tal STR alto y que se requiere atención muy cuidadosa con respecto hacia lo siguiente: a la dispersión de alimentación en la entrada del medio de reacción, a la calidad de aireación por todo el medio de reacción, a la desaireación en la salida del medio de reacción, al oxígeno-STR y oxígeno disuelto por todo el medio de reacción, al oxidante excedente que sale del medio de reacción, al gradiente espacial deseable del oxígeno-STR, al gradiente espacial deseable de la concentración de compuesto oxidable, al gradiente espacial deseable de la concentración de oxidante, a la presión del producto de arriba, al gradiente espacial deseable de la presión, y a la temperatura preferida en la altura media del medio de reacción, y como se divulgan todos en la presente. Además y a fin de lograr el dióxido de carbono inferior, monóxido de carbono y/o su suma y/o a fin de incrementar la relación de supervivencia molar para los compuestos aromáticos, los inventores han descubierto que es útil suprimir dentro del medio de reacción la concentración de compuestos aromáticos solubles que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo ácido isoftálico, ácido ftálico y ácido benzoico) ; esta supresión se debe efectuar al utilizar alimentación más pura del compuesto oxidable y/o solvente más puro, especialmente dentro de los intervalos preferidos para cada uno como se divulga en la presente. En un medio de reacción que oxida continuamente para-xileno a ácido tereftálico en el STR preferido divulgado en la presente, se prefiere que la cantidad de ácido para-toluico en la fase liquida del medio de reacción se mantenga en el intervalo de aproximadamente 200 a aproximadamente 10,000 ppmw, más de preferencia de aproximadamente 800 a aproximadamente 8,000 ppmw y mucho más de preferencia de 1,600 a 6,000 ppmw. Además, la conversión de para-xileno a ácido tereftálico dentro del medio de reacción se mantiene preferiblemente arriba de aproximadamente 50 por ciento en mol, más de preferencia arriba de aproximadamente 90 por ciento en mol, todavía más de preferencia arriba de aproximadamente 95 por ciento en mol, y mucho más de preferencia arriba de 97 por ciento en mol. Como es discutido en lo anterior, la suspensión inicial producida por la vía de la oxidación primaria se lleva a cabo de acuerdo con uno o más de las modalidades descritas en la presente es sorprendentemente superior y útil. Por ejemplo, la suspensión inicial preferida incluye un liquido inicial que es relativamente bajo en concentración de impurezas importantes y esto importantemente reduce la creación de aun otras impurezas más indeseables como se divulgan en la presente. Además, la composición de suspensión inicial importantemente ayuda al procesamiento subsecuente del liquido inicial para llegar a ser solvente reciclado adecuadamente puro, de acuerdo con otras modalidades de la presente invención. Además, cuando el sistema de oxidación primario mejorado descrito en la presente se utiliza fuera de la oxidación parcial en fase liquida de para-xileno al ácido tereftálico crudo (CTA) , los perfiles espaciales de la intensidad de reacción local, de intensidad de evaporación local y de temperatura local combinada con el patrón de flujo de liquido dentro del medio de reacción y las temperaturas de oxidación relativamente bajas, preferidas que contribuyen a la formación de partículas de CTA que tienen propiedades únicas y ventajosas. Las FIGS. 19A y 19B ilustran las partículas de CTA base producidas por el sistema de oxidación primario mejorado descrito en la presente. La FIG. 19A muestra las partículas CTA base en 500 veces de agrandamiento, mientras que la FIG. 28B 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. 19B, cada partícula CTA base típicamente se forma de un número grande de sub-partículas de CTA aglomeradas, pequeñas, dando de esta manera a la partícula CTA base un área de superficie relativamente alta, alta porosidad, baja densidad, y buena capacidad disolvente. A menos que se especifique de otra manera, las diversas propiedades del CTA inventivo, descritas enseguida, se miden utilizando una muestra representativa del CTA, donde la muestra representativa pesa por lo menos 1 gramo y/o se forma de por lo menos 10,000 partículas de CTA individuales. Las partículas de CTA base típicamente tienen un tamaño de partícula medio en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 150 mieras, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 120 mieras, y mucho más de preferencia 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 0.5 a aproximadamente 30 mieras, más de preferencia de aproximadamente 1 a aproximadamente 15 mieras, y mucho más de preferencia en el intervalo de 2 a 5 mieras. El área de superficie relativamente alta de las partículas de CTA base ilustradas en las FIGS 19A y 19B, se pueden cuantificar utilizando un método de medición de área de superficie Braunauer-Emmett-Teller (BET) . Preferiblemente, las partículas de CTA base tienen una superficie BET promedio de por lo menos aproximadamente 0.6 metros cuadrados por gramo (m2/g) . Más preferiblemente, las partículas de CTA base tienen una área de superficie BET promedio en el intervalo de aproximadamente 0.8 a aproximadamente 4 m2/g. Mucho más de preferencia, 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 base formadas mediante el proceso de oxidación optimizado de una modalidad preferida de la presente invención permite la purificación de las partículas de CTA mediante métodos más efectivos y/o económicos, como se describe en detalle adicional enseguida con respecto a la FIGS. 22-26. 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 una computadora personal que corre el software de análisis de 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 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 de cálculo; y (7) realizar la caracterización estadística en la hoja de cálculo. La etapa (5) del "análisis de imagen de desempeño con el software Image Pro Plus™" incluidas las etapas de: (a) ajustar el lumbral de imagen para detectar partículas blancas sobre el fondo negro; (b) crear una imagen 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 para 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 intervalo de 2 grados y que pasa a través del centroide de la partícula. La etapa 7 de "caracterización estadística de desempeño en la hoja de cálculo" comprende 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 * diA3; multiplicar el volumen de cada veces de partícula su diámetro para encontrar pi/6 * diA4; sumar todas las partículas en la muestra de los valores de pi/6 * diA4; sumar los volúmenes de todas las partículas en la muestra; y calcular el diámetro de partícula pesado en volumen como suma para todas las partículas n en la muestra de (pi/6 * di 4) dividida por la suma para todas las partículas n en la muestra (pi/6 * diA3) . Como se utiliza en la presente, "tamaño de partícula medio" se refiere al tamaño de partícula medio pesado en volumen determinado de acuerdo al método de prueba descrito en lo anterior; y también se refiere como D(4,3) .

Además, la etapa 7 comprende encontrar los tamaños de partícula para lo cual varias fracciones del volumen de muestra total son más pequeños. Por ejemplo, D(v, 0.1) es el tamaño de partícula para el cual 10 por ciento del volumen de la muestra total es más pequeño y 90 por ciento es más grande; D(v, 0.5) es el tamaño de partícula para el cual una mitad del volumen de la muestra es más grande y una mitad es más pequeña; D(v, 0.9) es el tamaño de partícula para el cual 90 por ciento del volumen de la muestra total es más pequeña; y asi 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 55 mieras y mucho más de preferencia 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 80 mieras, y mucho más de preferencia en el intervalo de 30 a 70 mieras. Es 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 150 mieras, y mucho más de preferencia 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 de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.6 a aproximadamente 1.5 y mucho más de preferencia 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/P0 = 0.01-0.20, donde P es la presión de equilibrio y P0 es la presión de vapor de nitrógeno líquido a 77°K. La isoterma resultante luego se gráfico de acuerdo a la siguiente ecuación BET: ?? 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 constante. Desde esta gráfica, Vm y C se determinaron. Vra luego se convirtió a un área de superficie utilizando el área de sección transversal del nitrógeno a 77°K por: 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 producido por el sistema de oxidación primario mejorado descrito en la presente exhibe propiedades de disolución superiores contra el CTA convencional hecho mediante otros procesos. Esta proporción de disolución mejorada permite el CTA inventivo ser 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, solvente y todo el aparato de disolución se equilibran completamente de manera térmica en esa temperatura antes de iniciar la prueba, y no hay calentamiento o enfriamiento apreciable del vaso o sus contenidos durante el periodo 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 Variomag® (H&P Labortechnik AG, 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 cuantifican 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 utilizando una jeringa desechable, nueva (Becton, Dikinson y Co, 5 mililitros, REF 30163, Frandlin Lakes, NJ0.7417) . inmediatamente en el retiro del vaso, aproximadamente 2 mililitros de la muestra liquida clara rápidamente se descarga a través de un filtro de jeringa no usada, nueva (25 mm de diámetro, 0,45 mieras, Gelman GHP Acrodisc GF®, Pall 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 aproximadamente 3 segundos cada lado de cada tiempo de muestreo objetivo. Dentro de aproximadamente cinco minutos de cada relleno, los frasquitos de muestra se tapan y se mantienen a temperatura aproximadamente constante hasta realizar el siguiente análisis químico. Después de que la muestra final se toma en un tiempo pasado 30 minutos t=0, todas las dieciséis muestras se analizan para la cantidad del 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 seria aproximadamente 1,000 ppm en THF. Cuando el CTA producido por el sistema de oxidación primario mejorado descrito en la presente 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 de preferencia 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 de preferencia 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 de preferencia 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 + B * (1 - exp(-C * t)), donde t = tiempo en unidades de minutos: S = solubilidad, en unidades de ppm en THF, en tiempo t; exp = función exponencial en la base del logaritmo natural de 2 ; A, B = constantes regresadas en unidades de ppm en THF, donde A se relación principalmente a la disolución rápida de las partículas más pequeñas en tiempo muy cortos, y donde la suma de A + B se relaciona principalmente a la cantidad total de la disolución cerca del periodo de prueba especificado; y C = una constante de tiempo regresada en unidades de minutos recíprocos . Las constantes regresadas se ajustan para minimizar la suma de los cuadrados de los errores de los puntos de datos actuales y los valores del modelo correspondientes, el método que es comúnmente llamado un ajuste "de mínimos cuadrados". Un paquete de software preferido para ejecutar 'esta regresión de datos es el JMP Reléase 5.1.2 (SAS Institute Inc., JMP Software, SAS Campul Drive, Cary, NC 27513) . Cuando el CTA producido por el sistema de oxidación primario mejorado descrito en la presente 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 que aproximadamente 0.5 minutos recíprocos, más de preferencia mayor que aproximadamente 0.6 minutos recíprocos y mucho más de preferencia mayor que 0.7 minutos recíprocos. Las FIGS. 20A y 20B 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. 20A muestra la partícula de CTA convencional a 500 veces de agrandamiento, mientras que la FIG. 20B se acerca y muestra la partícula de CTA a 2,000 veces de agrandamiento. Una comparación visual de las partículas de CTA inventivas ilustradas en las FIGS 19A y 19B y la partícula de CTA convencional mostrada en las FIGS. 20A y 20B 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. 20A y 20B tiene un tamaño de partícula medio de aproximadamente 205 mieras y un área de superficie BET de aproximadamente 0.57 m2/g. El CTA producido de la oxidación primaria de acuerdo a una modalidad de la presente invención contiene menos impurezas de los tipos seleccionados que el CTA produce mediante procesos y aparatos convencionales, notablemente o aquellos que emplean solvente reciclado. Las impurezas que pueden estar presentes en el CTA incluyen lo siguiente. 4-carboxibenzaldehído (4-CBA), 4 , 4 ' -dicarboxist ilbeno (4,4'-DCS), 2 , ß-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-carboxí lico (9F-2CA), ácido 9-fluorenona-4 -carboxí lico (9F-4CA) , fluorenonas totales que incluyen otras fluorenonas no individualmente listadas (fluorenonas totales), 4,4'-dicarboxibifenilo (4,4'-DCB), 2 , 5 , 4 ' -tricarboxibifenilo (2, 5, 4' -TCB) , ácido itálico (PA), ácido isoftálico (IPA), ácido benzoico (BA) , ácido trimelítico (TMA) , ácido para- toluico (PTAC), 2 , 6-dicarboxibenzocumarina (2,6-DCBC), , 4 ' dicarboxibencilo (4,4'-DCBZ), 4 , 4 ' -dicarboxibenzofenona (4,4'-DCBP), 2, 5, ' -tricarboxibenzofenona ( 2 , 5 , 4 ' -TCBP) . Tabla 3, enseguida proporciona las cantidades preferidas de estas impurezas en CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presente invención. TABLA 3 - Impurezas del CTA Iniciales Además, se prefiere que el CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presente invención tenga contenido de color reducido relativo al CTA producido mediante procesos y aparatos convencionales, notablemente aquellos que emplean solvente reciclado. Asi, se prefiere que el CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presente invención tenga un por ciento de transmitencia en 340 nanómetros (nm) de por lo menos aproximadamente 25 por ciento, más de preferencia por lo menos aproximadamente 50 por ciento, y mucho más de preferencia de por lo menos 60 por ciento y mucho más de preferencia de por lo menos 70 por ciento. Se prefiere adicionalmente que el CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presente invención tenga un por ciento de transmitencia a 400 nanómetros (nm) de por lo menos aproximadamente 88 por ciento, más de preferencia por lo menos aproximadamente 90 por ciento, y mucho más de preferencia de por lo menos 92 por ciento . La prueba para el por ciento de transmitencia proporciona una medición de las impurezas adsorbentes de luz, coloreadas, presentes del PTA o CTA. Como se utiliza en la presente, la prueba se refiere a mediciones hechas sobre una porción de una solución preparada al disolver 2.00 gramos de TPA o CTA sólido seco en 20.0 mililitros de dimetilsulfóxido (D SO), grado analítico o mejor. Una porción de esta solución luego se coloca en una celda de flujo de semi-micro Hellma, PN 176.700, la cual se hace de cuarzo y tiene una ruta de luz de 1.0 cm y un volumen de 0.39 mililitros. (Hellma USA, 80 Skyline Drive, Plainview, NY 11803). Un espectrofotómetro de Diode Array Agilent 8453 se utiliza para medir la transmisión de longitudes de onda diferentes de luz a través de esta celda de flujo rellenada. (Agilent Technologies, 395 Page Mili Road, Palo Alto Ca 94303) . Después de la corrección apropiada para la absorbencia del fondo, que incluyen pero no se limita a la celda y el solvente utilizado, los resultados del por ciento de transmitencia, que caracterizan de la fracción de luz incidente que se transmite a través de la solución, se reporta directamente mediante la máquina. Los valores de transmisión por ciento en las longitudes de onda de luz de 340 nanómetros y 400 nanómetros son particularmente útiles para la discriminación del TPA puro de muchas de las impurezas típicamente encontradas en la misma . Los intervalos preferidos de varias impurezas aromáticas en la suspensión inicial (sólido inicial + líquido inicial) retiradas del reactor/zona de oxidación primaria se proporcionan enseguida en la Tabla TABLA 4 - Impurezas de la Suspensión Iniciales Estas composiciones preferidas para la suspensión engloban la composición preferida de la fase liquida del medio de reacción mientras que útilmente evitan las dificultades experimentales que pertenecen a la precipitación de los componentes de fase líquida adicional del medio de reacción en los componentes de fase sólida durante el muestreo del medio de reacción, la separación de los líquidos y sólidos, y el cambio de las condiciones analíticas. Muchas otras impurezas aromáticas también están típicamente presentes en la fase de suspensión del medio de reacción y el CTA del medio de reacción, que varían generalmente en niveles aun más bajos y/o en proporción a uno o más de los compuestos aromáticos divulgados. El control de los compuestos aromáticos divulgados en los intervalos preferidos mantendrá otras impurezas aromáticas en niveles adecuado. Estas composiciones ventajosas para la fase se suspensión en el medio de reacción y para el CTA sólido tomado directamente de la suspensión se permiten al operar con modalidades de la invención divulgadas en la presente para la oxidación parcial del para-xileno a TPA. En una modalidad preferida de la presente invención, la relación en peso de la concentración promedio en tiempo de PTAL a para-xileno en el componente de líquido de la suspensión inicial (es decir, el líquido inicial) es por lo menos aproximadamente 3, 4, 5 o 6. Preferiblemente, la relación en peso de la concentración promedio en peso de PTAC de ácido para-xileno a para-xileno en el líquido inicial es por lo menos aproximadamente 20, 30, 40 o 60. Preferiblemente, la relación en peso de la concentración promedio en peso de 4-CBA a para-xileno en el liquido inicial es por lo menos aproximadamente 6, 8, 10 o 12. Preferiblemente, la concentración total de todos los compuestos aromáticos en la fase de liquido de cualquier suspensión de producto de reacción de oxidación (por ejemplo, la suspensión inicial de la oxidación primaria y/o el producto de suspensión de cualquier etapa de digestión oxidante) y/o cualquier medio de oxidación es menor que aproximadamente 16, 10, 6 o 4 por ciento en peso. La medición de la concentración de los componentes de nivel bajo en el solvente, el solvente reciclado, CTA, suspensión inicial y el PTA se forman utilizando los métodos de cromatografía líquidos. Dos modalidades intercambiables ahora se describen. El método referido en la presente como HPLC-DAD comprende cromatografía líquida de alta presión (HPLC) acoplada con un detector de arreglo de diodo (DAD) para proporcionar la separación y cuantificación de varias especies moleculares dentro de una muestra dada. El instrumento utilizado en esta medición es un HPLC modelos 12100 equipado con un DAD, proporcionado por Agilent Technologies (Palo Alto, CA) , aunque otros instrumentos adecuados también son comercialmente disponibles y de otros proveedores. Como se conoce en la técnica, tanto el tiempo de elución como la respuesta detectora se calibran utilizando compuestos conocidos presentes en cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiadas para aquellos que ocurren en muestras desconocidas actuales. El método referido en la presente como HPLC-MS comprende cromatografía líquida de alta presión (HPLC) acoplado con la espectrometría de masas (MS) para proporcionar la separación, identificación, y cuantificación de varias especies moleculares dentro de una especie dada. Los instrumentos utilizados en esta medición es un HPLC Alliance y ZQ MS proporcionado por Waters Corp. (Milford, MA) , aunque otros instrumentos adecuados también son comercialmente disponibles y de otros proveedores. Como se conoce en la técnica, tanto el tiempo de elusión como la respuesta de espectrométrica de masas se calibran utilizando compuestos conocidos presentes en cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiadas para aquellas que ocurren en las muestras desconocidas actuales. La FIG. 21 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 hidrogenación 712, y tres recipientes de cristalización separados 704a, b, c. En el sistema de adición/intercambio de agua 708, una porción sustancial de licor madre se 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, la solución de CTA en agua se somete a la hidrogenación en el sistema de hidrogenación 712. El efluente de hidrogenado del sistema de hidrogenación 712 luego se somete a tres etapas de cristalización en recipientes de cristalización 704a, b, c, seguido por la separación de PTA en el sistema de separación 706. La FIG. 22 ilustra un proceso mejorado para producir PTA empleando un reactor de oxidación primaria 800 configurado y operado de acuerdo con una modalidad de la presente invención. Una suspensión inicial que comprende partículas de CTA sólidas y un licor madre líquido se aisla del reactor 800. Típicamente, la suspensión inicial puede contener en el intervalo de aproximadamente 10 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 en el intervalo de 1,000 a 15,000 ppmw de 4-CBA La suspensión inicial retirada del reactor 800 se introduce en un sistema de purificación 802 para reducir la concentración de 4-CBA y otras impurezas presentes en el CTA. Una suspensión más pura/purificada se produce del sistema de purificación 802 y se somete a la separación y secado en un sistema de separación 804 para de esta manera producir partículas de ácido tereftálico sólidas más puras que comprende menos de aproximadamente 400 ppmw de 4-CBA, más de preferencia menos de aproximadamente 250 ppmw de 4-CBA, y mucho más de preferencia en el intervalo de 10 a 200 ppmw de 4-CBA. El sistema de purificación 802 del sistema de producción de PTA ilustrado en la FIG. 22 proporciona un número de ventajas sobre el sistema de purificación 802 del sistema de la técnica previa ilustrado en la FIG. 21. Preferiblemente, el sistema de purificación 802 generalmente incluye un sistema de intercambio de licor 806, un digestor 808 y un solo cristalizador 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 del reemplazo fresco para de esta manera proporcionar una suspensión intercambiada del solvente que comprende partículas de CTA y el solvente de reemplazo. La suspensión intercambiada de solvente que sale 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 las que se utilizaron en la reacción de oxidación inicial/primaria llevada a cabo en un reactor de columna de burbujeo 800. Como se discute en lo anterior, el área de superficie alta, el tamaño de partícula pequeño y densidad baja de las partículas de CTA producidas en el reactor de oxidación primaria 800 que causa ciertas impurezas atrapadas en las partículas de CTA para llegar a ser disponibles para la oxidación en el digestor 808 sin requerir disolución de las partículas de CTA . en el digestor 808. Así, la temperatura del digestor 808 puede ser más bajo 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 por al menos 200 ppmw, más de preferencia por lo menos aproximadamente 400 ppmw y mucho más de preferencia 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 la temperatura de oxidación primaria en el reactor de columna de burbujeo 800, más de preferencia aproximadamente 20 a aproximadamente 80°C más alta que la temperatura de oxidación primaria en el reactor 800, y mucho más de preferencia 30 a 50°C más alta que la temperatura de oxidación primaria en el reactor 800. La temperatura de oxidación secundaria está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 160 a aproximadamente 240°C, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 180 a aproximadamente 220°C y mucho más de preferencia en el intervalo de 190 a 210°C. El producto purificado del digestor 808 requiere solamente una etapa de recristalización individual en el cristalizador 810 antes de la separación en el sistema de separación 804. Las partículas de CTA con la morfología preferida divulgada en la presente son particularmente útiles en el proceso de digestión oxidante descrito en lo anterior para la reducción del contenido de 4-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 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 ésteres de impureza; reacción con por lo menos un diol para formar compuestos de monómeros de éster y/o polímero, especialmente la reacción de CTA con etilenglicol para formar polietilentereftalato (PET) ; y la disolución completa o parcial en solventes, que incluyen, pero no se limitan a, agua, ácido acético, y N-metil-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 CTA en un solvente que comprende agua acoplado con la hidrogenación parcial que reduce la cantidad de aldehidos, especialmente 4-CBA, fluorenonas, fenonas y/o antraquinonas . Como se menciona en lo anterior, la pureza mejorada de la suspensión inicial producida por el sistema de oxidación primaria, previamente descrito, permite que la suspensión inicial sea procesada utilizando técnicas novedosas. En particular, las FIGS. 23-26 esquemáticamente ilustran los sistemas de producción de TPA que emplean una o más modalidades de la presente invención. Cada uno de los sistemas de producción de TPA ilustrados en las FIGS. 23-26 incluyen una etapa de oxidación primaria, por lo menos una etapa de digestión oxidante, una etapa de enfriamiento optimizada, una etapa de separación y una etapa de secado opcional. Los inventores notan que los varios pasos/etapas ilustrados en las FIGS . 