MX2007002500A

MX2007002500A - Oxidacien en fase liquida optimizada.

Info

Publication number: MX2007002500A
Application number: MX2007002500A
Authority: MX
Inventors: Robert Lin; Alan George Wonders; Marcel De Vreede
Original assignee: Eastman Chem Co
Priority date: 2004-09-02
Filing date: 2005-08-29
Publication date: 2007-05-04
Also published as: US20100305357A1; PT1789179T; BRPI0514789B1; LT2316566T; PL1789179T3; ES2659088T3; PL2316566T3; US20090136397A1; LT1789179T; EP1789179A2; EP2316566A1; US7504535B2; EP1789179B1; KR20070057851A; EP2316566B1; ES2622502T3; US7960581B2; JP2008511639A; CA2576212A1; US20060047163A1

Abstract

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

Description

OXIDACIÓN EN FASE LIQUIDA OPTIMIZADA CAMPO DE LA INVENCIÓN Esta invención se relaciona generalmente a un proceso para la oxidación catalítica, en fase liquida de un compuesto aromático. Un aspecto de la invención se relaciona a la oxidación parcial de un compuesto aromático de dialquilo (por ejemplo, para-xileno) para producir u? ácido dicarboxilico aromático crudo (por ejemplo, ácido tereftáli co crudo) , que después se puede someter a la purificación y separación. Otro aspecto de la invención se relaciona a un reactor de columna de burbujeo mejorado que proporciona un proceso de oxidación en fase liquida más efectivo y económico. I ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN Las reacciones de oxidación en fase liquida se emplean en una variedad de procesos comerciales existentes. . i Por ejemplo, la oxidación en fase liquida actualmente ' se utiliza para la oxidación de aldehidos a ácidos (por ejemplo, I propionaldehido a ácido propiónico) , la oxidación de ciciohexano a ácido adipico, y la oxidación de aromáticos de alquilo a alcoholes, ácidos o diácidos. Un proceso de oxidación comercial particularmente significante en la última categoría (oxidación de aromáticos de alquilo) es la oxidación parcial catalítica en fase liquida del para-xiíeno a ácido tereftálico. El ácido tereftálico es un compuesto importante con una variedad de aplicaciones. El uso primario del ácido tereftálico es como un material de alimentación en la producción de polietilentereftalato (PET). El PET es un plástico bien conocido utilizado en grandes cantidades alrededor del mundo para hacer productos tales como botellals, fibras y envasado o empaquetamiento. En un proceso de oxidación en fase liquida típico, i ' que incluye la oxidación parcial del para-xileno I a ácido tereftálico, una corriente de alimentación en fase liquidal y una corriente de oxidante en fase de gas se introducen en un reactor y forman un medio de reacción de fases múltiples en i el reactor. La corriente de alimentación en fase liquida introducida en el reactor contiene por lo menos un compuesto orgánico oxidable (por ejemplo, para-xileno), mientras que la ! corriente de oxidante en fase de gas contiene oxigeno molecular. Por lo menos una porción del oxigeno molecular introducido en el reactor como un gas se disuelve en la fase liquida del medio de reacción para proporcionar disponibilidad de oxigeno para la reacción en fase liquida. Si la fase liquida del medio de reacción de fases múltiples contiene una concentración insuficiente de oxigeno molecular (es decir, si ciertas porciones del medio de reacción son "subalimentadas de oxigeno") , las reacciones secundarias indeseables pueden generar impurezas y/o las reacciones propuestas se pueden retardar en la velocidad. Si la fase liquida del medio de reacción contiene muy poco del compuesto I oxidable, la velocidad de reacción puede ser indeseablemente lenta. Además, si la fase liquida del medio de reacción contiene una concentración en exceso del compuesto oxidable, i las reacciones secundarias indeseables adicionales pueden generar impurezas. Los reactores de oxidación en fase liquida convencionales están equipados con medios de agitación para mezclar el medio de reacción de fases múltiples contenido I en los mismos. La agitación del medio de reacción se suministra en un esfuerzo para promover la disolución de oxigeno molecular en la fase liquida del medio de reacción, mantiene concentraciones relativamente uniformes de oxigeno disuelto en la fase liquida del medio de reacción, y mantiene concentraciones relativamente uniformes del compuelsto orgánico oxidable en la fase liquida del medio de reacción. La agitación del medio de reacción que se somete a la oxidación en fase liquida frecuentemente se proporciona por medios de agitación mecánica en recipientes tales como, por ejemplo, reactores de tanque agitado continuo (CSTRs) .

Aunque los CSTRs pueden proporcionar mezclado completo del medio de reacción, los CSTRs tienen un número de desventajas. Por ejemplo, los CSTRs tienen un costo de capital relativamente alto debido a su requerimiento por motores costosos, cojinetes sellados en fluido y árboles propulsores, y/o mecanismos de agitación complejos. Además, los componentes mecánicos de rotación y/u oscilación de los CSTRs convencionales requieren mantenimiento regular. El tiempo de trabajo y paro asociado con tal mantenimiento se adiciona ¡al costo de operación de los CSTRs. Sin embargo, aún con mantenimiento regular, los sistemas de agitación mecánicos empleados en los CSTRs están propensos a la falla mecánica y pueden requerir reemplazo durante periodos relativamente cortos de tiempo. Los reactores de columna de burbujeo proporcionan una alternativa atractiva a los CSTRs y otros reactores de oxidación mecánicamente agitados. Los reactores de columna de burbujeo proporcionan agitación del medio de reacción sin el requerimiento de equipo mecánico costoso y no confiable. Los reactores de columna de burbujeo típicamente incluyen una zona de reacción vertical alargada dentro de la cual el medio de reacción está contenido. La agitación del medio de reacción en la zona de reacción se proporciona principalmente por la flotación natural de las burbujas de gas que se elevan a través de la fase liquida del medio de reacción. Esta agitación de flotación natural proporcionada en los reactores de columna de burbujeo reduce los costos de capital y mantenimiento con relación a los reactores mecánicamente agitados. Además, la ausencia sustancial de partes mecánicas movibles asociadas con los reactores de columna de burbujeo proporciona un sistema de oxidación que está menos propenso a la falla mecánica que los reactores mecánicamente agitados. Cuando la oxidación parcial en fase liquida del para-xileno se lleva a cabo en un reactor de oxidación convencional (CSTR o columna de burbujeo) , el producto retirado del reactor es típicamente una suspensión que comprende ácido tereftálico crudo (CTA) y un licor madre. El CTA contiene niveles relativamente altos de impurezas (por ejemplo, 4-carboxibenzaldehido, ácido para-toluico, i fluorenonas, y otros cuerpos de color) que lo1 vuelven inadecuado como un material de alimentación para |la i producción de PET. Asi, el CTA producido en reactores ¡de oxidación convencionales típicamente se somete a un proceso de purificación que convierte el CTA en ácido tereftálico purificado (PTA) adecuado para hacer PET. Un proceso de purificación tipico para convertir el CTA a PTA incluye las siguientes etapas: (1) reemplazar el licor madre de la suspensión que contiene CTA con agua, (2) calentar la suspensión de CTA/agua para disolver el CTA en agua, (3) hidrogenar catalíticamente la solución de1 CTA/agua para convertir las impurezas a compuestos más deseables y/o fácilmente separables, (4) precipitar el PTA resultante de la solución hidrogenada por la via de múltiples etapas ¡ de I cristalización, y (5) separar el PTA cristalizado de los líquidos restantes. Aunque efectivo, este tipo de proceso • de purificación convencional puede ser muy costoso. Los factores individuales que contribuyen al alto costo de los métodos de purificación de CTA convencionales incluyen, por ejemplo, la energia térmica requerida para promover la disolución del CTA en agua, el catalizador requerido para la hidrogenación, la corriente de hidrógeno requerida para la hidrogenación, la i pérdida de rendimiento causada por la hidrogenación de algo de ácido tereftálico y los recipientes múltiples requeridos para la cristalización de etapas múltiples. Asi, sería deseable proporcionar un producto de CTA que pudiera ser purificado sin requerir disolución promovida por calor en agua, hidrogenación y/o cristalización de etapas múltiples. OBJETIVOS DE LA INVENCIÓN Es, por lo tanto, un objetivo de la presente invención proporcionar un reactor y proceso de oxidación en fase liquida más efectivos y económicos. I Otro objetivo de la invención es proporcionar un í reactor y proceso más efectivos y económicos para la oxidación parcial catalítica en fase liquida de para-xileno a ácido tereftálico. Todavía otro objetivo de la invención es proporcionar un reactor de columna de burbujeo que 'facilita las reacciones de oxidación en fase liquida mejoradas cbn formación reducida de impurezas. Todavía otro objetivo de la invención es proporcionar un sistema más efectivo y económico para producir ácido tereftálico puro (PTA) por la via de la oxidación en fase liquida de para-xileno para producir ácido tereftálico crudo (CTA) y subsecuentemente purificar ¡el CTA a í PTA. Un objetivo adicional de la invención es proporcionar un reactor de columna de burbujeo para oxidar el para-xileno y producir un producto de CTA capaz, de ser i purificado sin requerir la disolución promovida por calor del CTA en agua, la hidrogenación del CTA disuelto, y/o la cristalización de etapas múltiples del PTA hidrogenado. Debe ser notado que el alcance de la ¡ presente invención, como se define en las reivindicaciones adjuntas, no se limita a procesos o aparatos capaces de realizar todos los objetivos listados en lo anterior. Más bien, el alcance de la invención reclamada puede abarcar una variedad de sistemas que no realizan todos o cualquiera de los objetivos listados en lo anterior. Objetivos y ventajas adicionales ¡de i la presente invención serán fácilmente evidentes para un experto en la técnica en la revisión de la siguiente descripción detallada y los dibujos asociados. BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Una modalidad de la presente invención se relaciona a un proceso que comprende oxidar un compuesto oxidable en una fase liquida de un medio de reacción de fases múltiples contenido en un reactor de columna de burbujeo, en donde la diferencial de presión entre la parte superior y el fondo del medio de reacción es de por lo menos aproximadamente 1 bar, en donde la velocidad superficial promediada en tiempo del medio de reacción en media altura es mantenida en el intervalo de aproximadamente 0.8 a aproximadamente 5 metros por segundo. i Otra modalidad de la presente invención se relaciona a un proceso para producir ácido tereftálico que comprende las siguientes etapas: (a) oxidar el para-xileno en una fase liquida de un medio de reacción de tres fases contenido dentro de un reactor de columna de burbujeo para de esta manera formar ácido te.reftálico crudo, en donde la diferencial de presión entre la parte superior y el fondo del medio de reacción es de por lo menos aproximadamente 1 bar, en donde la velocidad superficial promediada en tiempo medio de reacción en media altura es mantenida en intervalo de aproximadamente 0.8 a aproximadamente 5 metros por segundo; y (b) oxidar por lo menos una porción del ácido tereftálico crudo en un reactor de oxidación secundario para formar ácido tereftálico más puro. Todavía otra modalidad de la presente invención se relaciona a un reactor de columna de burbujeo para hacer reaccionar una corriente predominantemente en fase liquida y una corriente predominantemente en fase de gas. El reactor de columna de burbujeo incluye una coraza de recipiente. La coraza de recipiente incluye una sección de reacción y una sección de desacoplamiento. La sección de reacción define una zona de reacción alargada que tiene un diámetro máximo (D)| y una longitud máxima (L) de por lo menos aproximadamente 30 metros. La zona de reacción presenta extremos normalmente superior y normalmente inferior espaciados entre si por la longitud (L) . La sección de desacoplamiento está localizada arriba de la sección de reacción y define una zona de desacoplamiento en comunicación fluida con la zona de reacción. La zona de desacoplamiento tiene un diámetro máximo (X) y una altura máxima (Y) . La coraza de recipiente tiene una relación de X:D de por lo menos aproximadamente 1.1:1. BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS Las modalidades preferidas de la invención se describen en detalle enseguida con referencia a las figuras de dibujos adjuntas, en donde; la FIG. 1 es una vista lateral de un reactor tíe oxidación construido de acuerdo con una modalidad de la presente invención, que ilustra particularmente la introducción de corrientes de alimentación, de oxidante y de reflujo en el reactor, la presencia de un medio de reacción de fases múltiples en el reactor, y el retiro de un gas y una suspensión de la parte superior y del fondo del reactor, 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 i rociador de oxidante utilizado para introducir la corriente de oxidante en el reactor; la FIG. 3 es una vista superior del tubo rociador de oxidante de la FIG. 2, que ilustra particularmente los orificios de oxidante en la parte superior del tubo rociador de oxidante; la FIG. 4 es una vista de fondo del tubo rociadpr i de oxidante de la FIG. 2, que ilustra particularmente lbs orificios de oxidante en el fondo del tubo rociador de I oxidante; la FIG. 5 es una vista lateral seccional del tubo rociador de oxidante tomada a lo largo de la linea 5-5 en la FIG. 3, que ilustra particularmente la orientación de los orificios de oxidante en la parte superior y el fondo del tubo rociador de oxidante; la FIG. 6 es una vista lateral agrandada de la porción de fondo del reactor de columna de burbujeo, que ilustra particularmente un sistema para introducir la corriente de alimentación en el reactor en ubicaciones 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 I (FZ) y más de un cuadrante azimutal (Qi, Q2, Q3, Q4) ; la FIG. 8 es una vista superior seccional similar la FIG. 7, pero que ilustra un medio alternativo paira descargar la corriente de alimentación en el reactor I utilizando tubos de bayoneta cada uno que tiene una pluralidad de orificios de alimentación pequeños; i la FIG. 9 es una vista isométrica de un sistema alternativo para introducir la corriente de alimentación ien la zona de reacción en ubicaciones verticalmente espaciadas I 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 I distribución de alimentación de una sola penetración y leí 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 isométrica de un tubo rociador de oxidante alternativo que tiene todos los orificios de oxidante localizados en el fondo del miembro de anillo; ¡ I la FIG. 13 es una vista superior del tubo rociador de oxidante alternativo de la FIG. 12; la FIG. 14 es una vista de fondo del tubo rociador I de oxidante alternativo de la FIG. 12, que ' ilustra particularmente la ubicación de los orificios de fondo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción; I i la FIG. 15 es una vista lateral seccional del tubo rociador de oxidante tomada a lo largo de la linea ' 15-15 len la FIG. 13, que ilustra particularmente la orientación de los orificios de oxidante inferiores; la FIG. 16 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireación interno cerca de la salida de fondo del reactor; la FIG. 17 es una vista lateral seccional agrandada de la porción inferior del reactor de columna de burbujeo' de la FIG. 16 tomada a lo largo de la linea 17-17 en la FIG. Í8, que ilustra particularmente la configuración del recipiente de desaireación interno colocado en la salida de fondo del reactor de columna de burbujeo; i la FIG. 18 es una vista superior seccional tomada a lo largo de la linea 18-18 en la FIG. 16, que ilustra particularmente un rompedor de vórtice colocado en el recipiente de desaireación; la FIG. 19 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireación externo y que ilustra la manera en la que una porción de la suspensión desaireada que sale del fondo del recipiente de desaireación se puede utilizar para inundar una linea de des-inventariación acoplada al fondo del reactor; la FIG. 20 es un vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireación interno/externo híbrido para desacoplar la fase de gas de un medio de reacción retirado desde una ubicación lateral elevada en el reactor; la FIG. 21 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireación híbrido alternativo cerca del fondo del reactor; la FIG. 22 es una vista lateral seccional aqrandada de la porción inferior del reactor de columna de burbujeo de la FIG. 21, que ilustra particularmente el uso de un tubo rociador de oxidante alternativo que emplea conductos de entrada que reciben la corriente de oxidante a través de1 la cabeza de fondo del reactor; la FIG. 23 es una vista lateral seccional agrandada similar a la FIG. 22, que ilustra particularmente un medio I j alternativo para introducir la corriente de oxidante en' el reactor por la via de una pluralidad de orificios en la cabeza inferior del reactor y, opcionalmente, que emplea placas de choque para distribuir más uniformemente la corriente de oxidante en el reactor; la FIG. 24 es una vista lateral de un reactor de i columna de burbujeo que emplea un conducto de flujo1 interno para ayudar a mejorar la dispersión de un compuesto oxidable al recircular una porción del medio de reacción desde una porción superior del reactor a una porción inferior del reactor; la FIG. 25 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que emplea un conducto de flujo externo para ayudar a mejorar la dispersión del compuesto oxidable al recircular una porción del medio de reacción desde una porción superior del reactor a una porción inferior del reactor; la FIG. 26 es una vista lateral seccional de un eductor horizontal que se puede utilizar para mejorar la dispersión del compuesto oxidable en un reactor de oxidación, que ilustra particularmente un eductor que usa la alimentación liquida entrante para retirar el medio de reacción en el eductor y descarga la mezcla de alimentación 'y el medio de reacción en una zona de reacción a alta velocidad; la FIG. 27 es una vista lateral seccional de un eductor vertical que se puede utilizar para mejorar la dispersión del compuesto oxidable en un reactor de oxidación, que ilustra particularmente un eductor que combina la alimentación liquida y el gas de entrada y usa el fluido de dos fases combinado para retirar el medio de reacción en el eductor y descargar la mezcla de alimentación liquida, gas de entrada, y el medio de reacción en una zona de reacción a alta velocidad; la FIG. 28 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que contiene un medio de reacción de fases múltiples, que ilustra particularmente el medio de reacción que es teóricamente dividido en 30 cortés horizontales de igual volumen a fin de cuantificar ciertois ingredientes en el medio de reacción; I I la FIG. 29 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que contiene un medio de reacción de fases múltiples, que ilustra particularmente el primero y segundo volumen continuo de 20 por ciento discreto del medio de reacción que tienen concentraciones de oxigeno y/o proporciones de consumo de oxigeno sustancialmente diferentes ; la FIG. 30 es una vista lateral de dos recipientes de reacción apilados, con o sin la agitación mecánica opcional, que contienen un medio de reacción de fasels múltiples que ilustran particularmente que los recipientes contienen volúmenes continuos del 20 por ciento discretos del medio de reacción que tienen concentraciones de oxigeno y/o proporciones de consumo de oxigeno sustancialmente diferentes; la FIG. 31 es una vista lateral de tres recipientes de reacción de lado a lado, con o sin agitación mecánica opcional, que contiene un medio de reacción de fases múltiples, que ilustra particularmente que los recipientes contienen volúmenes continuos de 20 por ciento discretos del medio de reacción que tienen concentraciones de oxigeno y/o proporciones de consumo de oxigeno sustancialment!e diferentes; la FIG. 32 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo de velocidad de etapas que tiene una zona de reacción inferior amplia y una zona de reacción superior reducida; la FIG. 33 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con una pared divisora vertical para adicionar un área de superficie vertical que hace contacto con el medio de reacción; la FIG. 34 es una vista seccional tomada a lo largo de la linea 34-34 en la FIG. 33, que ilustra particularmente que la pared divisora es un miembro plano que divide la zona de reacción en dos secciones sustancialmente iguales; la FIG. 35 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con una pared divisora vertical acortada para adicionar área de superficie vertical que ha e contacto con el medio de reacción; la FIG. 36 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con una pared divisora vertical acortada y curva para adicionar área de superficie vertical que hace contacto con el medio de reacción; la FIG. 37 es una vista seccional tomada a lo largo de la linea 37-37 en la FIG. 36, que ilustra particularmente que la pared divisora vertical curva es un' miembro generalmente en forma de S que divide una porción en la zona de reacción en dos secciones sustancialmente iguales; i la FIG. 38 es una vista lateral de' un reactor ! de I ! columna de burbujeo equipado con un miembro interno vertical acortado para adicionar área de superficie vertical que hace contacto con el medio de reacción; I la FIG. 39 es una vista seccional tomada a lo largo de la linea 39-39 en la FIG. 38, que ilustra particularmente que el miembro interno vertical tiene una forma de "X" y los bordes del miembro interno no se extienden completamente a1 la pared lateral del reactor; la FIG. 40 es una vista lateral de un reactor1 de columna de burbujeo equipado con miembros internos verticales, diferentemente configurados, alternos para, la adición de área de superficie vertical que hace contacto con el medio de reacción; la FIG. 41 es una vista seccional tomada a Xo largo de la linea 41-41 en la FIG. 40, que ilustra particularmente una configuración de los miembros verticales que tienen una forma de "X" y divide una porción en la zona de reacción en cuatro cuadrantes sustancialmente iguales; la FIG. 42 es una vista seccional tomada a lo largo de la linea 42-42 en la FIG. 40, que ilustra particularmente la otra configuración de los miembros verticales que divide una porción de la zona de reacción en ocho secciones en forma de cuña sustancialmente iguales; la FIG. 43 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con una pluralidad de miembros internos de forma helicoidal para adicionar área de superficie vertical que hace contacto con el medio de reacción; la FIG. 44 es una vista seccional tomada a lo largo de la linea 44-44 en la FIG. 43, que ilustra particularmente la forma de uno de los miembros internos en forma helicoidal; la FIG. 45 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con una pluralidad de desviadores, cada uno que comprende una pluralidad de barras cilindricas para hacer contacto con el medio de reacción; i la FIG. 46 es una vista isométrica agrandada de ilos i desviadores de la FIG. 45, que ilustra particularmente la manera en la que las barras cilindricas de los desviadores adyacentes están rotadas 90 grados relativos una a la otra; la FIG. 47 es una vista seccional tomada a lo largo de la linea 47-47 en la FIG. 45, que ilustra particularmente uno solo de los desviadores; , I I la FIG. 48 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con una pluralidad de desviadores, cada uno que comprende una pluralidad de miembros de sección L para hacer contacto con el medio I de reacción; la FIG. 49 es una vista lateral agrandada de íos desviadores de la FIG. 48, que ilustra particularmente la manera en la que los miembros de sección L de los desviadores adyacentes están rotados 90 grados relativos uno al otro; I la FIG. 50 es una vista seccional tomada a lo largo de la linea 50-50 en la FIG. 48, que ilustra particularmente uno solo de los desviadores, la FIG. 51 es una lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un solo desviador de forma de diamante, cilindrico, monolítico para hacer contacto con el medio de reacción; la FIG. 52 es una vista lateral agrandada del desviador monolítico de la FIG. 51; la FIG. 53 es una vista seccional tomada a lo largo de la linea 53-53 en la FIG. 51 y que ilustra la naturaleza cilindrica del desviador monolítico; las FIGS. 54A y 54B son vistas agrandadas de partículas de ácido tereftálico crudo (CTA) producidas de acuerdo con una modalidad de la presente invención, qµe ! ilustran particularmente que cada partícula de CTA es uha partícula de área de superficie alta, de baja densid'ad I compuesta de una pluralidad de sub-particulas de C¡TA enlazadas sueltamente; las FIGS. 55A y 55B son vistas agrandadas de un CTA convencionalmente producido, que ilustra particularmente que la partícula de CTA convencional tiene un tamaño de partícula más grande, de baja densidad, y área de superficie más baja i que la partícula de CTA inventiva de las FIGS. 54A y 54B; i la FIG. 56 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso de la técnica previa para hacer ácido tereftálico purificado (PTA) ; la FIG. 57 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para hacer PTA de acuerdo con una modalidad de la presente invención; y la FIG. 58 es una • tabla que resume varios parámetros de operación de un reactor de oxidación de columna de burbujeo, en donde ciertos parámetros de operación se han ajustado de acuerdo con la descripción proporcionada en la sección de Ejemplos. DESCRIPCIÓN DETALLADA Una modalidad de la presente invención se relaciona a la oxidación parcial en fase liquida de un compuesto oxidable. Tal oxidación se lleva a cabo preferiblemente en la fase liquida de un medio de reacción de fases múltiples contenido en uno o más reactores agitados. Los reactores agitados adecuados incluyen, por ejemplo, reactores agitados de burbujeo (por ejemplo, reactores de columna de burbujeo)', reactores mecánicamente agitados (por ejemplo reactores de tanque de agitado continuo) , y reactores agitados de flujo (por ejemplo reactores de chorro) . En una modalidad de la invención, la oxidación en fase liquida se lleva a cabo en un solo reactor de columna de burbujeo. Como se utiliza en la presente, el término "reactor de columna de burbujeo" denotará un reactor 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) rigido (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 presentje invención, menos de aproximadamente 40 por ciento de la I agitación del medio de reacción en el reactor de columna d'e I burbujeo durante la oxidación se proporciona por la agitación mecánica y/o de flujo, más preferiblemente menos de aproximadamente 20 por ciento de la agitación se proporciona por la agitación mecánica y/o flujo, y mucho más preferiblemente 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 dé flujo impartida al medio de reacción de fases múltiples durante la oxidación es menor que aproximadamente 3 kilowatts por metro cúbico del medio de reacción, más preferiblemente I menos que 2 kilowatts por metro cúbico, y mucho más preferiblemente menos que 1 kilowatt por metro cúbico. i Con referencia ahora a la FIG. 1, se ilustra un reactor de columna de burbujeo preferido 20 como que comprende una coraza de recipiente 22 que tiene una sección de reacción 24 y una sección de desacoplamiento 26. La sección de reacción 24 define una zona de reacción interna 28, mientras que la sección de acoplamiento 26 define una zona de desacoplamiento interna 30. Una corriente de alimentación predominantemente en fase 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 I 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 I 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 via de la salida de suspensión 38, mientras que un efluente predominantemente gaseoso se retira de la zona de acoplamiento 30 por la via de la salida de gas 40. 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 preferiblemente comprende un compuesto oxidable, un solvente y un sistema catalizador. El presente compuesto oxidable en la corriente de alimentación en fase liquida preferiblemente comprende por lo menos un grupo hidrocarbilo. Más preferiblemente, el compuesto oxidable es un compuesto aromático. Todavía más preferible, el compuesto oxidable es un compuesto aromático con por lo menos un grupo hidrocarbilo enlazado o por lo menos un grupo hidrocarbilo sustituido enlazado o por lo menos un heteroátomo enlazado o por lo menos una función de ácido carboxilico enlazado (-COOH) . Aun más preferible, el compuesto oxidable es un compuesto aromático con por lo menos un grupo hidrocarbilo enlazado o por lo menos un grupo hidrocarbilo sustituido enlazado con cada grupo enlazado que comprende de 1 a 5 átomos de carbono. Todavía aun más preferible, el compuesto oxidable es un compuesto aromático J que tiene exactamente dos grupos enlazados con cada grupo I enlazado que comprende exactamente un átomo de carbono y qiue I consiste de grupos metilo y/o grupos metilo sustituidos y/o a lo más un grupo de ácido carboxilico. Todavía aun más preferible, el compuesto oxidable es para-xileno, metaxileno, para-tolualdehido, meta-tolualdehido, ácido paratoluico, ácido meta-toluico, y/o acetaldehido. Mucho más preferiblemente, 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 porl 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 preferiblemente 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 fundidos basados en carbono. Ejemplos adecuados del compuesto oxidable incluyen hidrocarburos alifáticos (por ejemplo, alcanos, alcanos ramificados, alcanos ciclicos, alquenos alifáticos, 'alquenps ramificados y alquenos ciclicos); aldehidos alifáticos (por ejemplo, acetaldehido, propionaldehido, isobutiraldehido, y I n-butiraldehido) ; alcoholes alifáticos (por ejemplo, etanol, isopropanol, n-propanol, n-butanol, e isobutanol); cetonas alifáticas (por ejemplo, dimetil cetona, etil metil cetona, dietil cetona, e isopropil metil cetona); esteres alifátisos i (por ejemplo, formiato de metilo, acetato de metilo, acetato de etilo); peróxidos alifáticos, perácidos e hidroperóxidos (por ejemplo, hidroperóxido de t-butilo, ácido paracético e hidroperóxido de di-t-butilo) ; compuestos alifáticos con grupos que son combinaciones de las especies alifáticas anteriores más otros heteroátomos (por ejemplo, compuestos alifáticos que comprenden uno o más segmentos moleculares de hidrocarburos, aldehidos, alcoholes, cetonas, esteres, peróxidos, perácidos, y/o hidroperóxidos en combinación con sodio, bromo, cobalto, manganeso, y zirconio) ; varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terfenilos1, y otros grupos aromáticos con uno o más grupos hidrocarbilo i enlazados (por ejemplo, tolueno, etilbenceno, isopropilbenceno, n-propilbenceno, neopentilbenceno, para-xileno, meta-xileno, orto-xileno, todos los isómeros de trimetilbencenos, todos los isómeros de tetrametilbencenos, pentametilbenceno, hexametilbenceno, todos los isómeros de etil-metilbencenos, todos los isómeros de dietilbencenos, todos los isómeros de etil-dimetilbencenos, todos los isómeros de dimetilnaftálenos, todos los isómeros de eti'l-metilnaftálenos, todos los isómeros de dietilnaftálenos, todos los isómeros de dimetilbifenilos, todos los isómeros de etil-metilbifenilos, y todos los isómeros de dietilbifenilos, estilbeno y con uno o más grupos de hidrocarbilo enlazados, fluoreno y con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados, antraceno y con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados,! y difeniletano y con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados); I varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terfenilos, y otros grupos aromáticos con uno o más grupos I hidrocarbilo enlazados y/o uno o más heteroátomos enlazados, que se pueden conectar a otros átomos o grupos de átomos (por ejemplo, fenol, todos los isómeros de metilfenoles, todos los isómeros de dimetilfenoles, todos los isómeros de naftoles, éter metílico de bencilo, todos los isómeros de bromofenoljes, bromobenceno, todos los isómeros de bromotoluenos ¡que incluyen alfa-bromotolueno, dibromobenceno, naftenato de cobalto y todos los isómeros de bromobifenilos) ; varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terfenilos, y otros grupos aromáticos con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados y/o uno o más heteroátomos enlazados y/o uno o más grupos hidrocarbilo sustituidos enlazados (por ejemplo, benzaldehido, todos los isómeros de I bromobenzaldehidos, todos los isómeros de tolualdehidbs I bromados que incluyen todos los isómeros de alfa- i tolualdehidos, todos los isómeros de hidroxibenzaldehidos, todos los isómeros de bromo-hidroxibenzaldehidos, todos los isómeros de benceno dicarboxaldehidos, todos los isómeros de benceno tricarboxaldehidos, para-tolualdehido, metatolualdehido, orto-tolualdehido, todos los isómeros de tolueno dicarboxaldehidos, todos los isómeros de tolueno tricarboxaldehidos, todos los isómeros de tolueno i tetracarboxaldehidos, todos los isómeros de dimetilbenceno dicarboxaldehidos, todos los isómeros de dimetilbencéno tricarboxaldehidos, todos los isómeros de dimetiilbenceno I tetracarboxaldehidos, todos los isómeros de trimetilbencéno tricarboxaldehidos, todos los isómeros de etiltolualdehidos, todos los isómeros trimetilbenceno dicarboxaldehidps, tetrametilbenceno dicarboxaldehido, hidroximetil-benceno, todos los isómeros de hidroximetil-toluenos, todos los isómeros de hidroximetil-bromotoluenos, todos los isómeros, de hidroximetil-tolualdehidos, todos los isómeros de hidroximetil-bromotolualdehidos, hidroperóxido de bencilo, hidroperóxido de benzoilo, todos los isómeros de tolil metil-hidroperóxidos, y todos los isómeros de metilfenol metil-hidroperóxidos); varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bifenilos, terfenilos, y otros grupos aromáticos con uno o más grupos seleccionados enlazados, grupos seleccionados que significan grupos hidrocarbilo y/o heteroátomos enlazados y/o grupos hidrocarbilo sustituidos y/o grupos de ácido carboxilico y/o grupos de peroxiácidos (por ejemplo, ácido benzoico, ácido para-toluico, ácido meta-toluico, ácido orto-toluico, todos los isómeros de ácidos etilbenzóicos, todos los isómeros de ácidos propilbenzoicos, todos los isómeros de ácidos butilbenzoicos, todos los isómeros de ácidos pentilbenzoicos, todos los isómeros deácidos dimetilbenzoicos, todos los isómeros de ácidos etilmetilbenzoicos, todos los isómeros de ácidos trimetilbenzoicos, todos los isómeros de ácidos tetrametilbenzoicos, ácido pentametilbenzoico, todos los isómeros de ácidos dietilbenzoicos, todos los isómeros de ácidos benceno dicarboxilicos, todos los isómeros de ácidos benceno tricarboxilicos, todos los isómeros de ácidos metilbenceno dicarboxilicos, todos los isómeros de ácidos dimetilbenceno dicarboxilicos, todos los isómeros de ácidos metilbenceno tricarboxilicos, todos los isómeros de ácidos bromobenzoicos, todos los isómeros de ácidos dibromobenzoicos, todos los isómeros de ácidos bromotoluicos que incluyen alfa-bromotoluicos, ácido tolil acético, todos los isómeros de ácidos hidroxibenzoicos, todos los isómeros de ácidos hidroximetil-benzoicos, todos los isómeros de ácidos hidroxitoluicos, todos los isómeros de ácidos hidroximetil-toluicos, todos los isómeros de ácidos hidroximetil-benceno dicarboxilicos, todos los isómeros de ácidos hidroxibromobenzoicos, todos los isómeros de ácidos hidroxibromotoluicos, todos los isómeros de ácidos hidroximetil-bromobenzoicos, todos los isómeros de carboxi benzaldehidos, todos los isómeros de dicarboxi benzaldehido,s, ácido perbenzoico, todos los isómeros de ácidos hidroperoximetil-benzoicos, todos los isómeros de ácidos hidroperoximetil-hidroxibenzoicos, todos los isómeros de ácidos hidroperoxicarbonil-benzoicos, todos los isómeros de hidroperoxicarbonil-toluenos, todos los isómeros de ácidos metilbifenilocarboxilicos, todos los isómeros de ácidos dimetilbifenil carboxilicos, todos los isómeros de ácidos metilbifenil dicarboxilicos, todos los isómeros de ácidos bifenil tricarboxilicos, todos los isómeros de estilbeno con uno o más grupos seleccionados enlazados, todos los isómeros de fluorenona con uno o más grupos seleccionados enlazados, todos los isómeros de ácidos de naftaleno con uno o más grupos seleccionados enlazados, bencilo, todos los isómeros de bencilo con uno o más grupos seleccionados enlazados, benzofenona, todos los isómeros de benzofenona con uno o más grupos seleccionados enlazados, antraquinona, todos ,los isómeros de antraquinona con uno o más grupos seleccionados enlazados, todos los isómeros de difeniletano con uno o más grupos seleccionados enlazados, benzocumarina, y todos los isómeros de benzocumarina con uno o más grupos seleccionados enlazados) . Si el compuesto oxidable 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 oxidable sea sustancialmente disuelto en el solvente cuando se introduce en la zona de reacción 28. Se prefiere para el punto de ebullición del compuesto oxidable a presión atmosférica que sea por lo menos aproximadamente 50°C. Más preferiblemente, el punto de ebullición del compuesto oxidable está en el intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 400°C, y mucho más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 125 a 155°C. La cantidad del compuesto oxidable presente en la alimentación en fase liquida está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 40 por ciento en peso, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 20 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 6 a 15 por ciento en peso. Ahora se menciona que el compuesto oxidable presente en la alimentación en fase 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 liquida o se pueden alimentar separadamente en corrientes de alimentación múltiples. Por ejemplo, un compuesto oxidable que comprende para-xileno, meta-xileno, para-tolualdehidb, ácido para-toluico y acetaldehido se puede alimentar al reactor por la via de una entrada sola o entradas separadas múltiples . El solvente presente en la corriente de alimentación en fase liquida preferiblemente comprende un componente de ácido y un componente de agua. El solvente preferiblemente está presente en la corriente de alimentación en fase liquida en una concentración en el intervalo de aproximadamente 60 a aproximadamente 98 por ciento en peso, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 80 a aproximadamente 96 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 85 a 94 por ciento en peso. 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 preferiblemente 2 átomos de carbono. Mucho más preferiblemente, el componente de ácido del solvente , es i principalmente ácido acético. Preferiblemente, el componente de ácido constituye por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del solvente, mucho más preferiblemente por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso del solvente, y mucho más preferiblemente 85 a 98% en peso del solvente, con el resto que es principalmente agua. El solvente introducido en el reactor de columna de burbujeo 20 puede incluir pequeñas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, para-tolualdehido, tereftaldehido, 4-carboxibenzaldehido (4-CBA) , ácido benzoico, ácido para-toluico, aldehido paratoluico, ácido alfa-bromo-para-toluico, ácido isoftálico, ácido ftálico, ácido trimelitico, poliaromáticos, y/o material particulado suspendido. Se prefiere que la cantida|d total de impurezas en el solvente introducido en el reacto|r de columna de burbujeo 20 sea menos que aproximadamente 3 por ciento en peso. El sistema de catalizador presente en la corriente I 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 multivalente. Todavía más preferiblemente, el metal de transición multivalente comprende cobalto. Aun más preferiblemente, el sistema de catalizador comprende cobalto y bromo. Mucho más I preferiblemente, el sistema de catalizador comprende cobalto, i 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 liquida sea tal que la concentración de cobalto en la fase liquida del medio de reacción 36 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 300 a aproximadamente 6,000 partes por millón en peso (ppmw), más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 700 a aproximadamente 4,200 ppmw, y mucho más preferiblemente en 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 liquida sea tal que la concentración de bromo en la fase liquida del medio de reacción 36 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 300 a aproximadamente 5,000 ppmw, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 600 á aproximadamente 4,000 ppmw, y mucho más preferiblemente 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 liquida sea tal que la concentración de manganeso en la fase liquida del medio de reacción, 36 sé mantenga en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 1,000 ppmw, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 500 ppmw,| ¡ mucho más preferiblemente en el intervalo de 50 a 200 ppmw. Las concentraciones de cobalto, bromo, y/o manganeso en al fase liquida del medio de reacción 36, proporcionadas en lo anterior, se expresan sobre una base promediada en tiempo y promediada en volumen. Como se utiliza en la presente, el término "promediada en tiempo" indicará un promedio de por lo menos 10 mediciones tomadas igualmente sobre un periodo continuo de por lo menos 100 segundos. Como se 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. i La relación en peso del cobalto al bromo (Co:Br) 'en I el sistema de catalizador introducido en la zona de reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.25:1 a aproximadamente 4:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 a aproximadamente 3:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.75:1 a 2:1. La relación en peso de cobalto a manganeso (Co:Mn) en él sistema de catalizador introducido en la zona de reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.3:1 a aproximadamente 40:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 30:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 10:1 a 25:1. La corriente de alimentación en fase liquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 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, I 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 oxidable, el solvente, y el sistema de catalizador se mezclan conjuntamente y se introducen en el reactor de columna de burbujeo 20 como una corriente de alimentación sola, en una modalidad alternativa de la presente invención, el compuesto oxidable, el solvente, y el catalizador se pueden introducir separadamente en el reactor de columna de burbujeo 20. Por ejemplo, es posible alimentar una corriente de para-xileno puro en el reactor de columna de burbujeo 20 por la via de una entrada separada de la(s) entrada (s) de i solvente y de catalizador. La corriente de oxidante predominantemente en fase i gaseosa introducida en el reactor de columna de burbujeo ¡20 por la via del tubo rociador de oxidante 34 comprende oxigeno molecular (02) . Preferiblemente, la corriente oxidante comprende en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 40 por ciento en mol de oxigeno molecular, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 30 por ciento en mol de oxigeno molecular, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 18 a 24 pdr ciento en mol de oxigeno molecular. Se prefiere que él balance de la corriente oxidante sea comprendido principalmente de un gas o gases, tal como nitrógeno, ' que son inertes a la oxidación. Más preferiblemente, la corriente de oxidante consiste esencialmente de oxigeno molecular y nitrógeno. Mucho más preferiblemente, la corriente de oxidante es aire seco que comprende aproximadamente 21 por ciento en mol de oxigeno molecular y aproximadamente 78 á aproximadamente 81 por ciento en mol de nitrógeno. En una i modalidad alternativa de la presente invención, la corriente í de oxidante puede comprender oxigeno sustancialmente puro. , Con referencia otra vez a la IG. 1, el reactor de columna de burbujeo 20 es preferiblemente equipado con uh 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 i 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 roclo de gotitas dirigido hacia abajo hacia la superficie superior 44 del medio de reacción 36. Preferiblemente, este roció 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 roció de gotitas afecta por lo menos aproximadamente 75 por ciento del área dé sección transversal horizontal máxima de la zona de desacoplamiento 30. Mucho más preferiblemente, el roció déi i gotitas afecta por lo menos 90 por ciento del área de .sección i transversal horizontal máximo de la zona de desacoplamientd . Este roció de reflujo liquido 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 el desacoplamiento de cualquier liquido o gotitas de suspensión transportadas en el gas que se mueve hacia arriba que fluye a la salida de gas 40. Además, el reflujo de liquido 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 via 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 via 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 preferiblemente 2 átomos de carbono. Mucho más preferiblemente 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 preferiblemente por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso de la corriente de reflujo, y mucho más preferiblemente 85 a 98 por ciento en peso de la corriente de reflujo, con el i 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 liquida, cuando esta descripción se refiere al "solvente total" introducido en el reactor, tal "solvente total" incluirá tanto la corriente de reflujo como la porción de solvente de la corriente de alimentación. . ' Durante la oxidación en fase liquida en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que las corrientes de alimentación, de oxidante, y de reflujo sean introducidas de manera sustancial continuamente en la zona de reacción 28, mientras que las corrientes de efluente de gas y suspensión sean retiradas de manera sustancial continuamente de la zona de reacción 28. Como se utiliza en la presente, el término "de manera sustancial continuamente" significará durante un periodo 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) que sea de manera sustancial continuamente introducido en la zona de reacción 28 en una proporción de por lo menos aproximadamente 8,000 kilogramos por hora, más preferiblemente en una proporción en el intervalo de aproximadamente 13,000 a aproximadamente 80,000 kilogramos por hora, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 18,000 a aproximadamente 50,000 kilogramos por hora, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 22,000 a 30,000 kilogramos por hora. Aunque se prefiere generalmente que los gastos de flujo de las corrientes de alimentación, de oxidante, y de reflujo entrantes sean sustancialmente estables, ahora se nota que una modalidad de la invención presente contempla pulsar la corriente de alimentación, oxidante, y/o de reflujo entrante a fin de mejorar el mezclado y la transferencia de masa. Cuando la corriente de alimentación, oxidante y/o de reflujo entrante se introduce en una forma pulsada, se prefiere que sus gastos de flujo varíen dentro de aproximadamente 0 a aproximadamente 500 por ciento de los gastos de flujo de estado permanente citados en la presente, más preferiblemente dentro de aproximadamente 30 a aproximadamente 200 por ciento de los gastos de flujo de estado permanente citados en la presente, y mucho más preferiblemente dentro de 80 a 120 por ciento de los gastos de flujo de estado permanente citados en la presente. La proporción de espacio-tiempo promedio, de la reacción (STR) en el reactor de oxidación de columna de burbujeo 20 se define como la masa de la alimentación del compuesto oxidable por volumen unitario del medio de reacción 36 por tiempo unitario (por ejemplo, kilogramos de alimentación de para-xileno por metro cúbico por hora) . En el uso convencional, la cantidad del compuesto oxidable no convertido a producto típicamente seria sustraída de la cantidad del compuesto oxidable en la corriente de alimentación antes de calcular la STR. Sin embargo, las conversiones y rendimientos son típicamente altos para muchos de los compuestos oxidables preferidos en la presente (pOr ejemplo para-xileno) y es conveniente definir el término en la presente como es establecido en lo anterior. Para razones de costo de capital e inventario de operación entre otros, generalmente se prefiere que la reacción sea conducida con una STR alta. Sin embargo, la conducción de la reacción en STR incrementadamente más alta puede afectar la calidad o I rendimiento de la oxidación parcial. El reactor de columna de burbujeo 20 es particularmente útil cuando la STR o el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) está en e,l intervalo de aproximadamente 25 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 400 kilogramos por metro cúbico por hora, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 250 kilogramos por metro cúbico por hora', todavía más preferiblemente de aproximadamente 35 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por metro cúbico por hora y mucho más preferiblemente en el i 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 dé columna de burbujeo 20 se define como el peso del oxigeno i molecular consumido por volumen unitario del medio dé 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 eventualmente reduce la calidad o rendimiento de la oxidación parcial. Sin que sea relacionado por la teoria, se manifiesta que esto de relaciona posiblemente a la proporción de transferencia del oxigeno molecular de la fase de gas en el liquido en el área de superficie interfacial y por consiguiente en el liquido en volumen. Un oxigeno-STR demasiado alto posiblemente conduce a un contenido de oxigenp disuelto demasiado bajo en la fase liquida en volumen del medio de reacción. El global-promedio-oxigeno-STR se define en la presente como el peso de todo el oxigeno consumido en el volumen entero del medio de reacción 36 por tiempo unitario (por ejemplo kilogramos de oxigeno 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 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 250 kilogramos por metro cúbico por hora, todavía más preferiblemente de aproximadamente 35 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 150 kilogramos por metro cúbico por hora, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 40 kilogramos por metro cúbico por hora 1 100 kilogramos por metro cúbico por hora. Durante la oxidación en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que la relación del gasto de flujo de masa del solvente total (de tanto las corrientes de alimentación como de reflujo) al gasto de flujo de masa del compuesto oxidable que entra en la zona de reacción 28 sea mantenido en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 50:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5:1 a aproximadamente 40:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 7.5:1 a 25:1. Preferiblemente, la relación del gasto de flujo de masa del solvente introducido en la parte de la corriente de alimentación al qasto 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 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 a aproximadamente 4:1, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 2:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1.25:1 a 1.5:1.

Durante la oxidación en fase liquida en el reactor de columna de burbujeo 20 se prefiere que la corriente de oxidante sea introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 en una cantidad que proporcione oxigeno molecular excediendo de alguna manera la demanda de oxigeno estoquiométrico . La cantidad del oxigeno molecular de exceso requerida para mejores resultados con un compuesto oxidable particular afecta la economía completa de la oxidación en fase liquida. Durante la oxidación de fase liquida en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que la relación del gasto de flujo de masa de la corriente de oxidante al gasto de flujo de masa del compuesto orgánico oxidable (por ejemplo, para-xileno) que entra al reactor 20 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 a aproximadamente 20:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 10:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 2:1 a 6:1. Con referencia nuevamente a la FIG. 1, las corrientes de alimentación, de oxidante, y de reflujo introducidas en el reactor de columna de burbujeo 20 forman cooperativamente por lo menos una porción del medio de reacción de fases múltiples 36. El medio de reacción 36 es 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 oxidable (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 oxidable. La naturaleza exotérmica de la reacción de oxidación que toma lugar en el -reactor de columna de burbujeo 20 causa que una porción del solvente (por ejemplo, ácido acético y agua) introducida por la via de las entradas de alimentación 32a,b,c,d hierva/se vaporice. Asi, la fase de gas del medip 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. 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 varjia 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. y I Temporalmente, la cantidad del oxigeno disuelto depende de ¡la uniformidad de la mezcla de gas y liquido relativa a las proporciones de consumo quimico. En el diseño para igualar apropiadamente el suministro y demanda para el oxigeno 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 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 1,000 ppm molar, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 8 a aproximadamente 500 ppm molar, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 12 a 120 ppm molar. La reacción de oxidación en fase liquida llevada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 20 I es preferiblemente una reacción de precipitación que genera sólidos. Más preferiblemente, la oxidación en fase liquida llevada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 20 causa que por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) introducido en la zona de reacción 28 forme un compuesto sólido (por ejemplo, partículas de ácido tereftálico crudo) en el medio de reacción 36. Todavía más preferiblemente, la oxidación en fase liquida causa que por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del compuesto oxidable forme un compuesto sólido en el medio de reacción 36. Mucho más preferiblemente, la oxidación en fase liquida causa que por lo menos 90 por ciento en peso del compuesto oxidable forme un compuesto sólido en el medio de reacción 36. Se prefiere que la cantidad total de sólidos en el medio de reacción 36 sea I 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 medioi de reacción 36 se mantiene en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 40 por ciento en peso, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1Q a aproximadamente 35 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 15 a 30 por ciento en peso. Se prefiere que una porción sustancial de producto de oxidación (por ejemplo, ácido tereftálico) producido en' el reactor de columna de burbujeo 20 esté presente en el medio de reacción 36 como sólidos, como es opuesto al resto disuelto en la fase liquida del medio de reacción 36. La cantidad del producto de oxidación en fase sólida presente én el medio de reacción 36 es preferiblemente por lo menos aproximadamente 25 por ciento en peso del producto de oxidación total (fase sólida y liquida) en el medio de reacción 36, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del producto de oxidación total en 'el medio de reacción 36, y mucho más preferiblemente en por ,1o menos 95 por ciento en peso del producto de oxidación total en el medio de reacción 36. Los intervalos numéricos proporcionados en lo anterior para la cantidad de sólidos en el medio de reacción 36 aplican 'a la operación de estado permanente sustancialmente de la columna de burbujeo 20 I durante un periodo sustancialmente continuo de tiempo, no de i arranque, paro, o la operación sub-óptima del reactor de columna de burbujeo 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, i 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 i 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 columna 20 puede causar el ensuciamiento (es decir, acumulación de sólidos) sobre la superficie de ciertas estructuras rígidas que hacen contacto con el medio de reacción 36. Asi, en una modalidad de la presente invención, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 incluya sustancialmente el intercambio de calor no interno, agitación, o estructuras de desviación en la zona de reacción 28 debido a que tales estructuras podrían ser propensas al ensuciamiento. Si las estructuras internas están presentes en la zona de reacción 28, es deseable evitar las estructuras internas que tienen superficies externas que incluyen una cantidad significante de área de superficie plana que enfrenta hacia arriba debido a que tales superficies planas que enfrentan hacia arriba serian altamente propensas al ensuciamiento. Asi, 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. Con referencia nuevamente a la FIG. 1, la configuración fisica del reactor de columna de burbujeo 20 ayuda a proporcionar la oxidación optimizada del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) con generación de impurezas minima. Es preferido para la sección de reacción alargada 24 de la coraza de recipiente 22 incluir un cuerpo principal sustancialmente cilindrico 46 y una cabeza inferior 48. El extremo superior de la zona de reacción 28 se define I por un plano horizontal 50 que se extiende a través de la parte superior del cuerpo medio cilindrico 46. Un extremo 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. Asi, la zona de reacción alargada 28 definida dentro del reactor de columna de burbujeo 20 tiene una longitud máxima "L" medida desde el extremo superior 50 al extremo de fondo 52 de la zona de reacción 29 a lo largo del eje de alargamiento del cuerpo principal cilindrico 46. La longitud "L" de la zona de reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 100 metros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 75 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 25 a 50 metros. La zona de reacción 28 tiene un diámetro máximo (ancho) "D" que es típicamente igual al diámetro interno máximo del cuerpo medio cilindrico 46. El diámetro máximo "D"de la zona de reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 12 metros, más preferiblemente en él intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 10 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 3.1 a aproximadamente 9 metros, y mucho más preferiblemente en 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 preferiblemente, la zona de reacción 28 tiene una relación L:D en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente I 20:1. Mucho más preferiblemente 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 columna de burbujeo 20 recibe el medio1 de reacción de fases múltiples 36. El medio de reacción 36 ti ne 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 I 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 liquida. La superficie superior 44 se coloca preferiblemente en la ubicación vertical donde la contención de gas promediado en tiempo local de un corte horizontal delgado de los contenidos de la zona de reacción 28 es 0.9. El medio de reacción 36 tiene una altura máxima "H" medida entre sus extremos superior e inferior. El ancho máximo " " del medio de reacción 36 es típicamente igual al diámetro máximo "D" del cuerpo medio cilindrico 46. Durante la oxidación en fase liquida en el reactor de columna de 1 burbujeo 20, se prefiere que H se mantenga aproximadamente ¡ 60 a aproximadamente 120 por ciento de L, más de manera i preferible de aproximadamente 80 a aproximadamente 110 por ciento de L, y mucho más preferiblemente 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 ?:W" mayor que aproximadamente 3:1. Más preferiblemente, el I , medio de reacción 36 tiene una relación H:W en el intervalo de aproximadamente 7:1 a aproximadamente 25:1. Todavía más preferiblemente, el medio de reacción 36 tiene una relación H:W en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente :1. Mucho más preferiblemente, el medio de reacción 36 i tiene una relación H: 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: 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, asi como algunas otras características discutidas enseguida, pueden promover gradientes verticales benéficos en las concentraciones del oxigeno molecular y/o el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) en, el medio de reacción 36. Contrario al conocimiento convencional, que favorecerla un medio de reacción bien mezclado con concentraciones relativamente uniformes por todo, se ha descubierto que la formación de etapas vertical del oxigeno y/o las concentraciones de compuesto oxidables facilita una relación de oxidación más efectiva y económica. La minimización del oxigeno y las concentraciones de compuesto oxidables cerca de la parte superior del medio de reacción 36 pueden ayudar la pérdida del oxigeno no reaccionado y el compuesto oxidable rio reaccionado a través de la salida de gas superior 40. Sin embargo, si las concentraciones del compuesto oxidable y él oxigeno no reaccionado son bajas por todo el medio d ¡e reacción 36, entonces la proporción y/o selectividad de la oxidación se reduce. Asi, se prefiere que las concentraciones de oxigeno 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 I la presión en el fondo del medio de reacción 36 se¡a i sustancialmente más grande que la presión en la partle i superior del medio de reacción 36. Este gradiente de presión vertical es un resultado de la altura y densidad del medio d 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 eh ^ i i temperaturas más bajas que serian requeridas en un recipiente i más bajo. Cuando el reactor de columna de burbujeo 20 sé 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 en el reactor 20, se prefiere que la temperatura promediada en tiempo y promediada en volumen del medio de reacción 36 sea mantenida en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200°C, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180°C, y mucho más preferiblemente en 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 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 12 barg, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4 a 8 barg,. Preferiblemente, la diferencia de presión entre la parte superior del medio de reacción 36 y el fondo del medio de reacción 36 está en el intervalo de aproximadamente 0.4 a aproximadamente 5 bars, más preferiblemente la diferencia de presión está en el intervalo de aproximadamente 0.7 a aproximadamente 3 bars, y mucho más preferiblemente la diferencia de presión está de a 2 bar. Aunque generalmente se prefiere que la presión de la parte de arriba del medio de I 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 cientío de la presión de la parte de arriba de estado permanente citada en i la presente, más preferiblemente entre aproximadamente 85 y aproximadamente 115 por ciento de la presión de la parte de arriba de estado permanente citado en la presente, y mucho más preferiblemente entre 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 136 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 uri cuarto, media altura, y/o tres cuartos de -altura del medio d ie reacción 36 son preferiblemente más grandes que aproximadamente 0.3 metros por segundo, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.8 a aproximadamente 5 metros por segundo, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.9 a aproximadamente :4 metros i por segundo, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1 a 3 metros por segundo. Con referencia nuevamente a la FIG. 1, la sección de desacoplamiento 26 del reactor de columna de burbujeo 20 es simplemente una porción ensanchada de la coraza de 1 recipiente 22 localizada inmediatamente arriba de la sección de reacción 24. La sección de desacoplamiento 26 reduce ' la velocidad de la fase de gas que fluye hacia arriba en , el reactor de columna de burbujeo 20 conforme la fase de gas, se eleve arriba de la superficie superior 44 del medio de reacción 36 y se aproxime a la salida del gas 40. E'sta 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 liquida 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 d!el I cuerpo medio cilindrico 46 de la sección de reacción 24. |E1 '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 i desde su extremo inferior angosto en un ángulo en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 70 grados i del vertical, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 15 aproximadamente 50 grados del vertical, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 15 a 45 grados del vertical. La pared lateral amplia 56 tiene un diámetro máximo "X" que es generalmente más grande que el diámetro máximo "D" de la sección de reacción 24, aunque cuando la porción superior de la sección de reacción 24 tiene un diámetro más pequeño que 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 i 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 preferiblemente en el intervalo de 1.1:1 a 2:1. La cabeza superior 58 se acopla la parte superior de la pared lateral amplia 56. La cabeza superior 58 es preferiblemente un miembro de cabeza i generalmente elíptico que define un orificio central que i permite al gas escapar de la zona de desacoplamiento 30 por la via 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 I 24:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1 y mucho más preferiblemente en él i 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 las FIGS. 2 y 3. Alternativamente, un conducto de entrada de oxidante 64a, b puede entrar al recipiente por debajo del miembro de anillo 60 o encima alrededor del mismo plano horizontal como el miembro de anillo 60. Cada conducto de entrada de 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 preferiblemente de una pluralidad de secciones de conductos rectos, y mucho más preferiblemente una pluralidad de secciones de tubos rectos, rígidamente acoplados uno al otro para formar un anillo poligonal tubular. Preferiblemente, el miembro de anillo 60 está formado de por lo menos 3 secciones de tubo rectos, más preferiblemente 6 a 10 secciones de tubo, y mucho más preferiblemente 8 secciones de tubo. Por consiguiente, cuando el miembro de anillo 60 está formado de 8 secciones de tubo, éste tiene una configuración generalmente octagonal. El miembro cruzado 62 está preferiblemente formado de una sección de tubo sustancialmente recta que se acopla fluidamente a y se extiende diagonalmente entre las secciones de tubo opuestas del miembro de anillo 60. La sección de tubo utilizada para el miembro cruzado 63 preferiblemente tiene sustancialmente el mismo diámetro como las secciones de tubo utilizadas para formar el miembro de anillo 60. Se prefiere que las secciones de tubo que constituyen los conductos de I entrada de oxidante 64a, b, el miembro de anillo 60, y el miembro cruzado 62 tengan un diámetro nominal más grande que aproximadamente 0.1 metros, más preferiblemente en él intervalo de aproximadamente 0.2 a aproximadamente 2 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.25 a 1 metro. Como quizás mejor se ilustra en la FIG. 3, el miembro de anillo 60 y el miembro cruzado 62 cada uno presenta una pluralidad de orificios de oxidante superiores 68 paira descargar la corriente de oxidante hacia arriba en la zona ¡de reacción 28. Como quizás mejor se ilustra en la FIG. 4, el miembro de anillo 60 y/o el miembro cruzado 62 pueden presentar uno o más orificios de oxidante inferiores 70 para descargar la corriente de oxidante hacia abajo en la zona de reacción 28. Los orificios de oxidante inferiores 70 también se pueden utilizar para descargar líquidos y/o sólidos que podrían meterse dentro del miembro de anillo 60 y/o el miembro cruzado 62. A fin de prevenir los sólidos de la acumulación dentro del tubo rociador de oxidante 34, una corriente de liquido se puede continuamente o periódicamente pasar a través del tubo rociador 34 para limpiar cualquiera de los sólidos acumulados.