23-26 se pueden sustituir para o adicionar entre si. Por ejemplo, La etapa de oxidación primaria 900 de la FIG. 23 se puede reemplazar por la etapa de oxidación primaria 930 de la FIG. 25. Por medio del ejemplo adicional, la etapa de calentamiento 956 de la FIG. 26 se podría adicionar entre las etapas de digestión oxidante temprana y tardía 912 y 914 de la FIG. 24. En las modalidades ilustradas de las FIGS. 23 y 24, se prefiere para las etapas de oxidación primarias 900 y 910 ser llevadas a cabo en un reactor de oxidación configurado y operado de acuerdo con la descripción proporcionada en lo anterior para las configuraciones del reactor de oxidación ilustradas en las FIGS. 1-11. La etapa de oxidación primaria 930 de la FIG. 25 de preferencia emplea un reactor que es configurado y operado de acuerdo con la descripción proporciona en lo anterior para las configuraciones del sistema de reactor ilustradas en las FIGS. 12-14. La etapa de oxidación primaria 950 y la etapa de digestión oxidante de corriente lateral 952 de la FIG. 26 de preferencia se llevan a cabo en un sistema de reactor configurado y operado de acuerdo con la descripción proporcionada en lo anterior con referencia a las FIGS. 15 y 16. Cada uno de los sistemas de producción de TPA ilustrados en las FIGS. 23-26 emplean por lo menos una etapa de digestión oxidante en donde por lo menos una porción de la suspensión inicial producida de la oxidación primaria se somete a la purificación mediante la digestión oxidante. Como se utiliza en la presente, el término "digestión oxidante" denota la oxidación de una suspensión que contiene un ácido policarboxilico producido por la vía de la oxidación primaria. De preferencia, la digestión oxidante se lleva a cabo bajo condiciones que permiten la disolución y precipitación continua de las partículas de ácido policarboxilico. En una modalidad de la presente invención, descrita en más detalle enseguida, la digestión oxidante se lleva a cabo en un reactor/zona de digestión individual (por ejemplo, la etapa de digestión oxidante 902 de la FIG. 23) . En otra modalidad de la presente invención, descrita en más detalle enseguida, la digestión oxidante se lleva a cabo en dos reactores/zonas de digestión (por ejemplo, las etapas de digestión oxidante 912 y 914 de la FIG. 24, las etapas de digestión oxidante 934 y 938/940 de la FIG. 25, y las etapas de etapas de digestión de oxidación 952 y 954 de la FIG. 26) . En una modalidad alternativa de la presente invención, una o más etapas de digestión oxidante se pueden reemplazar por una o más etapas de cristalización (por ejemplo, en la FIG. 24, la etapa de cristalización 916 podría reemplazar la última etapa de digestión oxidante 914). Estas etapas de cristalización de preferencia se llevan a cabo de la misma manera como las etapas de digestión oxidante que es reemplazada, excepto que el oxigeno molecular no se adiciona a la(s) etapa (s) de cristalización (es) . Típicamente, el espacio de vapor y efluente gaseoso, si lo hay, de la(s) etapa (s) de cristalización (es) contienen menos de aproximadamente 0.001 por ciento en mol de oxígeno molecular. En una modalidad de la presente invención, se prefiere por al menos aproximadamente 10, 50, 90 o 95 por ciento en peso del sólido inicial retirado de la oxidación primaria que es suministrada a la digestión oxidante dentro de menos de aproximadamente 32, 8, 2 o 0.5 minutos después de que es retirado de la oxidación primaria. Los inventores han descubierto que un retardo en el suministro del sólido inicial a la digestión oxidante incrementa la cantidad de 4-CBA retenido en el ??? sólido retirado de la digestión oxidante. Además, la importancia de seguir estrechamente (es decir, la digestión oxidante sigue estrechamente la oxidación primaria) que llega a ser mayor cuando la temperatura de la suspensión inicial retirada de la oxidación primaria es mayor que aproximadamente 165°C, 175°C, 185°C o 190°C. En los sistemas de producción de TPA ilustrados en las FIGS. 23-26 por lo menos una porción del producto (es decir, suspensión inicial) que sale de la oxidación primaria subsecuentemente se introduce en la digestión oxidante sin retiro sustancial del liquido inicial y/o sin adición sustancial del solvente limpiador. Por lo tanto, en una modalidad de la presente invención, el intercambio de licor entre la oxidación primaria y la digestión oxidante se elimina sustancialmente . Los inventores han descubierto que cuando el producto del sistema de oxidación primaria mejorado, descrito en la presente, subsecuentemente se procesa de acuerdo con las modalidades de la presente invención, la remoción completa o parcial de los compuestos de catalizador corriente arriba de la digestión oxidante no es necesario controlar el quemado de carbón durante la digestión oxidante. Como se utiliza en la presente, el término "quemado de carbón" denota la formación de monóxido de carbono y/o dióxido de carbono de un compuesto orgánico. Los compuestos orgánicos ejemplares incluyen para-xileno, TPA, intermediarios de reacción, impurezas aromáticas y ácido acético. Además, los inventores han descubierto que, aun en un proceso continuo usando solvente reciclado (definido en lo anterior) , la separación de impurezas aromáticas nocivas, solubles lejos del TPA sólido mediante el retiro de licor cargado de impurezas no es necesario para formar un producto de TPA sólido adecuado para formar polímeros de PET que tienen alto peso molecular, bajo color y alta calidad total. Muy por el contrario, la retención de una precipitación eventual de fracciones incrementadas de impurezas aromáticas relativamente no reactivas, tanto de color como de no color, junto con el producto de TPA sólido es sorprendentemente un modo preferido, dada la combinación apropiada de otras etapas de proceso, como es divulgado en mayor de detalle enseguida. Como se utiliza en la presente, el término "impurezas aromáticas nocivas" denota impurezas aromáticas coloreadas y aquellos compuestos aromáticos que contienen más o menos de dos funciones de ácido carboxilico (por ejemplo, BA, PTAC, 4-CBA, TMA y 2 , 5 , 4 ' -tricarboxibifenilo ) . Como se utiliza en la presente, el término "impurezas aromáticas relativamente no reactivas" denota impurezas aromáticas que carecen de por lo menos uno de ya sea un grupo hidrocarbilo no aromático o un átomo de oxigeno covalentemente enlazado a otro átomo de oxigeno. Como se utiliza en la presente, el término "impurezas aromáticas" denota compuestos aromáticos diferentes a para-xileno y TPA. Como se utiliza en la presente, el término "impurezas aromáticas coloreadas" denota impurezas aromáticas que no aparecen neutralmente blancas al ojo humano bajo condiciones ligeramente ambientales típicas (por ejemplo, varios estilbenos, fluorenonas, antraquinonas y terfenilos) . Como se utiliza en la presente, el término "intermediarios de reacción aromáticos" denota compuestos aromáticos, diferentes a para-xileno, que comprenden por lo menos un grupo hidrocarbilo no aromático o por lo menos un átomo de oxigeno covalentemente enlazado a otro átomo de oxigeno . Cuando el intercambio de licor entre la oxidación primaria y la digestión oxidante sustancialmente se elimina de acuerdo con una modalidad de la presente invención, se prefiere que al menos aproximadamente 30, 60, 80 o 95 por ciento del liquido inicial originalmente presente en la suspensión inicial retirada de la oxidación primaria sea retenido en la suspensión sometida a la digestión oxidante. De preferencia, la relación en peso de cobalto, otros compuestos de catalizador y/o ácido benzoico en la suspensión que entra a la digestión oxidante al mismo compuesto en la suspensión inicial producida de la oxidación primaria es por lo menos aproximadamente 0.3, 0.6, 0.8 o 0.95. Más de preferencia, La relación en peso de cobalto, otros compuestos de catalizador y/o ácido benzoico en la suspensión que sale de la digestión oxidante al mismo compuesto en la suspensión inicial producida de la oxidación primaria es por lo menos aproximadamente 0.3, 0.6, 0.8 o 0.95. Cuando la digestión oxidante se lleva a cabo en múltiples etapas, la descripción en este párrafo puede aplicar cualquiera o todas las etapas de la digestión oxidante, mucho más de preferencia que incluye la última etapa de la digestión oxidante. Cuando el intercambio de licor entre la oxidación primaria y la digestión oxidante sustancialmente se elimina, se prefiere que la adición del solvente limpiador a la suspensión inicial sea reducida o eliminada. Como se utiliza en la presente, el término "solvente limpiador" denota el solvente que tiene una concentración en fase liquida de los compuestos de catalizador totales que es menor que la concentración de los compuestos de catalizador totales en la fase liquida de la suspensión a la cual el solvente limpiador se adiciona. De preferencia, el solvente limpiador contiene menos de aproximadamente 90, 50, 10 o 2 por ciento de la concentración en fase liquida de los compuestos de catalizador totales y/o menos de aproximadamente 90, 50, 10 o 2 por ciento de la concentración en fase liquida de los compuestos aromáticos totales comparados a la fase liquida de la suspensión a la cual el solvente limpiador se adiciona. La adición reducida y/o eliminada del solvente limpiador minimiza las cargas hidráulicas y térmicas y costos en el proceso global para formar el producto de TPA sólido. Además, la adición reducida y/o eliminada de solvente limpiador incrementa la precipitación sorprendentemente preferida de impurezas aromáticas escasamente solubles con el TPA sólido en etapas de proceso subsecuente, como es discutido en más detalle enseguida. En una modalidad preferida de la presente invención, la masa del solvente limpiador adicionado a la suspensión sometida a la digestión oxidante es menor que aproximadamente 50, 35, 20 o 10 por ciento en peso de la masa de la suspensión inicial producida de la oxidación primaria. De preferencia, la relación de la fracción de sólidos de la suspensión que entran a la digestión oxidante a la fracción de sólidos de la suspensión inicial que salen de la oxidación primaria es por lo menos aproximadamente 0.5, 0.65, 0.80 o 0.90, basado en fracciones en peso. De preferencia, la relación de la concentración promediada en tiempo de cobalto, otros compuestos de catalizador y/o ácido benzoico en la fase liquida de la suspensión sometida a la digestión oxidante a la concentración promediada en tiempo del mismo compuesto en el liquido inicial de la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.5, 0.65, 0.80 o 0.90. De preferencia, la masa del solvente limpiador adicionada a la suspensión sometida a la digestión oxidante es menor que aproximadamente 50, 35, 20 o 10 por ciento en peso de la masa de la suspensión inicial. De preferencia, la relación de la fracción de sólidos de la suspensión que salen de la digestión oxidante a la fracción de sólidos en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.5, 0.65, 0!80 o 0.90, basado en fracciones en peso. De preferencia, la relación de la concentración promediada en tiempo de cobalto, otros compuestos de catalizador y/o ácido benzoico en la fase liquida de la suspensión que sale de la digestión oxidante a la concentración promediada en tiempo del mismo compuesto en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.5, 0.65, 0.80 o 0.90. Cuando la digestión oxidante se lleva a cabo en múltiples etapas, la descripción en este párrafo puede aplicar a cualquiera o a todas las etapas de la digestión oxidante, mucho más de preferencia que incluye la última etapa de la digestión oxidante. Cada uno de los sistemas de producción de TPA ilustrados en las FIGS. 23-26 pueden emplear opcionalmente por lo menos una etapa de enfriamiento corriente abajo de la digestión oxidante (ver, la etapas de enfriamiento 904, 918, 942, y 958 en las FIG. 23, 24, 25, y 26, respectivamente) . Cuando el intercambio de licor entre la oxidación primaria y la digestión oxidante es sustancialmente eliminado, la suspensión producida de la digestión oxidante puede tener una concentración saturada o supersaturada de compuestos aromáticos disueltos en la misma. El enfriamiento de una suspensión de post-digestión que tiene una concentración saturada o supersaturada de compuestos aromáticos disueltos naturalmente promueve la precipitación incrementada de impurezas aromáticas escasamente solubles, tanto de color como de no color, con el TPA sólido. Asi, una fracción más grande de impurezas aromáticas nocivas permanece con el TPA sólido, y una menor fracción es enviada con el solvente reciclado. Sin embargo, los inventores han descubierto que el producto de TPA sólido de buen color y calidad puede ser formado de manera sorprendente de esta manera, especialmente utilizando la suspensión inicial más pura producida de acuerdo con modalidades de la presente invención discutidas en lo anterior. Además, tal enfriamiento benéficamente reduce los requerimientos para la purificación del solvente reciclado utilizando etapas de proceso auxiliares, como es discutido en detalle adicional enseguida. De acuerdo con una modalidad de la presente invención, cuando una etapa de enfriamiento de post-digestión optimizada se emplea, se prefiere que el intercambio de licor entre la oxidación primaria y el enfriamiento de postdigestión y/o entre la digestión oxidante y el enfriamiento de post-digestión optimizado sea eliminado sustancialmente . Por consiguiente, se prefiere que al menos aproximadamente 30, 60, 80 o 95 por ciento del liquido que sale de una etapa de reacción de oxidación (por ejemplo, la oxidación primaria y/o la digestión oxidante) sea retenido con la suspensión producida de la etapa de reacción de oxidación hasta que la suspensión se enfria por al menos aproximadamente 40°C, 60°C, 80°C, 100°C o 130°C por debajo de la temperatura prevaleciente más alta dentro de la etapa de reacción de oxidación. Se prefiere que al menos aproximadamente 30, 50, 80 o 95 por ciento del líquido que sale de la etapa de reacción de oxidación sea retenido con la suspensión producida de la etapa de reacción de oxidación hasta que la suspensión se enfria a una temperatura menor que aproximadamente 145°C, 110°C, 80°C o 55°C. Se prefiere que al menos aproximadamente 30, 60, 80 o 95 por ciento del cobalto, otros compuestos de catalizador y/o ácido benzoico presente en la suspensión producida de la etapa de reacción de oxidación sea retenido en la suspensión hasta que la suspensión se enfria por al menos aproximadamente 40°C, 60°C, 80°C o 100°C por debajo de la temperatura prevaleciente más alta dentro de la etapa de reacción de oxidación. Se prefiere que al menos aproximadamente 30, 60, 80 o 95 por ciento del cobalto, otros compuestos de catalizador y/o ácido benzoico presente en la suspensión producida de la etapa de reacción de oxidación sea retenido en la suspensión hasta que la suspensión se enfria a menos de aproximadamente 145°C, 110°C, 80°C o 55°C. La etapa de reacción de oxidación descrita en este párrafo puede ser la oxidación primaria o la digestión oxidante. Cuando la digestión oxidante multi-etapa se emplea, la etapa de reacción de oxidación descrita en este párrafo puede ser la oxidación primaria o cualquier etapa de digestión oxidante, de preferencia la última etapa de digestión oxidante. En una modalidad de la presente invención, se prefiere para la masa del solvente limpiador adicionado a la suspensión producida de por lo menos una etapa de reacción de oxidación (por ejemplo, oxidación primaria y/o digestión oxidante) que sea menor que aproximadamente 50, 35, 20 o 10 por ciento en peso de la masa de la suspensión producida por la etapa de reacción de oxidación antes del enfriamiento de la suspensión por al menos aproximadamente 40°C, 60°C, 80°C o 100°C por debajo de la temperatura prevaleciente más alta en la etapa de reacción de oxidación. Se prefiere para la masa del solvente limpiador adicionado a la suspensión producida por la etapa de reacción de oxidación que sea menor que aproximadamente 50, 35, 20 o 10 por ciento en peso de la masa de la suspensión producida por la etapa de reacción de oxidación antes del enfriamiento de la suspensión a una temperatura de menos de aproximadamente 145°C, 110°C, 80°C o 55°C. Se prefiere para al menos aproximadamente 50, 65, 80 o 90 por ciento del cobalto, otros compuestos de catalizador y/o ácido benzoico en la suspensión producida por la etapa de reacción de oxidación que sea retenida en la suspensión hasta que la suspensión se enfria por al menos aproximadamente 40°C, 60°C, 80°C o 100°C por debajo de la temperatura prevaleciente más alta dentro de la etapa de reacción de oxidación. Se prefiere para al menos aproximadamente 50, 65, 80 o 90 por ciento del cobalto, otros compuestos de catalizador y/o ácido benzoico en la suspensión producida por la etapa de reacción de oxidación que sea retenida en la suspensión hasta que la suspensión se enfria a menos de aproximadamente 145°C, 110°C, 80°C o 55°C. La etapa de reacción de oxidación descrita en este párrafo puede ser oxidación primaria o cualquier etapa de digestión oxidante. En una modalidad preferida, la etapa de reacción de oxidación descrita en este párrafo es oxidación primaria. De acuerdo con una modalidad de la presente invención, . se prefiere para al menos una etapa de digestión oxidante que sea llevada a cabo a una temperatura que es mayor que la temperatura de la etapa de oxidación primaria y/o la temperatura de una etapa de digestión oxidante temprana. En tal escenario, puede ser necesario calentar la suspensión antes de la introducción en el reactor/zona de digestión o calentar el medio de reacción en el reactor/zona de digestión. La temperatura del medio de reacción sometida a la digestión oxidante se puede incrementar arriba de la temperatura de la etapa de reacción de oxidación previa (por ejemplo, oxidación primaria y/o una etapa de digestión oxidante temprana) por cualquier medio conocido en la técnica . En una modalidad de la presente invención, el medio de incrementar la temperatura y/o entalpia del medio de reacción sometido a la digestión oxidante subsecuente (después, el "medio de reacción subsecuente") comparado con el medio de reacción de una etapa de reacción de oxidación previa (después, el "medio de reacción previo") utiliza el calor de la reacción de por lo menos una reacción química in situ (es decir, la reacción química que ocurre dentro del medio de reacción subsecuente). Este tipo de configuración calentado es esquemáticamente ilustrado en la etapa de digestión oxidante tardía 914 de la FIG. 24. Aunque la FIG. 24 ilustra una modalidad donde el reactivo químico se introduce directamente en el reactor/zona de digestión, el reactivo químico también podría ser inyectado corriente arriba del reactor/zona de digestión por la vía de la adición en la suspensión alimentada al reactor/zona de digestión. La reacción química in situ de preferencia tiene un calor de reacción que proporciona por lo menos aproximadamente 10, 20, 40 o 80 por ciento del incremento en temperatura y/o entalpia del medio reacción subsecuente comparado con el medio de reacción previo. La reacción in situ de preferencia tiene un calor de reacción suficiente para incrementar la temperatura del medio de reacción subsecuente por al menos aproximadamente 4°C, 8°C, 12°C o 16°C arriba de la temperatura del medio de reacción previo. La reacción in situ de preferencia tiene un calor de reacción suficiente para incrementar la entalpia del medio de reacción subsecuente por al menos aproximadamente 2, 4, 6 o 8 kilocalorías por kilogramo arriba de la entalpia del medio de reacción previo. En una modalidad de la presente invención, el reactivo químico adicionado es anhídrido acético y el calor in situ de reacción del anhídrido acético reactivo con agua para formar ácido acético proporciona el incremento descrito en lo anterior en temperatura y/o entalpia del medio de reacción subsecuente. En tal modalidad, se prefiere para el peso de anhídrido acético suministrado al medio de reacción subsecuente como un porcentaje del peso de la alimentación de para-xileno a la oxidación primaria que esté en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 12, aproximadamente 0.2 a aproximadamente 10, aproximadamente 0.4 a aproximadamente 8 o 1 a 6 por ciento. En una modalidad alternativa de la presente invención, el medio de incrementar la temperatura del medio de reacción subsecuente emplea calor de reacción de la oxidación de por lo menos un compuesto oxidable con oxígeno molecular in situ (es decir, dentro del medio de reacción de la etapa de digestión oxidante) . De preferencia, el compuesto oxidado in situ comprende un componente de solvente, etanol, acetaldehído, un xileno, un intermediario de reacción aromático, una impureza aromática y/o TPA. Cuando el acetaldehído se emplea como el compuesto oxidado in situ, se prefiere para el peso de acetaldehído suministrado a la digestión oxidante subsecuente como un porcentaje del peso de la alimentación de para-xileno a la oxidación primaria que esté en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 12, aproximadamente 0.2 a aproximadamente 10, aproximadamente 0.4 a aproximadamente 8 o 1 a 6 por ciento. Cuando el etanol se emplea como el compuesto oxidado in situ, se prefiere para el peso de etanol suministrado a la digestión oxidante subsecuente como un porcentaje del peso de la alimentación de para-xileno a la oxidación primaria que esté en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 12, aproximadamente 0.2 a aproximadamente 10, aproximadamente 0.4 a aproximadamente 8 o 1 a 6 por ciento. El compuesto oxidado in situ de preferencia comprende para-xileno y/o un intermediario de reacción aromático. Cuando el para-xileno se emplea como el compuesto oxidado in situ, se prefiere para el peso de para-xileno suministrado a la digestión oxidante subsecuente como un porcentaje del peso de para-xileno suministrado a la oxidación primaria que esté en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 16, aproximadamente 0.5 a aproximadamente 12, aproximadamente 1 a aproximadamente 10 o 2 a 8 por ciento. En una modalidad de la presente invención, el medio de incrementar la temperatura del medio de reacción subsecuente utiliza el calor de reacción de combustión de por lo menos un compuesto oxidable con oxigeno molecular ex situ (es decir, fuera del medio de reacción de digestión) y suministrar por lo menos una porción del producto de reacción calentado del mismo para contactar y/o condensar en una fase liquida del medio de reacción de digestión. De preferencia, el producto de reacción calentado de combustión ex situ se suministra al reactor/zona de digestión en múltiples ubicaciones que incluyen por lo menos aproximadamente 2, 4, 16 o 64 orificios separados. De preferencia, por lo menos una porción del compuesto calentado se suministra al medio de reacción subsecuente por la vía de por lo menos un orificio en la parte inferior de 50, 30, 10 o 5 por ciento de la altura total del medio de reacción subsecuente. De preferencia, el producto de reacción calentado tiene una temperatura inicial (es decir, antes de que sea utilizado para calentar) de por lo menos aproximadamente 250°C, 300°C, 400°C o 500°C. De preferencia, el producto de reacción calentado comprende dióxido de carbono y/o agua, más de preferencia ambos. De preferencia, el producto de reacción calentado comprende menos de aproximadamente 8, 6, 4 o 2 por ciento en mol de oxigeno molecular. De preferencia, la presión del producto de reacción calentado es mayor que la presión de la digestión oxidante subsecuente. El compuesto oxidable ex situ puede comprender un componente de solvente, un xileno, un intermediario de reacción aromático, una impureza aromática, metano, aceite combustible comercial y/o TPA. De preferencia, el compuesto oxidable ex situ comprende por lo menos una impureza aromática y por lo menos uno de metano o aceite combustible. En una modalidad alternativa de la presente invención, el medio de incrementar la temperatura del medio de reacción subsecuente incluye calentar por lo menos un compuesto, no por si mismo un producto de reacción de una reacción de combustión ex situ, para formar un compuesto calentado y suministrar por lo menos una porción del compuesto calentado para contactar con y/o condensar en una fase liquida del medio de reacción subsecuente. De preferencia, por lo menos una porción del compuesto calentado se suministra al medio de reacción subsecuente en múltiples ubicaciones por la vía de por lo menos aproximadamente 2, 4, 16 o 64 orificios separados. De preferencia, por lo menos una porción del compuesto calentado se suministra al medio de reacción subsecuente por la vía de por lo menos un orificio en la parte inferior de 50, 30, 10 o 5 por ciento de la altura total del medio de reacción subsecuente. De preferencia, por lo menos una porción del compuesto calentado se suministra al medio de reacción subsecuente por la via de por lo menos un orificio en la parte superior de 50, 30, 10 o 5 por ciento de la altura total del medio de reacción subsecuente. Las fuentes de energía para calentar el compuesto calentado pueden incluir energía eléctrica y/o energía térmica transferida a través de una superficie sólida de un fluido de transferencia de calor (por ejemplo, por la vía de un aparato intercambiador de calor indirecto) . De preferencia, el fluido de transferencia de calor esencialmente comprende un compuesto orgánico calentado o sustancialmente agua vaporizada. De preferencia, por lo menos una porción del compuesto orgánico calentado se recircula y por lo menos una porción del mismo también se utiliza para proporcionar energía térmica a un proceso para formar PET, que incluye pero no limitado a proporcionar energía térmica a una corriente de proceso esencialmente que comprende etilenglicol . De preferencia, la temperatura del compuesto calentado excede la temperatura prevaleciente en la etapa de digestión oxidante por al menos aproximadamente 20°C, 40°C, 60°C o 80°C. De preferencia, la temperatura del compuesto calentado es por lo menos aproximadamente 200°C, 220°C, 240°C o 260°C. El compuesto calentado de preferencia comprende aire, un componente de solvente o una suspensión que comprende solvente, un intermediario de reacción aromático y TPA sólido. En una modalidad de la presente invención, el compuesto calentado comprende la suspensión que contiene masa de una etapa de reacción de oxidación previa (por ejemplo, oxidación primaria y/o digestión oxidante temprana) . Este tipo de configuración esquemáticamente se ilustra por la etapa de calentamiento opcional 936 en la FIG. 25. De preferencia, por lo menos aproximadamente 10, 50, 90 o 95 por ciento en peso de la suspensión calentada de una etapa de reacción de oxidación previa se suministra a la digestión oxidante subsecuente dentro de menos de aproximadamente 32, 8, 2 o 0.5 minutos de que es calentada. Los inventores han descubierto que suministrar la suspensión calentada a la digestión oxidante poco después del calentamiento proporciona ventajas significantes sobre el suministro retardado de la suspensión calentada. Un suministro retardado de suspensión calentada al medio de reacción de digestión marcadamente incrementa la cantidad de 4-CBA retenido en el TPA sólido retirado del medio de reacción de digestión subsecuente. Además, la importancia de seguir estrechamente (es decir, la digestión oxidante estrechamente después del calentamiento de la suspensión calentada) es magnifica cuando la temperatura de la suspensión calentada está arriba de aproximadamente 170°C, 180°C, 190°C o 200°C. Sin que sea limitado por la teoría, los inventores sugieren que la proporción de nuevo arreglo cristalino se acelera por un incremento de temperatura preferido. Un retardo en suministrar el oxígeno molécula para formar el medio de reacción puede tal vez permitir mayor incorporación de una porción de 4-CBA en una porción del arreglo, más estructura cristalina perfecta de TPA sólido, hacer esta porción de 4-CBA más difícil para acceder durante la digestión oxidante subsecuente. En una modalidad de la presente invención, el compuesto calentado comprende por lo menos un compuesto vaporizado. Este tipo de configuración esquemáticamente se ilustra en la etapa de calentamiento opcional 956 de la FIG. 26. El compuesto vaporizado de preferencia comprende solvente (es decir, ácido acético y agua) , más de preferencia una porción del solvente reciclado. De preferencia, el compuesto vaporizado se forma del solvente reciclado que contiene menos de aproximadamente 4, 2, 1 o 0.2 por ciento en peso total de compuestos aromáticos y/o menos de aproximadamente 400, 200, 100 o 50 ppmw de todos los compuestos de catalizado combinados. De preferencia, el solvente vaporizado comprende ya sea ácido acético con menos de aproximadamente 20, 17, 14, o 11 por ciento en peso de agua o agua con menos de aproximadamente 60, 20, 10 o 2 por ciento en peso de ácido acético. De preferencia, por lo menos aproximadamente 20, 40, 60 o 80 por ciento en peso del agua en el solvente vaporizado se forma mediante la oxidación del compuesto aromático en la oxidación primaria. Mucho más de preferencia, el solvente vaporizado comprende una porción de una corriente retirada de una etapa de destilación no extractiva también que es utilizada para formar una porción del solvente reciclado. De preferencia, por lo menos una porción del solvente vaporizado se mezcla con por lo menos una porción de una corriente oxidante para formar una corriente calentada entremezclada antes de que sea suministrada a la digestión oxidante. En una modalidad de la presente invención, una corriente de oxidante se presuriza de una presión menor a una presión arriba de aquella de por lo menos una etapa de reacción de oxidación (por ejemplo, oxidación primaria y/o una etapa de digestión oxidante) . La corriente de oxidante de preferencia tiene la composición de la corriente de oxidante descrita en lo anterior ya que es introducida en el reactor de oxidación primaria 20 de las FIGS. 1-11. De preferencia, la corriente de oxidante se comprime mediante un dispositivo mecánico tal como, por ejemplo, un aparato compresor de tipo pistón reciprocante, un aparato compresor de tipo de tornillo rotatorio y/o un aparato compresor de tipo centrifuga rotatorio. En una modalidad preferida, la corriente de oxidante se comprime a una presión arriba de aquella de la oxidación primaria y después se suministra a la oxidación primaria . En una modalidad alternativa, la corriente de oxidante se comprime a una presión arriba de aquella de la oxidación primaria y arriba de aquella de por lo menos una etapa de la digestión oxidante. El oxidante comprimido después se divide y se alimenta a la oxidación primaria y por lo menos una etapa de digestión oxidante. En tal compresor común, la configuración de alimentación dividida, de compresor común se prefiere por la mayoría de la corriente de oxidante que se suministra a la oxidación primaria, mientras que una porción menor de la corriente de oxidante se suministra a la digestión oxidante. Así, un compresor individual se puede utilizar para comprimir la alimentación de las corrientes de oxidante a tanto la oxidación primaria como la digestión oxidante. A fin de llevar a cabo la digestión oxidante, una corriente de oxidante secundaria que comprende oxigeno molecular se adiciona ya sea directamente en el reactor/zona de digestión (FIGS. 23, 24 y 26) o se puede adicionar a la suspensión de alimentación inmediatamente corriente arriba de la zona de digestión oxidante (FIG. 25) . De preferencia, la fracción en mol, medida sobre una base seca, de oxigeno molecular en la alimentación de corriente de oxidante secundaria a la digestión oxidante está en el intervalo de aproximadamente 1 por ciento en mol a aproximadamente 100 por ciento en mol, de aproximadamente 4 por ciento en mol a aproximadamente 50 por ciento en mol, de aproximadamente 10 por ciento en mol a aproximadamente 30 por ciento en mol o aproximadamente el mismo como aire atmosférico. De preferencia, la relación molar de oxigeno molecular suministrado a la oxidación primaria al oxigeno molecular suministrado a la digestión oxidante es por lo menos aproximadamente 2:1, aproximadamente 4:1 a aproximadamente 200:1 o 10:1 a 100:1. De preferencia, el oxigeno molecular se suministra al reactor/zona de digestión en múltiples ubicaciones por la vía de por lo menos 2, 4, 16 o 64 orificios separados. De preferencia, por lo menos aproximadamente 20, 40, 60 o 80 por ciento en mol del oxigeno molecular suministrado a la digestión se suministra por la vía de por lo menos un orificio en la parte inferior 50, 30, 10 o 5 por ciento en mol de la altura total del medio de reacción de digestión en el mismo. De preferencia, el oxigeno molecular se suministra por al menos un distributor de gas que conforma varias modalidades divulgadas en la presente para un distribuidor de gas en un reactor de columna de burbujeo de oxidación primario. De preferencia, el oxigeno molecular se suministra a la digestión en múltiples elevaciones que incluyen por lo menos 2, 3, 4 o 5 elevaciones separadas. En una modalidad, las elevaciones separadas para suministrar el oxigeno molecular a la digestión comprenden por lo menos un orificio en la parte superior media del medio de reacción de digestión y por lo menos un orificio en la parte inferior media del medio de reacción de digestión. Un efluente predominantemente gaseoso se retira de la digestión oxidante a través de por lo menos un orificio que comunica con un espacio de desacoplamiento proporcionado arriba del nivel de operación del medio de reacción en el reactor/zona de digestión. El efluente predominantemente gaseoso de preferencia se retira del reactor/zona de digestión a través de por lo menos un orificio en la parte superior de 50, 30, 10 o 5 por ciento de la altura total del reactor/zona de digestión. Cuando la digestión oxidante multi-etapa se emplea (FIGS. 24-26) se prefiere para la fracción en mol, medida sobre una base seca, de oxigeno molecular en el efluente gaseoso retirado de una etapa digestión oxidante temprana que está en el intervalo de aproximadamente 0.01 a aproximadamente 8, de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 5, o de 1 a 3 por ciento en mol, mientras que la fracción en mol, medida sobre una base seca, de oxigeno molecular en el efluente gaseoso retirado de una etapa de digestión oxidante tardía está en el intervalo de aproximadamente 0.001 a aproximadamente 8, de aproximadamente 0.01 a aproximadamente 2 o de 0.05 a 0.5 por ciento en mol. En una modalidad de la presente invención, las pérdidas de quemado de carbón durante la digestión oxidante se reducen a pesar de retener la . concentración en fase líquida alta del compuesto de catalizador en la suspensión inicial, al utilizar por lo menos dos etapas de digestión oxidante llevadas a cabo en los reactores/zonas de digestión separados bajos diferentes condiciones. De preferencia, la digestión oxidante se lleva a cabo de una manera tal que los moles de óxidos de carbono totales producidos en todas las etapas de digestión oxidante sumadas con untamente divididas entre moles de TPA retirado de las etapas está en el intervalo de aproximadamente 0.0001 a aproximadamente 0.12:1, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.0005 a aproximadamente 0.08, aun más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.001 a aproximadamente 0.06 y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.006 a 0.04. De preferencia, los moles de dióxido de carbono producidos en todas las etapas de digestión oxidante sumadas conjuntamente divididas' entre moles de TPA retirados de las etapas está en el intervalo de aproximadamente 0.00008 a aproximadamente 0.08, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.0004: 1 a aproximadamente 0.05, aun más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.0008:1 a aproximadamente 0.04, y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.004 a 0.03. De preferencia, los moles de monóxido de carbono producidos en todas las etapas de digestión oxidante sumadas con untamente divididas entre moles de TPA retirados de las etapas está en el intervalo de aproximadamente 0.00005 a aproximadamente 0.06, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.0002 a aproximadamente 0.04, aun más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.0005 a aproximadamente 0.03 y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.002 a 0.02. Cuando la digestión oxidante multi-etapa se emplea, se prefiere para las etapas de digestión oxidante temprana y tardía emplear temperaturas, presiones, tiempos de residencia y/o cantidad de oxígeno que son sustancialmente diferentes entre sí. La etapa temprana de la digestión oxidante de preferencia se lleva a cabo a una temperatura estrechamente de la temperatura de oxidación primaria, mientras que la etapa tardía de digestión oxidante de preferencia se lleva a cabo a una temperatura mayor que la temperatura de oxidación primaria y la temperatura de la etapa de digestión oxidante temprana. De preferencia, la etapa tardía de la digestión oxidante se lleva a cabo bajo condiciones "sub-alimentadas de oxígeno", donde una muy baja concentración de oxígeno molecular se presenta en el efluente gaseoso. Las FIGS. 24-26 esquemáticamente ilustran varias configuraciones para la digestión oxidante multietapa. La FIG. 24 representa una etapa de digestión oxidante temprana 912 que sigue la etapa de oxidación primaria 910 y una etapa de digestión oxidante tardía 914 que sigue la etapa de digestión oxidante temprana 912. La FIG. 25 representa una etapa de digestión oxidante temprana 934 que se lleva a cabo en un reactor/zona de digestión que se contiene en el recipiente de reacción de oxidación primaria (por ejemplo, como se divulga en las FIGS. 12-13 y la descripción que se relaciona a la misma) . En la FIG. 25, una etapa de digestión oxidante tardía 938 sigue una etapa de digestión oxidante temprana 934, con una etapa de calentamiento opcional 936 localizada entre la misma. La FIG. 26 representa una etapa de digestión oxidante temprana de columna de burbujeo 952 después de la etapa de oxidación primaria 950 (por ejemplo, como se divulga en las FIGS. 15-16 y la descripción que se relaciona a la misma) . En la FIG. 26, una etapa de digestión oxidante tardía 954 sigue la etapa de digestión oxidante temprana de columna de burbujeo 952, con una etapa de calentamiento opcional 956 empleada entre la misma. Cuando la digestión oxidante multi-etapa se emplea, se prefiere para al menos aproximadamente 10, 50, 90 o 95 por ciento en peso de los sólidos retirados de la etapa de digestión oxidante temprana que sea suministrado a la etapa de digestión oxidante tardía dentro de menos de aproximadamente 32, 8, 2 o 0.5 minutos de que sea retirada. La importancia de minimizar el retardo entre la digestión oxidante temprana y tardía llega a ser más importante cuando la temperatura del sólido retirado es por lo menos aproximadamente 170°C, 180°C, 190°C o 200°C. La temperatura de la etapa de digestión oxidante temprana relativa a la temperatura de oxidación primaria, medida donde la suspensión respectiva predominantemente sale de la oxidación primaria y la etapa de digestión oxidante temprana, está de preferencia en el intervalo de aproximadamente 10°C por debajo de aproximadamente 30°C arriba, de aproximadamente 5°C por debajo de aproximadamente 20°C arriba o de aproximadamente la misma como a aproximadamente 10°C arriba. De preferencia, la temperatura de la etapa de digestión oxidante tardía relativa a la temperatura de oxidación primaria, medida donde la suspensión respectiva predominantemente sale de la oxidación primaria y la etapa de digestión oxidante tardía, está en el intervalo de aproximadamente 10°C arriba de aproximadamente 100°C arriba, de aproximadamente 15°C arriba de aproximadamente 70°C arriba, o de aproximadamente 20°C arriba de aproximadamente 50°C arriba. De preferencia, la temperatura de la etapa de digestión oxidante tardía relativa a la temperatura de la etapa de digestión oxidante temprana, medida donde la suspensión respectiva predominantemente sale de las etapas de digestión oxidante temprana y tardía, está en el intervalo de aproximadamente 5°C arriba de aproximadamente 90°C arriba, de aproximadamente 10°C arriba de aproximadamente 60°C arriba, o de aproximadamente 15°C arriba de aproximadamente 40°C arriba. De preferencia, la temperatura de la etapa de digestión oxidante temprana, medida donde la suspensión predominantemente sale de la etapa de digestión oxidante temprana, está en el intervalo de aproximadamente 125°C a aproximadamente 200°C, de aproximadamente 140°C a aproximadamente 185°C o de aproximadamente 150°C a aproximadamente 175°C. De preferencia, la temperatura de la etapa de digestión oxidante tardía, medida donde la suspensión predominantemente sale de la etapa de digestión oxidante tardía, está en el intervalo de aproximadamente 150°C a aproximadamente 280°C, de aproximadamente 160°C a aproximadamente 240°C, o de 170°C a 210°C. Cuando una sola etapa de oxidación se emplea, de preferencia se opera bajo las condiciones descritas en la presente para la etapa de digestión oxidante tardía. Cuando por lo menos dos etapas de digestión oxidante se emplean, se prefiere para la presión de la etapa de reacción digestión oxidante relativa a la presión de oxidación primaria, medida donde el efluente gaseoso respectivo predominantemente sale de la oxidación primaria y la etapa de digestión oxidante temprana, que está en el intervalo de aproximadamente 0.2 MPa por debajo de aproximadamente 2 MPa arriba, de aproximadamente 0.1 MPa por debajo de aproximadamente 1 MPa arriba, o de aproximadamente la misma como a aproximadamente 0.2 MPa arriba. De preferencia, la presión de la etapa de digestión oxidante tardía relativa a la presión de oxidación primaria, medida donde el efluente gaseoso respectivo predominantemente sale de la oxidación primaria y la etapa de digestión oxidante temprana, está en el intervalo de aproximadamente la misma como a aproximadamente 8 MPa arriba, de aproximadamente 0.5 MPa arriba de aproximadamente 4 MPa arriba, o de aproximadamente 1 MPa arriba de aproximadamente 2 MPa arriba. De preferencia, la presión de la etapa de digestión oxidante tardía relativa a la presión de la etapa de digestión oxidante temprana, medida donde el efluente gaseoso respectivo predominantemente sale de las etapas de digestión oxidante temprana y tardía, está en el intervalo de aproximadamente la misma como a aproximadamente 4 MPa arriba, de aproximadamente 0.5 MPa arriba a 3 MPa arriba, o de aproximadamente 1 MPa arriba a aproximadamente 2 MPa arriba. De preferencia, la presión de la etapa de digestión oxidante temprana, medida donde el efluente gaseoso predominantemente sale de la etapa de digestión oxidante temprana, está en el intervalo de aproximadamente 0.2 MPa a aproximadamente 3 MPa, de aproximadamente 0.3 MPa a aproximadamente 2 MPa, o de aproximadamente 0.4 MPa a aproximadamente 1 MPa. De preferencia, la presión de la etapa de digestión oxidante tardía, medida donde el efluente gaseoso predominantemente sale de la etapa de digestión oxidante tardía, está en el intervalo de aproximadamente 0.4 MPa a aproximadamente 8 MPa, de aproximadamente 0.5 MPa a aproximadamente 4 MPa, o de 1 MPa a 2 MPa. En una modalidad de la presente invención, se prefiere para el tiempo de residencia promediado en masa de la fase de suspensión en la etapa de digestión oxidante temprana que sea por lo menos aproximadamente 1, aproximadamente 2 a aproximadamente 60, o 5 a 30 minutos. De preferéncia, el tiempo de residencia promediado en masa de la fase de suspensión para una etapa de digestión oxidante diferente de la primera etapa de digestión oxidante está en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 480, aproximadamente 20 a aproximadamente 360, o 40 a 120 minutos.