Con referencia nuevamente a las FIGS. 1-4, durante la oxidación en el reactor de columna de burbujeo 20, las corrientes de oxidante se hacen pasar a través de las entradas de oxidante 66a, b y en los conductos de entrada de oxidante 64a, b, respectivamente. Las corrientes de oxidante luego se transportan por la via de los conductos de entrada de oxidante 64a, b al miembro de anillo 60. Una vez que la corriente de oxidante ha entrado en el miembro de anillo 60, la corriente de oxidante se distribuye por todos los volúmenes internos del miembro de anillo 60 y el miembro cruzado 62. La corriente de oxidante luego se hace pasar hacia afuera del tubo rociador de oxidante 34 y en la zona de reacción 28 por la via de los orificios de oxidante superior e inferior 68, 70 del miembro de anillo 60 y el miembro cruzado 62. Las salidas de los orificios de oxidante superiores 68 son lateralmente espaciadas de una a la otra y se colocan en sustancialmente la misma elevación en la zona de reacqión 28. Asi, las salidas de los orificios de oxidante superiores 68 generalmente se localizan a lo largo de un plano sustancialmente horizontal definido por la parte superior del tubo rociador de oxidante 34. Las salidas de los orificios de oxidante inferiores 70 son lateralmente espaciadas de una a la otra y se colocan en sustancialmente la misma elevación en al zona de reacción 28. Asi, las salidas de los orificios de oxidante inferiores 70 generalmente se localizan a lo largo de un plano sustancialmente horizontal definido por el fondo del tubo rociador de oxidante 34. En una modalidad de la presente invención, el tubo rociador de oxidante 34 tiene por lo menos aproximadamente 20 orificios de oxidante superiores 68 formados en el mismo. Más preferiblemente, el tubo rociador de oxidante 34 tiene en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 800 orificios de oxidante superiores formados en el mismo. Mucho más preferiblemente, el tubo rociador de oxidante 34 tiene en el intervalo de 60 a 400 orificios de oxidante superiores 68 formadas en el mismo. El tubo rociador de oxidante 34 preferiblemente tiene por lo menos aproximadamente 1 'orificio de oxidante inferior 70 formado en el mismo. Más preferiblemente, el tubo rociador de oxidante 34 tiene en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 40 orificias de oxidante inferiores 70 formados en el mismo. Mucho más I preferiblemente el tubo rociador de oxidante 34 tiene el intervalo de 8 a 20 orificios de oxidante inferiores ¡70 formados en el mismo. La relación del número de orificios Ide oxidante superiores 68 a los orificios de oxidante inferiores 70 en el tubo rociador de oxidante 34 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 100:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5 : 1, a aproximadamente 25:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 8:1 a 15:1. Los diámetros de sust'ancialmente todas los orificios de oxidantes superiores e inferiores 68, 70 son preferiblemente de manera sustancial los mismos, de modo que la relación del gasto de flujo volumétrico de la corriente de oxidante que sale de los orificios superior e inferior 68, 70 es sustancialmente la misma como las relaciones, dadas en lo anterior, para el número relativo de orificios de oxidante superior e inferior 68, 70. La FIG. 5 ilustra la dirección de la descarga de oxidante desde los orificios de oxidante superior e inferior 68, 70. Con referencia a los orificios de oxidante superiores 68, se prefiere que por lo menos una porción de los orificios de oxidante superiores descarguen la corriente de oxidante en un ángulo "A" que es oblicuo de la vertical. Se prefiere que el porcentaje de los orificios de oxidante superiores 68 sean oblicuos de la vertical por el ángulo "A" para estar en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 90 por ciento, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 50 a aproximadamente 80 por ciento, todavía más preferiblemente en el intervalo de 60 a 75 por ciento, y mucho más preferiblemente aproximadamente 67 por ciento. El ángulo "A" está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 60 grados, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 45 grados, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 15 a 30 grados. Como para los orificios de oxidante inferiores 70, se prefiere que sustancialmente todos de los orificios de oxidante inferiores 70 se localicen cerca de la porción más de fondo del miembro de anillo 6O y/o el miembro cruzado 62. Asi, cualquiera de los líquidos y/o sólidos que pueden haber entrado intencionalmente en el tupo rociador de oxidante 34 pueden ser fácilmente descargados del tubo rociador de oxidante 34 por la via de los orificios de oxidante inferiores 70. Preferiblemente, los orificios de oxidante inferiores 70 descargan la corriente de oxidante hacia abajo en un ángulo sustancialmente vertical. Para propósitos de esta descripción, un orificio de oxidante superior puede ser cualquier orificio que descarga una corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia arriba (es decir, en un ángulo arriba de lo horizontal) , y un I orificio de oxidante inferior puede ser cualquier orificio i que descargue una corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo, (es decir, en un ángulo abajo dej la horizontal) . En muchos reactores de columna de burbujeo convencionales que contienen un medio de reacción de fases múltiples, sustancialmente todo del medio de reacción localizado abajo del tubo rociador oxidante (u otro mecanismo para introducir la corriente de oxidante en la zona i de reacción) tiene un valor de contención de gas muy bajo. Como es conocido en la técnica, "contención de gas" es simple la fracción de volumen de un medio de fases múltiples que esté 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 i zonas no aireadas en un medio de reacción sometidas a la oxidación en un reactor de columna de burbujelo puede minimizar la generación de ciertos tipos de impurezas indeseables. Las zqnas 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 oxigeno molecular. Estas zonas no aireadas, subalimentadas de oxigeno del medio de reacción tienen una tendencia para promover las reacciones laterales indeseables, antes que la reacción de oxidación deseada. Por ejemplo, cuando el para-xileno se oxida parcialmente para formar ácido tereftálico, la disponibilidad de oxigeno insuficiente en la fase liquida 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 liquida 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 discretas de volumen uniforme. Con la excepción de las cortes horizontales más altas y más bajas, cada corte horizontal es un volumen discreto unido en i 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 I plano horizontal imaginario y sobre su parte superior por la superficie superior del medio de reacción. El corte I horizontal más bajo se une sobre su parte superior por¡ un plano horizontal imaginario y sobre su fondo por el extremo inferior del recipiente. Una vez que el medio de reacción se ha dividido teóricamente en 2,000 cortes horizontales discretas de igual volumen, la contención de gas promediada en tiempo y promediado en volumen de cada corte horizontal se puede determinar. Cuando este método de cuantificación de la cantidad de las zonas no tratadas se emplea, se prefiere que el número de cortes horizontales tengan una contención de gas promediado en tiempo y promediado en volumen menor que 0.1 para ser menor que 30, más preferiblemente menor que 15, todavía más preferiblemente menor que 6, aun más preferiblemente menor que 4, y mucho más preferiblemente menor que 0.2 Se prefiere que el número de cortes horizontales tengan una contención de gas menor que 0.2 para ser menor que 80, más preferiblemente menor que 40, todavía más preferiblemente menor que 20, aun más preferiblemente menor que 12, y mucho más preferiblemente 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 preferiblemente menor que 80, todavía más preferiblemente menor que 40, aun más preferiblemente menor que 20, y mucho más preferiblemente menor que 15. Con referencia nuevamente a las FIGS. 1 y 2, se ha descubierto que el tubo rociador oxidante 34 más bajo en la zona de reacción 28 proporciona varias ventajas, que incluyen la reducción de la cantidad de las zonas no aireadas eri el medio de reacción 36. Dado una altura "H" del medio de reacción 36, una longitud "L" de la zona de reacción 28, y un diámetro máximo "D" de la zona de reacción 28, se prefiere que una mayoría (es decir, >50 por ciento en peso) de la corriente de oxidante sea introducida en la zona de reacción 28 dentro de aproximadamente 0.025H, 0.022L, y/o 0.25D del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, una mayoría de la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28 dentro de aproximadamente 0.02H, 0.018L, y/o 0.2D del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente, una mayoría de la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28 dentro de 0.015H, 0.013L, y/o 0.15D del extremo inferior 52 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 menos que aproximadamente 0.25H, 0.22L, y/o 0.25D, de modo que sustancialmente todo de la corriente de oxidante entra en la zona de reacción 28 dentro de aproximadamente 0.25H, 0.22L, y/o 0.25D del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, Yi es menor que aproximadamente 0.0.2H, 0.018L, y/o 0.2D. Mucho más preferiblemente, 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 medio cilindrico 46 de la coraza de recipiente 22 se une con el borde superior de la cabeza elíptica 48 de la coraza de recipiente 22. Alternativamente, la cabeza inferior 48 puede ser de cualquier forma incluyendo cónica, y la linea tangente todavía se define como el borde de fondo del cuerpo medio cilindrico 46. La distancia vertical "Y2" entre la linea 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 preferiblemente por lo menos aproximadamente 0.005H, 0.004L, y/o 0.05D; y mucho más preferiblemente por lo menos 0.01H, 0.008L, y/o 0.1D. La distancia vertical "Y3" entre el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28 y la salida de los orificios de oxidante inferiores 70 del tubo rociador de oxidante 34 , es preferiblemente menor que aproximadamente 0.0015H, 0.013L, y/o 0.15D; más preferiblemente menor que aproximadamente 0,012H, 0.01L, y/o 0.1D; y mucho más preferiblemente menor que 0.01H, 0.008L, y/o 0.075D, pero más que 0.003H, 0.00'2L, y/o 0.025D. En una modalidad preferida de la presente invención, los orificios que descargan la corriente de oxidante y la corriente de alimentación en la zona de reacción se configuran de modo que la cantidad (en1 peso) i del oxidante o la corriente de alimentación descargada desde un orificio son directamente proporcionadas al área abierta del orificio. Asi, por ejemplo, si 50 por ciento del área abierta acumulativa definida por todos los orificios de oxidante se localizan dentro de 0.15D del fondo de la zona de reacción, entonces 50 por ciento en peso de la corriente de oxidante entra en la zona de reacción dentro de 0.15D del fondo de la zona de reacción y viceversa. 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 I 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 de por lo menos aproximadamente Q .' 4 , más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.6 a aproximadamente 0.9, y mucho más preferiblemente en : el intervalo de 0.65 a 0.85. Varios atributos físicos, y operacionales del reactor de columna de burbujeo I 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 rela'ción 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. Además, los inventores han descubierto la importancia de operación con una presión de parte de arriba optimizada para obtener la contención de gas incrementada y la transferencia de masa incrementada. Podria aparecer que la operación con una presión de parte de arriba inferior, que reduce la solubilidad del oxigeno molecular de acuerdo a un efecto de Law Henry, reducirla la proporción de transferencia i de masa del oxigeno molecular del gas al liquido. En un recipiente mecánicamente agitado, tal es típicamente el caso debido a los niveles de aireación y las proporciones de transferencia de masa se denominan por el diseño del agitador y la presión de la parte de arriba. Sin embargo, en I un reactor de columna de burbujeo de acuerdo a una modalidad preferida de la presente invención, se ha descubierto como usar una presión de la parte de arriba inferior para causar una masa dada de corriente de oxidante en fase de gas para ocupar más volumen, incrementar la velocidad superficial en el medio de reacción 36 y a su vez incrementar la contención de gas y proporción de transferencia de oxigeno molecular. El balance entre la coalescencia y dispersión del burbujeo es un fenómeno extremadamente complicado, conduciendo por una parte a una tendencia a la espuma, lo cual reduce las proporciones de circulación internas de la fase liquida y lo cual puede requerir, zonas de desacoplamiento muy grandes, y por otra parte una tendencia a más pocas, burbujas muy grandes que dan una contención de gas inferior y proporción de transferencia de masa más baja de la corriente de oxidante a la fase liquida. Concerniente a la fase liquida, su composición, densidad, viscosidad y tensión de superficie, entre otros factores, son conocidas para interactuar en una manera muy complicada para producir resultados muy complicados aun en la ausencia de una fase sólida. Por ejemplo, los investigadores de laboratorio han encontrado útil calificar si el "agua" es agua potable, agua destilada, o agua desionizada, cuando reportan y evalúan l s observaciones para las columnas de burbujeo de agua-aire aún simples. Para las mezclas complejas en la fase liquida y para la adición de una fase sólida, el grado de complejidad se eleva adicionalmente. Las irregularidades de superficie de las partículas individuales de sólidos, el tamaño promedio de sólidos, la distribución de tamaño de partícula, la cantidad de sólidos relativa a la fase liquida, y la habilidad de liquido para humedecer la superficie del sólido entre otras cosas, todas son importantes en su interacción con la fase liquida y la corriente de oxidante en establecer que el comportamiento del burbujeo y los patrones de flujo de convención natural resultarán. Asi, la habilidad del reactor de columna de burbujeo para funcionar útilmente con las velocidades superficiales altas y la contención de gas alta divulgada en la presente depende, por ejemplo, en una selección apropiada de: (1) la composición de la fase liquida del medio de reacción; (2) la cantidad y tipo de los sólidos precipitados,, ambos de los cuales se pueden ajustar mediante condiciones de reacción; (3) la cantidad de la corriente de oxidante alimentada al reactor; (4) la presión de la parte de arriba que afecta el flujo volumétrico de la corriente de oxidante, la estabilidad de las burbujas, y, por la via del balance de energia, la temperatura de reacción; (5) la temperatura de reacción por si misma, que afecta las propiedades del fluido, las propiedades de los sólidos precipitados, y el volumen especifico de la corriente de oxidante; y (6) los detalles de geometría y mecánica de recipiente de reacción, incluyendo la relación L: D. Con referencia nuevamente a la FIG. 1, se ha descubierto que la distribución mejorada del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) en el medio de reacción 36 se puede proporcionar al introducir una corriente de alimentación en fase 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 via de por lo menos 3 orificios de alimentación, más preferiblemente por lo menos 4 orificios de alimentación. Como se utiliza en la presente, el término "orificios de 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 dos de los orificios de alimentación estén especiadas verticalmente i de una a la otra por al menos aproximadamente 0.5D, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 1.5D, y mucho más preferiblemente por lo menos 3D. Sin embargo, se prefi re que el orificio de alimentación más alto sea espaciado verticalmente del orificio de oxidante más bajo pero no más de aproximadamente 0.75H, 0.65L y/o 8D; más preferiblemente no más que aproximadamente 0.5H, 0.4L y/o 5D; y mucho más preferiblemente no más que 0.4H, 0.35L y/o 4D. Aunque es deseable introducir la corriente de alimentación en fase liquida en ubicaciones verticales múltiples, también se ha descubierto que la distribución mejorada en el compuesto oxidable en el medio de reacción 36 se proporciona si la mayoría de la corriente de alimentación en fase liquida se introduce en la mitad del fondo en el medio de reacción 36 y/o la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso de la corriente de alimentación en la fase liquida se introduce en la mitad del fondo del medio de reacción 36 y/o la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente por lo menos 90 por ciento en peso de la corriente de alimentación en fase liquida se introduce en la mitad del fondo del medio de reacción 36 y/o la zona de reacción 28. Además, se I prefiere que lo menos 30 por ciento en peso de la corriente de alimentación en fase liquida 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 lia presente invención. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso de la alimentación en fase liquida se introduce dentro de aproximadamente ¡ 2.5D de la ubicación vertical más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75% en peso de la corriente de alimentación en fase 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. j Cada orificio de alimentación define un área I abierta a través de la cual la alimentación se descarga. Se prefiere por lo menos aproximadamente 30 por ciento .del ár a abierta acumulativa de todas las entradas de alimentación |se i | localicen dentro de aproximadamente 1.5D de la ubicacilón 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 dé alimentación se localizan dentro de aproximadamente 2.5D de la ubicación vertical más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona dé. reacción I 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 Xa 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 de1 la coraza de recipiente 22. Estos orificios de alimentación preferiblemente tienen diámetros sustancialmente similares de menos que aproximadamente 7 centímetros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.25 a aproximadamente 5 centímetros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.4 a 2 centímetros. El reactor de columna de burbujeo 20 preferiblemente está equipado con un sistema para controlar el gasto de flujo de la corriente de alimentación en fase liquida fuera de cada orificio de alimentación. Tal sistema de control de flujo preferiblemente incluye una válvula de control de flujo individual 74a, b, c, d para cada entrada de alimentación respectiva 32a, b, c, d. Además, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 sea equipado con un sistema de control de flujo que permite por lo menos una porción de la corriente de alimentación en fase liquida ser introducida en la zona de reacción 28 en una velocidad superficial de entrada elevada de por lo menos i aproximadamente 2 metros por segundo, más preferiblemente por i lo menos aproximadamente 5 metros por segundo, todavía más preferiblemente por lo menos aproximadamente 6 metros por segundo, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 8 a 20 metros por segundo. Como se utiliza en la presente, el término "velocidad superficial de entrada" indica el gasto de flujo volumétrico promediado en tiempo de la corriente1 de alimentación fuera del orificio de alimentación dividido por el área del orificio de alimentación. Preferiblemente por lo menos aproximadamente 50 por ciento de la corriente de alimentación se introduce en la zona de reacción 28 a una velocidad superficial de entrada elevada. Mucho más preferiblemente, de manera sustancial toda la corriente de alimentación se introduce en la zona de reacción 28 a una velocidad superficial de entrada elevada. Con referencia ahora a las FIGS. 6-7, 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 d'e alimentación 87, 89 preferiblemente tienen diámetros sustancialmente similares de menor que aproximadamente 7 I centímetros, más preferiblemente en el intervalo d^ aproximadamente 0.25 a aproximadamente 5 centímetros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.4 a 2 centímetros. Se prefiere que los orificios de alimentación 87, 89 de cada sistema de distribución de distribución de alimentación 76a, b, b, d sean opuestos diametricalmente a fin de introducir la corriente de alimentación en la zona, de reacción 28 en las direcciones3 opuestas. Además, se prefiere que los orificios de alimentación diametralmente opuestos 86, 88 de los sistemas de distribución de alimentación adyacentes 76 sean orientados a 90° de rotación relativos uno al otro. En la operación, la corriente de alimentación en fase liquida 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 via 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 diferentes a los conductos de inserción 86, 88 (mostrados en la FIG. 7). Los tubos de bayoneta, 90, 92 se proyectan en la zona de reacción 28 e incluyen una pluralidad de orificios de alimentación pequeños 94, 96 para descargar la alimentación en fase liquida en la zona de reacción 28. Se prefiere que los orificios de alimentación pequeños 94, 96 de los tubos de bayoneta 90, 92 tengan sustancialmente los mismos diámetros de menor que aproximadamente 50 milímetros, mas de manera preferible de aproximadamente 2 a aproximadamente 25 milímetros y mucho más preferiblemente 4 a 15 milímetros. i i I i Las FIGS. 9-11 ilustran un sistema de distribució In i de alimentación alternativo 100. El sistema de distribución de alimentación 100 introduce la corriente de alimentación en fase liquida a una pluralidad de ubicaciones verticalmente espaciadas y lateralmente espaciadas sin el requerimiento de penetraciones múltiples de la pared lateral del reacotar de columna de burbujeo 20. El sistema de introducción de alimentación 100 generalmente incluye un conducto de entrada I solo 102, un cabezal 104 una pluralidad de tubos de distribución rectos 106, un mecanismo de soporte lateral 108, I y un mecanismo de soporte vertical 110. El conducto ¡de I entrada 102 penetra la pared lateral del cuerpo medio 46 ¡de la coraza de recipiente 22. El conducto de entrada 102 jse acopla fluidamente al cabezal 104. El cabezal 104 distribuye la corriente de alimentación recibida del conducto de entr da 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 I a cada tubo de distribución 106 e inhibe el movimiento lateral relativo de los tubos de distribución 106. Él 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 1 I los tubos de distribución 106 en la zona de reacció'n 28. Se I prefiere que los orificios de alimentación 112 tengan sustancialmente los mismos diámetros que menor que i aproximadamente 50 milímetros, más de manera preferible aproximadamente 2 a aproximadamente 25 milímetros, y mucho más preferiblemente 4 a 15 milímetros. El espaciamiento vertical de los orificios de alimentación 112 del sistema de distribución de alimentación 100 ilustrado en las FIGS. 9-11 puede ser sustancialmente el mismo como se describe en ' lo anterior, con referencia al sistema de distribución < de alimentación de la FIG. 1. Se ha descubierto que los patrones de flujo del medio de reacción en muchos reactores de columna de burbujeo pueden permitir la distribución azimutal desigual del compuesto oxidable en el medio de reacción, especialmente cuando el compuesto de oxidable se introduce principalmente a lo largo de un lado del medio de reacción. Como se utiliza en la presente el término "azimutal" indicará un ángulo o espacio alrededor del eje recto de alargamiento de 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 el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) se introduce en la zona de reacción por la via 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 azimutalmente 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, Q2, Q3, Q4" de volumen aproximadamente igual. Estos cuadrantes azimutales "Qi Q2? 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, i la linea de inserción de los planos verticales de inserción ^ I imaginarios, Pi, P2 serán aproximadamente coincidentes con la-linea central vertical del cilindro, y cada cuadrante azimutal Q?,Q2,Q3,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 oxidable se cargue en el medio de reacción por la via 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 oxidable se descarga en el medio de reacción a través de los orificios de alimentación que se pueden localizar en un cuadrante azimutal solo. Más preferiblemente, no más de aproximadamente 60 por ciento del compuesto 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 preferiblemente, no más de 40 por ciento en peso del compuesto oxidable se descarga en el medio de reacción a través de los orificios de alimentación que se pueden localizar en un cuadrante azimutal solo. Estos parámetros para la distribución azimutal del compuesto oxidable se miden cuando los cuadrantes azimutales se oriental azimutalmente tal que la cantidad posible máx¡ima del compuesto oxidable está siendo descargado en uno de los cuadrantes azimutales. Por ejemplo, si la corriente de alimentación completa se descarga en el medio de reacción por la via 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 oxidable introducido en el medio de reacción sea descargado por la via 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 via 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 I 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 e;l 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 parejd lateral que define la zona de reacción 28. Se prefiere qué poco o nada del compuesto oxidable sea introducido en la zona de reacción 28 por la via de los orificios de alimentación localizados en este anillo eterno OA. En otra modalidad, se prefiere que poco o nada del I compuesto oxidable sea introducido en el centro de la zona dé reacción 28. Asi, como se ilustra en la FIG. 8, la zona de alimentación radial preferida FZ puede tomar la forma de uh i anillo recto teórico centrado en la zona de reacción ,28, que I 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 I I de la zona de alimentación radial preferida FZ . Se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable sea introducido en la zona de reacción 28 por la via de los orificios de la alimentación localizado en este cilindro interno IC. En una modalidad preferida de la presenté i invención, una porción sustancial del compuesto oxidable s introduce en el medio de reacción 36 por la via 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, en por lo menos aproximadamente 25 por ciento del compuesto oxidable ase descarga en el medio de reacción 36 por la via de los orificios de alimentación localizados en la zona de alimentación radial preferida. Todavía más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 50% en peso del compuesto oxidable se descarga en el medio de reacción 36 por la via de los orificios de alimentación localizados en la zona de alimentación radial preferida. Mucho más preferiblemente, por lo menos 75 por ciento en peso del compuesto oxidable se descarga en el medio de reacción 36 por la 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.1 7 y 8 se describen con referencia a la distribución de 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 lá 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. 