De preferencia, el tiempo de residencia promediado en masa de la fase de suspensión para todas las etapas de digestión oxidante diferentes a la primera etapa de digestión oxidante suma un total en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 480, aproximadamente 20 a aproximadamente 360, o 40 a 120 minutos. En una modalidad de la presente invención, por lo menos una etapa de proceso se utiliza para la pulverización mecánica del TPA sólido antes de la digestión oxidante. De preferencia, la pulverización mecánica reduce el tamaño de partícula medio del ??? sólido por al menos aproximadamente 5, 10, 20 o 40 por ciento. De preferencia, la pulverización mecánica se proporciona por una bomba centrifuga y/o por cualquier otro medio conocido en la técnica. En una modalidad de la presente invención, por lo menos aproximadamente 2, 3, 4 o 6 etapas de digestión oxidante sustancialmente se llevan a cabo dentro de una presión que contiene encerramiento (por ejemplo, un recipiente o conducto) con divisiones mecánicas que forman compartimientos que tienen segregación sustancial en la composición química entre el medio de reacción en compartimientos adyacentes. Este tipo de configuración esquemáticamente se ilustra por la etapa de digestión oxidante tardía 954 de la FIG. -26. La segregación química sustancial de los compartimientos crean una condición donde la concentración en fase sólida promediada en tiempo de 4-CBA de la suspensión en por lo menos un compartimiento es por lo menos aproximadamente 5, 10, 20 o 30 por ciento diferente de la concentración en fase sólida promediada en tiempo de 4-CBA de la suspensión en un compartimiento directamente adyacente. En una modalidad de la invención, la presión que contiene encerramiento comprende una porción cilindrica sustancialmente horizontal. De preferencia, la porción de encerramiento cilindrico sustancialmente horizontal comprende por lo menos una división mecánica sustancialmente vertical, y los centroides del medio de reacción en el compartimiento adyacente son horizontalmente desplazados de entre si por una distancia igual a o mayor que su desplazamiento vertical. De preferencia, la división mecánica sustancialmente vertical presenta superficies que son sustancialmente planas en forma. En otra modalidad de la invención, la presión que contiene el encerramiento comprende una porción cilindrica sustancialmente vertical. De preferencia, la porción de encerramiento cilindrica sustancialmente vertical comprende por lo menos una división mecánica sustancialmente horizontal, y los centroides del medio de reacción en los compartimientos adyacentes son verticalmente desplazados de entre si por una distancia igual a o mayor que su desplazamiento horizontal. De preferencia, la división mecánica sustancialmente horizontal presenta superficies que son sustancialmente planas, elipsoidales y/o cónicas en forma . De acuerdo con una modalidad de la presente invención, la digestión oxidante se optimiza al controlar la distribución de tiempo de residencia (RTD) de la fase de sólido y/o liquido del medio de reacción sometido a la digestión oxidante. La microfotografia de la FIG. 27 ilustra la importancia de la distribución de tiempo de residencia apropiada en el reactor/zona de digestión. En particular, la FIG. 27 muestra las partículas de TPA convencionalmente digeridas. La partícula en la parte inferior, la esquina derecha de la microfotografía es una partícula que no tiene suficiente tiempo de residencia en la digestión oxidante. Así, relativa a las partículas de TPA apropiadamente digeridas, esta partícula tiene más impurezas, tamaño de partícula más pequeño, área de superficie más alto, menos densidad y capacidad de disolución más alta. Los principios de RTD para el flujo de masa a través de un reactor químico y su utilidad en el diseño y operación del reactor químico son bien establecidos. Ver, por ejemplo, Chemical Engineering Kinetics, J.M. Smith, second edition 1970, McGraw-Hill, especialmente capítulo 6, "Deviations from Ideal Reactor Performance". Una función de distribución de tiempo de residencia (RTD) se define y se describe en las páginas 246 ff en la misma. Un reactor de tanque individual perfectamente mezclado, frecuentemente llamado un reactor de tanque agitado de flujo continuo (CSTR) es un caso idealizado. Otro caso idealizado para el comportamiento de flujo es el flujo tapón, algunas veces llamado flujo tubular o flujo de pistón, donde hay mezclado conectivo insignificante de masa con la masa alrededor mientras que fluye a través de una zona de reacción. Los métodos para determinar experimentalmente la función de distribución de tiempo de residencia para las zonas de reacción físicas, actuales se definen y se describen en las páginas 248 ff de Smith. Los métodos incluyen introducir entradas de etapas y/o entradas de impulsos de un compuesto trazador inerte en el flujo que entra a una zona de reacción y luego medir la masa del trazador que sale de la zona de reacción como una función de tiempo. En años recientes, utilizando las entradas de etapa y/o impulso de un material trazador radioactivo se ha probado particularmente útil, en parte debido a que las mediciones radioactivas sobre el flujo que sale proporciona una determinación no invasiva, continúa de la masa del trazador que sale como una función de tiempo time. La adquisición de tales datos y la reconstrucción de la función de RTD, que incluyen la calculación del tiempo de residencia promediado en masa, utilizando métodos de trazador radioactivo son disponibles sobre una base contractual, comercial de múltiples contratistas, que incluyen por ejemplo Tracerco (Houston, X) y Quest TruTec (La Porte, TX) . En la siguiente descripción, una notación se adopta en donde "t" es tiempo; la función de distribución de residencia de tiempo "J(t)" es la fracción acumulativa de masa inicialmente suministrada a una fase de la zona de reacción en tiempo t = 0 que luego sale de la zona de reacción antes del tiempo t ; "tavg" es el tiempo de residencia promediado en masa determinado de J(t); "t/tavg" es tiempo reducido que significa el tiempo dividido por tiempo de residencia promediado en masa; y "CMF(tavg)" es la función de distribución de residencia de tiempo reducido. Por ejemplo, CMF(0.2) es la fracción de masa acumulativa inicialmente suministrada a una fase de la zona de reacción en tiempo t = 0 que luego sale de la zona de reacción antes de un tiempo reducido de 0.2. El tiempo de residencia promedio en masa (tavg) de una alícuota de alimentación inicialmente de masa a un encerramiento en tiempo t = 0 se calcula como [ (t) * (masa de la alícuota que sale en tiempo t) ] / (masa total de la alícuota) integrada de tiempo cero hasta por lo menos aproximadamente 99.9 por ciento de la masa de la alícuota ha salido del encerramiento. Las unidades de tavg son simplemente cualquier unidad de tiempo. La FIG. 28 muestra las funciones de RTD para 1 CSTR, 2 CSTRs, 3 CSTRs, 4 CSTRs, 5 CSTRs, 6 CSTRs, 7 CSTRs, 8 CSTRs y flujo tapón. Se puede ver que como más CSTRs se emplean en serie, los procedimientos de RTD idealizados de flujo tapón. Los inventores han descubierto que la digestión oxidante de preferencia se lleva a cabo bajo condiciones tales que el RTD no se aproxima al flujo tapón idealizado ni al flujo de CSTR idealizado. Por otra parte, el mezclado y RTD de un CSTR son preferidos con respecto a una fase liquida de modo que las concentraciones en fase liquida de los intermediarios de reacción aromáticos son rápidamente reducidas a concentraciones bajas en la digestión oxidante que entra. En particular, esto promueve una incorporación reducida de 4-CBA en el producto de TPA sólido como las partículas arregladas y crecen más grandes y más cristalinas en estructura, en promedio. Por otro parte, se prefiere un comportamiento de flujo tapón con respecto a una fase sólida del medio de reacción. Con el RTD de un CSTR, muchas partículas individuales de TPA sólido tienen residencia relativamente corta en una etapa de reacción de digestión oxidante, o serie de etapas y estas partículas tienden a retener más de su carácter de entra, que es, en promedio, indeseablemente alto en fase sólida de 4-CBA e indeseablemente pequeño en tamaño de partícula. Con este descubrimiento, los inventores ahora pueden especificar intervalos preferidos de RTD por al menos una etapa de digestión oxidante y/o una serie de etapas de digestión oxidante de ese proceso del sólido inicial y/o la suspensión inicial. Los inventores notan que las fases de liquido, sólido y gas se pueden inducir para mover a través de la digestión oxidante a diferentes proporciones por el diseño mecánico particular del reactor/zona de digestión. En tal caso, la prueba de RTD con un trazador inerte sólido, separadamente con un trazador inerte liquido y separadamente con un trazador inerte gaseoso dará distintos resultados para J(t) de cada fase separadamente. Las descripciones que siguen pertenecen a una fase sólida separadamente, una fase liquida separadamente y/o para una combinación de suspensión de la misma . Con referencia ahora a la FIG. 29, en una modalidad preferida de la presente invención, por lo menos una etapa de digestión oxidante y/o una serie de etapas de digestión oxidante de proceso de sólido inicial y/o suspensión inicial de una manera tal que CMF(0.5) es por lo menos aproximadamente 0.15, 0.20 o 0.25. Además, se prefiere para CMF(0.2) que sea menos de aproximadamente 0.10, 0.05 o 0.01. La etapa de digestión oxidante y/o serie de etapas de digestión oxidante se puede llevar a cabo en un encerramiento de fluido individual o múltiples encerramientos con conexión fluidica . Para lograr el balance preferido de parámetros de RTD, se pueden emplear un número de configuraciones mecánicas ilimitadas, de las cuales unos pocos ejemplos siguen. Una modalidad tal es donde la masa del medio de reacción de todas las etapas de digestión oxidante presentes en un proceso de TPA se divide esencialmente igual en tres porciones que están situadas dentro de aproximadamente tres presiones idénticas que contienen encerramientos. Cada una comprende suficiente agitación mecánica que es bien mezclada con respecto a las composiciones en fase liquida y sólida en las mismas. La suspensión fluye a través de cada una en secuencia de la primera a la última. Cada conducto que conecta la suspensión de uno de los primeros dos recipientes al siguiente en serie comprende la masa de suspensión menor que aproximadamente 0.01, 0.006, 0.003 o 0.001 veces la masas de suspensión en un recipiente individual; y el conducto tiene una relación alargada de sus longitud individual a sus diámetro máximo individual de por lo menos aproximadamente 5:1, 10:1, 20:1 o 40:1. En tal caso, CMF(0.2) igualará aproximadamente 0.04 y CMF(0.5) igualará aproximadamente 0.19. Esto proporciona mezclado posterior dentro de un intervalo preferido y también proporciona supresión de tiempos de residencia cortos dentro de un intervalo más preferido. Otra modalidad es similar a una precedente en donde la masa del medio de reacción en una etapa de digestión oxidante es divide esencialmente igual en tres porciones bien mezcladas. Sin embargo, las porciones iguales están situadas dentro de una presión horizontalmente dispuesta que contienen encerramientos. Las porciones iguales se segregan de entre si por divisiones mecánicas verticales y se conectan por conductos que tienen poca masa contenida y poco mezclado hacia atrás de la masa que fluye hacia delante, como se puede diseñar utilizando métodos de modelación dinámicos de fluido convencional y construidos con métodos de fabricación convencionales. En tal caso, CMF(0.2) nuevamente igualará aproximadamente 0.04, y CMF(0.5) nuevamente igualará aproximadamente 0.19. Otra modalidad es similar a las dos precedentes en donde la masa del medio de reacción en una etapa de digestión oxidante se divide esencialmente igual en tres porciones bien mezcladas. Sin embargo, las porciones iguales están situadas dentro de un encerramiento que contiene presión, cilindrica, vertical individual. Las porciones iguales se segregan de entre si por divisiones mecánicas horizontales y se conectan por conductos que tienen poca masa contenida y poco mezclado hacia a atrás de la masa que fluye hacia delante, como se puede diseñar utilizando métodos de modelación dinámicos de fluido convencionales y construidos con métodos de fabricación convencionales. En tal caso, CMF(0.2) nuevamente igualará aproximadamente 0.04, y CMF(0.5) nuevamente igualará aproximadamente 0.19. Una muy diferente modalidad del reactor/zona de digestión emplea un reactor/zona de digestión de flujo tapón en combinación con una zona de CSTR. Tal configuración esquemáticamente se ilustra por las etapas de digestión oxidante tardía 938 (CSTR) y 94 0 (tapón) de la FIG . 25 . En esta modalidad, la masa del medio de reacción sometido a la digestión oxidante se divide para tener aproximadamente 25 por ciento en un reactor/zona de digestión inicial diseñado para el procedimiento estrechamente al flujo tapón, seguido por el resto de aproximadamente 7 5 por ciento en un reactor/zona de digestión final bien mezclado individual. En tal caso, CMF ( 0 . 2 ) será esencialmente nada y CMF( 0 . 5 ) igualará aproximadamente 0 . 28 , que proporciona un balance deseable en RTD como se divulga. Una modalidad particularmente preferida de la presente invención es similar a la precedente en donde la masa del medio de reacción sometido a la digestión oxidante se divide para tener aproximadamente 7 5 por ciento en un reactor/zona inicial bien mezclado individual y el resto de aproximadamente 25 por ciento en un reactor/zona de digestión final diseñado para el procedimiento estrechamente al flujo tapón; no obstante, la primera suspensión fluye a través del reactor/zona de digestión bien mezclado antes de que entre el reactor/zona de digestión de flujo tapón. La FIG. 30 ilustra la función de RTD para tal 7 5 por ciento de CSTR seguido por 25 por ciento del reactor de digestión de flujo tapón. En tal caso, C F( 0 . 2 ) nuevamente nada será esencialmente y CMF( 0 . 5 ) nuevamente igualará aproximadamente 0 . 28 , proporcionando un balance deseable en RTD como se divulga. Más generalmente, una modalidad particularmente preferida de la presente invención comprende: (a) por lo menos una etapa de digestión oxidante que comprende una porción sustancialmente bien mezclada del medio de reacción de digestión oxidante, en donde CMF(0.2) para aquella etapa sola es por lo menos aproximadamente 0.12; (b) seguido por al menos una etapa de digestión oxidante que comprende una porción sustancialmente el flujo tapón del medio de reacción de digestión oxidante, en donde CMF(0.2) para aquella etapa sola es menor que aproximadamente 0.01; y (c) en donde el RTD divulgado para la combinación proporciona valores para CMF(0.2) y CMF(0.5) en los intervalos preferidos divulgados. En una modalidad de la presente invención, el reactor/zona de digestión sustancialmente de flujo tapón se orienta de una manera sustancialmente vertical tal que el peso vertical máximo del medio de reacción dividido por la dimensión máxima del medio de reacción medido en cualquier plano horizontal es por lo menos aproximadamente 3, 5, 7 o 9. De preferencia, la velocidad superficial prevaleciente de la suspensión que fluye en el reactor/zona de digestión de flujo tapón vertical es menor que aproximadamente 1, 0.3, 0.1 o 0.03 metros por segundo. En otra modalidad de la presente invención, el reactor/zona de digestión sustancialmente de flujo tapón se orienta de una manera sustancialmente horizontal que la dimensión horizontal máxima del medio de reacción dividido por la dimensión máxima del medio de reacción medido en cualquier plano vertical es por lo menos aproximadamente 3, 5, 7 o 9. De preferencia, La velocidad superficial prevaleciente de la suspensión que fluye en el reactor/zona de digestión de flujo tapón sustancialmente horizontal es por lo menos aproximadamente 0.5, 1, 2 o 3 metros por segundo. En otra modalidad de la presente invención, por lo menos dos reactores/zona de digestión de flujo tapón sustancialmente verticales se conectan en serie por al menos un reactor/zona de digestión de flujo tapón sustancialmente horizontal. En tal configuración, se prefiere para el volumen de la conexión de reactores/zonas de digestión de flujo tapón verticales divididos por el volumen de conexión de reactor/zona de digestión de flujo tapón horizontal que es por lo menos aproximadamente 50, 100, 200 o 400. Cuando la digestión oxidante emplea una porción sustancialmente bien mezclada del medio de reacción de digestión subsiguiente por una porción sustancialmente de flujo tapón del medio de reacción de digestión, se prefiere por el tiempo de residencia promediado en masa del medio de reacción de digestión de flujo tapón subsiguiente que está en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 60, aproximadamente 2 a aproximadamente 40, o 4 a 30 minutos. De preferencia, el volumen del reactor/zona de digestión sustancialmente bien mezclado dividido por el volumen del reactor/zona de digestión sustancialmente de flujo tapón subsiguiente está en el intervalo de aproximadamente 1.5 a aproximadamente 40, aproximadamente 2 a aproximadamente 12, aproximadamente 2.5 a aproximadamente 10, o 3 a 8. En una modalidad preferida de la presente invención que emplea la digestión oxidante multietapa, la etapa de digestión oxidante temprana sustancialmente reduce la cantidad de por lo menos un compuesto intermediario de reacción aromática en el medio de reacción. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de PTAC en la fase liquida de la suspensión retirada de la etapa de digestión oxidante temprana es menor que aproximadamente 50, 10 o 5 por ciento de la concentración promediada en tiempo de PTAC en la fase liquida de la suspensión introducida en la etapa de digestión oxidante temprana. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de PTAC en la fase liquida de la suspensión introducida en la etapa de digestión oxidante temprana está en el intervalo de aproximadamente 50 a aproximadamente 10,000, aproximadamente 100. a aproximadamente 6,000, o 500 a 5,000 ppmw. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de PTAC en la fase liquida de la suspensión retirada de la etapa de digestión oxidante temprana es menor que aproximadamente 1,000, 200 o 60 ppmw. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de 4- CBA en la fase líquida de la suspensión retirada de la etapa de digestión oxidante temprana es menor que aproximadamente 50, 10 o 5 por ciento de la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase líquida de la suspensión introducida en la etapa de digestión oxidante temprana. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase líquida de la suspensión introducida en la etapa de digestión oxidante temprana está en el intervalo de aproximadamente 100 a aproximadamente 6,000, aproximadamente 200 a aproximadamente 4,000, o 400 a 3,500 ppmw . De preferencia, la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase líquida de la suspensión retirada de la etapa de digestión oxidante temprana es menor que aproximadamente 500, 100 o 30 ppmw. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la suspensión retirada de la etapa de digestión oxidante temprana está en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 95, aproximadamente 10 a aproximadamente 90, aproximadamente 20 a aproximadamente 80, o 30 a 70 por ciento de la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la suspensión introducida en la etapa de digestión oxidante temprana. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la suspensión introducida en la etapa de digestión oxidante temprana está en el intervalo de aproximadamente 100 a aproximadamente 15,000, aproximadamente 400 a aproximadamente 8,000, o 1,000 a 6,000 ppmw. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la suspensión retirada de la etapa de digestión oxidante temprana está en el 5 intervalo de aproximadamente 100 a aproximadamente 12,000, aproximadamente 300 a aproximadamente 8,000, o 800 a 4,000 ppmw . En una modalidad de la presente invención, se prefiere para la etapa de digestión oxidante tardía 10 sustancialmente reducir la cantidad de por lo menos un compuesto intermediario de reacción aromática. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de PTAC en la fase líquida de la suspensión retirada de la etapa de digestión oxidante tardía es menor que aproximadamente 50, 15 10, o 2 ppmw. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase líquida de la suspensión retirada de la etapa de digestión oxidante tardía es menor que aproximadamente 50, 10, o 2 ppmw. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de PTAC en el producto de 20 TPA sólido retirado de la etapa de digestión oxidante tardía está en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 1,000, aproximadamente 1 a aproximadamente 500, aproximadamente 5 a aproximadamente 125, o 10 a 60 ppmw. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de 4-CBA 25 en el producto de TPA sólido retirado de la etapa de digestión oxidante tardía está en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 1,000, aproximadamente 1 a aproximadamente 500, aproximadamente 10 a aproximadamente 250, o 20 a 125 ppmw. De preferencia, la concentración promediada en tiempo de 4,4'-DCS en el producto de ??? sólido es menor que aproximadamente 6, 4, o 2 ppmw. En una modalidad de la presente invención, la digestión oxidante se lleva a cabo en un reactor agitado que define una zona de reacción que contiene el medio de reacción de digestión. De preferencia, la altura máxima del medio de reacción de digestión dividido por el diámetro máximo del medio de reacción de digestión es por lo menos aproximadamente 1.5, 2, 3 o 4. De preferencia, el reactor/zona de digestión está equipado con por lo menos un agitador mecánico que tiene impulsores localizados dentro del medio de reacción de digestión. De preferencia, el agitador mecánico tiene por lo menos aproximadamente 2, 3, 4 o 6 diferentes elevaciones de impulsores de agitación mecánicos localizados dentro del medio de reacción de digestión. De preferencia, el agitador mecánico comprende por lo menos dos diferentes tipos de impulsores de agitación mecánicos localizados dentro del medio de reacción de digestión. El agitador mecánico puede emplear cualquier tipo de impulsor conocido en la técnica ya que es particularmente apto para la dispersión de gas, cualquier tipo de impulsor conocido en la técnica ya que es particularmente apto para el bombeado de fluido y/o cualquier tipo de impulsor conocido en la técnica ya que es particularmente apto para los sólidos suspendidos por la vía del bombeo de fluido. De preferencia, por lo menos un impulsador particularmente apto para suspender sólidos por la vía del bombeo de fluido se localiza por debajo de por lo menos un impulsador particularmente apto para la dispersión de gas. De preferencia, por lo menos un impulsador particularmente apto para suspender sólidos por la vía del bombeo de fluido se localiza por debajo de la elevación más baja del medio de reacción de digestión por menos de aproximadamente 4, 2, 1 o 0.5 veces el diámetro máximo del medio de reacción de digestión. De preferencia, por lo menos dos de los impulsadores de agitación se separan en elevación por al menos aproximadamente 0.5, 1, 2 o 4 veces el diámetro máximo del medio de reacción de digestión. Cuando el reactor de digestión oxidante se compartimentaliza, como es descrito en lo anterior, se prefiere por al menos un impulsador que está localizado en cada compartimiento. De preferencia, los impulsadores de agitación se localizan sobre por lo menos un árbol de agitación rotatoria. Aunque se puede orientar en cualquier dirección, de preferencia el árbol de rotación es vertical y pasa cerca o a través del centroide del medio de reacción de digestión oxidante. De preferencia, por lo menos uno de los árboles mecánicos se soporta por al menos un cojinete mecánico dentro del reactor/zona de digestión. En una modalidad preferida de la presente invención, el árbol de agitación rotatoria se conduce por al menos un motor eléctrico y una caja engranes opcional con acoplamientos mecánicos, en la presente llamado un "impulsor de agitado". De preferencia, el impulsor de agitado se localiza externo al limite que contiene presión del reactor/zona de digestión. El torque y poder se transmiten del impulsor de agitado externo al árbol de agitación rotatoria por la vía de un aparato de acoplamiento magnético o no magnético. De preferencia, por lo menos un árbol de agitación rotatoria penetra (es decir, pasa a través de un enlace que contiene presión del reactor de digestión) . Por lo menos una de las penetraciones del árbol se puede localizar por debajo de la elevación del centroide del medio de reacción de digestión, más preferible arriba de la elevación del centroide del medio de reacción de digestión, y mucho más de preferencia cerca de la parte superior del reactor de digestión. En una modalidad, múltiples árboles de agitación rotatoria penetran el enlace que contiene presión del reactor de digestión oxidante en múltiples elevaciones separadas por al menos 0.5, 1, 2 o 4 veces el diámetro máximo del medio de reacción de digestión. De preferencia, por lo menos uno de los árboles de agitación rotatoria se sella a un enlace que contiene presión del reactor de digestión utilizando un sello mecánico rotatorio. El sello mecánico rotatorio es de preferencia un sello mecánico doble con un sello fluido utilizado para enfriar y/o inundar el sello. El sello fluido de preferencia comprende por lo menos un compuesto de otra manera encontrado dentro de un proceso de ??? y/o PET (por ejemplo, agua, ácido acético, xileno, etilenglicol y/o dietilenglicol ) . En una modalidad preferida de la presente invención, por lo menos un orificio que suministra por lo menos una de una corriente de oxidante, una suspensión, un compuesto oxidable o un compuesto calentado en el reactor/zona de digestión se localiza una distancia de menos de aproximadamente 1/4, 1/8, 1/16 o 1/32 veces el diámetro máximo del medio de reacción de digestión alejado de un punto de proximidad más cercano a una parte de un árbol o impulsador de agitador mecánico móvil en el mismo. De preferencia, por lo menos un reactor/zona de digestión mecánicamente agitado comprende por lo menos aproximadamente 1, 2, 4 o 8 estructuras alargadas que se localizan principalmente, más de preferencia completamente, dentro el medio de reacción y son próximos a y más de preferencia suportados por las paredes del reactor de digestión. La estructura es comúnmente conocida como, y referida en la presente como, una "desviación de pared". Una función importante de la desviación de pared es para influenciar el mezclado dentro del medio de reacción mecánicamente agitado. De preferencia, por lo menos una desviación de pared se orienta aproximadamente normal a la pared del reactor a la cual se aproxima y, más de preferencia, de la cual se soporta. La desviación de pared es de preferencia vertical y más de preferencia aproximadamente vertical. La desviación de pared vertical es de preferencia próxima a y soportada de una pared vertical del reactor de digestión. De preferencia, la distancia prevaleciente entre la desviación de pared vertical y la pared vertical de la cual se soporta está en el intervalo de aproximadamente 0 a aproximadamente 0.20, aproximadamente 0.01 a aproximadamente 0.17, aproximadamente 0.02 a aproximadamente 0.125, o 0.03 a 0.10 veces el diámetro máximo del medio de reacción de digestión. De preferencia, la altura máxima de la desviación de pared vertical está en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 1.2, aproximadamente 0.2 a aproximadamente 1.0, o 0.4 a 0.8 veces la altura máxima del medio de reacción de digestión. De preferencia, el ancho máximo de la desviación de pared vertical está en el intervalo de aproximadamente 0.01 a aproximadamente 0.25, aproximadamente 0.02 a aproximadamente 0.17, aproximadamente 0.02 a aproximadamente 0.125, o 0.04 a 0.10 v veces el diámetro máximo del medio de reacción de digestión. De preferencia, el espesor promedio de la desviación de pared vertical es menor que aproximadamente 0.04, 0.02, o 0.01 veces el diámetro máximo del medio de reacción de digestión. En una modalidad preferida de la presente invención, el poder total consumido por el sistema de agitación mecánico durante la operación de estado permanente del reactor de digestión está en el intervalo de aproximadamente 0.05 a aproximadamente 1.5, aproximadamente 0.1 a aproximadamente 0.9, o 0.2 a 0.8 kilowats por metro cúbico del medio de reacción de digestión (k /m3). De preferencia, la velocidad rotacional promedio de los impulsores durante la operación de estado permanente está en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 120 o 30 a aproximadamente 90 revoluciones por minuto (rpm) . En una modalidad alternativa de la presente invención, el medio de reacción de digestión se agita por al menos un aparato mecánico que tiene por lo menos una entrada y por lo menos una salida pero sin parte móvil, por todo el proceso de fluido que fluye a través de este. Tales dispositivos comúnmente incluyen por lo menos un elemento estacionario encajado dentro de una pipa u otro conducto fluido, y tales dispositivos son conocidos en la técnica por varias designaciones que incluyen mezcladores inmóviles y mezcladores estáticos. De preferencia, el mezclador inmóvil comprende una multiplicidad de elementos estacionarios. De preferencia, el mezclador inmóvil comprende por lo menos un elemento conocido en la técnica ya que es particularmente apto para la dispersión de gas o por lo menos un elemento conocido en la técnica ya que es particularmente apto para suspender sólidos. Aunque se puede orientar en cualquier dirección, de preferencia, el mezclador inmóvil se orienta en una dirección vertical. Como se ilustra esquemáticamente en la FIG. 26, por lo menos una porción de un efluente gaseoso retirado de la digestión oxidante (por ejemplo, etapa de digestión oxidante temprana 952 y etapa de digestión oxidante tardía 954) se puede procesar en por lo menos una etapa de separación/tratamiento opcional 964 para formar por lo menos una corriente líquida y por lo menos un efluente gaseoso tratado. De preferencia, la etapa de separación/tratamiento 964 forma por lo menos dos corriente líquidas en donde por lo menos una corriente se enriquece en agua y por lo menos una corriente se enriquece en un compuesto orgánico. La corriente enriquecida en agua de preferencia comprende por lo menos 50 por ciento en peso de agua y menos de 2, 1, 0.7 o 0.5 por ciento en peso de ácido acético, sobre una base promediada en tiempo. Esta corriente enriquecida con agua en la presente se llama una "corriente de agua removida". La corriente enriquecida en un compuesto orgánico de preferencia comprende por lo menos 50 por ciento de ácido acético, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 98, 84 a aproximadamente 95, o 88 a aproximadamente 92 por ciento en peso de ácido acético. Más de preferencia, la etapa de separación/tratamiento 964 comprende por lo menos una etapa de destilación, aun más de preferencia una destilación no extractiva. La corriente enriquecida en un compuesto orgánico se puede utilizar para formar una porción del solvente reciclado. De preferencia, la etapa de separación/tratamiento 964 también comprende por lo menos una porción del efluente gaseoso de la oxidación primaria. Como se muestra esquemáticamente en la FIG. 26, en una modalidad de la presente invención, la energía se recupera de por lo menos una porción de por lo menos una corriente formada en la etapa de separación/tratamiento 964. De preferencia, tal energía se recupera de por lo menos una porción del efluente gaseoso tratado formado en la etapa de separación/tratamiento 964 al utilizar por lo menos un aparato expandidor turbo. De preferencia, por lo menos una porción del efluente gaseoso tratado y/o por lo menos una porción del agua removida se tratan en una etapa de proceso ambiental subsecuente 966 para reducir además las consecuencias ambientales de la liberación eventual nuevamente al ambiente. La etapa de proceso ambiental 966 puede emplear oxidación catalítica, oxidación térmica regenerativa , tratamiento en un depurador, incineración, tratamiento de agua de desecho biológico aeróbico, tratamiento de agua de desecho biológico anaeróbico, purificación de osmosis inversa de agua de desecho, ajustadores de pH y/o cualquier otro método conocido en la técnica. En una modalidad preferida de la presente invención, una suspensión se retira de la digestión oxidante a través de por lo menos un orificio en el reactor de digestión. De preferencia, por lo menos aproximadamente 10, 20, 40 o 99 por ciento en peso de la suspensión retirada del reactor de digestión se retira por la vía de un orificio en la parte inferior de 50, 30, 10 o 5 por ciento de la altura total del medio de reacción de digestión en el mismo. En otra modalidad, por lo menos aproximadamente 10, 20, 40 o 99 por ciento en peso de la suspensión retirada del reactor de digestión se retira por la vía de un orificio en la parte superior de 50, 30, 10 o 5 por ciento de la altura total del medio de reacción de digestión en el mismo. Como se ilustra en las FIGS. 23-26, la suspensión que sale de la etapa final de la digestión oxidante de preferencia se somete a una etapa de enfriamiento optimizada antes de la separación de las fases de sólido y liquido. En una modalidad preferida de la presente invención, el enfriamiento de la suspensión se proporciona por una etapa de enfriamiento optimizada. De preferencia, este enfriamiento se logra al causar por lo menos una porción de la fase liquida para evaporarse. Tal evaporación se puede efectuar al reducir la presión de la suspensión y/o al esparcir un gas a través de la suspensión. La evaporación de una porción de liquido enfria el liquido restante, que a su vez enfria el sólido y la suspensión combinada. El solvente evaporado en el gas de efluente se puede recuperar por cualquier medio conocido en la técnica, que incluye el enfriamiento y condensado en un aparato intercambiador de calor. Una ventaja de enfriamiento evaporativo sobre el enfriamiento de liquido directo es ensuciamiento grandemente reducido de superficies de intercambio de calor mediante la precipitación de sólidos. Puesto que la presión de vapor de la mayoría de especies aromáticas es muy baja después de la reacción de oxidación, estas especies aromáticas no ensuciamiento grandemente de enfriamiento de las superficies de intercambio de calor localizadas en la fase de vapor. Donde hay una temperatura grande diferencial entre las suspensiones de entrada y salida de la etapa de enfriamiento de suspensión, especialmente donde esto es una etapa de enfriamiento continuo utilizando enfriamiento evaporativo, los inventores notan que la etapa de enfriamiento de suspensión de preferencia se ejecuta en sub-etapas más pequeñas de cambio de temperatura. Tal enfriamiento de etapa aparece para reducir la formación de pocas partículas sólidas finas. Por ejemplo, es útil para realizar una etapa de enfriamiento optimizada utilizando sub-etapas en donde la temperatura máxima diferencial entre la entrada y la salida de por lo menos una sub-etapa, más de preferencia todas las sub-etapas, es menos de aproximadamente 80°C, 65°C, 55°C o 45°C. Esto llega a ser cada vez más importante incrementado cuando la temperatura más alta prevaleciente dentro de la digestión oxidante es mayor que aproximadamente 175°C, 185°C, 195°C o 210°C. En una modalidad de la presente invención, cantidades especificadas de la fase líquida de una suspensión de post-digest ión se remueve mediante vaporación. La remoción evaporativa de un vapor de solvente de una fase líquida de la suspensión no va a ser confundido con el retiro de la fase líquida como líquido, como es descrito en otras modalidades divulgadas en la presente. Debido a la volatilidad mucho menor de muchas impurezas aromáticas y compuestos de catalizador comparados con la volatilidad del agua, ácido acético y otros componentes de solvente, la remoción evaporativa de la fase líquida de una suspensión de postdigestión sirve para incrementar sustancialmente la concentración de impurezas aromáticas en la suspensión. A una temperatura dada, esto promueve la precipitación incrementada de impurezas aromáticas escasamente solubles, tanto de color como de no color, con el TPA sólido. Auque una fracción más grande de las impurezas aromáticas altamente coloreadas permanecen con el TPA sólido y una fracción menor se incluye con el solvente reciclado, los inventores han descubierto que el producto de TPA sólido de buen color y calidad sorprendentemente se puede formar de esta manera. Además, tal remoción evaporativa benéficamente reduce los requerimientos para purificación del solvente reciclado usando etapas de proceso auxiliares. En una modalidad de la presente invención, se prefiere que al menos aproximadamente 10, 20, 25 o 30 por ciento de la masa de liquido contenido en una suspensión que sale de una etapa de oxidación (por ejemplo, oxidación primaria y/o digestión oxidante) sea removido mediante evaporación antes de la eliminación de agua sustancial de la suspensión. De preferencia, el liquido removido mediante evaporación se remueve como parte de una etapa de enfriamiento de post-digestión . De preferencia, la relación de la concentración promediada en tiempo de cobalto, de otros compuestos de catalizador, y/o ácido benzoico en la fase liquida de la suspensión producida de la digestión oxidante a la concentración promediada en tiempo del mismo compuesto en la fase liquida de la suspensión inicial producida de la oxidación primaria es por lo menos aproximadamente 0.9, 1.0, 1.1, o 1.2. De preferencia, la relación de la concentración promediada en tiempo de cobalto, otros compuestos de catalizador, y/o ácido benzoico en la fase liquida de la suspensión después del enfriamiento de post-digestión a la concentración promediada en tiempo del mismo compuesto en la fase liquida de la suspensión inicial producida de la digestión oxidante es por lo menos aproximadamente 0.9, 1.0, 1.1, o 1.2. De preferencia, la fracción de sólidos de la suspensión retirada de la etapa de remoción evaporativa está en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 65 por ciento, aproximadamente 20 a aproximadamente 55 por ciento, o 30 a 45 por ciento en peso de la suspensión total. De preferencia la relación de la fracción de sólidos de la suspensión retirada de la etapa de remoción evaporativa dividida entre la fracción de sólidos de la alimentación de suspensión a la etapa de remoción evaporativa es por lo menos aproximadamente 1.05, 1.10, 1.15 o 1.20. Los inventores han descubierto que puede ser ventajoso emplear la remoción evaporativa de solvente que contiene una fracción alta del liquido inicial de la oxidación primaria, mientras que se minimiza y/o elimina el retiro de licor y/o la adición de solvente limpiador antes de la remoción evaporativa del solvente. Aplicada de esta manera, la remoción evaporativa del solvente además incrementa la fracción de impurezas aromáticas escasamente solubles en una fase liquida, nuevamente disminuyendo la cantidad de impurezas aromáticas escasamente solubles que se pueden separar lejos del TPA sólido y haciendo un producto menos puro. En distinción adicional, ciertas modalidades de la presente invención forman un producto de TPA sólido que, después del lavado para remover los residuos de catalizador libremente solubles, es adecuado directamente para formar polímeros de PET que tienen alto peso molecular, bajo color y alta calidad total (es decir, es adecuado sin procesamiento de purificación adicional mediante métodos tales como disolución, hidrogenación y/o recristalización) . Los inventores también han descubierto un intervalo preferido de tiempo de contención después del enfriamiento de post-digestión y antes de la eliminación de agua subsecuente de la suspensión resultante. De preferencia el tiempo de residencia promediado en masa de una suspensión después de alcanzar una temperatura de etapa de enfriamiento de postdigestión, como es divulgado en la presente, es de aproximadamente 1 a aproximadamente 480, aproximadamente 2 a aproximadamente 120, aproximadamente 4 a aproximadamente 60, u 8 a 30 minutos. Este tiempo de contención es referido en la presente como un "etapa de envejecimiento". De preferencia por lo menos una etapa de enfriamiento se combina con por lo menos una etapa de envejecimiento y es referida en la presente como una "etapa de enfriamiento y envejecimiento". Los inventores han descubierto que la retención de fracciones incrementadas de impurezas aromáticas precipitadas con el producto de TPA sólido puede reducir sorprendentemente la proporción de formación de impurezas aromáticas nocivas cuando se opera continuamente con solvente reciclado. Asi, una modalidad de la presente invención proporciona una masa total tolerablemente baja de impurezas aromáticas nocivas incluidas con el producto de TPA sólido a pesar del hecho de que una fracción más grande, y quizás aun una masa total más grande, de impurezas aromáticas relativamente no reactivas finalizan con el producto de TPA sólido. Esto es, los inventores han descubierto que puede ser preferible precipitar más de ciertas impurezas aromáticas del solvente mientras que estén en una forma relativamente benigna y antes cantidades más grandes de las mismas se convierten en purezas aromáticas nocivas durante el flujo subsecuente por la vía del solvente reciclado a través de una etapa de reacción de oxidación. Por ejemplo, el enfriamiento de la suspensión de arriba de 160°C a abajo de 80°C grandemente disminuye la solubilidad de IPA y promueve la remoción del sólido de IPA con el producto de TPA sólido; mientras que si el IPA es retenido en el solvente reciclado y regresado a una etapa de reacción de oxidación, la formación de 2,7-DCF altamente coloreado es incrementado significativamente. Los circuitos de retroalimentación similares que involucran solvente reciclado exciten para IPA y la formación de TMA, que es un monómero de ramificación trifuncional en polímeros de PET; para PA y formación de TMA; para IPA y PA y formación de otros diversos isómeros de fluorenona coloreados; para ácido benzoico y la formación de IPA y PA; y para ácido benzoico y formación de diversos isómeros de fluorenona coloreados adicionales. La técnica previa existe para remover el espectro completo de impurezas aromáticas del solvente reciclado, reduciendo de esta manera la proporción de formación de impurezas aromáticas nocivas y también la fracción de las mismas incorporadas con el producto de TPA sólido. Sin embargo, la técnica previa se dirige hacia sistemas auxiliares para purificar una porción del solvente reciclado. En contraste, varias modalidades de la presente invención proporcionan métodos más económicos para eliminar fracciones más grandes de impurezas aromáticas por la vía del flujo de proceso principal de TPA sólido antes que en sistemas auxiliares. En contraste adicional, varias modalidades de la presente invención eliminan impurezas aromáticas en el producto de TPA sólido antes que en una corriente de desecho. No obstante las concentraciones elevadas de ciertas impurezas aromáticas tal como IPA, el TPA sólido producido por uno o más modalidades de la presente invención tiene bajas cantidades de impurezas aromáticas nocivas y es adecuado para formar polímeros de PET que tienen alto peso molecular, bajo color, y alta calidad total.