12-15, un tub'p rociador de oxidante alternativo 200 se ilustra como generalmente que comprende un miembro de anillo 202 y un par de conductos de entrada de oxidante 204, 206. El tubo i rociador de oxidante 200 de las FIGS. 13-15 es similar al tubo rociador de oxidante 34 de las FIGS. 1-11 con las siguientes tres diferencias primarias: (1) el tubo rociador oxidante 200 no incluye un miembro cruzado diagonal; (2) la porción superior del miembro de anillo 202 no tiene orificios para descargar el oxidante en una dirección hacia arriba; y (3) el tubo rociador de oxidante 2002 tiene mucho más orificios en la porción inferior del miembro de anillo 202. i Como quizás mejor se ilustra en las FIGS. 14 y 15/ la porción de fondo del anillo de tubo rociador de oxidante 202 presenta una pluralidad de orificios de oxidante 208. Los orificios de oxidante 208 son preferiblemente configurados tal que por lo menos aproximadamente 1 por ciento del área abierta total definida por los orificios de oxidante 208 se localiza abajo de la linea central 210 (FIG. 15) del miembro de anillo 202, donde la linea central 210 se localiza en la1 elevación del centroide volumétrico del miembro de anillo 202. Más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 5 por ciento del área abierta total definida por todos los orificios de oxidante 208 se localizan abajo de la linea central 210 con por lo menos aproximadamente 2 por ciento del área abierta total que se define por los orificios 208 que descargan la corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo dentro de aproximadamente 30 grados de vertical todavía más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 20 por ciento del área abierta total definida por todos lo orificios de oxidante 208 se localiza abajo de la linea central 210, con por lo menos aproximadamente 10 por ciento del área abierta total que se define por los orificios 208 que descargan la corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo dentro de 30 grados del vertical. Mucho más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75 por ciento del área abierta total definida por todos los orificios de oxidante 208 se localiza abajo de la linea central 210, con por lo menos aproximadamente 40 por ciento del área abierta total que se define por los orificios 208 que descargan la corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo dentro de 30 grados del vertical. La fracción del área abierta total definida por todos los orificios de oxidante 208 que se localizan arriba de la linea central 210 es preferiblemente menor que aproximadamente, 75 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente 50 por ciento, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 25 por ciento, y mucho más preferiblemente menor que 5 por ciento. Como se ilustra en las FIGS. 14 y 15, los orificios de oxidante 208 incluyen los orificios hacia abajo 208a y los orificios oblicuos 208b. Los orificios hacia abajo 208a se configuran para descargar la corriente de oxidante generalmente hacia abajo en un ángulo dentro de aproximadamente 30 grados de vertical, más preferiblemente dentro de aproximadamente 15 grados de vertical, y mucho más preferiblemente dentro de 5 grados de vertical. Los orificios oblicuos 208b se configuran para descargar la corriente de oxidante generalmente hacia afuera y hacia abajo en un ángulo "A" que está en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 75 grados del vertical, más preferiblemente el ángulo A está en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 60 grados del vertical, y mucho más preferiblemente el ángulo A está en el intervalo de aproximadamente 40 a 50 grados de vertical. Se prefiere que sustancialmente todos los orificios de oxidante 208 tengan aproximadamente el mismo diámetro. El diámetro de los orificios de oxidante 208 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 300 milímetros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 120 milímetros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 8 a 60 milímetros. El número total de orificios de oxidante 208 en el miembro de anillo 202 se selecciona para cumplir los criterios de caida de presión bajos detallados enseguida. Preferiblemente, el número total de orificios de oxidante 208 formados en el miembro de anillo 202 es por lo menos aproximadamente 10, más preferiblemente el número total de orificios oxidante 208 está en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 200, y mucho máis preferiblemente el número total de orificios de . oxidante 20,8 está en el intervalo de 40 a 100. Aunque las FIGS. 12-15 ilustran una configuración muy especifica para el tubo rociador de oxidante 200, ahora se menciona que una variedad de configuraciones de tubo rociador de oxidante se puede emplear para lograr las ventajas descritas en la presente. Por ejemplo, el tubo rociador de oxidante no necesita necesariamente tener lá configuración de miembro de anillo octagonal ilustrado en las FIGS. 12-13. Más bien, es posible para el tubo rociador de oxidante ser formado de cualquier configuración de conducto (s) de flujo que emplea una pluralidad de orificios espaciados para descargar la corriente de oxidante. El tamaño, número, y dirección de descarga de los orificios de oxidante en el conducto de flujo están preferiblemente dentro I de los intervalos establecidos en lo anterior. Además, el tubo rociador de oxidante preferiblemente se configura para proporcionar la distribución azimutal y radial del oxigeno molecular descrito en lo anterior, Sin considerar la configuración especifica del tubo rociador de oxidante se prefiere que el tubo rociador oxidante se configure físicamente y se opere en una manea que minimice la caida de presión asociada con la descarga de la corriente de oxidante afuera del conducto (s) de flujo, a través de los orificios de oxidante, y en la zona de reacción. Tal caida de presión se calcula como la presión I estática promediada en tiempo de la corriente de oxidante dentro del conducto de flujo en las entradas de oxidante 66a, b, c, d 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 la ubicación vertical y una mitad de la corriente de oxidante se introduce abajo de la ubicación vertical. En una modalidad preferida de la presente invención, la caida 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 preferiblemente menos que aproximadamente 0.2 MPa, todavía más preferible menor que aproximadamente 0.1 MPa, y mucho más preferiblemente menor que 0.05 MPa. Bajo las condiciones de operación preferidas del reactor de columna de1 burbujeo descritas en la presente, la presión de la corriente de oxidante dentro del conducto (s) de flujo del tubo rociador de oxidante está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.35 a aproximadamente 1 MPa, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.45 a aproximadamente 0.85 MPa, y mucho más preferiblemente en el I intervalo de 0.5 a 0.7 MPa. Como es aludido en lo anterior con referencia a la configuración del tubo rociador de oxidante ilustrado en las FIGS. 2-5, puede ser deseable lavar continuamente o periódicamente el tubo rociador de oxidante con un liquido I (por ejemplo, ácido acético, agua, y/o para-xileno) para prevenir el ensuciamiento del tubo rociador de oxidante con sólidos. Cuando tal lavado con liquido se emplea, es preferido para una cantidad efectiva del liquido (es decir, no solo la cantidad menor de gotitas de liquido que podrían naturalmente estar presentes en la corriente de oxidante ser ¡ pasada a través del tubo rociador de oxidante y fuera, de los orificios de oxidante para por lo menos un periodo de más de un minuto cada dia. Cuando un liquido se descarga continuamente o periódicamente del tubo rociador de oxidante, se prefiere que la relación del gasto de flujo de masa del liquido a través del tubo rociador de oxidante al gasto de flujo de masa del oxigeno molecular a través del tubo rociador de oxidante esté en el intervalo de aproximadamente 0.05:1 a aproximadamente 30:1, o en el intervalo de aproximadamente 0.1:1 a aproximadamente 2:1, o aun en el intervalo de 0.2:1 a 1:1. En una modalidad de la presente invención, una porción significante del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) se puede introducir en la zona de reacción a través del tubo rociador de oxidante. En tal configuración, se prefiere que el compuesto oxidable y el oxigeno molecular sean descargados del tubo rociador de oxidante a través de los mismos orificios en el tubo rociador de oxidante. Como se menciona en lo anterior, el compuesto oxidable es típicamente un liquido en STP. Por lo tanto, en esta modalidad, una corriente de dos fases se puede descargar desde el tubo rociador de oxidante, con la fase liquida que comprende el compuesto oxidable y la fase de gas que comprende el oxigeno molecular. Se debe reconocer, sin embargo, que por lo menos una porción del compuesto oxidable puede estar en un estado j gaseoso cuando se descarga desde el tubo rociador dé oxidante. En una modalidad, la fase liquida descargada del tubo rociador de oxidante está formada predominantemente del compuesto oxidable. En otra modalidad, la fase liquida descargada del tubo rociador de oxidante tiene sustancialmente la misma composición como la corriente de alimentación, descrita en lo anterior. Cuando la fase liquida, descargada del tubo rociador de oxidante tiene, sustancialmente la misma composición como la corriente de alimentación, tal fase liquida puede comprender un solvente y/o un sistema de catalizador en las cantidades y relaciones descritas a lo anterior con referencia a la composición de la corriente de alimentación. En una modalidad de la presente invención, se prefiere que por lo menos aproximadamente 10 por ciento en I peso para todo el compuesto oxidable introducido en la zona de reacción sea introducido por la via del tubo rociador de oxidante, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduce en la zona de reacción por la via del tubo rociador de oxidante, y mucho más preferiblemente por lo menos 80 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduce en la zona de reacción por la via del tubo rociador oxidante. Cuando todo o parte del compuesto oxidable es introduce en la zona de reacción por la via del tubo rociador oxidante, se prefiere que por ló menos aproximadamente 10 por ciento en peso de todo el oxigeno molecular introducido en la zona de reacción se ha i introducido por la via del mismo tubo rociador de oxidante; más preferiblemente por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduce en la zona de reacción por la via del mismo tubo rociador de oxidante, y mucho más preferiblemente por lo menos 80 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduce en la zona de reacción por la via del mismo tubo rociador de oxidante. Cuando una porción significante del compuesto oxidable se introduce en la zona de reacción por la via del tubo rociador de oxidante, se prefiere que uno o más dispositivos de detección de temperatura (por ejemplo, termopares) sean colocados en el tubo rociador de oxidante. Estos sensores de temperatura se pueden emplear para ayudar asegurarse que la temperatura en el tubo rociador de oxidante no llegue a ser peligrosamente alta . Con referencia ahora a las FIGS. 16-18, el reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un recipiente de desaireación interna 300 colocado en el fondo de la zona de reacción 28 cerca de la salida de suspensión 38. Se ha descubierto que las reacciones secundarias que forman impurezas ocurren en una proporción relativamente alta durante la desaireación del medio de reacción 36. Como se utiliza en la presente, "desaireación" indicará el desacoplamiento de una fase de gas del medio de reacción de fases múltiples. Cuando el medio de reacción 36 es altamente aireado (>0.3 de contención de gas), la formación de impurezas es minima. Cuando el medio de reacción 36 es altamente desaireado (>0.01 de contención de gas), la formación de impurezas también es minima. Sin embargo, cuando el medio de reacción es parcialmente aireado (0.01.0.3 de contención de gas), las reacciones secundarias indeseables se promueven y se incrementan y las impurezas se generan. El recipiente de desaireación 300 dirige estos y otros problemas al minimizar el volumen del medio de reacción 36 en un estado parcialmente aireado, y al desairear el medio de sustancialmente desaireada recipiente de desaireación via de la salida de sustancialmente desaireada aproximadamente 5 por ciento en volumen de fase de 'gas, más I preferiblemente menos que aproximadamente 2 por ciento en volumen de fase de gas, y mucho más preferiblemente menos que 1 por ciento en volumen de fase de gas. En la FIG. 16, el reactor de columna de burbujeo '20 se ilustra como que incluye un controlador de nivel 302 y una i válvula de control de flujo 304. El controlador de nivel 302 i y la válvula de control de flujo 304 cooperan para mantener el medio de reacción 36 en una elevación sustancialmente constante en la zona de reacción 28. El controlador de nivel 302 es operable para detectar (por ejemplo, al detectar' el nivel de presión diferencial o al detectar el nivel nuclear) la elevación de la superficie superior 44 del medio de reacción 36 y generar una señal de control 306 responsiva a la elevación del medio de reacción 36. La válvula de control de flujo 304 recibe la señal de control 306 y ajusta el gasto de flujo de una suspensión a través de un conducto de salida de suspensión 308. Asi, el gasto de flujo de la suspensión fuera de la salida de suspensión 38 puede variar entre un gasto de flujo volumétrico de suspensión máximo (Fma?) cuando la elevación del medio de reacción 36 es muy alta y un gasto de flujo volumétrico de suspensión minima (Fmax) cuando la elevación del medio de reacción 36 es muy baja. A fin de remover el producto de oxidación de fase sólida de la zona de reacción 28, una porción primero se debe pasar a través del recipiente de desaireación 300. El recipiente de desaireación 300 proporciona un volumen interno de baja turbulencia que permite a la fase de gas del medio de reacción 36 a elevarse naturalmente fuera de la fase de liquido y sólido del medio de reacción 36 como el flujo de liquido y sólidos hacia abajo hacia la salida de suspensión 38. La elevación de la fase de gas fuera de las fases liquidas y sólidas es causada por la flotación hacia arriba natural de la fase de gas en las fases liquidas y sólidas. Cuando el recipiente de desaireación 300 se emplea, la transición del medio de reacción 36 desde un medio de tres fases, completamente aireado para una suspensión de dos fases, completamente desaireada es rápida y eficiente. Con referencia ahora a las FIGS. 17 y 18, el recipiente de desaireación 300 incluye una pared lateral generalmente recta 308 que define una zona de desaireación 312 entre los mismos. Preferiblemente, la pared lateral 308 se extiende hacia arriba dentro de aproximadamente 300 grados del vertical, más preferiblemente dentro de aproximadamente 10 grados de vertical. Mucho más preferiblemente, la pared lateral 308 es sustancialmente vertical. La zona de desaireación 312 se separa de la zona de reacción 28 y tiene altura "h" y un diámetro "d" . Un extremo superior 310 de la pared lateral 308 se abre para recibir el medio de reacción desde la zona de reacción 28 en el volumen interno 312. El extremo inferior de la pared lateral 308 se acopla fluidamente a la salida de suspensión 38 por la via de una transición 314. En ciertos casos, tal como cuando el orificio de la salida de suspensión 38 es grande o cuando el diámetro "d" de la pared lateral 308 es pequeña, la sección de transición 314 se puede eliminar. Como quizás mejor se ilustra en la FIG. 18, el recipiente de desaireación 300 también puede incluir un rompedor de vórtice 316 colocado en la zona de desaireación 312. El rompedor de vórtice 316 puede ser cualquier estructura operable para inhibir la formación de vórtices conforme las fases sólida y liquida fluyan hacia abajo hacia la salida de suspensión 38. A fin de permitir el desacoplamiento acoplado de la fase de gas de las fases de sólido y liquido en el repipiente de desaireación 300, la altura "h" y el área de sección transversal horizontal de la zona de desaireación interna 312 se seleccionan cuidadosamente. La altura "h" y el área de sección transversal horizontal de la zona de desaireación interna 312 debe proporcionar suficiente distancia y tiempo de modo que aun cuando la cantidad máxima de suspensión está siendo retirada (es decir, cuando la suspensión está siendo retirada en Fma:.:) , sustancialmente todo del volumen dje I burbujas de gas se puede elevar fuera de las fases de sólido y liquido antes de que las burbujas de gas alcancen la salida de fondo del recipiente de desaireación 300. Asi, se prefiere I que el área de sección transversal de la zona de desaireación 312 sea tal que la velocidad hacia abajo máxima (Vdma?) de las fases liquida y sólida a través de la zona de desaireación 312 sea sustancialmente menor que la velocidad de elevación natural (Vu) de las burbujas de fase de gas a través de las i fases liquida y sólida. La velocidad hacia abajo máxima ( dma ) de las fases liquida y sólida a través de la zona dé desaireación 312 ocurre en el gasto de flujo volumétrico de suspensión máximo (Fmax) discutido en lo anterior. La velocidad de elevación natural (Vu) de las burbujas de gas a través de las fases liquida y sólida varia dependiendo del tamaño de las burbujas; sin embargo, la velocidad de elevación natural (Vuo.s) de las burbujas de gas de diámetro de 0.5 centímetros a través de las fases liquida y sólida se pueden utilizar como un valor de corte debido a que I sustancialmente todo del volumen de burbujas inicialmente en el medio de reacción 36 serán más grandes que 0.5 centímetros. Preferiblemente, el área de sección transversal de a zona de desaireación 312 es tal que la Vdmax es menor que aproximadamente 75 por ciento de Vu0.5 más preferiblemente Vdmax es menor que aproximadamente 40 por ciento de Vu0.5, mucho más preferiblemente la Vdmax es menor que 20 por ciento de Vu0.5. La velocidad hacia abajo de las fases liquida y sólida en la zona de desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 se calcula como el gasto de flujo volumétrico de la suspensión desaireada a través de la salida de la suspensión 38 dividida por el área de sección transversal minima de la zona de desaireación 312. la velocidad hacia abajo de las fases liquida y sólida en la zona de desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 es preferiblemente menor que aproximadamente 50 centímetros por segundo, más preferiblemente menor que aproximadamente 30 centímetros por segundo, y mucho más preferiblemente menor que 10 centímetros por segundo. Ahora se nota que aunque la pared lateral vertical 308 del recipiente de desaireación 300 se ilustra como que tiene una configuración cilindrica, la pared lateral 308, podria comprender una pluralidad de paredes laterales qué forman una variedad de configuraciones (por ejemplo, triangular, cuadrada, u oval), mientras que las paredes, definen un volumen interno que tiene un volumen apropiado, área de sección transversal, ancho "d" y altura "h". En una modalidad preferida de la presente invención, "d" está en el intervalo de aproximadamente 0.2 a aproximadamente 2 metros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.3 a aproximadamente 1.5 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.4 a 1.2 metros. En una modalidad preferida de la presente invención, "h" está en el intervalo de aproximadamente 0.3 metros a aproximadamente 5 metros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 3 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.75 a 2 metros. En una modalidad preferida de la presente invención, la pared lateral 308 es sustancialmente vertical de modo que el área de sección transversal horizontal de la zona de desaireación 312 es sustancialmente constante a lo largo de la altura completa "h" de la zona de desaireación 312. Preferiblemente, el área de sección transversal horizontal máxima en la zona de desaireación 312 es menos que 25 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, el área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desaireación 312 está en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 10 por ciento del área de sección transversal máxima de la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente, el área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desaireación 312 está en el intervalo de 0.25 a 4 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de la zona de reacción 28. Preferiblemente, el área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desaireación 312 está en el intervalo de aproximadamente 0.02 a aproximadamente 3 metros cuadrados, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.05 a aproximadamente 2 metros cuadrados, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.1 a 1.2 metros cuadrados. El volumen de la zona de desaireación '312 es I preferiblemente menor que aproximadamente 5 por ciento del volumen total del medio de reacción 36 o la zona de reacción 28. Más preferiblemente, el volumen de la zona de desaireación 312 está en el intervalo de aproximadamente 0.01 a aproximadamente 2 por ciento del volumen total del medio de reacción 36 o la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente, el volumen de la zona de desaireación 312 está en el intervalo de 0.05 a aproximadamente 1 por ciento del volumen total del medio de reacción 36 o la zona dé reacción 28. El volumen de la zona de desaireación 312 es preferiblemente menor que aproximadamente 2 metros cúbicos, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.01 a aproximadamente 1 metro cúbico, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.05 a 0.5 metros cúbicos. Volviendo ahora a la FIG. 19, el reactor de columna, de burbujeo 20 se ilustran ya que incluye un recipiente de desaireación externo 400. En esta configuración, el medio de reacción aireado 36 se retira de la zona de reacción 28 por la via de un orificio elevado en el lado de la coraza de recipiente 22. El medio aireado retirado se transporta a un recipiente de desaireación externo 400 por la via de un conducto exterior 402 para el desacoplamiento de la fase de gas de las fases sólida y liquida. La fase de gas desacoplada sale del recipiente de desaireación 400 por la via del conducto 404, mientras que la suspensión sustancialmente desaireada sale del recipiente de desaireación 400 por la via del conducto 406. En la FIG. 19 el conducto de salida 402 se muestra ya que es aproximadamente recto, horizontal, y ortogonal a la coraza de recipiente 22. Esto es meramente una configuración conveniente; y el conducto de salida 402 puede ser de otra manera en cualquier aspecto, probar que se conecta útilmente al reactor de columna de burbujeo 20 con el recipiente de desaireación externo 400. Volviendo al conducto 404, es útil para este conducto conectarse a o cerca del recipiente de desaireación superior 400 a fin de controlar una bolsa de gas estancada que contiene el compuesto oxidable y el oxidante. Además, los conductos 402 y 404 pueden comprender útilmente medios de aislamiento de flujo, tales como válvulas. Cuando el medio de reacción 36 se retira del' reactor 20 por la via de una salida elevada, como se , muestra en la FIG. 19, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 esté equipado con una salida inferior 408 cerca del fondo 53 de la zona de reacción 28. La salida inferior 408 y el conducto inferior 410, acoplados en el mismo, se pueden utilizar para la desinventariación (es decir, vaciado del reactor 20 durante la suspensiones. Preferiblemente, una o más salida inferior 408 se proporciona en el fondo de un tercio de la altura del medio de reacción 36, más preferiblemente en el fondo de un cuarto del medio de reacción 36, y mucho más preferiblemente en el punto más bajo de la zona de reacción 28. Con el retiro de la suspensión elevada y el sistema de desaireación mostrado en la FIG. 19, el conducto inferior 410 y la salida 408 no se utilizan para retirar la suspensión de la zona de reacción 28 durante la oxidación. Es conocido en la técnica que los sólidos tienden a asentarse por fuerizas de gravedad en porciones no aireadas y de otra manera no agitadas de la suspensión, incluyendo en los conductos de flujo estancados. Además, los sólidos asentados (por ejemplo ácido tereftálico) pueden tender a solidificarse en grandes aglomerados a continuar la precipitación y/o reorganización cristalina. Asi, a fin de evitar el taponamiento del conducto de flujo inferior 410, una fracción de la suspensión desaireada del fondo del recipiente de desaireación 400 se puede utilizar para lavar continuamente o intermitentemente el conducto inferior 410 durante la operación normal del reactor 20. Un medio preferido para proporcionar tal lavado de suspensión al conducto 410 es abrir periódicamente una válvula 412 en el conducto 410 y dejar una fracción de la i suspensión desaireada fluir a través del conducto 410, y en la zona de reacción 28 por la via del orificio interior '408. Aún cuando la válvula 412 está completamente o parcialmente abierta, únicamente una fracción de la suspensión desairada fluya a través del conducto inferior 410 y regresa a la zona de reacción 28. La fracción restante de la suspensión desaireada no se utiliza para lavar el conducto inferior 4|l0 se lleva por la via del conducto 414 lejos del reactor 20 para el procesamiento corriente abajo adicional (por ejemplo, purificación) . Durante la operación normal del reactor de columna de burbujeo 20 sobre una longitud sustancial de tiempo (por ejemplo, >100 horas) , se prefiere que la cantidad de la suspensión desaireada utilizada para inundar el conducto inferior 410 sea menor que 50 por ciento en peso de la suspensión desaireada total producida del fondo del recipiente de desaireación 400, más preferiblemente menor que i aproximadamente 20 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente menor que 5 por ciento en peso. Además,, se i prefiere que durante una duración sustancial de tiempo el gasto de flujo de masa promedio de la suspensión desaireada utilizada para inundar el conducto inferior 410 sea menor que aproximadamente 4 veces el flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28, más preferiblemente menor que aproximadamente 2 veces el gasto de flujo de flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28, todavía más preferiblemente menor que él gasto de flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28, y mucho más preferiblemente menor que 0.5 veces el gasto de flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28. Con referencia nuevamente a la FIG. 19, el recipiente de desaireación 400 incluye una pared lateral preferiblemente cilindrica, sustancialmente vertical 416 que define una zona de desaireación 418. La zona de desaireación 418 tiene un diámetro "d" y una altura "h". La altura "h" se mide como la distancia vertical entre la ubicación donde el medio de reacción aireado entra al recipiente de desaireación 400 y al fondo de la pared lateral 416. La altura '"h", él i diámetro "d", área, y el volumen de la zona de desaireación 418 es de manera preferible sustancialmente la misma como es descrito en lo anterior con referencia a la zona de desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 ilustrado en las FIGS. 16.18. Además, el recipiente de desaireación 400 incluye una sección superior 420 formada por la extensión de la pared lateral 416 arriba de la zona de desaireación 418. La sección superior 420 del recipiente de desaireación 400 puede ser de cualquier altura, aunque preferiblemente se extiende hacia arriba a o arriba del nivel del medio de reacción 36 en la zona de reacción 28. La sección superior 420 asegura que la fase de gas tenga lugar para desacoplarse apropiadamente de las fases liquida y sólida antes ,de salir del recipiente de desaireación 400 por la via del 'conducto i 404. Ahora se nota que aunque el conducto 404 se1 ilustre conforme regrese a la fase de gas desacoplada a la zona de desacoplamiento del reactor 20, el conducto 404 podria alternativamente ser acoplado a la coraza de recipiente 22 en cualquier elevación al conducto de salida 402. Opcionalmente, el conducto 404 podria ser acoplada al conducto de gas 40 de modo que la fase de gas desacoplada del de desaireación 400 se combina con la corriente de vapor i de la parte de arriba en el conducto 40 y se envia corriente abajo para procesamiento adicional. Volviendo ahora a la FIG. 20, el reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un recipiente de desaireación interno-externo híbrido 500. En esta configuración, una porción del medio de reacción 35 se retira de la zona de reacción 28 a través de un orificio elevado relativamente grande 502 en la pared lateral de la coraza de recipiente 22. El medio de reacción retirado 36 luego se transporta a través de un conducto de codo 504 de diámetro relativamente grande y entra a la parte superior del recipiente de desaireación 500. En la FIG. 20, el conducto de codo 504 se muestra ya que se conecta ortogonalmente a la pared lateral de la coraza de recipiente 22 ya que comprende una cuerva suave a través de un ángulo de aproximadamente 90 grados. Esto es meramente una configuración conveniente; y el conducto de codo 504 puede ser de otra manera en cualquier aspecto, proporcionado que se conecta útilmente al reactor de columna de burbujeo 20 con el recipiente de desaireación externo 500, como se describe. Además, el conducto de codo 504 puede comprender útilmente medios de aislamiento de flujo, tales como válvulas. En el recipiente de desaireación 500, la fase de gas se mueve hacia arriba, mientras que las fases sólida y liquida se mueven hacia bajo. La fase de gas que se mueve hacia arriba puede reentrar al conducto de codo 504 y luego escapar a través del orificio 502 de regreso en la zona de reacción 28. Asi, un flujo contracorriente del medio 'de reacción entrante 36 y el gas desacoplado existente puede ocurrir en el orificio 502. La suspensión desaireada sale 'del recipiente de desaireación 500 por la via del conducto 506. El recipiente de desaireación 500 incluye una pared lateral preferiblemente cilindrica, sustancialmente vertical 508 que define una zona de desaireación 510. La zona de desaireación lll 510 tiene una altura "H" y un diámetro "d". Se prefiere que el orificio elevado 502 y el conducto de codo 504 tengan un diámetro el mismo como, o mayor que, el diámetro "d" o de la zona de desaireación 510. La altura "h", el diámetro "d" el área y el volumen de la zona de desaireación 510 son de manera preferible sustancialmente los mismos como se describe en lo anterior con referencia a la zona de desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 ilustrado en las FIGS. 16-18. Las FIGS. 19 y 20 ilustran una modalidad del reactor de columna de burbujeo 20 donde el producto sólido (por ejemplo, ácido tereftálico crudo) producido en la zona de reacción 28 se retira de la zona de reacción 28 por la via de una salida elevada. El retiro del medio de reacción aireado 36 de una ubicación elevada arriba del fondo del reactor de columna de burbujeo 20 puede ayudar a evitar la acumulación y estancamiento del medio de reacción y pobremente aireado 36 en el fondo 52 de la zona de reacc¡ión 28. De acuerdo a otros aspectos de la presente invención, ,las concentraciones de oxigeno y el compuesto oxidable, or ejemplo para-xileno en el medio de reacción 36 cerca de la parte superior del medio de reacción 36 son preferiblemente I más bajos que cerca del fondo. Asi, el retiro del medio de I reacción 36 en una ubicación elevada puede incrementar el rendimiento al disminuir la cantidad de los reactivos no reaccionados retirados del reactor 20. También, la temperatura del medio de reacción 36 varia significantemente en la dirección vertical cuando el reactor de columna de burbujeo 20 es operado con la STR alta y los gradientes de la composición química como se divulga en la present'e. Bajo i tales condiciones, la temperatura del medio de reacción 36 típicamente tendrá minima local cera del extremo inferior I y el extremo superior de la zona de reacción 28. Cerca d l i extremo inferior, la minima se relaciona a la evaporación del solvente cerca de donde o todo de parte del oxidante es admitido. Cerca del extremo superior, la minima es nuevamente debido a la evaporación de solvente, aunque aqui debido a la i declinación de la presión dentro del medio de reacción. ^ i Además, otra minima local puede ocurrir entre los extremos superior e inferior donde quiera que la alimentación adicional u oxidante sea admitida al medio de reacción. Asi, existe una o más temperatura máxima, conducida por, le calor I exotérmico de las reacciones de oxidación entre el extremo inferior y el extremo superior de la zona de reacción 28. El retiro de medio de reacción 36 en una ubicación elevada] de temperatura alta puede ser particularmente ventajoso coni el procesamiento corriente abajo que ocurre a altas temperaturas, debido a que los costos de energia asociados I con el calentamiento del medio retirado para el procesamiento corriente abajo son reducidos.

Asi, en una modalidad preferida de la presente invención y especialmente cuando el procesamiento corriente abajo ocurre a temperaturas más altas, el medio de reacción 36 se retira del reactor de columna de burbujeo 20 por la via de una salida (s) elevada colocada arriba de la ubicación (es) donde por lo menos 50 por ciento en peso de la corriente de alimentación en fase liquida y/o la corriente de oxidante en fase de gas entra a la zona de reacción 28. Mas preferiblemente, el medio de reacción 36 se retira del reactor de columna de burbujeo 20 por la via de una salida (s) elevada colocada arriba de la ubicación (es) donde sustancialmente todo de la corriente de alimentación en fase liquida y/o la corriente de oxidante en fase de gas entra a la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos 50 por ciento en peso de los componentes en fase sólida y en fase liquida retirados del reactor de columna de burbujeo 20 se retiran por la via de una salida (s) elevada. Más preferiblemente, sustancialmente todo de los componentes1 en fase sólida y en fase liquida retirados del reactor ' de columna de burbujeo 20 se retira por la via de una salida (s) elevada. Preferiblemente, la salida (s) elevada se localiza por lo menos aproximadamente ID arriba del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, la salida (s) elevada se localiza en por lo menos aproximadamente 2D arriba del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28.

Mucho más preferiblemente, la salida (s) elevada se localiza por lo menos 3D arriba del extremo inferior 52 de la . zona de reacción 28. Dada una altura "h" del medio de reacción 36, se I prefiere que la salida (s) elevada esté verticalmente ubicada entre aproximadamente 0.2H y aproximadamente 0.8H, más preferiblemente entre aproximadamente 0.3H y aproximadamente 0.7H, y mucho más preferiblemente entre 0.4H y 0.6H . Además, se prefiere que la temperatura del medio de reacción 36 en una salida elevada de la zona de reacción 28 sea por lo menos i I 1°C mayor que la temperatura del medio de reacción -36 en el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, la temperatura del medio de reacción 36 en la salida elevada de la zona de reacción 28 esté en ;el intervalo de aproximadamente 1.5 a aproximadamente 16°C más caliente que la temperatura del medio de reacción 36 en el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente, la temperatura del medio de reacción 36 en la salida elevada de la zona de reacción 28 esté en el intervalo de 2 a 12°C más caliente que la temperatura del medio de reacción 36 en el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Con referencia ahora a la FIG. 21, el reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un recipiente de desaireación híbrido alternativo 600 colocado en el fondo del reactor 20. En esta configuración, el medio de reacción aireado 36 se retira de la zona de reacción 28 a través de un orificio relativamente grande 602 en el extremo inferior 52 de la coraza de recipiente 22. El orificio 602 define el extremo superior abierto y el recipiente de desaireación 600. En el recipiente de desaireación 600, la fase de gas se mueve hacia arriba, mientras que las fases sólida y liquida se mueven hacia abajo. La fase de gas que se mueve hacia arriba puede reentrar a la zona de reacción 28 a través del orificio 602. Asi, un flujo contracorriente del medio de reacción entrante y el gas desacoplado existente puede ocurrir en el orificio 602. La suspensión desaireada sale del recipiente de desaireación 600 por la via del conducto 604. El recipiente de desaireación 600 incluye una pared lateral preferiblemente cilindrica, sustancialmente vertical 606 que define una zona de desaireación 608. La zona I de desaireación 608 tiene una altura "h" y un diámetro "d" . Se prefiere que el orificio 602 tenga un diámetro el mismo, o mayor que, el diámetro "d" de la zona de reacción 608. La altura "h", el diámetro "d", el área y el volumen de la zona I de desaireación 608 son de manera preferible sustancialmente los mismos como se describe en lo anterior con la zona de des desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 ilustrado en las FIGS. 16-18. Con referencia ahora a la FIG. 22, el reactor de columna de burbujeo 20 de la FIG. 21 se ilustra como que incluye un tubo rociador de oxidante alternativo 620. El tubo rociador de oxidante 620 incluye un miembro de anillo 622 y un par de conductos de entrada 624, 626. El miembro de anillo 622 preferiblemente tiene sustancialmente la misma configuración como el miembro de anillo 202, descrito en lo anterior con referencia a las FIGS 12-15. Los conductos de entrada 624, 626 extendidos hacia arriba a través de los orificios en la cabeza inferior 48 de la coraza de recipiente 22 y proporcionan la corriente de oxidante al miembro de anillo 622. Con referencia ahora a la FIG. 23, el reactor de columna de burbujeo 20 de la FIG. 21 se ilustra ya que incluye un medio sin tubo rociador para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción 28. En la configuración de la FIG. 23, la corriente de oxidante se proporciona al reactor 20 por la via de los conductos oxidantes 630, 632. Los conductos de oxidante 630, 632 ' se acoplan a los orificios de oxidante respectivos 634, 636' en la cabeza inferior 48 de la coraza de recipiente 22. La corriente de oxidante se introduce directamente en la zona de reacción 28 por la via de los orificios de oxidantei 634, 536. Las placas de choque opcionales 638, 640 se pueden proporcionar para desviar el flujo de la corriente de oxidante una vez que ha entrado inicialmente en la zona de reacción 28. < Como se menciona en lo anterior, se prefiere que el reactor de oxidación se configure y se opere de una manera que evite las zonas de concentración altas del compuesto oxidable en el medio de reacción debido a que tales zonas pueden conducir a la formación de impurezas. Una manera para mejorar la dispersión inicial del compuesto oxidable (por ejemplo para-xileno) en el medio de reacción es al diluir el compuesto oxidable con un liquido. El liquido utilizado para diluir el compuesto oxidable puede originarse desde una porción del medio de reacción localizada a una distancia sustancial de la ubicación (es) donde el compuesto oxidable se alimenta a la zona de reacción. El liquido de una porción distante de medio de reacción se puede circular a la ubicación próxima a la ubicación de entrada del compuesto oxidable por la via del conducto de flujo que se coloca internamente y/o externamente al recipiente de reacción medio . Las FIGS. 24 y 25 ilustran dos métodos preferidos de circulación de liquido desde una porción distante del medio de reacción a una ubicación cerca de la entrada del compuesto oxidable utilizando un conducto interno (FIG. 24) o externo (FIG. 25). Preferiblemente, la longitud del conducto de flujo desde su entrada (es decir, orificio (s) donde el liquido entra al conducto) a su salida (es decir, orificio (s) donde el liquido se descarga del conducto) es mayor que aproximadamente 1 metro, más preferiblemente mayor que aproximadamente 3 metros, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 6 metros, y mucho más preferiblemente mayor que 9 metros. Sin embargo, la longitud real del conducto llega a ser menos relevante si el liquido és obtenido desde un recipiente separado, tal vez localizado inmediatamente arriba o al lado del recipiente en el que el compuesto oxidable alimentado se libera inicialmente. El liquido de cualquier recipiente separado que contiene por lo menos algo del medio de reacción es una fuente preferida para la dilución inicial del compuesto oxidable. Se prefiere que el liquido fluya a través del i conducto, cualquiera que sea la fuente, tenga una I concentración permanente inferior del compuesto oxidable que el medio de reacción inmediatamente adyacente a por lo menos i una entrada del conducto. Además, se prefiere que el liquido que fluye a través del conducto tenga una concentración de compuesto oxidable en la fase liquida abajo de aproximadamente 10,000 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 10,000 ppmw, todavía más preferiblemente abajo de aproximadamente 1000 ppmw, y mucho más preferiblemente abajo de 100 ppmw, donde las concentraciones se miden antes de la adición al conducto del incremento del compuesto oxidable alimentado y de cualquier alimentación1 de solventes separado, opcional. Cuando se mide después de la adición del incremento de la alimentación de compuesto oxidable y la alimentación del solvente opcional es preferible que la corriente de liquido combinada que entra al medio de reacción tenga una concentración de compuesto oxidable en la fase liquida abajo de aproximadamente 300,000 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 50,000 ppmw, y mucho más preferiblemente abajo de 10,000 ppmw. Es deseable mantener el flujo a través del conducto en una proporción suficiente baja de modo que el liquido circulado no suprima el gradiente total deseable del compuesto oxidable dentro del medio de reacción. En este respecto, es preferible que la relación de la masa de la fase liquida en la zona de reacción por lo cual el incremento del compuesto oxidable se libera inicialmente al gasto de flujo de masa del liquido que fluya, a través del conducto sea mayor que aproximadamente 0.3 minutos más preferiblemente mayor que aproximadamente un minuto, todavía más preferiblemente entre aproximadamente 2 minutos y aproximadamente 120 minutos, • y mucho más preferiblemente entre 3 minutos y 60 minutos. Hay muchos medios para obligar al liquido fluir a través del conducto. Los medios preferidos incluyen gravedad, eductores de todos los tipos que emplean gas o liquido, o ambos como el fluido motriz, y las bombas mecánicas de todos los tipos. Cuando se utiliza un eductor, una modalidad de la invención usa un fluido motriz por lo menos un fluido seleccionado del grupo que consiste de: alimentación de compuesto oxidable (liquido o gas) alimentación de oxidante (gas), alimentación de solvente (liquido) y una fuente bombeada de medio de reacción (suspensión). Otra modalidad usa como un fluido motriz por lo menos dos fluidos seleccionados del grupo que consisten de: alimentación de compuesto oxidable, alimentación de oxidante, y alimentación de solvente. Todavía otra modalidad usa como fluido motriz una combinación de alimentación de compuesto oxidable, alimentación de oxidante, y alimentación de solvente. El diámetro o diámetros apropiados del conducto de circulación pueden variar de acuerdo a la cantidad y propiedades del material que está siendo llevado, la , energia disponible para obligar al movimiento de flujo, 'y consideraciones de costos de capital. Es preferible; que el diámetro minimo para tal conducto sea mayor que aproximadamente 0.02 metros, más preferiblemente entre aproximadamente 0.06 metros, y aproximadamente 2 metros, y mucho más preferiblemente entre 0.12 y 08 metros. Como se menciona en lo anterior, es deseable controlar el flujo a través del conducto en ciertos intervalos preferidos. Hay muchos medios conocidos en la técnica para efectuar este control al ajustar una geometría fija apropiada durante la construcción del conducto de flujo. Otra modalidad preferida es utilizar geometrías que son variables durante la operación, notablemente incluyen válvulas de todas las clases y descripciones, incluyendo tanto de operación manual como de operación propulsada por cualquier medio, incluyendo espirales de control de alimentación posterior de un elemento detector o sin el. Otro medio preferido para controlar el flujo del liquido de dilución es variar la energia de entrada entre la entrada y la salida el conducto. El medio preferido incluye cambiar el gasto de flujo de uno o más fluidos a un eductor, cambiar la entrada de energia a un accionador de bomba, y cambiar la diferencia de densidad o diferencia de elevación' cuando utiliza fuerza gravitacional. Estos medios preferidos también se pueden utilizar en todas las combinaciones. El conducto utilizado para la circulación del liquido del medio de reacción puede ser de cualquier tipo conocido en la técnica. Una modalidad emplea un conducto construido en todo o parte utilizando materiales de tuberia convencionales en todo o parte utilizando la pared de recipiente de reacción como una parte del conducto. Un conducto se puede construir completamente encerrado dentro de los limites del recipiente de reacción (FIG. 24), o se puede construir completamente fuera del recipiente de reacción (FIG. 25), o puede comprender secciones tanto dentro y sin él recipiente de reacción. I Los inventores contemplan que, particularmente en los reactores más grandes, puede ser deseable tener conductos múltiples y de varios diseños para el movimiento del liquido a través del conducto. Además, puede ser deseable proporcionar salidas múltiples en posiciones múltiples sobré uno o todos los conductos. Los particulares del diseño balancearan el gradiente completo deseable en las concentraciones permanentes del compuesto oxidable con la dilución inicial deseable de la alimentación del compuesto i oxidable de acuerdo a otros aspectos de la invención actual. Las FIGS. 24 y 25 ambas ilustran diseños qué emplean un recipiente de desaireación acoplado al conducto. Este recipiente de desaireación asegura que la porción del medio de reacción utilizado para diluir el compuesto oxidable entrante sea sustancialmente suspensión desaireada. Ahora se nota, sin embargo, que el liquido o suspensión utilizado para diluir el compuesto oxidable entrante puede estar en una forma aireada asi como una forma desaireada. El uso de un liquido que fluye a través de un conducto para proporcionar la dilución de la alimentación del compuesto oxidable es particularmente útil en los reactores de columna de burbujeo. Además, en los reactores de columna de burbujeo, un buen beneficio para la dilución inicial de la alimentación del compuesto oxidable se puede lograr aun si la adición de la alimentación del compuesto oxidabl directamente en el conducto, proporcionando que la salida del conducto esté suficientemente cerca a la posición de adición del compuesto oxidable. En tal modalidad, es preferible que la salida del conducto esté localizada dentro de aproximadamente 27 diámetros de salida de conducto de la ubicación de adición más cercana para el compuesto oxidable, más preferiblemente dentro de aproximadamente 9 diámetros de salida del conducto, todavía más preferiblemente dentro de aproximadamente 3 diámetros de salida del conducto, y mucho más preferiblemente dentro de un diámetro de salida de conducto. También se ha descubierto que los eductores de flujo pueden ser útiles para la dilución inicial de la alimentación de compuesto oxidable en las columnas de burbujeo de oxidación de acuerdo a una modalidad' de la presente invención, aun sin el uso de conductos para obtener el liquido de dilución de una porción distante del medio de reacción. En tales casos, el eductor se localiza dentro del medio de reacción y tiene una ruta abierta del medio de reacción en la garganta del eductor, donde la presión baja se retira en el medio de adyacente. Los ejemplos de dos configuraciones de eductor posibles se ilustran en las FIGS. 26 y 27. En una modalidad preferida de estos eductores, la ubicación más cercana de la alimenta de la alimentación del compuesto oxidable es dentro de aproximadamente 4 metros, más preferiblemente dentro de aproximadamente 1 metro y mucho más preferiblemente 0.3 metros de la garganta del eductor. En otra modalidad el compuesto oxidable se alimenta bajo presión como un fluido motriz. En todavía otra modalidad, ya sea el solvente o el oxidante se alimentan bajo presión como un fluido motriz adicional junto con el compuesto oxidable. En todavía otra modalidad, tanto el solvente como el oxidante se alimentan bajo presión como fluido motriz adicional junto con el compuesto oxidable. Los inventores contemplan que, particularmente en los reactores más grandes, puede ser deseable tener eductores múltiples y de varios diseños situados en varias posiciones dentro del medio de reacción. Los particulares del diseño balancearán el gradiente completo deseable en las concentraciones permanentes del compuesto oxidable con la dilución inicial deseable de la alimentación del compuesto oxidable, de acuerdo a otros aspectos de la invención actual. Además, los inventores contemplan que el flujo de salida burbujas de un eductor se pueda orientar en cualquier dirección. Cuando los eductores múltiples se utilizan, cada eductor se puede orientar separadamente, nuevamente eri cualquier dirección. Como se menciona en lo anterior, ciertas características físicas y operacionales del reactor de columna de burbujeo 20, descrito en lo anterior con referencia a las FIGS. 1-27, proporcionan gradientes i verticales en las concentraciones de presión, temperatura y reactivo (es decir, oxigeno y compuesto oxidable) del medio de reacción 36. Como se discute en lo anterior, estos gradientes verticales pueden proporcionar un proceso de oxidación más efectivo y económico como es comparado a los procesos de oxidación convencionales, que favorecen al medio de reacción bien mezclado de la presión relativamente uniforme, temperatura, y concentración de reactivo por todo. Los gradientes verticales para el oxigeno, el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno), y la temperatura hecha posible al emplear un sistema de oxidación de acuerdo con una modalidad de la presente invención, ahora será discutido len mayor detalle. Con referencia ahora a la FIG. 28, a fin de cuantificar los gradientes de concentración del reactivo que salen en el medio de reacción 36 durante la oxidación eni el reactor de columna de burbujeo 20, el volumen completo del I medio de reacción 36 se puede dividir teóricamente en1 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. La Fig. 28 ilustra el concepto de dividir el medio de reacción 36 en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. Con la excepción de los cortes horizontales más altos y más bajos, cada corte horizontal es un volumen discreto enlazado en su parte superior y fondo mediante planos horizontales I imaginarios y enlazados sobre sus lados por la pared del reactor 20. El corte horizontal más alto se une sobre su fondo por un plano horizontal imaginario y sobre su parte superior por la superficie superior del medio de reacción 36. El corte horizontal más bajo se une sobre su parte superior por un plano horizontal imaginario y sobre su fondo por el fondo de la coraza de recipiente. Una vez que el medio de reacción 36 se ha dividido teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, la concentración promediada en tiempo y promediada en volumen de cada corte horizontal luego se puede determinar. El corte horizontal individual que tiene la concentración máxima de todos los 20 cortes horizontales se puede identificar como el "corte horizontal C-max". El corte horizontal individual localizado arriba del corte horizontal C-max y que tiene la concentración minima de todos los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal C-max se puede identificar como el "corte horizontal C-min. El gradiente de concentración vertical luego se puede calcular como la relación de la concentración en el corte horizontal C-max a la concentración en el corte horizontal C-min. Con respecto a la cuantificación del gradiente de concentración de oxigeno, cuando el medio de reacción 36 se divide teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, un corte horizontal 02-max se identifica ya que tiene la concentración de oxigeno máxima de todos los 30 cortes horizontales y un corte horizontal 02-min s¡e identifica ya que tiene la concentración de oxigeno minima de los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal 02-max. Las concentraciones de oxigeno de los cortes horizontales se miden en la fase de gas del medio de reacción 36 sobre una base húmeda molar promediada en tiempo y promediada en volumen. Se prefiere que la relación de la concentración de oxigeno del corte horizontal 02-max a la concentración de oxigeno del corte horizontal 02-min esté en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 25:1, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 aproximadamente 15:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 10:1. Típicamente, el corte horizontal 02-max estará localizado cerca del fondo del medio de reacción 36, mientras que el corte horizontal 02-min estará localizado cerca de la parte superior del medio de reacción 36. Preferiblemente, el corte horizontal 02-min es uno de 5 cortes horizontales más superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más i preferiblemente, el corte horizontal 02-min el uno de los más superiores de los 30 cortes horizontales discretos, como sé ilustra en la FIG. 28. Preferiblemente, el corte horizontal 02-max es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de I los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal 02-max es uno de los cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo la FIG. 28 ilustra el corte horizontal 02-max como el tercer corte horizontal del fondo de reactor 20. Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales 02-min y 02-max sea por lo menos aproximadamente 2W, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 4 , y mucho más preferiblemente 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 preferiblemente por lo menos aproximadamente 0.4H, y mucho más preferiblemente por lo menos 0.6H . La concentración de oxigeno promediada en tiempo y promediada en volumen, sobre una base húmeda, del corte 02-min está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 3 por ciento en mol, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.3 aproximadamente 2 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.5 a 1.5 por ciento en mol. La concentración de oxigeno promediada en tiempo y promediada en volumen del corte horizontal 02-max está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 20 por ciento en mol, más preferiblemente en I el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 15 por ciento en mol y mucho más preferiblemente en el intervalo de 6 a 12 por ciento en mol. La concentración promediada en tiempo de oxigeno sobre una base seca, en el efluente gaseoso descargado del reactor 20 por la via de salida de gas 40 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 9 por ciento en mol, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 7 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1.5 a 5 por ciento en mol. Debido a que la concentración de oxigeno se deteriora tan marcadamente en la parte superior del medio de reacción 36, es deseable que la demanda para el oxigeno sea reducida en la parte superior del medio de reacción 36. Esta demanda reducida para el oxigeno cerca de la parte superior del medio de reacción 36 se puede lograr al crear un gradiente vertical en la concentración del compuesto oxidable (por ejemplo para-xileno) , donde la concentración minima del compuesto oxidable se localiza cerca de la parte superior del medio de reacción 36. Con respecto a la cuantificación del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno), el gradiente de concentración, cuando el medio de reacción 36 se divide teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, un corte horizontal OC-max se identifica ya que tiene la concentración de compuesto oxidable máxima de todos los 30 cortes horizontales y un corte horizontal OC-min se identifica ya que tiene la concentración de compuesto oxidable minima de los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal OC-max. Las concentraciones de compuesto oxidable de los cortes horizontales se miden en la fasje liquida sobre una base de fracción de masa promediada én tiempo y promediada en volumen. Se prefiere para la relación de la concentración de compuesto oxidable del corte I horizontal OC-max a la concentración de compuesto oxidable del corte horizontal OC-min que sea mayor que aproximadamente I 5:1, más preferiblemente mayor que aproximadamente 10:1, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 20:1 y I mucho más preferiblemente en el intervalo de 40:1 a 1000:1..' Típicamente, el corte horizontal OC-max estará i localizado cerca del fondo del medio de reacción 36, 'mientras que el corte horizontal OC-min estará localizado cerca de la parte superior del medio de reacción 36. Preferiblemente, el corte horizontal OC-min es uno de los 5 cortes horizontales I más superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal OC-min es uno de los más superiores de los 30 cortes horizontales completos, como se ilustra en la FIG- 28. Preferiblemente, el corte i horizontal OC-max es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal OC-max es uno de los 5 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal OC-max como el quinto corte horizontal del fondo del reactor 20. Se prefiere que el espaciamiento ¡ vertical entre los cortes horizontales OC-min y OC-max sea'n por lo menos aproximadamente 2W, donde "W" es el ancho I máximío del medio de reacción 36. Más preferiblemente, el 1 espaciamiento vertical entre los cortes horizontales OC-min y OC-max es por lo menos aproximadamente 4W, y mucho más preferiblemente por lo menos 6W . Dado una altura "h" del medio de reacción 36, se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales OC-min y OC-max sean por lo menos aproximadamente 0.2H, más preferiblemente por lo i I menos aproximadamente 0.4H y mucho más preferiblemente por lo menos 0.6H . La concentración del compuesto oxidable promediada en tiempo y promediada en volumen (por ejemplo, para-xileno) en la fase liquida del corte horizontal OC-min es i preferiblemente menor que aproximadamente 5,000 ppmw, más preferiblemente menor que aproximadamente 2,000 ppmw, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 400 ppmw, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1 ppmw a 100 ppmw. La concentración de compuesto oxidable promediada en tiempo y promediada en volumen en la fase liquida del corte horizontal OC-max esté preferiblemente en el intervalo ¡ de aproximadamente 100 ppmw a aproximadamente 10,000 ppmw, más i. preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 200 ppmw a aproximadamente 5,000 ppmw y mucho más preferiblemente en el intervalo de 500 ppmw a 3,000 ppmw. Aunque se prefiere que el reactor de columna de 5 burbujeo 20 proporcione gradientes verticales en la concentración del compuesto oxidable, también se prefiere que el por ciento en volumen del medio de reacción 36 tenga una concentración de compuesto oxidable en la fase liquida arriba de 1,000 ppmw sea minimizada. Preferiblemente, el por ciento 10 en volumen promediado en tiempo del medio de reacción 3'6 tiene una concentración de compuesto oxidable en la fase liquida arriba de 1,000 ppmw sea menor que aproximadamente 9 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente '6 I por ciento y mucho más preferiblemente menor que 3 por ciento. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado en tiempo del medio de reacción 36 que tiene una concentración de compuesto oxidable en la fase liquida arriba de 2,500 ppmw sea menor que aproximadamente 1.5 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente 1 por ciento, y mucho más preferiblemente menor que 0.5 por ciento. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado én tiempo del medio de reacción que tiene una concentración del compuesto oxidable en la fase liquida arriba de 10,000 ppmw sea menor que aproximadamente 0.3 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.1 por ciento, y /'*-, mucho más preferiblemente menor que 0.03 por ciento. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado en tiempo del medio de reacción 36 que tiene una concentración del compuesto oxidable en la fase liquida arriba de 25,000 5 ppmw sea menor que aproximadamente 0.03 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.015 por ciento, y mucho más menor que 0.07 por ciento. Los inventores notan que el volumen del medio de reacción 36 que tiene niveles elevados" del compuesto oxidable no necesita estar en un volumen contiguo solo. En muchos casos, los patrones de flujo caóticos en un recipiente de reacción de columna de burbujeo producen simultáneamente dos o más porciones segregadas pero continuas del medio de reacción 36 que tiene niveles elevadqs del compuesto oxidable. En cada tiempo utilizado en el promedio de- tiempo, todos los volúmenes segregados pero continuos más grandes que 0.0001 por ciento en volumen del medio de reacción total se adicionan conjuntamente para determinar el volumen total que tiene los niveles elevados de la concentración de compuesto oxidable en la fase liquida. 20 Además de los gradientes de concentración del oxigeno y el compuesto oxidable como se discute en lo anterior, se prefiere que un gradiente de temperatura exista en el medio de reacción 36. Con referencia nuevamente a la FIG. 28, este gradiente de temperatura se puede cuantificar en una manera similar a los gradientes de concentración mediante el medio de reacción teóricamente dividido 36 en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen y la medición de la temperatura promediada en tiempo y promediada en volumen de cada corte. El corte horizontal con la temperatura 5 más baja fuera de los 15 cortes horizontales más bajos luego se puede identificar como el corte horizontal T-min, y el corte horizontal localizado arriba del corte horizontal T-min y que tiene la temperatura máxima de todos los cortes arriba del corte horizontal T-min luego se puede identificar como el "corte horizontal T-max". Se prefiere que la temperatura del corte horizontal T-max sea por lo menos aproximadamente 1°C más alto que la temperatura del corte horizontal T-min. Más preferiblemente la temperatura del corte horizontal T-max está en el intervalo de aproximadamente 1.25 a aproximadamente 12°C más alta que la temperatura del corte horizontal T-min. Mucho más preferiblemente en la temperatura del corte horizontal T-max esté en el intervalo de 2 a 8°C más alta que la temperatura del corte horizontal T-min. La temperatura del corte horizontal T-max está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200°C, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180°C, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 150 a 170°C. Típicamente, el corte horizontal T-max estará' localizado cerca del centro del medio de reacción 36, X*4 ' 135 mientras que el corte horizontal T-min estará localizado cerca del fondo del medio de reacción 36. Preferiblemente, el corte horizontal T-min es uno de los 10 cortes horizontales fcás inferiores de los 15 cortes horizontales más bajos. Mucho 5 más preferiblemente, el corte horizontal T-min es uno de los 5 cortes horizontales más bajos de los 15 cortes horizontales más bajos. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal T-min y el segundo corte horizontal del fondo del reactor 20. Preferiblemente, el corte horizontal T-max es uno de los 20 cortes horizontales medios de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal T-min es uno de los 14 cortes horizontales medios de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo, la FIG. 28 ilustra el corte horizontal t-max como el corte horizontal 20 del fondo de reactor 20 (es decir, uno de los 10 cortes horizontales medios). Se prefiere que el espáciamiento vertical entre los cortes horizontales T-min y T-max sea por lo menos aproximadamente 2W, más preferiblemente por lo menos 4 , y mucho más preferiblemente por lo menos 6 . Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales T-min y T-max sean por lo menos aproximadamente 0.2H, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 0.4H, y mucho más preferiblemente por lo menos 0.6H. Como se discute en lo anterior, cuando un gradiente de temperatura vertical existe en el medio de reacción 36, . puede ser ventajoso retirar el medio de reacción 36 en una ubicación elevada donde la temperatura del medio de reacción es roas alta, especialmente cuando el producto retirado se somete al procesamiento corriente abajo adicional a 5 temperaturas más altas. Asi, cuando el medio de reacción 3|6 se retira de la zona de reacción 28 por la via de una o más salidas elevadas, como se ilustra en las FIGS. 19 y 20, se prefiere que la salida (s) esté localizada cerca del corte I horizontal T-max. Preferiblemente, la salida elevada se localiza dentro de los 10 cortes horizontales del cortie horizontal T-max, más preferiblemente dentro de 5 cortes horizontales del corte horizontal T-max, y mucho más preferiblemente dentro de 2 cortes horizontales del corte horizontal T-max. 15 Ahora se observa que muchas de las características inventivas descritas en la presente se pueden emplear jen sistemas de reactor de oxidación múltiples - no solo' sistemas que emplean un reactor de oxidación solo. Además,1 ciertas ' I características inventivas descritas en la presente se pueden emplear en reactores de oxidación agitados mecánicamente y/o i agitados con flujo - no solo los reactores agitados con burbujas (es decir, reactores de columna de burbujeo). Por ejemplo, los inventores han descubierto asociadas con la concentración de oxigeno de formación de etapas/variantes y/o proporción de consumo de oxigeno por • . 137 todo el medio de reacción. Las ventajas realizadas por la formación de etapas de la concentración/consumo de oxígeno en el medio de reacción se pueden realizar si el volumen total del medio de reacción está contenido en un recipiente solo, o 5 en recipientes múltiples. Además, las ventajas realizadas por la formación de etapas de la concentración/consumo de oxigeno en el medio de reacción se pueden realizar si el (os) recipiente (s) de reacción se agita mecánicamente, se agita con fluido y/o se agita con burbujas. 10 Una manera de cuantificar el grado de formación de etapas de la concentración de oxígeno y/o proporción de consumo en el medio de reacción es comparar dos o más volúmenes continuos de 20 por ciento distintos del medio de reacción. Estos volúmenes continuos del 20 por ciento no necesitan ser definidos por cualquier forma particular. Sin embargo, cada volumen continuo de 20 por ciento se debe formar de un volumen contiguo del medio de reacción (e¡s decir, cada volumen es "continuo"), y los volúmenes continuojs de 20 por ciento no se deben sobre poner uno al otro (es decir, los volúmenes son "distintos"). Las FIGS, 29-31 ilustran que estos volúmenes continuos de 20 por: cientjo distintos se pueden localizar en el mismo reactor (FIG. 29) o en reactores múltiples (FIGS 30 y 31) . Se nota que lqs reactores ilustrados en las FIGS. 29 y 31 pueden ser reactores agitados mecánicamente, agitado con flujo, y/o agitados con burbujas. En una modalidad se prefiere que los reactores ilustrados en las FIGS. 29-31 sean reactores agitados con burbujas (es decir, reactores de columna de burbujeo) . Con referencia ahora a la FIG. 29 el reactor 20 se ilustra ya que contiene un medio de reacción 36. El medio dé reacción incluye un primer volumen continuo de 20 por ciento distinto 37 y un segundo volumen de 20% distinto 39. Con referencia ahora a la FIG. 30 un sistema d'e I reactor múltiple se ilustra como que incluye un primer reactor 720a y un segundo reactor 720b. Los reactores 720a, b cooperativamente contienen un volumen total de un medio de reacción 736. El primer reactor 720a contiene una primera porción del medio de reacción 736a, mientras que el segundó reactor 720b contiene una segunda porción del medio de reacción 736b. Un primer volumen continuo de 20 por ciento distinto 737 del medio de reacción 736 se muestra ya que está definido dentro del primer reactor 720a, mientras que un segundo volumen continuo de 20 por ciento distinto 739 del medio de reacción 736 se muestra ya que está definido dentro del segundo reactor 720b. Con referencia ahora a la FIG. 31, un sistema de i reactor múltiple se ilustra como que incluye un primer reactor 820a, un segundo reactor 820b, y un tercer reactor 820c. Los reactores 820a, b, c cooperativamente contienen un \ I ^ 139 volumen total del medio de reactor 836. El primer reactor 820a contiene una primera porción del medio de reacción 836a; el segundo reactor 820b contiene una segunda porción del i medio de reacción 836b; y un tercer reactor 820c contiene una tercera porción del medio de reacción 836c. Un primer volumen continuo de 20 por ciento distinto 837 del medio de reacción 836 se muestra ya que está definido dentro del primer reactor 820a; un segundo volumen continuo de 20 por ciento distinto 839 del medio de reacción 836 se muestra ya que está definido dentro del segundo reactor 820b; y un tercer volumen continuo de 20 por ciento distinto 841 del medio de reacción 836 se muestra ya que está definido dentro del tercer reactor 820c. La formación de etapas de la disponibilidad del oxigeno en el medio de reacción se puede cuantificar al referirse al volumen continuo de 20% del medio de !reacción que tiene y la fracción en mol más abundante de oxigeno en la fase de gas y al referirse el volumen continuo de 20 por ciento de medio de reacción que tiene la fracción mol más disminuida de oxígeno en la fase de gas. En la fase de gas del volumen continuo del 20 por ciento distinto del medio de '<lf reacción que contiene la concentración más alta de oxígeno en la fase de gas, la concentración de oxigeno promediada en tiempo y promediada en volumen, sobre una base húmeda, es|tá preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3 , a aproximadamente 18 por ciento en mol, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3.5 a aproximadamente 14 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en el intervalo dé 4 a 10 por ciento en mol. En la fase de gas del volumen continuo de 20 por ciento distinto del medio de reacción qué contiene la concentración más baja de oxígeno en la fase de gas, la concentración de oxigeno promediada en tiempo ly promediada en volumen, sobre una base húmeda, está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.3 a i aproximadamente 5 por ciento en mol, más preferiblemente én el intervalo de más preferiblemente en el intervalo de I aproximadamente 3.5 a aproximadamente 14 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4 a 10 por ciento en mol. 0.6 a más preferiblemente en el intervalo (de aproximadamente3.5 a aproximadamente 14 por ciento en mol,! y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4 a 10 por ciento en mol, 4 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.9 a 3 por ciento en mol.