Los inventores notan que un enlace existe entre las modalidades de la presente invención y la pureza preexistente del solvente reciclado. Si las concentraciones de impurezas aromáticas relativamente no reactivas se han acumulado en el solvente reciclado, una respuesta inicial en las invenciones aplicadas en la presente es muy similar una cantidad excesiva de impurezas aromáticas relativamente no reactivas sobre el producto de TPA sólido, haciéndolas inadecuadas para el uso directo en formar PET de alta calidad. Esta respuesta típicamente durará por varios días o aun semanas mientras que las fracciones incrementadas de impurezas aromáticas relativamente no reactivas acumuladas son de-inventariadas del solvente reciclado a la salida con el producto de TPA sólido. Eventualmente un estado permanente de operación se alcanza, aunque el tiempo de re-equilibración típicamente variará en duración de acuerdo con las especies de impureza aromáticas particulares que son consideradas. Además, el tiempo de re-equilibración · depende de la masa particular inventariada de varias etapas de proceso, en las impurezas presentes en la alimentación de para-xileno de pureza comercial y la estabilidad del mismo durante el tiempo, en la calidad de las etapas de reacción de oxidación, y en el alcance de los sistemas auxiliares para purificar el solvente reciclado. Así, la aplicación de las modalidades inventivas descritas en la presente en una operación existente utilizando solvente reciclado puede conducir a un resultado muy desfavorable persistente sobre un periodo prolongado de tiempo, que contribuye grandemente al hacer las invenciones no obvias. Por consiguiente, las modalidades inventivas divulgadas en la presente se prefieren para ser mantenidas por al menos la mitad de cada dia de operación de un proceso para manufacturar el producto de TPA sólido utilizando solvente reciclado, más de preferencia por al menos tres cuartos de cada dia por al menos aproximadamente siete dias consecutivos de operación, y mucho más de preferencia continuamente por un periodo de por lo menos aproximadamente 30 dias consecutivos de operación. Con referencia generalmente a las FIGS. 23-26, la suspensión retirada de la etapa final de digestión oxidante se puede procesar además en una o más de las siguientes etapas adicionales: (1) eliminar agua de la suspensión para formar una torta húmeda inicial de partículas de ácido carboxílico sólidas (por ejemplo, TPA) y un líquido removido; (2) lavar la torta húmeda inicial con un solvente limpiador para remover los compuestos de catalizador, para de esta manera formar una torta húmeda lavada; (3) eliminar agua de la torta húmeda lavada para formar una torta lavada húmeda para remover aun más los compuestos de catalizador y el solvente; y/o (4) secar la torta lavada húmeda para formar un producto de ácido policarboxí lico sólido seco (por ejemplo, TPA) . En una modalidad de la presente invención, por lo menos una porción del liquido removido de la etapa de la eliminación de agua de la suspensión es alimentada a una etapa de proceso auxiliar para remover por lo menos una porción de por lo menos una impureza aromática relativamente no reactiva (por ejemplo, IPA) . Como se utiliza en la presente, el término "eliminación de agua" denota retirar un liquido de un sólido por medios principalmente que involucran la diferencia en su densidad y/o sus propiedades de flujo, más bien sus volatilidades relativas. A fin de separar la mayoría del solvente, las impurezas aromáticas disueltas y los compuestos de catalizador del TPA sólido, se prefiere al uso de una etapa de la eliminación de agua de suspensión al proceso de la suspensión de post-digestión de la digestión oxidante y, más de preferencia, de una etapa de enfriamiento y envejecimiento optimizada, como se divulga en la presente. Las FIGS. 23-26 esquemáticamente ilustran la eliminación de agua de suspensión como una subetapa inicial de las etapas de separación 906 (FIG. 23), 920 (FIG. 24), 944 (FIG. 25) y 960 (FIG. 26) . La eliminación de agua de suspensión forma por lo menos una corriente enriquecida en sólidos esencialmente que comprende TPA sólido TPA, llamado en la presente "torta húmeda inicial" y por lo menos una corriente enriquecida en líquido esencialmente que comprende solvente, impurezas aromáticas disueltas y compuestos de catalizador, llamas en la presente "liquido de la eliminación de agua inicial".- La sedimentación gravimétrica , centrifugación y filtración mecánica son métodos de la eliminación de agua preferidos, y muchos dispositivos mecánicos adecuados son comercialmente disponibles. Estos incluyen hidroclones y muchos tipos de centrifugas que incluyen pero no limitadas a centrifugas de apilamiento de discos, centrifugas de tazón tubular, centrifugas decantadoras y centrifugas decantadoras de tazón de criba. Más de preferencia, se utilizan filtros de rotación continuamente descargados, especialmente tambores redondos de rotación y/o cintas alargadas de rotación. Son útiles tanto filtros de presión como filtros de vacio, con los filtros de presión que son más preferidos para operar temperaturas arriba de aproximadamente 120°C. Muchos dispositivos mecánicos adecuados son comercialmente disponibles. Mucho más de preferencia, descarga continuamente, rotación, filtros de cintas alargados se utilizan para eliminar agua de la suspensión, y los dispositivos mecánicos adecuados son comercialmente disponibles (por ejemplo, filtros de cinta horizontal de Pannevis de Larox Corporation, P.O. Box 29, 53101 Lappeenranta , Finland, www . larox . com y filtros de cinta horizontal de BHS de BHS-Filtration Inc., 9123-115 Monroe Road, Charlotte, NC 28270, www . bhs-filt ation . com) . De preferencia, la masa de liquido en la torta húmeda inicial dividida entre la masa de sólido en la torta húmeda inicial es menor que aproximadamente 0.4, 0.3 o 0.2. De preferencia, la masa de cobalto, otros compuestos de catalizador y/o ácido benzoico en la torta húmeda inicial dividida entre la masa del mismo compuesto en la suspensión suministrada a la etapa de la eliminación de agua es menor que aproximadamente 0.4, 0.3 o 0.2. Después de formar la torta húmeda inicial, se prefiere lavar la torta húmeda inicial en una subetapa final de separación con un liquido lavado para formar una torta húmeda lavada esencialmente que comprende TPA sólido. Esto sirve para remover los compuestos de catalizador adicionales de la torta húmeda inicial mientras que retiene la mayoría de los sólidos de TPA. De preferencia, la remoción de los compuestos de catalizador se optimiza contra la retención sorprendentemente preferida de impurezas aromáticas relativamente no reactivas, como se divulga en la presente. Una etapa de lavado de preferencia se conduce utilizando otra zona integrada dentro de un tipo de filtro preferido utilizado para la etapa de la eliminación de agua de suspensión. Más de preferencia, una etapa de lavado se conduce utilizando otra zona integrada dentro de una descarga continuamente, rotación, filtro de cinta alargado. El líquido de lavado de preferencia comprende un compuesto originado de otra parte en el proceso para la manufactura de TPA y/o PET . Ejemplos típicos de tales compuestos de líquido de lavado incluyen ácido acético, agua, acetato de metilo, para-xileno y etilenglicol . De preferencia, el líquido de lavado comprende ácido acético y agua. Más de preferencia, el líquido de lavado incluye una porción de una corriente retirada de una etapa de destilación no extractiva también que se utiliza para formar una porción del solvente reciclado. El líquido de lavado de preferencia contiene menos de aproximadamente 4, 2, 1 o 0.2 por ciento en peso de compuestos aromáticos totales y/o menos de aproximadamente 40, 20, 10 o 5 ppmw de compuestos de catalizador totales. De preferencia, el líquido de lavado comprende por lo menos aproximadamente 60, 70, 80 o 85 por ciento en peso de ácido acético con el resto que es agua más concentraciones menores de impurezas. De preferencia, la temperatura que entra del líquido de lavado es menor que aproximadamente 145°C, 110°C, 80°C o 55°C. El flujo de masa del líquido de lavado dividido entre el flujo de masa de sólido a través de la etapa de lavado está de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 4, aproximadamente 0.2 a aproximadamente 2 o 0.3 a 1. De preferencia, la masa de los compuestos de catalizador individuales (por ejemplo cobalto, manganeso y bromo) permanecen en la torta húmeda lavada dividida entre la masa del mismo compuesto de catalizador en la suspensión alimentada a la etapa de la eliminación de agua de suspensión es menor que aproximadamente 0.02, 0.01, 0.005 o 0.003. De preferencia, la masa de TPA en la torta húmeda lavada dividida entre la masa de TPA en la suspensión alimentada a la etapa de la eliminación de agua de suspensión es por lo menos aproximadamente 0.96, 0.98, 0.99 o 0.995. De preferencia, la masa de por lo menos una impureza aromática nociva, relativamente no reactiva en la torta húmeda lavada dividida entre ya sea la masa de la impureza en la suspensión alimentada a la etapa de la eliminación de agua de suspensión o entre la masa de la impureza en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.05, 0.10, 0.20 o 0.30. De preferencia, la masa de IPA en la torta húmeda lavada dividida entre la masa de IPA en la suspensión alimentada a la etapa de la eliminación de agua de suspensión o dividida entre la masa de IPA en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.05, 0.10, 0.20 o 0.30. De preferencia, la masa de 4,4'-DCB en la torta húmeda lavada dividida entre la masa de 4,4'-DCB en la suspensión alimentada a la etapa de la eliminación de agua de suspensión o dividida entre la masa de 4,4'-DCB en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.10, 0.20, 0.40 o 0.60. De preferencia, la masa de liquido en la torta húmeda lavada dividida entre la masa de sólido en la torta húmeda lavada es menor que aproximadamente 0.4, 0.3, o 0.2. De preferencia, la torta húmeda lavada contiene menor que aproximadamente 100, 40, 20 o 10 partes por millón en peso de los residuos de catalizador totales. De preferencia, la torta húmeda lavada contiene menor que aproximadamente 20, 15, 10 o 5 partes por millón en peso de cobalto. De preferencia, la torta húmeda lavada contiene menor que aproximadamente 20, 15, 10 o 5 partes por millón en peso de bromo. Después del lavado, se prefiere que la masa de liquido en la torta húmeda lavada se reduzca por una etapa de la eliminación de agua adicional para formar una torta lavada húmeda esencialmente que comprende el producto de TPA sólido. Esta etapa de la eliminación de agua remueve el liquido adicional que comprende concentraciones residuales de compuestos de catalizador, y reduce los requerimientos de capital y energía cuando una operación de secado opcional, subsecuente, se utiliza para formar un producto de TPA sólido seco. De preferencia, la etapa de la eliminación de agua adicional se conduce utilizando otra zona integrada dentro de un tipo filtro preferido utilizado para la etapa de la eliminación de agua de suspensión. Más de preferencia, la etapa de la eliminación de agua adicional se conduce utilizando otra . zona integrada dentro de una descarga continuamente, rotación, filtro de cinta alargado utilizado para las etapas de la eliminación de agua y lavado de suspensión. De preferencia, la masa de líquido en la torta lavada húmeda dividida entre la masa de sólido en la torta lavada húmeda es menor que aproximadamente 0.30, 0.20, 0.15 o 0.07. De preferencia, la torta lavada húmeda contiene menos de aproximadamente 100, 40, 20 o 10 partes por millón en peso de residuos totales de catalizador. De preferencia, la torta lavada húmeda contiene menos de aproximadamente 20, 15, 10 o 5 partes por millón en peso de cobalto. De preferencia, la torta lavada húmeda contiene menos de aproximadamente 20, 15, 10 o 5 partes por millón en peso de bromo. Opcionalmente , la torta húmeda lavada y/o la torta húmeda lavada humedecida se secan mediante evaporación de solvente para formar un producto de ??? sustancialmente seco que contiene menos de aproximadamente 0.5, 0.2, 0.1 o 0.05 por ciento en peso de productos volátiles residuales. Tal etapa de secado se ilustra en la FIG. 23 como la etapa, de secado opcional 908, en la FIG. 24 como la etapa de secado opcional 922, en la FIG. 25 como la etapa de secado opcional 946 y en la FIG. 26 como la etapa de secado opcional 962. El contenido de productos volátiles después de tal secado convenientemente se mide por la pérdida de peso en calentar una muestras de 100 gramos del producto de TPA rociado eventualmente en un disco de muestra de diámetro de 5 cm en un horno que tiene amplia circulación de aire cerca de la presión atmosférica a una temperatura de 105°C por un periodo de 1 hora. El por ciento de productos volátiles de una muestra se calculan como 100 * (peso inicial - peso final) / (peso inicial ) . De preferencia, la masa de por lo menos una impureza aromática no nociva, relativamente no reactiva en el producto de TPA sólido seco dividido entre ya sea la masa de la impureza en la suspensión alimentada a la etapa de la eliminación de agua de suspensión o entre la masa de la impureza en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.05, 0.10, 0.20 o 0.30. De preferencia, la masa de IPA en el producto de TPA sólido seco dividido entre la masa de IPA en la suspensión alimentada a la etapa de la eliminación de agua de suspensión o dividida entre la masa de IPA en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.05, 0.10, 0.20 o 0.30. De preferencia, la masa de 4,4'-DCB en el producto de TPA sólido seco dividido entre la masa de 4,4'-DCB en la suspensión alimentada a la etapa de la eliminación de agua de suspensión o dividida entre la masa de 4,4'-DCB en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.10, 0.20, 0.40 o 0.60. De preferencia el color del producto de TPA sólido seco producido por las modalidades de las descripciones en la presente es menor que aproximadamente 3.5, 3.0, 2.5 o 2.0 unidades b* . El valor b* como se utiliza en la presente es un atributo de color medido sobre un instrumento espectroscopico tal como un instrumento Hunter Ultrascan XE (Hunter Associates Laboratory, Inc., 11491 Sunset Hills Road, Reston, VA 20190-5280, www . hunterla . com) utilizando un modo de reflectancia . Las lecturas positivas significan el grado de amarillo (o absorbencia de azul) , mientras que las lecturas negativas significan el grado de azul (o absorbencia de amarillo) . De preferencia, el por ciento de transmitencia del producto de TPA sólido producido por las modalidades de las descripciones en la presente es por lo menos aproximadamente 70, 80, 90 o 92 por ciento a una longitud de onda de luz de 340 nm. De preferencia, el producto de TPA sólido formado por una o más de las modalidades inventivas divulgadas en la presente esencialmente comprenden partículas que tienen un tamaño de partícula medio, que es D(4,3), de por lo menos aproximadamente 30 mieras, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 35 a aproximadamente 400 mieras, aun más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 200 mieras y mucho más de preferencia en el intervalo de 45 a 120 mieras. De preferencia, el producto de TPA sólido esencialmente comprende partículas que tienen un valor medido de D(v,0.1) en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 65 mieras, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 55 mieras, y mucho más de preferencia en el intervalo de 15 a 45 mieras. De preferencia, el producto de TPA sólido esencialmente comprende partículas que tienen un valor medido de tamaño de partícula medio, que es D(v,0.5), en el intervalo de aproximadamente 25 a aproximadamente 200 mieras, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 120 mieras y mucho más de preferencia en el intervalo de 35 a 100 mieras. De preferencia, el producto de TPA sólido esencialmente comprende partículas que tienen un valor medido de D(v,0.9) en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 500 mieras, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 60 a aproximadamente 300 mieras y mucho más de preferencia en el intervalo de 80 a 200 mieras. De preferencia, el producto de TPA sólido esencialmente comprende partículas que tienen un valor medido de tamaño de partícula relativo dispersado en el intervalo de aproximadamente 0.6 a aproximadamente 5.0, más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.9 a aproximadamente 4.0, y mucho más de preferencia en el intervalo de 1.2 a 2.5. De preferencia, el producto de TPA sólido esencialmente comprende partículas que tienen un área de superficie de BET promedio menor que aproximadamente 0.25 metros cuadrados por gramo (m2/g) , más de preferencia en el intervalo de aproximadamente 0.005 a aproximadamente 0.2 m2/g y mucho más de preferencia en el intervalo de 0.01 a 0.18 m2/g. En una modalidad de la presente invención, por lo menos una porción del líquido retirado de la etapa de eliminación de agua de suspensión se suministra como por lo menos una porción de alimentación liquida a por lo menos una etapa auxiliar en la presente llamada una "etapa de purificación de solvente reciclado". De preferencia, la etapa de purificación de solvente reciclado remueve por lo menos-aproximadamente 20, 40, 60 o 80 por ciento en peso de por lo menos una impureza aromática relativamente no reactiva del solvente reciclado mientras que también recupera por lo menos aproximadamente 50, 70, 90 o 95 por ciento en peso del ácido acético y/o por lo menos aproximadamente 80, 90, 95 o 99 por ciento en peso del cobalto y/o otros compuestos de catalizador valuables en la alimentación liquida. Un número de tales etapas auxiliares se divulgan en la técnica previa. Frecuentemente, una etapa temprana en la purificación del solvente reciclado es calentar la alimentación liquida para evaporar una fracción grande del ácido acético valioso superior para la recuperación mediante el enfriamiento y condensación. Las impurezas aromáticas y los compuestos de catalizador son menos volátiles que el ácido acético y estos llegan a ser concentrados en la fase liquida restante, en la presente llamados un lodo o sedimento. Para el lodo, varias opciones se han divulgado para recuperar los compuestos de catalizador mientras que se recuperan o desechan las impurezas aromáticas. Un método simple es quemar el lodo mientras se recupera la ceniza. Luego el cobalto en la ceniza se redisuelve en el solvente, por ejemplo al utilizar ácido oxálico. Otro método de tratamiento de lodo usa acetato de n-propilo y agua como agentes extractivos para separar el cobalto de las impurezas aromáticas. Las impurezas aromáticas separadas se pueden desechar por varios métodos, que incluyen alimentar un proceso subsecuente para la recuperación de ??, IPA y/o otras especies aromáticas o por tratamiento de agua de desecho ambientalmente mejorado y/o incineración. Todavía otro método de tratamiento de lodo neutraliza el pH, con sustancia cáustica por ejemplo, y luego precipita el cobalto, utilizando carbonato de sodio y/o bicarbonato por ejemplo, para la recuperación mediante filtración. Las impurezas aromáticas disueltas luego se desechan por varios métodos que incluyen el tratamiento de agua de desecho ambientalmente mejorado y/o incineración. Ejemplos de etapas de purificación de solvente reciclado adecuadas incluyen, pero no están limitadas a, aquellos divulgados en las Patentes Norteamericanas Nos. 4,356,319 y 4,939,297; las Solicitudes de Patentes Norteamericanas Nos. 2005/0038288 y 20050084432; Solicitudes de PCT Nos. PCT O98/008605 y WO2005/049873; Solicitud de Patente Europea No. EP121438; y Solicitudes de Patentes Japonesas Nos. JP09-157214, JP05-015788, JP54-025292 y JP52-004277. Aunque de preferencia disminuida en el alcance por las modalidades divulgadas en la presente, la necesidad y alcance de una etapa de purificación de solvente reciclado depende de un gran número de detalles particulares, que incluyen pero no están limitados a las impurezas en el para-xileno de pureza comercial y la calidad de varias etapas de reacción de oxidación. Cuando se proporciona una etapa de purificación de solvente reciclado, la selección de una alimentación de purificación de solvente puede tener impacto considerable sobre la economía de la etapa. Las impurezas aromáticas relativamente no reactivas, tanto coloreadas como no coloreadas, son un importante objetivo de la etapa, y las concentraciones relativamente mayores de las mismas reducen el tamaño y costo de operación para la etapa. Además, el para-xileno, TPA y los intermediarios de reacción aromáticos son pérdidas de rendimiento potenciales y costos de operación cuando son suministradas a la etapa en cantidades mayores. Se prefiere para la alimentación de purificación de solvente que comprenda por lo menos aproximadamente 20, 40, 80 o 95 por ciento en peso de su flujo de masa total del líquido previamente procesado en la oxidación primaria y luego procesado en la digestión oxidante. Más de preferencia, la alimentación de purificación de solvente comprende por lo menos aproximadamente 20, 40, 80 o 95 por ciento en peso de su flujo de masa total del líquido previamente procesado en la oxidación primaria y luego procesado en la digestión oxidante utilizando adición reducida y/o eliminada del solvente limpiador, descrito anteriormente. Aun más de preferencia, la alimentación de purificación de solvente comprende por lo menos aproximadamente 20, 40, 80 o 95 por ciento en peso de su flujo de masa total del liquido previamente procesado en la oxidación primaria, luego procesado en una digestión oxidante utilizando la adición reducida y/o eliminada del solvente limpiador, y luego también procesado en por lo menos una etapa de enfriamiento post-digestión utilizando la adición reducida y/o eliminada del solvente limpiador. Todavía aun más de preferencia, la alimentación de purificación de solvente comprende por lo menos aproximadamente 20, 40, 80 o 95 por ciento en peso de su flujo de masa total del líquido procesado en la oxidación primaria, luego procesado en la digestión oxidante utilizando la adición reducida y/o eliminada del solvente limpiador, y luego también procesado en por lo menos una etapa de enfriamiento y envejecimiento optimizada de post-digestión utilizando la adición reducida y/o eliminada del solvente limpiador. Mucho más de preferencia, la alimentación de purificación de solvente comprende por lo menos aproximadamente 20, 40, 80 o 95 por ciento en peso de sus flujo de masa total del líquido procesado en la oxidación primaria, luego procesado en la digestión oxidante y luego procesado en por lo menos una etapa de enfriamiento y envejecimiento de post-digestión empleando la remoción evaporativa del vapor de solvente, como es descrito en lo anterior . De preferencia, la alimentación de purificación de solvente tiene una concentración de TPA, que incluye TPA disuelto y TPA sólido precipitado, de menos de aproximadamente 1, 0.5, 0.1 o 0.05 por ciento en peso. De preferencia, la alimentación de purificación de solvente tiene una concentración de sólidos precipitados de menos de aproximadamente 1, 0.5, 0.1 o 0.05 por ciento en peso. De preferencia, los sólidos precipitados tienen una concentración de PTAC sólido de menos de aproximadamente 1,000, aproximadamente 1 a aproximadamente 600, aproximadamente 5 a aproximadamente 400 o 10 a 200 ppmw. De preferencia, los sólidos precipitados tienen una concentración de. 4-CBA sólido de menos de aproximadamente 1,200, aproximadamente 1 a aproximadamente 800, aproximadamente 10 a aproximadamente 600 o 20 a 400 ppmw. De preferencia, la alimentación de purificación de solvente tiene una concentración de PTAC, que incluye PTAC disuelto y PTAC sólido precipitado, de menos de aproximadamente 30, 20, 10 o 2 ppmw. De preferencia, la alimentación de purificación de solvente tiene una concentración de 4-CBA, que incluye 4-CBA disuelto y 4-CBA sólido precipitado, de menos de aproximadamente 50, 30, 10 o 2 ppmw. De preferencia, la alimentación de purificación de solvente en cada descripción anterior tiene por lo menos aproximadamente 20, 40, 80, o 95 por ciento en peso del liquido retirado de la suspensión en una etapa de eliminación de agua de suspensión preferida, de acuerdo con todas las descripciones pertinentes a la misma. De preferencia, la masa de la alimentación de purificación de solvente dividida entre la masa del liquido inicial está en un intervalo de aproximadamente 0 a aproximadamente 20, aproximadamente 0.1 a aproximadamente 15, aproximadamente 0.5 a aproximadamente 10 o 1 a 5 por ciento. De preferencia, la masa de la alimentación de purificación de solvente dividida entre la masa del sólido inicial está en un intervalo de aproximadamente 0 a aproximadamente 70, aproximadamente 0.2 a aproximadamente 40, aproximadamente 1 a aproximadamente 25 o 2 a 15 por ciento. En una modalidad de la presente invención, se prefiere para uno o más de los parámetros de operación divulgados en la presente (que incluyen parámetros de operación numéricamente cuantificados ) que sean mantenidos por un periodo de tiempo comercialmente significante. De preferencia, la operación de acuerdo con uno o más de los parámetros de operación descritos en lo anterior se mantiene por lo menos aproximadamente 1 hora, más de preferencia, por lo menos aproximadamente 12 horas, todavía más de preferencia por lo menos aproximadamente 36 horas, y mucho más de preferencia por lo menos 96 horas. Así, a menos que de otra manera se indique en la presente, los parámetros de operación descritos en la presente se proponen para aplicar a la operación óptima/comercial, de estado permanente -' operación no de arranque, de detención, o sub-óptima. 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. Asi, un intervalo de 10 a 100 proporciona soporte para una limitación de reclamación de mayor que 10 (sin el limite superior), una limitación de reclamación de menor que 100 (sin el limite inferior) , asi como el intervalo completo de 10 a 100 (con ambos de los limites superior e inferior) . Además, cuando el término "aproximadamente" se utiliza para modificar un valor numérico, se debe entender que en una modalidad, el valor numérico es el valor numérico exacto. 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