Además, la relación en la concentración de oxígeno promediada I en tiempo y promediada en volumen, sobre una base húmeda, | en el volumen continuo de 20 por ciento más abundante del medio de reacción comparado al volumen continúo de 20 por ciento más disminuido del medio de reacción está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1.5:1 a aproximadamente 20:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 9:1. La formación de etapas de la proporción de consumo de oxigeno en el medio de reacción se puede cuantificar en términos de un oxigeno-STR, inicialmente descrito en lo anterior. El oxígeno-STR se describe previamente en el sentido global (es decir, desde la perspectiva del oxigeno-STR promedio del medio de reacción completo) ; sin embargo, el oxigeno-STR también se puede considerar en un sentido local (es decir, una porción del medio de reacción) a fin dé cuantificar la formación de etapas de la proporción del consumo de oxigeno por todo el medio de reacción. Los inventores han descubierto que es muy útil causar que el oxigeno-STR varié por todo el medio de reacción en armonía general con los gradientes deseables divulgados en al presente que se relacionan a la presión en el medio de reacción y a la fracción en mol del oxígeno molecular en la fase de gas del medio de reacción. Así, es preferible que la reacción del oxígeno-STR de un primer volumen continuo de 20 por ciento distinto del medio de reacción comparado al oxigeno-STR de un segundo volumen continúo de 20 por ciento distinto del medio de reacción esté en el intervalo dé aproximadamente 1.5:1 aproximadamente 20:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1, y mucho más preferiblemente en e,l 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 distintó" a la ubicación donde el oxigeno molecular se introducé inicialmente en el medio de reacción. Estos gradientes grandes en el oxígeno-STR son deseables si el medio de reacción de oxidación parcial está contenido en un reactor de oxidación de columna de burbujeo o en cualquier tipo de recipiente de reacción en el que los gradientes se crean eri I la presión y/o la fracción en mol del oxigeno molecular en la fase de gas del medio de reacción (por ejemplo, en un I 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 verticálmente' ¡ colocada y que algún mezclado posterior de flujo de oxidante, ! puede ocurrir entre la zonas de agitación colocadas! verticalmente adyacentes) . Esto es, cuando un gradiente existe en la presión y/o fracción en mol del oxígeno' molecular en la fase de gas en el medio de reacción, losj inventores han descubierto que es deseable crear un gradientei similar en la demanda química para disolver el oxígeno por el medio divulgado en la presente. Un medio preferido para causar al oxigeno-STR local variar es al controlar las ubicaciones de alimentación del compuesto oxidable y al controlar el mezclado de la fase liquida del medio de reacción para controlar los gradientes en la concentración del compuesto oxidable de acuerdo a otras descripciones de la presente invención. Otros medios útiles para causar al oxigeno-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 y al adicionar una corriente de solvente que contiene una cantidad más alta de agua para disminuir la actividad en la porción particular del medio de reacción) . Como se discute en lo anterior con referencia a las FIGS. 30 y 31, la reacción de oxidación parcial se puede conducir útilmente en recipientes de reacción múltiples en donde por lo menos una porción, preferiblemente por lo menos 25 por ciento, más preferiblemente por lo menos 50 por ciento, y mucho más preferiblemente por lo menos 75 por ciento del oxígeno molecular que sale de un primer recipiente I de reacción se conduce a uno o más recipientes de reacción subsecuentes para el consumo de un incremento adicional,, preferiblemente más del 10 por ciento, más preferiblemente que 20 por ciento, y mucho más preferiblemente más que 40 por ciento del oxigeno molecular que sal del primer recipiente de reacción corriente arriba. Cuando el uso de tal flujo en serie de oxígeno molecular de un reactor a otros, es deseable que el primer recipiente de reacción se opere dentro de una intensidad de reacción más alta que por lo menos uno de los recipientes de reacción subsecuentes, preferiblemente con la relación del recipiente-promedio-oxigeno-STR dentro del primer recipiente de reacción al recipiente-promedio-oxigeno-STR dentro del recipiente de reacción subsecuente en el intervalo de aproximadamente 1.5:1 a aproximadamente 20:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 12:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 9:1. Como se discute en lo anterior, todos los tipos del primer recipiente de reacción (por ejemplo; columna de burbujeo, mecánicamente agitado, mezclado posterior, internamente de etapa, de gasto de tipo pistón, y asi sucesivamente) y todos los tipos de recipientes reacción subsecuentes, que pueden o no ser de tipo diferente que el primer recipiente de reacción, son útiles para el flujo eri serie del oxígeno molecular a los recipientes de reacción subsecuentes de acuerdo a la presente invención. Los medios I para causar al recipiente-promedio-oxígeno-STR declinar dentro de los recipientes de reacción subsecuentes útilmente incluyen temperatura reducida concentraciones reducidas de compuesto oxidable, y actividad de reacción reducida de la mezcla particular de los componentes catalíticos y solvente (por ejemplo, concentración reducida de cobalto, concentración incrementada de agua, y adición de un retardante catalítico tal como pequeñas cantidades de cobre iónico) . En el flujo del primer recipiente de reacción a un recipiente de reacción subsecuente, la corriente oxidante se puede tratar mediante cualquier medio conocido en la técnica tal como reducción de compresión o presión, enfriamiento calentamiento, y remoción de masa o adición de masa de cualquier cantidad o cualquier tipo. Sin embargo, el uso para declinar ' el recipiente, promedio-oxigeno-STR en los recipientes de reacción subsecuentes es particularmente útil cuando la presión absoluta, en la porción superior del primer recipiente de reacción es menor que aproximadamente 2.0 megapascal, más preferiblemente menor que aproximadamente 1.6 megapascal, y mucho más preferiblemente menor que 1.2 megapascal. Además, el uso del recipiente-promedio-oxígenot STR declinación en los recipientes de reacción subsecuentes I es particularmente útil cuando la relación de la presión absoluta en la porción superior del primer recipiente dé reacción comparado a la presión absoluta en la porción superior de por lo menos un recipiente de reacción subsecuente está en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 a 6:1, más preferiblemente en el intervalo de 0.6:1 á i aproximadamente 4:1, y mucho más preferiblemente en un intervalo de 0.7:1 a 2:1. Las reducciones de presión! en los 1 I recipientes subsecuentes abajo de estas uniones inferiores reducen excesivamente la habilidad del oxígeno molecular, y la presión se incrementa arriba de estas uniones superiores I son de manera incrementada costosamente comparadas a utilizar i i un suministro fresco de oxidante. , i ! Cuando el uso del flujo en serie del oxigeno molecular a los recipientes de reacción subsecuentes que tienen recipiente-promedio-oxigeno-STR declinante^ las corrientes de alimentación frescas del compuesto oxidable! solvente y oxidante pueden fluir en los recipientes de i reacción subsecuentes y/o en el primer recipiente de reacción. Los flujos de la fase liquida y la fase sólida, si i I está presente, del medio de reacción pueden flµir eh I i cualquier dirección entre los recipientes de reacción. Todo o parte de la fase de gas que deja el primer recipiente de reacción y entra a un recipiente de reacción subsecuente puede fluir separada de o mezclada con porciones de la fase liquida o la fase sólida, si está presente, del medio de reacción del primer recipiente de reacción: Un flujo de la •A 147 corriente de producto que comprende la fase liquida y la fase sólida, si está presente, se puede retirar del medio dé reacción en cualquier recipiente de reacción en el sistema. Con referencia nuevamente a las FIGS. 1-29, en una 5 modalidad de la presente invención, el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 tiene una proporción de producción significantemente más alta que los reactores de columna de burbujeo de oxidación convencionales, particularmente reactores de columna de burbujeo convencionales utilizados para producir ácido tereftálico. A fin de producir proporciones de producción incrementadas, el tamaño del reactor de columna de burbujeo 20 se debe incrementar. Sin embargo, la dinámica de flujo de fluido de fases múltiples, naturalmente de convección del medio de reacción en tal reactor de columna de burbujeo ascendente es significantemente, de manera importuna diferente que la dinámica de flujo en los reactores convencionales más pequeños. Se ha descubierto que cierto diseño y parámetros de operación son importantes para la funcionalidad apropiada de los reactores de columna de burbujeo de oxidación ascendente ! de proporción de producción alta. Cuando la columna de burbujeo 20 es un reactor de columna de burbujeo de oxidación ascendente de proporción de I producción alta de acuerdo con una modalidad de la presente 25 invención, la altura "H" del medio de reacción 36 es preferiblemente por lo menos aproximadamente 30 metros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 35 a aproximadamente 70. metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 40 a 60 metros. La densidad y altura del medio de reacción 36 en el reactor de columna de burbujeo ascendente 20 causa un diferencial de presión significante entre la parte superior del medio de reacción 36 y el fondo del medio de reacción 36. Preferiblemente el diferencial de presión entre la parte superior y el fondo del medio de reacción 36 es por lo menos aproximadamente 1 bar, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 1.4 bar, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1.6 a 3 bar. E Il anchoI máximo "W" del medio de reacción 36 es preferiblemente por lo menos aproximadamente 2.5 metros, más preferiblemente en el i intervalo de aproximadamente 3 a aproximadamente 20 metros, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3.25 a aproximadamente 12 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4 a 10 metros. La relación H: del medio de reacción 36 es preferiblemente por lo menos aproximadamente 6:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 9:1 a 15:1. El volumen total del medio de reacción 36 y/o la zona de reacción 28 es preferiblemente por lo menos aproximadamente 250 metros! cúbicos, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 500! metros cúbicos y mucho más preferiblemente por lo menos 100 metros cúbicos. Durante la operación del reactor de columna de 1 burbujeo de columna de oxidación de escala 20, se prefiere que la velocidad superficial promediada en tiempo de la fas de gas del medio de reacción 36 en un cuarto de altura, la mitad de altura, y/o tres cuartos de altura esté en el intervalo de aproximadamente 0.8 a aproximadamente 5 metros por segundo, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.9 a aproximadamente 3 metros por segundo, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1 a 2 metros por segundo. Cuando el reactor de columna de burbujeo de oxidación de escala aumentada 20 se emplea para producir ácido tereftálico por la via de la oxidación parcial del para-xileno, se prefiere que el para-xileno se alimente a la zona de reacción 28 en una proporción de por lo menos aproximadamente 11,000 kilogramos por hora, más preferiblemente en una proporción en el intervalo de aproximadamente 20,000 a aproximadamente 100,000 kilogramos por hora, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 30,000 a 80,000 kilogramos por hora. La proporción de producción de ácido tereftálico de la columna de burbujeo de escala aumentada 20 es preferiblemente por lo menos aproximadamente 400 toneladas por dia, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 700 toneladas por dia, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 750 a 3,000 toneladas por día. Otros parámetros de diseño y operación del reactor de columna de burbujeo de oxidación de escala aumentada 20 puede ser sustancialmente el mismo como se describe inicialmente en lo anterior con referencia a las FIGS. '1-29. Se ha descubierto que la variación del área de sección transversal horizontal de la zona de reacción de un reactor de columna de burbujeo a lo largo de la altura del reactor puede ayudar a mejorar la dinámica de flujo del fluido del medio de reacción especialmente en los diseños de reactor de columna de burbujeo de oxidación de escala aumentada discutidos en lo anterior. Con referencia ahora a la FIG. 32, en una modalidad de la presente invención, la coraza de recipiente 22 del reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 incluye una sección inferior amplia 23, una sección superior angosta 25, y una sección de transición 27. Preferiblemente las secciones superior e inferior 23, 25 son ! sustancialmente cilindricas en forma y se alinean a lo largo i de un eje superior central común. La sección de transición 27 puede tener cualquiera de las formas adecuadas (por ejemplo una forma plana horizontal, una forma elíptica de 2.1, una forma hemisférica, y asi sucesivamente) . Preferiblemente, la sección de transición 27 es generalmente un miembro generalmente frustrocónico que transiciona la coraza de recipiente 22 desde la sección interior de la sección inferior amplia 23 a la sección superior angosta 25. La sección inferior 23 de la coraza de recipiente 22 define una zona de reacción inferior amplia 29. La sección superior 25 de la coraza de recipiente 22 define una zona de reacción superior angosta 31. La sección de de transición 27 define una zona de transición localizada entre las zonas de reacción inferior y superior 29-31. La zona de reacción 20, la zona de reacción inferior 29, la zona de reacción superior 31, y la zona de transición forman cooperativamente la zona de reacción total del reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 que recibe el medio de reacción de fases múltiples 36. En una modalidad preferida de la presente invención, el área de sección transversal horizontal máxima del medio de reacción 36 en la zona de reacción inferior 29 es por lo menos aproximadamente 10 por ciento mayor que el área de sección transversal minima del medio de reacción 36 en la zona superior 31. Más preferiblemente, el área de sección transversal máxima del medio de reacción 36 en la zona de reacción inferior 29 está en el intervalo dé aproximadamente 25 a aproximadamente 200 por ciento mayor que el área de sección transversal minima del medio de reacción 36 en la zona de reacción superior 31. Mucho más preferiblemente, el área de sección transversal horizontal máxima del medio de reacción 36 en la zona de reacción 29 está en el intervalo de aproximadamente 35 a 160 por ciento mayor que el área de sección transversal horizontal mínima del medio de reacción 36 en la zona de reacción superior 31. Como se ilustra en la FIG. 32, la zona de reacción inferior 29 tiene un diámetro máximo "Di" que es mayor que el diámetro mínimo "Du" de la zona de reacción superior 31. Preferiblemente, el Di es por lo menos aproximadamente 5 por ciento mayor que el Du. Más preferiblemente, el Di está en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 100 por ciento mayor que aproximadamente Du. Mucho más preferiblemente, Dx está en el intervalo de 15 a 50 por ciento mayor que Du. La FIG. 32 también ilustra que la zona de reacción inferior 29 tiene una altura máxima "Li", la zona de reacción superior 31 tiene una altura máxima "Lu", y la zona de transición tiene una altura máxima "Lt". Se debe notar que la altura de la porción del medio de reacción 36 contenida en la zona de reacción 29 es Li y la altura de la porción del medio de reacción 36 contenida en la zona de transición es Lt. En una modalidad, la altura de la porción del medio de reacción 36 localizada en la zona de reacción superior 31 es Lu. Sin embargo, en ciertos casos la altura del medio de reacción 36 en la zona de reacción superior 31 puede ser menor que Lu. En otros casos, la altura total del medio de reacción 36 se p ruede extender arriba del extremio superior 50 de la zona de reacción superior 31 (es decir, la 1 153 altura total del medio de reacción 36 es más que la suma de Li más Lt más Lu. Preferiblemente, la altura total del medio de reacción 35 está dentro de 50, 25, o 10 por ciento de Lu medido ya sea arriba o abajo del extremo superior 50 de al 5 zona superior 31. Preferiblemente, el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 tiene una relación Li : Lu en el intervalo de aproximadamente 0.05 : 1 a aproximadamente 5:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.1:1 a aproximadamente 2.5:1, y mucho más- preferiblemente en el intervalo de 0.15:1 a 1.5:1. Preferiblemente, el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 tiene una relación Li : Di mayor que aproximadamente 0.5:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 10:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1.5:1 a ,8:1. El reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 preferiblemente tiene una relación LU:DU mayor que aproximadamente 2:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2.5:1 a aproximadamente 20:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 3:1 a 15:1. En una modalidad preferida de la presente invención LS es por lo menos aproximadamente 2 metros, más preferiblemente t está en el intervalo de aproximadamente 4 aproximadamente 50> metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 6 a 40 metros. Preferiblemente, Lu es por lo menos aproximadamente 4 metros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 80 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 10 a 60 metros. Preferiblemente Dx está en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 12 metros, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3.1 a aproximadamente 10 metros, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4 a 9 metros. La FIG. 32 también ilustra que el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 tiene una sección de desacoplamiento 26 localizada arriba de la sección de reacción superior 31. La sección de desacoplamiento 26 define la zona de desacoplamiento 30. Como se muestra en la FIG. 32, la zona de desacoplamiento 30 tiene una altura máxima "Y" y un ancho máximo "X". Se prefiere que el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 tenga una relación X:D? en el intervalo de aproximadamente 0.8:1 a aproximadamente 4:1, mucho más preferiblemente en el intervalo de 1.1:1 a 2:1. El reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 preferiblemente tiene una relación LU:Y en el intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente 10:1, mucho más preferiblemente en el intervalo de 2:1 a 5:1. El reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 preferiblemente tiene una relación L?;Y en el intervalo de aproximadamente 0.4:1 a aproximadamente 0:1, mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.6:1 a 4:1. La sección de transición 27 de la coraza de recipiente 22 tiene un diámetro máximo "Di" adyacente a la sección inferior 23 y al diámetro máximo "Du" adyacente a la sección superior 25. El reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 preferiblemente tiene una relación Lt:Di en el intervalo de aproximadamente 0.05:1 aproximadamente 5:1, mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.1:1 a 2:1. El área de sección transversal horizontal verticalmente variante del reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 ilustrada en la FIG. 32 proporciona la porción I del medio de reacción 36 contenidos en la zona de reacción I superior 31 con una velocidad de gas superficial más alta y contención de gas más alta que la porción del medio de reacción 36 contenida en la zona de reacción inferior 29.

Preferiblemente, la velocidad del gas superficial promediado en tiempo de la porción del medio de reacción 36 contenida en la zona de reacción superior 31 en la mitad de la altura del medio de reacción en la zona de reacción superior 31 es por lo menos aproximadamente 15 por ciento mayor que la velocidad de gas superficial promediada en tiempo de la porción del' medio de reacción 36 contenido en la zona de reacción I inferior 29 en la mitad de la altura del medio de reacción en la zona de reacción 29. Más preferiblemente, la porción del medio de reacción 36 contenida en la zona de reacción 31 tiene una velocidad de gas superficial promediada en tiempo en la mitad de la altura del medio de reacción en la zona de reacción superior 31 que está en el intervalo de i aproximadamente 25 a aproximadamente 210 por ciento en peso mayor que la velocidad de gas superficial promediada en tiempo de la porción del medio de reacción 36 contenida en l'a I zona de reacción inferior 29 en la mitad de la altura deil I medio de reacción en la zona de reacción 29. Mucho más preferiblemente, la velocidad de gas superficial promediada I en tiempo de la porción del medio de reacción 36 contenida en al zona de reacción superior 31 en la mitad de la altura del medio re reacción en la zona de reacción superior 31 está en el intervalo de 35 a 160 por ciento mayor que la velocidad de gas superficial promediada en tiempo de la porción d l medió i de reacción 36 contenida en la zona de reacción inferior 29 en la mitad de la altura del medio de reacción en la zona de reacción 29. Preferiblemente, la contención del gas promediada en tiempo y promediada en volumen de la porción i del medio de reacción contenida en la zona de reacción superior 31 es por lo menos aproximadamente 4 por ' ciento ¡ mayor que la contención de gas promediada en tiempo y promediada en volumen de la porción del medio de reacción 36 contenida en una zona de reacción inferior 29. Más preferiblemente, la contención del gas promediada en tiempo y promediada en volumen de la porción del medio de reacción 36 contenida en la zona de reacción superior 31 está en el intervalo de aproximadamente 6 a aproximadamente 80 por ciento mayor que la contención de gas promediada en tiempo y promediada en volumen de la porción del medio de reacción 36 contenida en una zona de reacción inferior 29. Mucho más preferiblemente, la contención del gas promediada en tiempo i y i i promediada en volumen de la porción del medio de reacción 36 contenida en la zona de reacción superior 31 está en el intervalo de 8 a 70 por ciento mayor que la contención de gas i promediada en tiempo y promediada en volumen de la porción del medio de reacción 36 contenida en una zona de reacción i inferior 29. Aunque la FIG. 32 ilustra un diseño de columna de burbujeo de pared lateral cilindrica, de dos etapas muy específica, se debe entender que muchos otros diseños pueden caer dentro del ámbito de esta modalidad de la invención. Por ejemplo, las secciones superior angosta e inferior a amplia del reactor se pueden formar de una o más paredes laterales inclinadas y/o una pluralidad de segmentos de pared lateral de diámetro de etapa. En cada caso las reivindicaciones, no los dibujos capturan la esencia de esta modalidad. Como se menciona en lo anterior, en ciertos casos, puede ser deseable emplear reactores de columna de burbujeo más grandes a fin de permitir las proporciones de producción más altas para un reactor solo. Sin embargo, conforme el tamaño de los reactores de burbujeo se incrementa, el comportamiento del flujo del fluido del medio de reacción de fase múltiples contenido en el mismo cambia significantemente del comportamiento del flujo de los reactores más pequeños. Se ha descubierto el que cambio del comportamiento del flujo de fluido de los reactores de columna de burbujeo más grandes se pueden contrarrestar al poner en contacto el medio de reacción de fases múltiples contenido en el reactor de columna de burbujeo con las superficies verticales adicionales. Por consiguiente, las FIGS. 33-44 ilustran varias rutas para proporcionar el área de superficie vertical adicional en la zona de reacción de un reactor de columna de burbujeo de escala aumentada. Cada uno de los reactores de columna de burbujeo ilustrados en las FIGS. 33-44 incluyen uno o más miembros internos verticales contenidos en la zona de reacción del reactor de columna de burbujeo. Estos miembros internos verticales se proporcionan además de las paredes laterales que contienen presión vertical del reactor. Como previamente se discute, 1 medio de reacción contenido en el reactor de columna de burbujeo tiene una altura máxima "H" y un ancho máximo "W". El ancho mínimo del medio de reacción que ocurre arriba de una altura de H/5 se refiere en la presente como "Wmin". En una modalidad preferida de la presente invención el área de superficie vertical total del reactor de columna de burbujeo que hace contacto con el medio de reacción es preferiblemente más grande que aproximadamente 3.25 WminH, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3.5WminH a aproximadamente 20WminH, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4WminH a aproximadamente 15WminH, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 5WminH a lOWminH. El área de superficie vertica|l I total que hace contacto con el medio de reacción incluye toda preferiblemente, las superficies verticales que hacen contacto con el medio de reacción en el reactor de columna de burbujeo se extienden en un ángulo dentro de 30° del vertical, más preferiblemente dentro de 15° del vertical, todavía más preferiblemente dentro de 5° del . vertical, y mucho más de manera preferible sustancialmente vertical. Se prefiere adicionalmente que la cantidad total del área de superficie vertical que hace contacto con el medio de reacción que es atribuible a los miembros internos que no contienen presión es por lo menos aproximadamente 10 por ciento de la cantidad total del área de superficie vertical que hace contacto con el medio de reacción que es atribuible a las paredes laterales que contienen presión del recipiente. Más preferiblemente, área de superficie vertical expuesta total presentada por los miembros internos y que hacen contacto con el medio de reacción están en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 600 por ciento del área de superficie vertical expuesta total presentada por las paredes laterales que contienen presión y que hacen contacto I con el medio de reacción, todavía más preferiblemente en él intervalo de aproximadamente 25 a aproximadamente 400 por ciento, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 35 ' a 200 por ciento. La presencia del área de superficie vertical adicionada en la oxidación de columna de burbujeo puede permitir relaciones H:W inferiores que serian posibles en los reactores de columna de burbujeo convencionales que tengan poco o nada de área de superficie vertical adicionada. Así, se prefiere que la relación H: de un reactor de columna de burbujeo que emplea el área de superficie vertical adicionada que está en el intervalo de aproximadamente 3:1 ?a aproximadamente 20:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3.5:1 a aproximadamente 15:1 y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 12:1. Con referencia ahora a la modalidad ilustrada en las FIGS 33 y 34, el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 puede incluir una pared divisora sola 33 que se extiende diametralmente desde un lado de la pared lateral 46 al lado opuestos de la pared lateral 46. La pared divisora 33 se coloca arriba del tubo rociador 34 de modo que sustancialmente todo de la corriente oxidante se introduce abajo del fondo de la pared divisora 33. Así, aproximadamente fluye hacia arriba sobre cada lado de la pared divisora 33. Preferiblemente, aproximadamente una mitad de la corriente de alimentación se introduce por la vía de la entrada de alimentación 32a sobre un lado de la pared divisora 33, y el otro lado de la corriente de alimentación se introduce por la via de la entrada de alimentación 32b sobre el otro lado de la pared divisora 33. La altura de la pared divisora 33 es sustancialmente igual a la altura de la pared lateral I cilindrica 46. , La pared divisora 33 divide la zona de reacción 28 en aproximadamente 2 mitades con el medio de reacción 36 que se coloca sobre cada lado de la pared divisora 33. Sustancialmente todo del área de superficie vertical del reactor 20 que hace contacto con el medio de reacción 36 es atribuible a las superficies expuestas internas de la pared lateral 46 y las superficies expuestas externas de la pared divisora 33. Si la pared divisora 33 no estuvo presente en la zona de reacción 28, entonces sustancialmente todo del área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción 36 sería atribuible a las paredes laterales 46 de la coraza de recipiente que contiene presión 22. La pared divisóra 33 proporciona el área de superficie adicional que afecta al dinámica de flujo de fluido del medio de reacción 36 y permite al reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 ser de escala aumentada sin los efectos negativos significantes sobre el desempeño del reactor. Con referencia ahora a la modalidad ilustrada en la FIG. 35, el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 se ilustra como que ya que incluye una pared divisora truncada i 35. La pared divisora 35 de la FIG. 35 es similar a la pared divisora 33 de las FIGS. 33 y 34; sin embargo, la pared i I divisora 35 de la FIG. 35 tiene una altura que es significantemente menor que la altura total del medio de reacción 36. En la configuración ilustrada en la FIG. 35, se prefiere que sustancialmente toda la corriente de alimentación y la corriente de oxidante se introduzcan en la i zona de reacción 28 abajo del fondo de la pared divisora 35.1 La parte superior de la pared divisora 35, está 1 I preferiblemente espaciada a una distancia sustancial' de la superficie superior 44 del medio de reacción 36. E'n esta configuración las dos mitades del medio de reacción 36 colocadas sobre cada lado de la pared divisora 35 .pueden mezclarse entre sí arriba y abajo de la pared divisora 35. Con referencia ahora a la modalidad ilustrada en las FIGS. 36 y 37, el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 puede incluir una pared divisora no plana 37 que permite una cantidad sustancial del área de superficie vertical ser adicionada al reactor 20, sin requerir una pluralidad de miembros internos adicionales en la zona de reacción 28. Las paredes divisoras similares, 33, 35 de las FIGS. 33-35, la pared divisora 37 de las FIGS. 36 y 37 se acoplan a y se extienden entre las superficies de pared lateral interna diametralmente opuestas de la pared lateral 46. En la modalidad ilustrada en las FIGS 39 y 39, el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 incluye un miembro interno vertical 41 que tiene una configuración generalmente en forma de X. Los bordes verticales externos del miembro interno 41 están espaciados hacia dentro de las superficies internas de la pared lateral 46 de modo, que el medio de reacción 36 puede fluir entre los cuadrantes parciales definidos por el miembro interno en forma de X 41. Las varias superficies verticales externas expuestas del miembro interno 71 adicionan una cantidad significante del área de superficie que hace contacto con el medio de reacción 36. Las FIGS. 40-42 ilustran una modalidad donde una porción de la zona de reacción 28 se divide en 4 cuadrantes verticales por la via del miembro interno 53, mientras que otra porción de la zona de reacción 28 se divide en 8 secciones en forma de cuña verticales por la via del miembro, interno 55. Como se ilustra en la FIG. 40, la zona de reacción 28 se alterna verticalmente entre la división y los cuatro cuadrantes verticales con el miembro interno 53 y 8 secciones en forma de cuña verticales por la vía del miembro interno 55. Con referencia ahora a las FIGS. 43 y 44, el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 se ilustra como que incluye una pluralidad de miembros internos generalmente en forma helicoidal 61a, b, c, d y un miembro divisor en forma de X vertical 63 colocado arriba de los miembros helicoidales 61. Los miembros helicoidales 61 presentes en las superficies externas inclinadas que inducen un patrón de flujo turbulento en la porción que fluye hacia arriba del miembro de reacción 36. Se prefiere que la dirección de la inclinación de los miembros helicoidales 61 que sea tal que los miembros helicoidales adyacentes 61 cause la turbulencia de medio de reacción 36 en las direcciones generalmente opuestas. Así, si el miembro helicoidal 61a causa al medio de reacción rotar en el sentido de las manecillas del reloj conforme el medio de reacción se eleve en la zona de reacción 28, el miembro helicoidal 61b1 (colocado inmediatamente arriba del miembro helicoidal 61a) causa al medio de reacción que se mueve hacia arriba 36' arremolinarse en una forma contraria a las manecillas del' reloj. El miembro divisor interno vertical 93 adiciona al, área de superficie vertical adicional al reactor de columna de oxidación 20, y puede también funcionar para minimizar lia formación de remolinos/turbulencia del medio de reacción 36 conforme la fase de gas se eleve hacia la superficie superior 44 del medio de reacción 36. Sin considerar que configuración ilustrada en las FIGS 33-44 se emplea en el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20, se prefiere que la corriente de oxidante y la corriente de alimentación se introduzcan en la zona de reacción 28 en una manera tal que una porción sustancial del oxígeno molecular y el compuesto oxidable se introduzcan en la zona de reacción 28 abajo de una porción significante del miembro o miembros internos verticales. Preferiblemente por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso de todo el oxígeno molecular y el compuesto oxidable introducidos en la zona de reacción 28 entren en al zona de reacción 28 abajo de por lo menos 50 por ciento del área de superficie externai expuesta vertical del miembro o miembros internos, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del oxigeno molecular y el compuesto oxidable entre e al zona de reacción abajo de por lo menos 50 por ciento del área de superficie externa expuesta vertical del miembro (s) interno, todavía más preferiblemente por lo menos aproximadamente 90 por ciento en peso del oxígeno molecular y el compuesto oxidable entren en la zona de reacción abajo de por lo menos 50 por ciento del área de superficie externa expuesta vertical del (os) miembro (s) interno (s), y mucho más preferiblemente de manera sustancial todo del oxígeno molecular y el compuesto oxidable entren en la zona de reacción abajo de por lo menos 50 por ciento del área de superficie externa expuesta vertical del miembro (s) interno. Además, se prefiere que la corriente de oxidante y la corriente de alimentación se introduzcan en una manera tal que una porción sustancial de la fase de gas del medio de reacción 36 fluye hacia arriba sobre todos los lados del área de superficie externa expuesta adicional proporcionada por el miembro o miembros internos. Se prefiere que adicionalmente las corrientes de oxidante y la alimentación se introduzcan en la zona de reacción 28 de acuerdo con los esquemas de distribución radiales y azimutales descritos en lo anterior. Aunque ciertos reactores de oxidación de la técnica previa pueden emplear superficies de intercambio de calor que hacen contacto con el medio de reacción en una manera similar de aquella del (os) miembro (s) interno (s) descrito en la presente. Se debe mencionar que es indeseable para el (os) miembro (s) interno (s) de la presente invención proporcionar cualquier grado significante de calentamiento o enfriamiento al medio de reacción. Así, se prefiere que el flujo de calor de la superficies verticales expuestas (es decir, hacer contacto con el medio de reacción) del (os) miembro (s) interno (s) descrito en la presente sea menor que aproximadamente 30,000 watts por metro cuadrado. Las FIGS 45-53 ilustran modalidades de la presente invención donde el reactor de columna de burbujeo d,e oxidación 20 está equipado con uno o más desviadores que hacen contacto con el medio de reacción de fases múltiples 36 a fin de facilitar la oxidación mejorada con la formación de impurezas minima. Los desviadores son especialmente útiles en los diseños de reactor de columna de burbujeo de escala aumentada descritos en lo anterior. En cada uno de los reactores de columna de burbujeo desviadores 20 ilustrados en las FIGS. 45-53, se prefiere que el desviador o desviadores tengan un área abierta en el intervalo de aproximadam nte 10 a aproximadamente 90 por ciento. Como se utiliza en la presente, el área abierta por ciento de un desviador significa el por ciento mínimo del área de sección transversal horizontal de una zona de reacción que está abierta (es decir no rellenada por la estructura del i desviador) en la ubicación vertical del desviador. Más' preferiblemente el área abierta del desviador o desviadores ilustrados en las FIGS. 45-53 está en el intervalo de¡ aproximadamente 25 a aproximadamente 75 por ciento, mucho más1 preferiblemente en el intervalo de 35 a 65 por ciento. ' Una característica significante de los desviadores, ilustrados en las FIGS 45-53 es la habilidad de los¡ desviadores a resistir el ensuciamiento. Un reactor de columna de burbujeo de oxidación, previamente mencionado 20 se emplea preferiblemente en la precipitación del servicio de oxidación, donde los sólidos se forman en el medio de reacción 36 durante la oxidación. Los desviadores que tienen una cantidad significante de área de superficie plana enfrentada hacia arriba cerca de lo horizontal son propensos al ensuciamiento en una operación del reactor bajo condiciones de precipitación. Cuando los desviadores se ensucian, los sólidos se acumulan sobre las superficies enfrentadas hacia arriba de los desviadores, y conforme la cantidad de sólidos depositados sobre los desviadores se incrementa, trozos de los sólidos precipitados se pueden desalojar de los desviadores y caer hacia el fondo del reactor. Estos trozos de sólidos desalojados pueden acumularse en fondo del reactor y pueden causar un número de problemas incluyendo, por ejemplo, la inhibición de la descarga de suspensión hacia afuera del fondo del reactor. En vista de lo anterior, se prefiere en una modalidad para el desviador o desviadores empleados en el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 que presenten ninguna de las superficies externas planas enfrentadas hacia arriba (por ejemplo, el desviador se puede construir de materiales de tubería que tienen una sección cruzada circular) . A menos que de otra manera se defina en la presente, una superficie enfrentada hacia arriba es una superficie que tiene una proyección de vector normal arriba de lo horizontal. En otra modalidad, una pequeña cantidad de las superficies sustancialmente planas se puede utilizar mientras que menos de aproximadamente 50 por ciento dei área de superficie externa expuesta enfrentada hacia arriba total del desviador o desviadores es atribuible a la superficie sustancialmente planas inclinadas menos 30°, o 20°, o aun 10° de la horizontal. Más preferiblemente, menos de aproximadamente 35 por ciento del área de superficie externa expuesta enfrentada hacia arriba total del desviador o desviadores es atribuible a las superficies planas inclinadas menos de 30°, o 20°, o aun 10° de lo horizontal. Mucho más preferiblemente, menos de 25 por ciento del área de superficies externa expuesta enfrentada hacia arriba del desviador o desviadores es atribuible a las superficies sustancialmente planas inclinadas menos de 30°, 20°, o aun 10° de lo horizontal. Se prefiere adicionalmente que las superficies externas expuestas enfrentadas hacia arriba del desviador o desviadores tengan una acabado sustancialmente liso a fin de resistir adicionalmente el ensuciamiento. Preferiblemente, por lo menos una porción sustancial de las superficies externas expuestas enfrentadas hacia arriba del desviador o desviadores tengan una superficie áspera menos i que aproximadamente 125 mieras MRS, más preferiblemente menos, de aproximadamente 64 mieras MRS, y mucho más preferiblemente menos de 32 mieras MRS. Los acabados electropulidos y los acabados con rodillo de molino "2B" liso son particularmente útiles . Además del diseño no de ensuciamiento del desviador o desviadores ilustrados en las FIGS. 45-53, se prefiere que el (los) desviado (es) sea apropiadamente espaciado de los extremos superior e inferior del medio de reacción 36 para proporcionar efectividad optimizada. En una modalidad preferida de la presente invención el desviador o desviadores se colocan por lo menos 0.5W y/o 0.05H de tanto los extremos superior como inferior del medio de reacción 36, donde "W" en ancho máximo del medio de reacción 36 y "HW es la altura máxima del medio de reacción 36. Más preferiblemente, el desviador o desviadores se espacian por o menos 1W y/o 0.1H de tanto los extremos superior como inferior del medio dé reacción 36. Mucho más preferiblemente, el desviador y los desviadores se espacian por lo menos 1.5 W y/o 0.15H de tanto los extremos superior como inferior del medio de reacción 36. La presencia de un desviador o desviadores en el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 puede permitir relaciones H:W inferiores que serian posibles en los reactores no desviadores similares. Asi, se prefiere que la relación H:W de los reactores de columna de burbujeo desviadores estén en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3.5:1 a aproximadamente 15:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 12:1. Con referencia ahora a las FIGS 45-47 en detalle, el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 se ilustra ya que incluye una pluralidad de desviadores verticalmente espaciados 71a, b, c, d. preferiblemente, el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 incluye en el intervalo de 2 a 20 desviadores verticalmente espaciados, mucho más preferiblemente de 3 a 8 desviadores verticalmente espaciados. Preferiblemente, cada desviador 71 comprende una pluralidad de miembros desviadores individuales alargados 73. En esta modalidad, cada miembro desviador individual 73 presenta una superficie externa expuesta sustancialmente cilindrica que hace contacto con el medio de reacción 36. En la modalidad ilustrada en las FIGS. 45-47, los desviadores 71a, b, c, d son rotados relativos uno al otro de modo que los miembros desviadores individuales 73 de los desviadores adyacentes 71 se extienden sustancialmente perpendicular uno al otro. Con referencia ahora a las FIGS. 48-50 en detalle, los desviadores alternativos 81a, b, c, d se ilustran ya que comprende una pluralidad de miembros desviadores individuales 83. en esta modalidad, cada miembro desviador 83 se forma de un miembro de sección L y presenta una superficie externa' expuesta encarada hacia arriba en forma de V generalmente invertida. La configuración de las superficies externas expuestas de los miembros desviadores individuales 83 ayuda 'a prevenir el ensuciamiento con la precipitación de sólidos en el medio de reacción 83. El número, espaciamiento, y orientación de los miembros desviadores de hierra angulados 83 pueden sustancialmente los mismos como se describe en lo anterior para los miembros desviadores cilindricos 73 de las FIGS. 45-46. Con referencia ahora a las FIGS 51-53 en detalle, el reactor de columna de burbujeo de oxidación 20 se ilustra como que incluye un desviador monolítico solo 91 que tiene generalmente la forma de dos conos verticales que se extienden opuestamente 93a, b enlazados en su base. La inclinación de la superficie externa encarada hacia . arriba expuesta del desviador monolítico 91 ayuda a prevenir el ensuciamiento del desviador 91 con la precipitación de sólidos en el medio de reacción 36. Las diversas configuraciones desviadoras ilustradas en las FIGS 45-53 son únicamente ejemplares, y muchas otras configuraciones desviadoras pueden caer dentro del ámbito de la presente invención. También se debe mencionar que las configuraciones desviadoras ilustradas en las FIGS. 45-53 se pueden utilizar en combinación. Aunque ciertos reactores de combinación de la' técnica previa pueden emplear tubos de intercambios de calor que hacen contacto con el medio de reacción en una manera similar a aquella del (os) desviador (es) descrito(s) en la presente, se debe mencionar que es indeseable para los desviadores de la presente invención proporcionar cualquier grado significante de calentamiento o enfriamiento del medio de reacción. Así, se prefiere que el flujo de calor de las superficies externas expuestas (es decir que hace contacto con el medio de reacción) de los desviadores descritos en la presente sean menores que aproximadamente 30,000 watts por metro cuadrado. Con referencia nuevamente a las FIGS. 1-53, la oxidación preferiblemente se lleva a cabo en el reactor de columna de burbujeo 20 bajo condiciones que son marcadamente diferentes de acuerdo a las modalidades preferidas divulgadas en la presente, que los reactores de oxidación convencionales. Cuando el reactor de columna de burbujeo 20 se utiliza para llevar a cabo la oxidación parcial de líquido-fase del para-xileno al ácido tereftálico crudo (CTA) de acuerdo a modalidades preferidas divulgadas en la presente, los perfiles espaciales de la intensidad local, de la intensidad de evaporación local y de la temperatura local combinada con los patrones de flujo líquidos dentro del medio de reacción y las temperaturas de oxidación relativamente bajas, preferidas contribuyen a la formación. de partículas de CTA que tienen propiedades únicas y ventajosas . Las FIGS. 54A y 54B ilustran las partículas de CTA base producidas de acuerdo con una modalidad de la presente invención. La FIG. 54A muestra las partículas CTA base en 500 veces de agrandamiento, mientras que la FIG. 54B 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. 54B, cada partícula CTA base típicamente se forma de un número grande de sub-partículas de CTA aglomeradas, pequeñas, dando de esta manera la partícula CTA base un área de superficie relativamente alta, alta porosidad, baja densidad, y buena capacidad disolvente. Las partículas de CTA base típicamente tienen un tamaño de partícula medio en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 150 mieras, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 30 a aproximadamente 120 mieras, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 40 a 90 mieras. Las sub-particulas de CTA típicamente tienen un tamaño de partícula medio en el intervalo de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 30 mieras, más preferiblemente de aproximadamente 1 a aproximadamente 15 mieras, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 2 a 5 mieras. El área de superficie relativamente alta de las partículas de CTA base ilustrada en las FIGS 54A y 54B, se pueden cuantificar utilizando un método de medición de área de superficie Braimaier-Emmett-Teller (BET) . Preferiblemente,, las partículas de CTA base tienen una superficie BET promedio de por lo menos aproximadamente 0.6 metros por gramo cuadrado (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 0.4 m2/g. Mucho más preferiblemente, las partículas de CTA base tienen un área de superficie BET promedio en el intervalo de 0.9 a 2 m2/g. Las propiedades físicas (por ejemplo, tamaño de partícula, área de superficie BET, porosidad y capacidad de disolución) de las partículas de CTA formadas mediante el proceso dé oxidación optimizado de una modalidad preferida de lá presente invención que 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 FIG. 57. Los valores de tamaño de partícula medió proporcionados en lo anterior se determinaron utilizando la I microscopia 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 e imagen V4.5.0.19 Image Pro Plus™. El método de análisis dé 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™ I define el diámetro medio de las partículas individuales como la longitud promedio de número de diámetros de una partícula' i 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 hora del 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 * d??3; multiplicar el volumen de cada veces de partícula sju diámetro para encontrar pi/6 * d??4; sumar todas las partículas en la muestra de los valores de pi/6 * d? 4; sumar los volúmenes de todas las partículas en la muestra; y calcular el diámetro de partícula pesado en volumen como suma para todas las partículas n en la muestra de (pi/6 * d??4) dividida por la suma para todas las partículas n en la muestra (pi/6 * d? 3) . Como se utiliza en la presente, "tamaño de partícula medio" se refiere al tamaño de partícula medio pesado en volumen determinado de acuerdo al método de prueba descrito en lo anterior; y también se prefiere 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 por lo cual 10% del volumen de la muestra total es más pequeña y 90 por ciento es más grande; D(v, 0.5) es el tamaño de partícula por lo cual una mitad del volumen de la muestra es más grande y una mitad es más pequeña; D(v, 0.9) es el tamaño de partícula por lo cual 90 por ciento del' volumen de la muestra total es más pequeña; y así sucesivamente. Además, la etapa 7 comprende calcular el valor de D(v, 0.9) menos D(v, 0.1), lo cual se define en la presente como la "extensión del tamaño de partícula"; y la etapa 7 comprende calcular el valor de la extensión de tamaño de partícula dividida por D(4,3), que se define en la presente como la "extensión relativa de tamaño de partícula". Además, es preferible que el D(v, 0.1) de las partículas CTA como es medido en lo anterior esté en el intervalo de aproximadamente 5 aproximadamente 65 mieras, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 55 mieras y mucho más preferiblemente en el intervalo de 25 a 45 mieras. Es preferible que el D(v, 0.5) de las partículas CTA como es medido en lo anterior esté en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadam nte 90 mieras, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 80 mieras, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 30 a 70 mieras. 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 preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 150 mieras,; y mucho más preferiblemente en el intervalo de 50 a 110 mieras. Es preferible que la extensión relativa del tamaño de partícula esté en el intervalo de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 2.0, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.6 a aproximadamente 1.5 y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.7 a 1.3. Los valores del área de superficie BET proporcionados en lo anterior se midieron sobre un Micromeritics ASAP2000 (disponible de Micromeritics Instrument Corporation of Norcross, GA) . En la primera etapa del proceso de medición, de 2 a 4 gramos de la muestra de las partículas se pesó y se secaron bajo vacío a 50°C. La muestra luego se colocó sobre el múltiple de gas de análisis y se enfrió a 77°K. Se midió una exoterma de adsorción de nitrógeno en un mínimo de 5 presiones de equilibrio al exponer la muestra a volúmenes conocidos de gas de nitrógeno y la medición de la presión disminuyó. Las presiones de equilibrio estuvieron apropiadamente en el intervalo de P/P0 = 0.01-0.20, donde P es la presión de equilibrio y P0 es la presión de vapor de nitrógeno líquido a 767°K. La 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. Vm luego se convirtió a un área de superficie utilizando el área de sección transversal del nitrógeno a 77°K: A A = s— V"' RT donde s es el área de sección transversal del nitrógeno a 77°K, T es 77°K, y R es la constante de gas. Como se alude en lo anterior, el CTA formado de acuerdo con una modalidad de la presente invención 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 I una mezcla agitada se puede medir mediante varios protocolos: Como se utiliza en la presente, el método de medición llam do la "prueba de disolución regulada" se define como sigue. Una presión ambiental de aproximadamente 0.1 megapascal se utiliza por toda la prueba de disolución regulada. La temperatura ambiente utilizada por toda la prueba de disolución regulada es aproximadamente 22°C. Además, los sólidos, solventes y todo el aparato de disolución se equilibran completamente de manera térmica en esa temperatura antes de inicial la prueba, y no hay calentamiento lo enfriamiento apreciable del rompedor o sus contenidos durante el período de tiempo de disolución. Una porción de solvente de grado analítico HPLC, fresco de tetrahidrofurano (>99.9 por ciento de pureza), después en la presente THF, 250 gramos de medición se coloca en un vaso de vidrio de 400 mililitros de forma alta KIMAX limpio (Kimble® número de parte 14020, Kimble/Kontes, Vineland, NJ) , el cual no es aislado, del lado liso, y generalmente cilindrico en forma. Una barra de agitación magnética recubierta de Teflón (VWR número de parte 58948-230, aproximadamente 1 pulgada de largo con 3/8-pulgada de diámetro, de sección transversal octagonal, VWR International, West Chester, PA 19380) se coloca en el vaso, donde se asienta naturalmente al fondo. La muestra se agita utilizando un agitador magnético 15 de multipunto 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 ascienden a 250 miligramos se pesa en una charola pesadora de muestra no de adhesión. En un tiempo de inicio designado como t=0, los sólidos pesados se vacian todos a la vez en el THF I agitado, y un cronómetro se inicia simultáneamente. Apropiadamente hecho, el THF humedece muy rápidamente lOjS sólidos y forma una suspensión bien agitada, diluida dentro de 5 segundos. Subsecuentemente, las muestras de esta mezcl 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', I 4.00, 5.00, 6.00, 8.00, 10.00, 15.00, y 30.00. Cada .muestra I pequeña se retira de la mezcla bien agitada, diluida utilizando una Co, 5 mililit inmediatamente mililitros de descarga a través de un filtro de jeringa no usada, nueva (25 mm de diámetro, 0,45 mieras, Gelman GHP Acrodisc GF®, Pall I COrporation, Eas Hills, NY 11548) en un frasquito de muestra i de vidrio marcado, nuevo. La duración de cada relleno con 1 | jeringa, la colocación del filtro, y la descarga en un I frasquito de muestra es correctamente menor qué aproximadamente 5 segundos, y este intervalo es aproximadamente iniciado y terminado dentro de aproximadamente 3 segundos cada lado de cada tiempo de muestreo objetivo. Dentro de aproximadamente 5 minutos de cada relleno, los frasquitos de muestra se tapan y se mantienen a temperatura aproximadamente constate hasta realizar el siguiente análisis químico. Después de que la muestra final se toma en un tiempo pasados 30 minutos t=0l, todas las dieciséis muestras se analizan para la cantidad del TPA disuelto utilizando un método HPLC-DAD generalmente com'o se describe en otra parte dentro de esta descripción. Si'n embargo, en la presente prueba los estándares de calibración y los resultados reportados ambos se basan en miligr mos del TPA disuelto por gramo de solvente THF (después en la presente "ppm en THF") . Por ejemplo, si todo lo de los 250 i ! 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 de acuerdo a la presente invención se somete a la prueba de disolución regulada descrita en lo anterior, se prefiere que una muestra tomada en un minuto t=0 se disuelva a una concentración de por lo menos aproximadamente 500 ppm en THF, más preferiblemente a por lo menos 600 ppm en THF. Para una muestra tomada en pasados dos minutos t=0, se prefiere que el CTA de acuerdo a la invencióri actual se disolverá a una concentración de por lo menos aproximadamente 700 ppm en THF, más preferiblemente a por lo menos 750 ppm en THF. Para una muestra tomada en pasados i cuatro minutos t=0, se prefiere que el CTA de acuerdo a la invención actual se disolverá a una concentración de 'por lo menos aproximadamente 840 ppm en THF, más preferiblemente 'a por lo menos 880 ppm en THF. Los inventores han encontrado que un modelo de crecimiento exponencial negativo relativamente simple es útil para describir la dependencia de tiempo de los grupos de datos completos de una prueba de disolución regulada completa, no obstante la complejidad de las muestras particuladas y del proceso de disolución. La forma de la ecuación, después en la presente, el "modelo de disolución regulado", es como sigue: | S = A + B * (1 - exp(-C * t)), donde ¡ t = tiempo en unidades de minutos: S = solubilidad en unidades de ppm en THF, en tiempo t; i exp = función exponencial en la base del logaritmo natural de 2; 1 A, B = constantes regresadas en unidades de ppm eri THF, donde A se relación principalmente a lá disolución rápida de las partículas más i pequeñas en tiempo muy cortos, y donde la suma de A + B se relaciona principalmente a la cantidad total de la disolución cerca del período de prueba especificado; y C = una constante de tiempo regresada en unidades de minutos recíprocos.