RE I VIND I CAC IONE S 1. Un proceso para hacer una composición de ácido policarboxilico, el proceso caracterizado porque comprende: (a) someter un medio de reacción de multi-fase a oxidación en una zona de oxidación primaria para de esta manera producir una suspensión inicial; (b) someter por lo menos una porción de la suspensión inicial a digestión oxidante en una zona de digestión para de esta manera producir una suspensión de producto de digestión; (c) enfriar por lo menos una porción de la suspensión de producto de digestión en una zona de enfriamiento para de esta manera producir una suspensión enfriada que comprende fases liquida y sólida enfriadas; y (d) usar un sistema de purificación de solvente para remover por lo menos una impureza aromática presente en una alimentación de purificación de solvente introducida en el sistema de purificación de solvente, en donde la fase liquida enfriada de la suspensión enfriada forma por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de purificación de solvente. 2. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el liquido enfriado forma por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso de la alimentación de purificación de solvente. 3. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el liquido enfriado forma por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso de la alimentación de purificación de solvente. 4. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque la temperatura de la suspensión enfriada que sale de la zona de digestión es por lo menos aproximadamente 40°C menor que la temperatura de la suspensión de producto de digestión que sale de la zona de digestión . 5. El proceso de conformidad con la reivindicación 4, caracterizado porque la temperatura de la suspensión de producto de digestión que sale de la zona de digestión es por lo menos aproximadamente 160°C y la temperatura de la suspensión enfriada que sale de la zona de digestión es menor que aproximadamente 145°C. 6. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque el enfriamiento incluye evaporar por lo menos aproximadamente 10 por ciento de la masa de la suspensión de producto de digestión. 7. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque la oxidación se lleva a cabo a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200°C, en donde la digestión oxidante se lleva a cabo a una temperatura que es por lo menos aproximadamente 10°C más alta que la temperatura en la cual se lleva a cabo la oxidación, en donde la digestión oxidante se lleva a cabo a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 160 a aproximadamente 240°C. 8. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque además comprende eliminar agua de por lo menos una porción de la suspensión enfriada para de esa manera producir una torta húmeda inicial y un liquido removido. 9. El proceso de conformidad con la reivindicación 8, caracterizado porque el tiempo de residencia promediado en masa de la suspensión enfriada entre el enfriamiento y la eliminación de agua está en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 120 minutos. 10. El proceso de conformidad con la reivindicación 8, caracterizado porque la alimentación de purificación de solvente comprende por lo menos una porción del liquido removido . 11. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque además comprende introducir una alimentación de solvente a la zona de oxidación primaria, en donde por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de solvente es solvente reciclado . 12. El proceso de conformidad con la reivindicación 11, caracterizado porque el solvente reciclado comprende un producto purificado del sistema de purificación de solvente. 13. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque la oxidación se mantiene por al menos la mitad de un día de operación en un proceso para manufacturar ácido tereftálico usando solvente reciclado . 14. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque menos de aproximadamente 70 por ciento- en peso de la fase liquida de la suspensión inicial se remueve de la suspensión inicial antes de introducir por lo menos una porción de la suspensión inicial en la zona de digestión. 15. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque además comprende, opcionalmente, adicionar un liquido limpiador a la suspensión inicial antes de introducir la suspensión inicial en la zona de digestión, en donde la cantidad del liquido limpiador adicionado a la suspensión inicial antes de introducir la suspensión inicial en la zona de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la suspensión inicial . 16. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque la alimentación de purificación de solvente tiene una concentración de fase liquida+sólida total de ácido para-toluico (PTAC) de menos de aproximadamente 30 ppmw y/o una concentración de fase liquida+sólida total de 4-carboxibenzaldehido (4-CBA) de menos de aproximadamente 50 ppmw, en donde la alimentación de purificación de solvente comprende sólidos precipitados que consisten esencialmente de ácido tereftálico, en donde los sólidos precipitados tienen una concentración de PTAC de menos de aproximadamente 1,000 ppmw y/o una concentración de 4-CBA de menos de aproximadamente 1,200 ppmw. 17. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque la relación en peso de la cantidad de ácido benzoico y/o cobalto presente en una suspensión de alimentación de digestión que entra a la zona de digestión a la cantidad del mismo componente o componentes presentes en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.3. 18. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque la concentración promediada en tiempo del ácido para-toluico en la fase liquida de la suspensión de producto de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase liquida de una alimentación de digestión introducida en la zona de digestión, en donde la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase liquida de la suspensión del producto de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de una concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase liquida de la alimentación de digestión, y/o en donde la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida del producto de la suspensión de producto de digestión es menor que aproximadamente 95 por ciento en peso de la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la alimentación de digestión. 19. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque una muestra representativa de la suspensión de producto de digestión tiene por lo menos tres de las siguientes características basadas en los componentes de suspensión sólida y líquida combinados: (i) contiene menos de aproximadamente 9,000 ppmw de ácido isoftálico (IPA), (ii) contiene menos de aproximadamente 15,000 ppmw de ácido benzoico (BA), (iii) contiene menos de aproximadamente 64 ppmw de 4,4'-dicarboxibifenilo, (4,4'-DCB), (iv) contiene menos de aproximadamente 70 ppmw de 2 , ß-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), (v) contiene menos de aproximadamente 12 ppmw de 2,7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF), (vi) contiene menos de aproximadamente 12 ppmw de ácido 9-fluorenona-2-carboxílico (9F-2CA), (vii) contiene menos de aproximadamente 4 ppmw de 4 , 4 ' -dicarboxiestilbeno (4,4'-DCS), (viii) contiene menos de aproximadamente 6 ppmw de 4 , 4 ' -dicarboxiantraquinona (4,4'- DCA) . 20. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque la zona de oxidación primaria se define dentro de un reactor de columna de burbujeo. 21. El proceso de conformidad con la reivindicación 20, caracterizado porque la zona de digestión se define dentro de un reactor de tanque agitado continuo. 22. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque la por lo menos una impureza aromática comprende ácido benzoico (BA) , ácido para-toluico (PTAC) , -carboxibenzaldehído (4-CBA) , y/o ácido trimelitico (TMA) . 23. Un proceso para hacer una composición de ácido policarboxilico , el proceso caracterizado porque comprende: (a) someter un medio de reacción de multi-fase a oxidación en una zona de oxidación primaria para de esta manera producir una suspensión inicial; (b) someter por lo menos una porción de la suspensión inicial a digestión oxidante en una zona de digestión para de esta manera producir una suspensión de producto de digestión, en donde la digestión oxidante se lleva a cabo una temperatura por lo menos aproximadamente 10°C mayor que la temperatura de la oxidación primaria; y (c) usar un sistema de purificación de solvente para remover por lo menos una impureza aromática presente en una alimentación de purificación de solvente introducida en el sistema de purificación de solvente, en donde la fase liquida de la suspensión de producto de digestión forma por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de purificación de solvente. 24. El proceso de conformidad con la reivindicación 23, caracterizado porque la fase liquida de la suspensión de producto de digestión forma por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso en la alimentación de purificación de solvente . 25. El proceso de conformidad con la reivindicación 23, caracterizado porque la fase liquida de la suspensión de producto de digestión forma por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso en la alimentación de purificación de solvente . 26. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 23-25, caracterizado porque además comprende enfriar por lo menos una porción de la suspensión de producto de digestión en una zona de enfriamiento para de esta manera producir una suspensión enfriada que comprende fases liquida y sólida enfriadas. 27. El proceso de conformidad con la reivindicación 26, caracterizado porque la temperatura de la suspensión enfriada que sale de la zona de enfriamiento es por lo menos aproximadamente 40°C menor que la temperatura de la suspensión de producto de digestión que sale de la zona de digestión . 28. El proceso de conformidad con la reivindicación 27, caracterizado porque el enfriamiento incluye evaporar por lo menos aproximadamente 10 por ciento de la masa de la suspensión de producto de digestión. 29. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 23-25, caracterizado porque la oxidación se lleva a cabo a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200°C y la digestión oxidante se lleva a cabo a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 160 a aproximadamente 240°C. 30. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 23-25, caracterizado porque además comprende introducir una alimentación de solvente en la zona de oxidación primaria, en donde por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de solvente es solvente reciclado . 31. El proceso de conformidad con la reivindicación 30, caracterizado porque el solvente reciclado comprende un producto purificado del sistema de purificación de solvente. 32. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 23-25, caracterizado porque la oxidación se mantiene por al menos la mitad de un día de operación en un proceso para manufacturar ácido tereftálico usando solvente reciclado . 33. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 23-25, caracterizado porque menos de aproximadamente 70 por ciento en peso de la fase liquida de la suspensión inicial se remueve de la suspensión inicial antes de introducir por lo menos una porción de la suspensión inicial en la zona de digestión. 34. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 23-25, caracterizado porque además comprende, opcionalmente , adicionar un liquido limpiador a la suspensión inicial antes de introducir la suspensión inicial en la zona de digestión, en donde la cantidad de liquido limpiador adicionado a la suspensión inicial antes de introducir la suspensión inicial en la zona de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la suspensión inicial. 35. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 23-25, caracterizado porque la alimentación de purificación del solvente tiene una concentración de fase liquida+sólida total de ácido para-toluico (PTAC) de menos de aproximadamente 30 ppmw y/o una concentración de fase liquida+sólida total de 4-carboxibenzaldehido (4-CBA) de menos de aproximadamente 50 ppmw, en donde la alimentación de purificación de solvente comprende sólidos precipitados que consisten esencialmente de ácido tereftálico, en donde los sólidos precipitados tiene una concentración de PTAC de menos de aproximadamente 1,000 ppmw y/o una concentración de 4-CBA de menos de aproximadamente 1,200 ppmw. 36. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 23-25, caracterizado porque la relación en peso de la cantidad de ácido benzoico y/o cobalto presente en una suspensión de alimentación de digestión que entra a la zona de digestión a la cantidad del mismo componente o componentes presentes en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.3. 37. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 23-25, caracterizado porque la zona de oxidación primaria se define dentro de un reactor de columna de burbujeo. 38. El proceso de conformidad con la reivindicación 37, caracterizado porque la zona de digestión se define dentro de un reactor de tanque agitado continuo. 39. Un proceso para hacer una composición de ácido policarboxilico, el proceso caracterizado porque comprende: (a) someter un medio de reacción de multi-fase a oxidación en una zona de oxidación primaria bajo condiciones de oxidación primaria suficientes para producir una suspensión inicial que comprende un sólido inicial y un liquido inicial, en donde las condiciones de oxidación primaria incluyen una temperatura de oxidación primaria en el intervalo de 125 a aproximadamente 200°C, en donde el sólido inicial comprende una pluralidad de partículas de ácido tereftálico crudo (CTA) , en. donde una muestra representativa de las partículas de CTA se disuelve en un minuto a una concentración de por lo menos aproximadamente 500 ppm en THF cuando se somete a la prueba de disolución sincronizada definida en la presente; (b) someter por lo menos una porción de la suspensión inicial a digestión oxidante en una primera zona de digestión bajo primeras condiciones de digestión suficientes para producir una primera suspensión de producto de digestión, en donde las primeras condiciones de digestión incluyen una primera temperatura de digestión que está dentro de 20°C de la temperatura de oxidación primaria; y (c) someter por lo menos una porción de la primera suspensión de producto de digestión a digestión oxidante en una segunda zona de digestión bajo segundas condiciones de digestión suficientes para producir una segunda suspensión de producto de digestión, en donde las segundas condiciones de digestión incluyen una segunda temperatura de digestión que es más grande que tanto la temperatura de oxidación primaria como la primera temperatura de digestión. 40. El proceso de conformidad con la reivindicación 39, caracterizado porque la segunda temperatura de digestión está en el intervalo de aproximadamente 5°C a aproximadamente 90°C arriba de la primera temperatura de digestión. 41. El proceso de conformidad con la reivindicación 39, caracterizado porque la primera temperatura de digestión está en el intervalo de aproximadamente 125°C a aproximadamente 200°C. 42. El proceso de conformidad con la reivindicación 41, caracterizado porque la segunda temperatura de digestión está en el intervalo de aproximadamente 10°C a aproximadamente 60°C arriba de la primera temperatura de digestión . 43. El proceso de conformidad con la reivindicación 42, caracterizado porque la primera temperatura de digestión está en el intervalo de 0°C a 10°C arriba de la temperatura de oxidación primaria. 44. El proceso de conformidad con la reivindicación 43, caracterizado porque la primera temperatura de digestión está en el intervalo de aproximadamente 140°C a aproximadamente 185°C y la segunda temperatura de digestión está en el intervalo de aproximadamente 160°C a aproximadamente 240°C. 45. El proceso de conformidad con la reivindicación 39, caracterizado porque las condiciones de oxidación primaria, primera digestión y segunda digestión incluyen presiones de oxidación primaria, primera digestión y segunda digestión respectivas, en donde la primera presión de digestión está dentro de aproximadamente 2 MPa de la presión de oxidación primaria, en donde la segunda presión de oxidación es 0 a aproximadamente 4MPa mayor que la primera presión de digestión. 46. El proceso de conformidad con la reivindicación 45, caracterizado porque la primera presión de digestión está en el intervalo de aproximadamente 0.2 MPa a aproximadamente 3 MPa. 47. El proceso de conformidad con la reivindicación 46, caracterizado porque la primera presión de digestión está en el intervalo de aproximadamente 0.1 MPa por abajo o aproximadamente 1 MPa arriba de la presión de oxidación primaria, en donde la segunda presión de digestión está en el intervalo de aproximadamente 0.5 MPa a aproximadamente 4 MPa arriba de la primera presión de digestión. 48. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso de la fase sólida de la primera suspensión de producto de digestión se introduce en la segunda zona de digestión dentro de aproximadamente 32 minutos de ser retirada de la primera zona de digestión. 49. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 90 por ciento en peso de la fase sólida de la primera suspensión de producto de digestión se introduce en la segunda zona de digestión dentro de aproximadamente 2 minutos de ser retirada de la primera zona de digestión. 50. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque además comprende calentar por lo menos una porción de la primera suspensión de producto de digestión, en donde por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso de la primera suspensión de producto de digestión sometida al calentamiento se introduce en la segunda zona de digestión dentro de aproximadamente 32 minutos de ser sometida al calentamiento. 51. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque además comprende introducir un agente de calentamiento químico en por lo menos una porción de la primera suspensión de producto de digestión, en donde el agente de calentamiento químico reacción in situ con por lo menos una porción de la suspensión inicial, en donde por lo menos aproximadamente 10 por ciento de un incremento de temperatura entre la primera y la segunda temperatura de digestión es atribuible al calor de reacción del agente de calentamiento químico con la por lo menos una porción de la primera suspensión de producto de digestión . 52. El proceso de conformidad con la reivindicación 51, caracterizado porque el agente de calentamiento químico se somete a la oxidación exotérmica in situ durante la digestión oxidante en la segunda zona de digestión. 53. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque el tiempo de residencia promediado en masa de una fase de suspensión en la primera zona de digestión es por lo menos aproximadamente 1 minuto . 54. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque el tiempo de residencia promediado en masa de una fase de suspensión en todas las zonas de digestión oxidantes diferentes de la primera zona de digestión suma a un total en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 480 minutos. 55. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque la relación molar de oxigeno molecular suministrado a la zona de oxidación primaria al oxigeno molecular total suministrado a la primera y segunda zona de digestión es por lo menos aproximadamente 2:1. 56. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque la fracción en mol, medida en una base seca, de oxigeno molecular en un efluente gaseoso retirado de la segunda zona de digestión está en el intervalo de aproximadamente 0.001 a aproximadamente 8 por ciento en mol. 57. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase liquida de una suspensión de alimentación de digestión introducida en la primera zona de digestión están en el intervalo de aproximadamente 50 a aproximadamente 10,000 ppmw. 58. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase liquida de la primera suspensión de producto de digestión es menor que aproximadamente 1,000 ppmw, la concentración promediada en tiempo de 4-carboxibenzaldehido (4-CBA) en la fase liquida de la primera suspensión del producto de digestión es menor que aproximadamente 500 ppmw, y/o la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la primera suspensión de producto de digestión está en el intervalo de aproximadamente 100 a aproximadamente 12,000 ppmw. 59. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase liquida de la segunda suspensión de producto de digestión es menor que aproximadamente 50 ppmw, la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase liquida de la segunda suspensión de producto de digestión es menor que aproximadamente 50 ppmw, la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase sólida de la segunda suspensión de producto de digestión está en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 1000 ppmw, y/o la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la segunda suspensión de producto de digestión está en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 1000 ppmw. 60. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase liquida de la segunda suspensión de producto de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase liquida de una primera de alimentación de digestión introducida en la primera zona de digestión, en donde la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase liquida de la segunda suspensión del producto de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase liquida de la primera alimentación de digestión, y/o en donde la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la segunda suspensión de producto de digestión es menor que aproximadamente 95 por ciento en peso de la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la primera alimentación de digestión. 61. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque menos de aproximadamente 70 por ciento en peso del liquido inicial se remueve de la suspensión inicial antes de introducir la suspensión inicial en la primera zona de digestión. 62. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque además comprende, opcionalmente, adicionar un liquido limpiador a la suspensión inicial, en donde la cantidad de liquido limpiador adicionado a la suspensión inicial antes de introducir la suspensión inicial en la zona de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la suspensión inicial . 63. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque además comprende introducir una alimentación de solvente en la zona de oxidación primaria, en donde por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de solvente es solvente reciclado . 6 . El proceso de conformidad con la reivindicación 63, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso de la alimentación de solvente es solvente reciclado . 65. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque la oxidación se mantiene por al menos la mitad de un día de operación en un proceso para manufacturar ácido tereftálico usando solvente reciclado . 66. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque el ácido policarboxilico comprende ácido tereftálico. 67. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque la zona de oxidación primaria se define dentro de un reactor de columna de burbujeo. 68. El proceso de conformidad con la reivindicación 67, caracterizado porque por lo menos una de la primera y la segunda zona de digestión se define dentro de un reactor de tanque agitado continuo. 69. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 39-47, caracterizado porque además comprende eliminar agua, lavar y secar por lo menos una porción de la segunda suspensión de producto de digestión para de esta manera producir un producto de TPA sólido seco, en donde el producto de TPA sólido seco tiene un b* de menos de aproximadamente 3.5 unidades, un por ciento de transmitencia de por lo menos aproximadamente 70 por ciento en una longitud de onda de luz de 340 nm, un tamaño de partícula medio de por lo menos aproximadamente 30 mieras, un tamaño de partícula medio en el intervalo de aproximadamente 25 a aproximadamente 200 mieras, un D(v,0.1) en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 65 mieras, un D(v,0.9) en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 500 mieras, y una dispersión relativa en el intervalo de aproximadamente 0.6 a aproximadamente 5.0. 70. Un proceso para hacer una composición de ácido policarboxí lico, el proceso caracterizado porque comprende: (a) someter un medio de reacción de multi-fase a oxidación en una zona de oxidación primaria bajo condiciones de oxidación primaria suficientes para producir una suspensión inicial que comprende un sólido inicial y un liquido inicial, en donde las condiciones de oxidación primaria incluyen una temperatura de oxidación primaria en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200°C, en donde . el sólido inicial comprende una pluralidad de partículas de ácido tereftálico crudo (CTA) , en donde una muestra representativa de la suspensión inicial tiene una o más de las siguientes características basadas en los componentes de suspensión sólidos y líquidos combinados: (i) contiene menos de aproximadamente 9,000 ppmw de ácido isoftálico (IPA), (ii) contiene menos de aproximadamente 15,000 ppmw de ácido benzoico (BA) , (iii) contiene menos de aproximadamente 64 ppmw de 4 , 4 ' -dicarboxibifenilo (4,4'-DCB), (iv) contiene menos de aproximadamente 70 ppmw de 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), (v) contiene menos de aproximadamente 12 ppm de 2, 7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF), (vi) contiene menos de aproximadamente 12 ppmw de ácido 9-fluorenona-2-carboxílico (9F-2CA), (vii) contiene menos de aproximadamente 4 ppmw de 4 , ' -dicarboxiestilbeno (4,4'-DCS), (viii) contiene menos de aproximadamente 6 ppmw de 4,4'-dicarboxiantraquinona (4,4' -DCA) ; (b) someter por lo menos una porción de la suspensión inicial a digestión oxidante en una primera zona de digestión bajo primeras condiciones de digestión suficientes para producir una primera suspensión de producto de digestión, en donde las primeras condiciones de digestión incluyen una primera temperatura de digestión que está dentro de 20°C de la temperatura de oxidación primaria; y (c) someter por lo menos una porción de la primera suspensión de producto de digestión o digestión oxidante en una segunda zona de digestión bajo segundas condiciones de digestión suficientes para producir una segunda suspensión de producto de digestión, en donde las segundas condiciones de digestión incluyen una segunda temperatura de digestión que es mayor que tanto la temperatura de oxidación primaria como la primera temperatura de digestión. 71. El proceso de conformidad con la reivindicación 70, caracterizado porque la segunda temperatura de digestión está en el intervalo de aproximadamente 5°C a aproximadamente 90°C arriba de la primera temperatura de digestión, en donde la primera temperatura de digestión está en el intervalo de aproximadamente 125°C a aproximadamente 200°C. 72. El proceso de conformidad con la reivindicación 71, caracterizado porque la segunda temperatura de digestión está en el intervalo de aproximadamente 10°C a aproximadamente 60°C arriba de la primera temperatura de digestión, en donde la primera temperatura de digestión está en el intervalo de 0°C a 10°C arriba de la temperatura de oxidación primaria, en donde la primera temperatura de digestión está en el intervalo de aproximadamente 140°C a aproximadamente 185°C y la segunda temperatura de digestión está en el intervalo de aproximadamente 160°C a aproximadamente 240°C. 73. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 70-72, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso de la fase sólida de la primera suspensión de producto de digestión se introduce en la segunda zona de digestión dentro de aproximadamente 32 minutos de ser retirada de la primera zona de digestión. 74. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 70-72, caracterizado porque además comprende calentar por lo menos una porción de la primera suspensión de producto de digestión, en donde por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso de la primera suspensión de producto de digestión sometida al calentamiento se introduce en la segunda zona de digestión dentro de aproximadamente 30 minutos de ser sometida al calentamiento. 75. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 70-72, caracterizado porque la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase liquida de la segunda suspensión de producto de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase liquida de una primera alimentación de digestión introducida en la primera zona de digestión, en donde la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase liquida de la segunda suspensión del producto de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase liquida de la primera alimentación de digestión, y/o en donde la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la segunda suspensión de producto de digestión es menor que aproximadamente 95 por ciento en peso de la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la primera alimentación de digestión. 76. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 70-72, caracterizado porque la zona de oxidación primaria se define dentro de un reactor de columna de burbujeo. 77. El proceso de conformidad con la reivindicación 76, caracterizado porque por lo menos una de la primera y la segunda zona de digestión se define dentro de un reactor de tanque agitado continuo. 78. Un proceso para hacer una composición de ácido tereftálico, el proceso caracterizado porque comprende: (a) introducir una alimentación de solvente en una zona de oxidación primaria en donde por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de solvente es solvente reciclado; (b) someter un compuesto oxidable a oxidación en la zona de oxidación primaria para de esta manera producir una suspensión inicial que comprende un sólido inicial que comprende ácido tereftálico y un liquido inicial, en donde una muestra representativa de la suspensión tiene por lo menos tres de las siguientes características basadas sobre los componentes de suspensión sólidos y líquidos combinados: (i) contiene menos de aproximadamente 9,000 ppmw de ácido isoftálico (IPA), (ii) contiene menos de aproximadamente 15,000 ppmw de ácido benzoico (BA) , (iii) contiene menos de aproximadamente 64 ppmw de , 4 ' -dicarboxibifenilo (4,4'-DCB), (iv) contiene menos de aproximadamente 70 ppmw de 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), (v) contiene menos de aproximadamente 12 ppmw de 2 , 7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF), (vi) contiene menos de aproximadamente 12 ppmw de ácido 9-fluorenona-2-carboxílico (9F-2CA), (vii) contiene menos de aproximadamente 4 ppmw de 4 , ' -dicarboxiestilbeno (4,4'-DCS), (viii) contiene menos de aproximadamente 6 ppmw de 4,4'-dicarboxiantraquinona (4,4'-DCA); y (c) someter por lo menos una porción de la suspensión inicial a digestión oxidante en por lo menos una zona de digestión, en donde menor que aproximadamente 70 por ciento en peso de liquido inicial se remueve de la suspensión inicial antes de introducir la suspensión inicial en la zona de digestión. 79. Un proceso para hacer una composición de ácido tereftálico, el proceso caracterizado porque comprende: (a) introducir una alimentación de solvente en una zona de reacción de oxidación primaria, en donde por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de solvente es solvente reciclado; (b) someter un compuesto oxidable a oxidación en la zona de oxidación primaria para de esta manera producir una suspensión inicial que comprende un sólido inicial que comprende ácido tereftálico y un liquido inicial, en donde una muestra representativa de la suspensión tiene por lo menos tres de las siguientes características basadas sobre los componente de suspensión sólidos y líquidos combinados: (i) contiene menos de aproximadamente 9,000 ppmw de ácido isoftálico (IPA), (ii) contiene menos de aproximadamente 15, 000 ppmw de ácido benzoico (BA) , (iii) contiene menos de aproximadamente 64 ppmw de 4 , 4 ' -dicarboxibifenilo (4,4'-DCB), (iv) contiene menos de aproximadamente 70 ppmw de 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), (v) contiene menos de aproximadamente 12 ppmw de 2 , 7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF), (vi) contiene menos de aproximadamente 12 ppmw de ácido 9-fluorenona-2-carboxílico (9F-2CA), (vii) contiene menos de aproximadamente 4 ppmw de 4 , ' -dicarboxiestilbeno (4,4'-DCS), (viii) contiene menos de aproximadamente 6 ppmw de 4,4'-dicarboxiantraquinona (4,4' -DCA) ; (c) opcionalmente, adicionar un liquido limpiador a la suspensión inicial; y (d) someter por lo menos una porción de la suspensión inicial a digestión oxidante por lo menos una zona de digestión, en donde la cantidad del liquido limpiador adicionado a la suspensión inicial antes de la introducción de la suspensión inicial en la zona de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la suspensión inicial . 80. Un proceso para hacer una composición de ácido tereftálico, el proceso caracterizado porque comprende: (a) introducir una alimentación de solvente en una zona de reacción de oxidación primaria, en donde por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de solvente es solvente reciclado; (b) someter un compuesto oxidable a oxidación en la zona de oxidación primaria para de esta manera producir una suspensión inicial que comprende un sólido inicial que comprende ácido tereftálico y un liquido inicial, en donde una muestra representativa de la suspensión tiene por lo menos tres de las siguientes características basadas sobre los componente de suspensión sólidos y líquidos combinados: (i) contiene menos de aproximadamente 9,000 ppmw de ácido isoftálico (IPA), (ii) contiene menos de aproximadamente 15,000 ppmw de ácido benzoico (BA) , (iii) contiene menos de aproximadamente 64 ppmw de 4 , 4 ' -dicarboxibifenilo (4,4'-DCB), (iv) contiene menos de aproximadamente 70 ppmw de 2,6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), (v) contiene menos de aproximadamente 12 ppmw de 2 , 7-dicarboxifluorenona (2,7-DCF), (vi) contiene menos de aproximadamente 12 ppmw de ácido 9-fluorenona-2-carboxílico (9F-2CA) , (vii) contiene menos de aproximadamente 4 ppmw de 4 , 4 ' -dicarboxiestilbeno (4,4'-DCS), (viii) contiene menos de aproximadamente 6 ppmw de 4,4'-dicarboxiantraquinona (4,4' -DCA) ; (c) opcionalmente, adicionar un líquido limpiador a por lo menos una porción del líquido inicial; y (d) enfriar por lo menos una porción de una suspensión de producto de oxidación en una zona de enfriamiento para de esta manera producir una suspensión enfriada, en donde la suspensión de producto de oxidación contiene por lo menos aproximadamente 30 por ciento en peso del líquido inicial, en donde la cantidad del líquido limpiador adicionado a la por lo menos una porción de líquido inicial antes del enfriamiento es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la suspensión inicial. 81. El proceso de conformidad con la reivindicación 80, caracterizado porque la cantidad del líquido limpiador adicionado a la por lo menos una porción del líquido inicial antes del enfriamiento en menor que aproximadamente 20 por ciento en peso de la suspensión inicial. 82. El proceso de conformidad con la reivindicación 80, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 30 por ciento en peso del cobalto y/o ácido benzoico presente en la suspensión de producto de oxidación se somete al enfriamiento . 83. El proceso de conformidad con la reivindicación 80, caracterizado porque el enfriamiento incluye reducir la temperatura de la suspensión de producto de oxidación por al menos aproximadamente 40°C por debajo de la temperatura más alta prevaleciente en una zona de oxidación de la cual se produce el producto de oxidación. 84. El proceso de conformidad con la reivindicación 80, caracterizado porque además comprende someter por lo menos una porción de la suspensión inicial a digestión oxidante en por lo menos una zona de digestión. 85. El proceso de conformidad con la reivindicación 84, caracterizado porque la suspensión de producto de oxidación es un producto de la digestión oxidante. 86. El proceso de conformidad con la reivindicación 85, caracterizado porque la temperatura de la suspensión enfriada es menor que aproximadamente 145°C. 8 . El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque menos de aproximadamente 20 por ciento en peso del liquido inicial se remueve de la suspensión inicial antes de la introducción de la suspensión inicial en la zona de digestión. 88. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque la relación en peso de la cantidad de ácido benzoico y/o cobalto presente en una suspensión de alimentación de digestión que entra a la zona de digestión a la cantidad del mismo componente o componentes presentes en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.3. 89. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque la relación de la concentración promediada en tiempo de cobalto y/o ácido benzoico en la fase liquida de una suspensión de alimentación de digestión que entra a la zona de digestión a la concentración promediada en tiempo del mismo componente o componentes en el liquido inicial es por lo menos aproximadamente 0.5. 90. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, .caracterizado porque la relación en peso de la cantidad de ácido benzoico y/o cobalto presente en una suspensión de producto de digestión que sale de la zona de digestión a la cantidad del mismo componente o componentes presentes en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.3. 91. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso de la alimentación de solvente es solvente reciclado. 92. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque la oxidación se mantiene por al menos la mitad de un dia de operación en un proceso para manufacturar ácido tereftálico usando solvente reciclado. 93. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque el compuesto oxidable comprende para-xileno. 94. El proceso de conformidad con la reivindicación 93, caracterizado porque un medio de reacción de oxidación que comprende el compuesto oxidable se procesa en la zona de oxidación primaria, en donde la oxidación en la zona de oxidación primaria se lleva a cabo de una manera tal que cuando el medio de reacción de oxidación es teóricamente dividido en 30 cortes horizontales de volumen igual, un corte horizontal pX-max tiene la concentración de para-xileno máxima de todos los 30 cortes horizontales y un corte horizontal pX-min tiene la concentración de para-xileno mínima de todos los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal pX-max, en donde la concentración de para-xileno se mide en una fase líguida del medio de reacción de oxidación sobre una base en peso promediada en tiempo y promediada en volumen, en donde la relación de la concentración de para-xileno del corte horizontal pX-max a la concentración de para-xileno del corte horizontal pX-min es por lo menos aproximadamente 5:1. 95. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque la zona de oxidación primaria se define dentro de un reactor de columna de burbujeo. 96. El proceso de conformidad con la reivindicación 95, caracterizado porque la por lo menos una zona de digestión oxidante se define dentro de un reactor de tanque agitado continuo. 97. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase líquida de un producto de digestión producido por la digestión oxidante es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la concentración promediada en tiempo de ácido para-toluico en la fase liquida de una alimentación de digestión introducida en la digestión oxidante, en donde la concentración promediada en tiempo de -carboxibenzaldehido (4-CBA) en la fase liquida del producto de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de una concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase liquida de la alimentación de digestión, y/o en donde la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida del producto de digestión es menor que aproximadamente 95 por ciento en peso de la concentración promediada en tiempo de 4-CBA en la fase sólida de la alimentación de digestión. 98. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque la oxidación se lleva a cabo a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200°C, en donde la digestión oxidante se lleva a cabo a una temperatura que es por lo menos 10°C más alta que la temperatura en la cual se lleva a cabo la oxidación. 99. El proceso de conformidad con la reivindicación 98, caracterizado porque la digestión oxidante se lleva a cabo a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 160 a aproximadamente 240°C. 100. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque además comprende, opcionalmente , adicionar un liquido limpiador a la suspensión inicial, en donde la cantidad del liquido limpiador adicionado a la suspensión inicial antes de la introducción de la suspensión inicial en la zona de digestión es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la suspensión inicial. 101. El proceso de conformidad con la reivindicación 100, caracterizado porque la concentración en fase liquida de los compuestos de catalizador totales y/o compuestos aromáticos totales en el liquido limpiador es menor que aproximadamente 50 por ciento, sobre una base en peso, de la concentración en fase liquida del mismo compuesto o compuestos en la fase liquida de la suspensión inicial. 102. El proceso de conformidad con la reivindicación 100, caracterizado porque la cantidad del liquido limpiador adicionado a la suspensión inicial antes de la introducción de la suspensión inicial en la zona de digestión es menor que aproximadamente 20 por ciento en peso de la suspensión inicial. 103. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque además comprende enfriar una suspensión de producto de oxidación producida de una etapa de reacción de oxidación por lo menos aproximadamente 40°C abajo de la temperatura más alta prevaleciente dentro de la etapa de reacción de oxidación, en donde la etapa de reacción de oxidación es la oxidación y/o la digestión oxidante, que además comprende opcionalmente , adicionar un liquido limpiador a la suspensión de producto de oxidación, en donde la masa del liquido limpiador adicionado a la suspensión de producto de oxidación es menor que aproximadamente 50 por ciento en peso de la masa de la suspensión de producto de oxidación antes de la adición del liquido limpiador. 104. El proceso de conformidad con la reivindicación 103, caracterizado porque el enfriamiento incluye reducir la temperatura de la suspensión de producto de oxidación a una temperatura de menor que aproximadamente 145°C. 105. El proceso de conformidad con la reivindicación 103, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 30 por ciento en peso del cobalto y/o ácido benzoico presente en la suspensión de producto de oxidación cuado se produce de la etapa de reacción de oxidación se retiene en la suspensión de producto de oxidación cuando se somete al enfriamiento. 106. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 78, 79 y 84-86, caracterizado porque además comprende eliminar agua de una suspensión secundaria producida de la zona de digestión para de esta manera producir una torta húmeda inicial y un liquido removido. 107. El proceso de conformidad con la reivindicación 106, caracterizado porque además comprende usar por lo menos una porción del liquido removido como una alimentación de purificación de solvente a una etapa de purificación de solvente, en donde la etapa de purificación de solvente remueve por lo menos una porción de por lo menos una impureza de la alimentación de purificación de solvente. 108. El proceso de conformidad con la reivindicación 107, caracterizado porque la alimentación de purificación de solvente tiene una concentración de fase liquida+sólida total de ácido para-toluico (PTAC) de menor que aproximadamente 30 ppmw, en donde la alimentación de purificación de solvente tiene una concentración de fase liquida+sólida total de 4-CBA de menor que aproximadamente 50 ppmw . 109. El proceso de conformidad con la reivindicación 108, caracterizado porque la alimentación de purificación de solvente comprende sólidos precipitados que consisten esencialmente de ácido tereftálico, en donde los sólidos precipitados tienen una concentración de PTAC de menor que aproximadamente 1,000 ppmw y una concentración de 4-CBA de menor que aproximadamente 1,200 ppmw. 110. El proceso de conformidad con la reivindicación 107, caracterizado porque menor que aproximadamente 20 por ciento en peso del liquido inicial se usa como la alimentación de purificación de solvente. 111. El proceso de conformidad con la reivindicación 107, caracterizado porque el solvente reciclado es un producto purificado de la etapa de purificación de solvente. 112. El proceso de conformidad con la reivindicación 106, caracterizado porque además comprende lavar la torta húmeda inicial con un liquido de lavado para de esta manera producir una torta húmeda lavada. 113. El proceso de conformidad con la reivindicación 112, caracterizado porque la masa de IPA en la torta húmeda lavada dividida entre la masa de IPA en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.05 y/o la masa de 4,4'-DCB en la torta húmeda lavada dividida entre la masa de 4,4'-DCB en la suspensión inicial es por lo menos aproximadamente 0.10. 114. El proceso de conformidad con la reivindicación 112, caracterizado porque además comprende secar por lo menos una porción de la torta húmeda lavada para de esta manera producir un producto de ácido tereftálico (TPA) sólido seco, en donde el producto de TPA sólido seco tiene un b* de menor que aproximadamente 3.5 unidades, un por ciento de transmitencia de por lo menos aproximadamente 70 por ciento a una longitud de onda de luz de 340 nm, un tamaño de partícula medio de por lo menos aproximadamente 30 mieras, un tamaño de partícula medio en el intervalo de aproximadamente 25 a aproximadamente 200 mieras, un D(v,0.1) en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 65 mieras, un D(v,0.9) en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 500 mieras, y una dispersión relativa en el intervalo de aproximadamente 0.6 a aproximadamente 5.0.