Las constantes regresadas se ajustan para minimizar la suma de los cuadrados de los errores de los puntos de datos actuales y los valores del modelo correspondientes, que lo cual el método es comúnmente llamado un ajuste "de últimos cuadros". Un paquete de software preferido para ejecutar esta regresión de datos es el JMP Reléase 5.1.2 (SAS Institute Inc., JMP Software, SAS Campul Drive, Cary, NC 27513). Cuando el CTA de acuerdo a la presente invención 'se prueba con la prueba de disolución regulada y se ajusta ¡al I modelo de disolución regulado descrito en lo anterior, (se I I prefiere que el CTA tenga una constante de tiempo "C" maypr que aproximadamente 0.5 minutos recíprocos, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.6 minutos recíprocos y mucho más preferiblemente mayor que 0.7 minutos i recíprocos. Las FIGS. 55A y 55B ilustran una partícula de CTA convencional hecha mediante un proceso de oxidación a alta temperatura convencional en un reactor de tanque agitaldo continuo (CSTR) . La FIG. 55A muestra la partícula de CTA convencional a 500 veces de agrandamiento, mientras que la FIG. 55B se acerca y muestra la partícula de CTA a 2,000 veces de agrandamiento. Una comparación visual de las partículas CTA inventivas ilustradas en las FIGS 54A y 54B y la partícula de CTA convencional mostrada en las FIGS. 55A¡ y 55B 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. 55A y 55B tiene un tamaño de partícula 'medio de aproximadamente 205 mieras y un área de superficie BET de i i aproximadamente 0.57 m2/g. La FIG. 56 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 i | 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 3 recipientes dé cristalización separados 704a, b,c. El sistema dé adición/intercambio de agua 708, una porción sustancial dé i licor madre se desplaza con agua. Después de la adición de I agua, la suspensión de agua/CTA se introduce en el sistema dé 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 si'stema de hidrogenación 712 luego se somete a 3 etapas de cristalización en recipientes de cristalización 704a, b, c, seguido por la separación de PTA en el sistema de separación i 706. I La FIG. 57 ilustra un proceso mejorado para producir PTA empleando un reactor de oxidación de col 1umna d ie burbujeo 800 configurado de acuerdo con una modalidad de la 50 por ciento en peso de partículas de CTA sólidas. Con el resto que es licor madre liquido. Las partículas de CTA sólidas presentes en la suspensión inicial típicamente contiene por lo menos aproximadamente 400 ppmw ' de 4-j-carboxibenzaldehído (4-CBA), más típicamente, por lo menos i 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 el sistema de separación 804 para producir de esta manera partículas de I ácido tereftálico sólidas más puras que comprenden menos que i aproximadamente 400 ppmw de 4-CBA, más preferiblemente menos i I i que aproximadamente 250 ppmw de 4-CBA, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1 a 200 ppmw de 4-CBA. El sistema de purificación 802 del sistema d Ie I I producción de PTA ilustrado en la FIG. 57 proporciona un número de ventajas sobre el sistema de purificación 1802 del I sistema de la técnica previa ilustrado en la FIG. 56'. Preferiblemente, el sistema de purificación 802 generalmente incluye un sistema de intercambio de licor 806 un digestor i 808, y un cristalizador solo 810. En el sistema de intercambio de licor 806, por lo menos aproximadamente 50 poir ciento en peso del licor madre presente en la suspensión i inicial se reemplaza con un solvente de reemplazo fresco I para proporcionar de esta manera una suspensión intercambiada I con solvente que comprende partículas de CTA y el solvente de reemplazo. La suspensión intercambiada con solvente que salde del sistema de intercambio de licor 806 se introduce en el digestor (o reactor de oxidación secundario) 808. En el digestor 808, una reacción de oxidación secundaria se realiza a temperaturas ligeramente más altas que se utilizaron en la i reacción de oxidación inicial/primaria llevada a cabo en el' reactor de columna de burbujeo 800. Como se divulga en lo anterior, el área de superficie alta, tamaño de partícula pequeño, y baja densidad de las partículas de CTA producidas en el reactor 800 causan ciertas impurezas atrapadas en las partículas CTA llegar a ser disponibles para la oxidación en el digestor 808 sin requerir la disolución completa de las partículas CTA en el digestor 808. Así, la temperatura en el digestor 808 puede ser inferior que muchos procesos de l ia I técnica previa similares. La oxidación secundaria llevada I a cabo en el digestor 808 preferiblemente reduce la concentración de 4-CBA en el CTA mediante por lo menos 200 I ppmw, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 400 ppmw, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 600 ! a 6,000 ppmw. Preferiblemente, la temperatura de oxidacijón 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 preferiblemente aproximadamente 20 aproximadamente 80°C más alta que la temperatura de oxidación primaria en el reactor 800, y mucho más preferiblemente 30 a 50°C más alta que la temperatura de oxidación primaria en el reactor 800. La temperatura tde i oxidación secundaria está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 160 a aproximadamente 240°C, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 180 a aproximadamente 220°C y mucho más preferiblemente en ,el intervalo de 190 a 210°C. El producto purificado del digestor 808 requiere únicamente una etapa de cristalización sola én el cristalizador 810 antes de la separación en el sistema de separación 804. Las técnicas de oxidación/digestión secundarias adecuadas se discuten en detalle adicional en la publicación de solicitud de patente norteamericana No. 2005/0065373, la descripción completa de la cual se incorpora expresamente en la presente por referencia. El ácido tereftálico (por ejemplo, PTA) producido por el sistema ilustrado en la FIG. 57 sé forma I preferiblemente de partículas de PTA que tienen un tamaño de partícula medio de por lo menos aproximadamente 40 mieras, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 50 ja aproximadamente 2,000 mieras, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 60 a 200 mieras. Las partículas de PTA I preferiblemente tiene un área de superficie BET promedio menor que aproximadamente 0.25 m2/g, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.005 a aproximadamente 0.2 m2/g, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.01 a i 0.18 m2/g. El PTA producido por el sistema ilustrado en la FIG. 57 es adecuado para el uso como un material de alimentación en la fabricación de PET. Típicamente, el PET se hace por la vía de la esterificación de ácido tereftálico con etilenglicol, seguido por la policondehsación. Preferiblemente, el ácido tereftálico producido mediante una modalidad de la presente invención se emplea como una alimentación al proceso de PET del reactor de tubo descrito en la solicitud de patente norteamericana No. de Serie 10/013,318, presentada el 7 de Diciembre, del 2001, la descripción completa de la cual se incorpora en la presente por referencia. 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 I otros post-procesos que involucran la disolución y/o la reacción química de las partículas. Estos post-proces?s 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 esteres de impureza; reacción con por lo menos un diol para formar compuestos de monómeros de éster y/o polímero, especialmente la rea'cción de CTA con etilenglicol para formar polietilentereftalato; 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 carboxilico. 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 . i Los inventores también contemplan que la completa o parcial de partículas de CTA no de conformación seguida por la reprecipitación completa o parcial. ! De acuerdo con una modalidad de la presenté i invención, se proporciona un proceso para oxidar parcialmente un compuesto aromático oxidable a uno o más tipos de ácido carboxílico aromático en donde la pureza de la porción dé solvente de la alimentación (es decir, la "alimentación dé solvente" y la pureza de la porción del compuesto oxidable de la alimentación (es decir, la "alimentación del compuesto! oxidable") se controla dentro de ciertos intervalos especificados enseguida. Junto con otras modalidades de la I 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 líquido) del medio de reacción para ser controlado en ciertos intervalos preferidos, resumidos enseguida. i Con respecto a la alimentación de solvente, es conocido oxidar un (os) compuesto (s) aromático (s) oxidable (s) para producir un acido carboxilico aromático en alimentación de solvente introducida en el medio de reacció In es una mezcla de ácido acético de pureza analítica y agua, | como se emplea frecuentemente en escala de laboratorio i y ¡ ¡ escala piloto. Del mismo modo, es conocido conducir la •oxidación del compuesto aromático oxidable a ácido carboxílico aromático en donde el solvente que deja el medio de reacción se separa del ácido carboxílico aromático producido y luego se recicla nuevamente al medio de reacción como solvente de alimentación, principalmente para razones de costos de fabricación. Este reciclado de solvente causa ciertas impurezas de alimentación y subproductos de proceso para acumular a través del tiempo en el solvente 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 comprendé por lo menos aproximadamente 5 por ciento en peso de masa que previamente ha pasado a través de un medio de reacción que contiene uno o más compuestos aromáticos oxidables sometidos a la oxidación parcial. Para razones de inventario de solvente y de tiempo en la corriente en una unidad dé fabricación, es preferible que las porciones del solvente reciclado pasa a través del medio de reacción por lo menos una vez por día de operación, más preferiblemente por lo menos una vez por día por lo menos siete días consecutivos dé operación, y mucho mas preferiblemente por lo menos una vez por día durante por lo menos 30 días consecutivos dé operación. Para razones económicas, es preferible que por lo menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación de solvente al medio de reacción de la presenté invención recicle el solvente, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso, todavía más preferiblemente por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente por lo menos 90 por ciento en peso. i Los inventores han descubierto que, por razones de actividad de reacción y para consideración de las impurezas metálicas dejadas en el producto de oxidación, la concentraciones de metales multivalentes seleccionados dentr de la alimentación del solvente reciclado están en preferiblemente los intervalos especificados inmediatament enseguida. La concentración de hierro en el solventé reciclado está preferiblemente abajo de aproximadamente 150 i ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 40 ippmw, y mucho más preferiblemente entre 0 y 8 ppmw. La concentración de níquel en el solvente reciclado está 'preferible abajo de i aproximadamente 150 ppmw, más preferiblemente ab jo dé aproximadamente 40 ppmw, y mucho más preferiblemente ,entre 0 I y 8 ppmw. La concentración de cromo en el solvente reciclad? está preferible abajo de aproximadamente 150 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 40 ppmw, y mucho más preferiblemente entre 0 y 8 ppmw. La concentración de molibdeno en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 75 ppmw, más preferiblemente abajo de I aproximadamente 20 ppmw, y mucho más preferiblemente entre 0 y 4 ppmw. La concentración de titanio en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 75 ppmw,? más preferiblemente abajo de aproximadamente 20 ppmw, y mucho i más preferiblemente entre 0 y 4 ppmw. La concentración de cobre en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 20 ppmw, mas preferiblemente ab |ajo d1e aproximadamente 4 ppmw, y mucho más preferiblemente entre 0 y I ! 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 i listados en lo anterior. El control de los metales listados en lo anterior en los intervalos preferidos mantendría otras impurezas metálicas en niveles adecuados. I Estos metales pueden surgir como impurezas eri cualquiera de las alimentaciones de proceso entrantes (por ejemplo, en el compuesto oxidable entrante, solvente, oxidante, y compuestos de catalizador) . Alternativamente, los metales pueden surgir como productos de corrosión' desde cualquiera de las unidades de proceso que hacen contacto con el medio de reacción y/o que hacen contacto con el solvente i 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 e,l solvente reciclado. Estos incluyen compuestos aromáticos I tanto precipitados como disueltos dentro del solvente reciclado . Sorprendentemente, aun el producto precipitado (por I ejemplo, TPA) de una oxidación parcial de para-xileno, es un I contaminante que se maneja en el solvente reciclado. Debido a que hay sorprendentemente intervalos preferidos para los I I niveles de sólidos dentro del medio de reacción, cualquier I ¡ producto precipitado en la alimentación de solvente directamente se sustrae de la cantidad de compuesto oxidable que puede alimentar en convenio. Además, la alimenta'ción 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 uri medio i oxidación de precipitación, que conduce al carácter i 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 asi sucesivamente). Otra característica indeseable de los sólidos precipitados en lá alimentación del solvente reciclado es que estos frecuentemente contienen niveles muy altos de impurezas precipitadas, como es comparado a las concentraciones de impurezas en el volumen de sólidos dentro de las suspensiones de PTA de los cuales muchos de los solventes reciclados se i obtienen. Posiblemente, los niveles elevados de impurez s observadas en los sólidos suspendidos en el material filtrado reciclado se puede relacionar a los tiempos de nucleación ' para la precipitación de ciertas impurezas del solvente reciclado y/o al enfriamiento del solvente reciclado', si es intencional o debido a pérdidas ambientales. Por ejemplo, las concentraciones de 2 , 6-dicarboxifluorenona altamente coloreada e indeseable se ha observado en niveles mucho más 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 i altos en sólidos presentes en el solvente reciclado comparado a los niveles observados en los sólidos de PTA del m dio dé I reacción. Exactamente como las impurezas precipitadas í transportadas dentro del comportamiento del solvente i reciclado cuando se reintroducen al medio de reacción se presentan para variar. Esto depende tal vez en la solubilidad relativa de la impureza dentro de la fase líquida del medio de reacción, tal vez en como la impureza precipitada sé ubica I 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. 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 reciclad'o en la forma disuelta o son materiales particulados I transportados en las mismas. i I La cantidad de solidos 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 mientras que el solvente se hace fluir en un conducto hacia el m dio de 1 reacción. 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 I durante el intervalo corto antes de que se cierre sellado en I 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 q e una distribución uniforme visible de sólidos es obtenidai.

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 i 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 el contenido de filtrado reciclado de los sólidos precipitados a 20°C. . ' Los inventores han descubierto que los compuestos aromáticos disueltos en la fase líquida del medio de reacción y que comprenden ácidos carboxílicos aromáticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, ácido isoftálico, ácido benzoico, ácido ftálico, 2,5,4'- I tricarboxilbifenilo) son componentes sorprendentemente! perniciosos. Aunque estos compuestos son muy reducidos en la actividad química en el medio de reacción sujeto comparado a los compuestos oxidables que tienen grupos hidrocarbilos no aromáticos, los inventores han descubierto que estos compuestos sin embargo se someten a numerosas reaccionéis nocivas. Esto, es ventajoso para controlar el contenido de i 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. I Por ejemplo, en la oxidación parcial én fase líquida del para-xileno a ácido tereftálico (TPA) , los inventores han descubierto que la 2, 7-dicarboxifluorenona de impurezas altamente coloreadas e indeseables (2,7-DCF) es virtualmente indetectable en el medio de reacción y la toma i del producto cuando los compuestos aromáticos metasustlituidos I i están en niveles muy bajos en el medio de reacción. Los I inventores han descubierto que cuando la impureza de ácido isoftálico está presente en niveles de incrementación en lá I 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 algún ácido isoftálico se forma durante una oxidación parcial típica de para-xileno muy puro, particularmente cuando el ácido benzoico está presente en la fase líquida del medio de reacción. Este ácido isoftálico autogenerado puede, deDi.s!o a su solubilidad más grande que el TPA en el solvente que comprende ácido acético y agua, acumularse a través del i tiempo en unidades comerciales que emplean solvente reciclado. Asi, 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 sí y en balance con cualquiera de las reacciones que consumen ácido isoftálico. El ácido isoftálico ha sido descubierto para someterse a relaciones constructivas adicionales además de la formación de 2,7-DCF, como se divulga enseguida. 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-xilerio a TPA. Otras impurezas altamente coloreadas e indeseables, tal como 2, 6-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. Así, 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 trimelítico se eleva conforme los niveles de ácido isoftálico y ácido ftálico se elevan dentro del medio de reacción. El ácido trimelítico es un ácido carboxílico trifuncional que conduce a la ramificación de las cadenas de polímero durante la producción de PET de TPA. En muchas aplicaciones de PET, los niveles de ramificación se deben controlar a niveles bajos y por consiguiente el ácido trimelítico se debe controlar a niveles bajos en el TPA purificado. Además, de conducir al ácido trimelítico, la presencia de las especies metasustituidas y ortosustituidas en el medio de reacción también dan origen a otros ácidos 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 tetracarboxílico (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 carboxílico 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 líquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que los niveles incrementados en la fase líquida del medio de reacción de varios ácidos carboxílicos aromáticos disuelto,s que carecen de grupos de hidrocarbilo no aromáticos conducein directamente a la producción incrementada de monóxido de carbono y dióxido de carbono. Está producción incrementada de óxidos de carbono representa una pérdida de producción en tanto el oxidante como el compuesto oxidable, puesto que muchos de los ácidos carboxílicos aromáticos coproducidos posteriores, que por una parte se pueden observar como impurezas, por otra parte también tienen valor comercial!. Así, la remoción apropiada de los ácidos carboxílicos 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 trimelítico.

Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la formación de 2 , 5, 4 ' -tricarboxibifenilo es 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, 4 ' -tricarboxibifenilo típicamente se produce en niveles más bajos que el ácido trimelítico 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 i 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 2,5,41'-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 que comprende ácido acético y agua que es TPA, se deja acumular muy alto dentro del solvente reciclado, las proporciones de conversión a 2,6-DCF pueden llegar a ser inaceptablemente grandes . Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase liquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que los ácidos carboxilicos aromáticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, ácido isoftálico) generalmente conducen a la supresión media de la actividad química del medio de reacción cuando está presente en la fase liquida en concentración suficiente. Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la precipitación frecuentemente no es ideal (es decir sin equilibrio) con respecto a las concentraciones relativas de especies químicas diferentes en la fase sólida y en la fase líquida. Tal vez, esto es debido a que la proporción dé 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, a un 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 asi como su1 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 I compuestos de benzofenona no son tan altamente coloreados en el TPA per se como zonas fluorenonas y las antraquinonas . Por consiguiente, es deseable limitar la presencia de benzofenonas y precursores seleccionados en el solvente i • I reciclado y en la alimentación del compuesto oxidable.

Además, los inventores han descubierto que la presencia de I-niveles elevados de ácido benzoico, ya se admitido en el I solvente reciclado o formado dentro del medio de reaccióri, conduce a proporciones elevadas de producción de 4,4'¡-dicarboxibenzofenona . 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 'TPA. La recapitulación solamente del caso solo del ácido benzoico, los inventores han descubierto que los niveles incr mentado de ácido benzoico en el medio de reacción de i ciertas i modalidades de la presente invención conducen a la producción grandemente incrementada del ácido 9-fluorenona-2-carboxílico altamente coloreado e indeseable, a niveles grandemente incrementados de 4 , 4 ' -dicarboxidibifenilo, a niveles incrementados de 4 , 4 ' -dicarxibenzofenona, a una supresión media de actividad química de la oxidación propuesta del para-xileno, y a niveles incrementados de óxido de carbono pérdidas de rendimiento concomitante. Los inventores han descubierto que los niveles incrementados de ácido benzoico en el medio de reacción también conducen a la producción incrementada de ácido isoftálico y ácido ftálico, los¡ nivel s de los cuales se controlan deseablemente en intervalos bajos de acuerdo al aspecto similares de la invención actual. El número e importancia de reacciones que involucran ácido benzoico son tal vez aun más sorprendentes puesto que algunos inventores actuales contemplan la utilización del ácido I benzoico en lugar de ácido acético como un componente primario de solvente (ver, por ejemplo, ¡ patent'e norteamericana No. 6,562,997). Adicionalmente, los presentes ' ¡ inventores han observado que el ácido benzoico és autogenerado durante la oxidación del para-xileno én proporciones que son muy importantes relativa a su formación de impurezas, tal como tolueno y etilbenceno, comúnmente encontrados en la alimentación del 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 aromático oxidable y con respecto a los intermedios d'e reacción aromáticos que ambos hidrocarbilo no aromáticos y solubles en el solvente reciclado. En general,1 estos compuestos se alimentan ya sea a o se crean dentro del medió de reacción en proporciones sustancialmente más grandes que su presencia en el solvente reciclado; y la proporción de estos compuestos dentro del medio de reacción es suficientemente grande, retienen uno o más de los' grupos ! I hidrocarbilo no aromáticos, para limitar apropiadamente su I 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 uiji grado limitado junto con grandes cantidades de solvente: Cuando este solvente evaporado sale del reactor como parte del gas de descarga y se condensa para la recuperación como solvente reciclado, una porción sustancial para-xileno evaporado también se condensa en el mismo. No es necesario 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 toluíco) , aldehidos aromáticos (por ejemplo', tereftaldehído) , de compuestos aromáticos con sustituyentes de hidroxi-metilo (por ejemplo, ácido 4-hidroximetilbenzoico) , y de compuestos aromáticos bromados que retienen por lo menos un grupo hidrocarbilo no aromático (por ejemplo, ácido alfa-bromo-para-toluico) enseguida aquellos encontrados inherentemente en la fase líquida que sale del medio de reacción que ocurre en la oxidación porción del xileno de acuerdo las modalidades preferidas de la presente invención. Sorprendentemente, los inventores también han descubierto que también no es necesario regular en el solvente reciclado la concentración de fenoles seleccionados intrínsecamente producidos durante la oxidación parcial del xileno, para estos compuestos se crean y se destruyen dentro del medio de reacción en proporciones mucho más grandes que su presencia en el solvente reciclado. Por 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 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 i reacción similar (ver, por ejemplo, W. Partenheimeri Catalysis Today 23 (1995) p. 81) . Asi, existen numerosas reacciones y numerosas consideraciones en establecer los intervalos preferidos de varias impurezas aromáticas en la alimentación del solvente i como ahora de divulga. Estos descubrimientos se establecen en términos de composición promedio en peso agregado de todas las corrientes de solvente que se alimentan al medio de reacción durante el curso de un período de tiempo ajustado, I preferiblemente un dia, más preferiblemente una hora, y mucho más preferiblemente 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 oxidable o de cualquier alimentación de oxidante que tal vez son mezclados con al alimentación del solvente antes de que entren al medio de reacción no se consideran en la calculación de la composición promedio en peso agregado de la alimentación . La Tabla 1, enseguida, lista valores preferidos para ciertos componentes en la alimentación de solvente introducida en el medio de reacción. Los componentes de la alimentación de solvente listados en la Tabla 1 son como sigue: 4-carboxibenzaldehído (4-CBA), 4 , 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-carboxilico (9F-2CA), ácido 9-fluorenona-4-carboxilico (9F-4CA), fluorenonas totales que incluyen otras fluorenonas no listadas individualmente (fluorenonas totales), 4,4'-dicarboxbifenilo (4, 4' -DCB), 2 , 5, 4 ' -tribicarboxifenilo (2, 5, 4' -TCB) , ácido ftálico (PA), ácido isoftálico (IPA), ácido benzoico (BA) , ácido trimelitico (TMA), 2,6-dicarboxibenzocumarina (2,6-DCBC), 4 , 4 ' -dicarboxibencil (4,4'-DCBZ), 4, 4' -dicarboxibenzofenona (4,4'-DCBP), 2,5,4'-tricarboxibenzofenona (2, 5, 4 ' -TCBP) , ácido tereftálico (TPA), sólidos precipitados a 20°C, y ácidos carboxílicos aromáticos totales que carecen de grupos hidrocarbilo no aromático, la Tabla 1, enseguida proporciona a las cantidades preferidas de estas impurezas en el CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presente invención .

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

Muchas otras impurezas aromáticas también estáiµ I típicamente presentes en el solvente reciclado, que varían generalmente en niveles uniforme y/o en proporción de uno ó 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 el equilibrio dinámico.

Estas varias formas de bromo tienen características de I 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-hidroximetilbenzoico1 y bromo de hidrógeno. En la presente invención, es preferible que por lo menos aproximadamente 40 por ciento en pe!so, más preferible que por lo menos aproximadamente 60 por ciento én peso, y mucho más preferible que por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso de la masa total del bromo présente ¡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 adecuado para controlar la pureza de la alimentación de solvente se pueden juntar de varios métodos ya conocidos en la técnica. Primero, cualquier solvente evaporado del medio de reacción es típicamente de pureza adecuada que proporciona aquel liquido o sólido del medio de reacción no son transportados con el solvente evaporado. La alimentación de las gotitas de solvente de reflujo en el espacio de desacoplamiento del gas de descarga arriba del medio de reacción como se divulga en la presente, apropiadamente limita ' tal transportación; y el solvente reciclado de pureza adecuada con respecto al compuesto aromático se puede condensar de tal gas de descarga. Segundo, la purificación más difícil y costosa de la alimentación de solvente de soplado típicamente se relaciona al solvente tomado del medio de reacción en al forma líquida y al solvente que subsecuentemente hace contacto con la fase liquida y/o sólida del medio de reacción retiradas del recipiente de reacción (por ejemplo, solvente reciclado obtenido de un filtro en el que los sólidos se concentran y/o se lavan, solvente reciclado obtenido de una 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 lps 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 dé patente norteamericana No, 2005-0039288, incorporado en la presente por referencia. Sin embargo, ninguna de estas I invenciones previas descubrieron y divulgaron los , niveles preferidos de pureza en la alimentación de solvente agregado como se divulga en la presente. Más bien, estas invenciones previas meramente proporcionan medios para purificar corrientes seleccionadas y parciales del solvente reciclado sin deducir la inventiva presente, valores óptimosi de la composición de la alimentación de solvente promedio en peso agregado al medio de reacción. I Volviendo ahora a la pureza de la alimentación del compuesto oxidable, es conocido que ciertos niveles de ácido isoftálico, ácido ftálico, y ácido benzoico están presentes y I 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 embargó, a partir de una modalidad de la invención divulgada en l|a presente, es ahora conocido que el control del nivel de varias especies aromáticas relativamente solubles1, notablemente que incluyen ácido isoftálico, ácido ftálico, y ácido benzoico, en la fase líquida del medio de reacción es sorprendentemente importante para controlar el nivel dé compuestos aromáticos policiclicos y coloreados creados en e'l medio de reacción, para controlar los compuestos con más de 2 I I 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. i Es conocido dentro de la técnica que el ácido isoftálico, ácido ftálico, y ácido benzoico se formen en el i medio de reacción como sigue. La impureza de alimentación dé i Meta-Xileno se oxida en buen con conversión y produce1 a IPAl 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-xilenó, ortoxileno, etilbenceno y tolueno. Estas otras rutas químicas intrinsicas 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 oxidable, muchos factores son relevantes. Cualquier impureza en la alimentación probablemente va a ser una pérdida de rendimiento directo u un costo de purificación de productos y los requerimientos de pureza del producto oxidado son i suficientemente estrictos (por ejemplo, en un medio de reacción para la oxidación parcial del para-xileno, tolueno y I 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 I impureza de alimentación participa en las reacciones adicionales, los factores diferentes a la pérdida de I 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 reacciójn 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 I de carbono incrementados, entre otros) . Cuando el medio de reacción genera por si mismo cantidades adicionales1 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 de corriente abajo del producto de oxidación 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-carboxilico, y colaboradores) puede ser uno y el mismo, puede ser diferentes entre sí, y pueden ser diferentes de los requerimientos de remoción de una impureza grandemente no relacionada (por ejemplo, el producto de oxidación incompleto 4-CBA en la oxidación del para-xileno a TPA) . Los siguientes intervalos de pureza de alim ntación divulgados para el para-xileno se prefieren donde el para-xileno se alimenta con el solvente y el oxidante a un medió de reacción para la oxidación parcial para producir TPAJ 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 esteres 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 TPA. El uso del nuevo conocimiento de intervalos preferidos de compuestos aromáticos de reciclado y de las cantidades relativas de los compuestos aromáticos formados directamente de la oxidación de las impurezas de alimentación como son comparados a otras rutas químicas intrínsicas, los intervalos mejorados para las impurezas que han sido descubiertas para el para-xileno impuro que se alimenta a uri 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. Tabla 2 - Componentes de la Alimentación de para-xileno Impuro Aquellos expertos en la técnica ahora reconocerán i que las impurezas anteriores dentro del para-xileno¡ pueden ¡ tener su efecto mas 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 lá cantidad superior del intervalo más preferido de meta-xileno, 400 ppmw, inmediatamente producirá aproximadamente 200 ppmw de ácido isoftálico dentro de la fase líquida del medio dé reacción cuando opera con aproximadamente 33 por ciento eri 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 liquida 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 preferiblemente por lo menos tres cuartos de cada dia para por lo menos siete días consecutivos de operación, y mucho más preferiblemente cuando los promedios pesado en mas de la composición de alimentación deí para-xileno impuro está dentro de los intervalos preferidos, por al menos 30 dias consecutivos de operación. , I 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 dé 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 'xilenoj se i 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 xilerio 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 dé uno de muchas fuentes disponibles en el medio de reacción y producir ácido benzoico autogenerado. Cualquiera que sea el mecanismo quimico, 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 líquida del medio de reacción se correlaciona con los incrementos para muchas reacciones secundarias indeseables, notablemente que incluye la generación de compuesto altamente coloreados llamados mono-carboxi-fluorenonas . El ácido benzoico autogenerado también contribuye a la acumulación indeseable de ácido benzoico en el material filtrado reciclado que además eleva la concentración del ácido benzoico en la fase líquida 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 I 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 i completa. temperatura, distribución de xileno, y disponibilidad de oxigeno 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 de¡l ácido benzoico autogenerado. La disponibilidad de oxígeno I 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 hidroxiblenzoic? . I 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 una manera autogenerado hidrobenzoicos a monóxido de carbono y/o dióxido de ' carbono i se maximiza. Cuando el reactor de oxidación se empl|ea para oxidar para-xileno a ácido tereftálico, se prefiere' que el para-xileno constituye por lo menos aproximadamente ' 50 por ciento en peso del xileno total en la corriente de alimentación introducida en el reactor. Más preferiblemente', el para-xileno constituye por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del xileno total en la corriente de alimentación. Todavía más preferiblemente, el para-xileno constituye por lo menos aproximadamente 95 por ciento 'en peso i del xileno total en la corriente de alimentación. Mucho más I I preferiblemente, el para-xileno constituye sustancialmente todo el xileno total en la corriente de alimentación. Cuando el reactor se emplea para oxidar el para-xileno a ácido tereftálico, se prefiere que la proporción dé 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 i I 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 preferiblemente por lo menos aproximadamente 1,000:1 y mucho más preferiblemente, por lo I 1 ! menos 1,500:1. Como será visto enseguida, la proporción de producción del ácido benzoico autogenerado sie mide preferiblemente cuando la concentración de ácido benzoico en adecuadamente bajas que convierten al ácido benzoico a otros I compuestos. ¡ La combinación del ácido benzoico autogenerado y él I ácido benzoico generado por impurezas, la relación de la proporción de producción (en peso) de ácido tereftálico a la I proporción de producción (en peso) de ácido benzoico total es I preferiblemente por lo menos a aproximadamente 402:1, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 700:1, y mucho más preferiblemente por lo menos 1,100:1. Como será observado enseguida, la proporción sumada de producción del ácido benzoico autogenerado más el ácido benzoico generado por impurezas se mide preferiblemente cuando la concentración de ácido benzoico en la fase liquida del medio de reacción está abajo de 2,000 ppmw, más preferiblemente abajo de 1,000 ppmw, y mucho más preferiblemente abajo de 500 ppmw, debido a que estas bajas concentraciones suprimen las reacciones de proporciones adecuadamente bajas que convierten el ácido benzoico a otros compuestos. ¡ I Como se divulga en la presente, las concentraciones elevadas de ácido benzoico en la fase líquida del medio d'e 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 líquida del medio de reacción conducen la formación incrementada dé qases de óxido de carbono, la formación de lo cual representa la pérdida de rendimiento sobre el oxidante y sobre los 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 período de tiempo. Esta generación neta de ácido i benzoico frecuentemente es positiva, conducida por las proporciones de formación del ácido benzoico generado por I impurezas y del ácido benzoico autogenerado.

Sin embargo, los inventores han descubierto que la proporció'n i de conversión del ácido benzoico al acido benzoico a oxidois de carbono, y a varios otros compuestos, parece incrementar aproximadamente de manera lineal como la concentración de ácido benzoico se incrementa en la fase líquida del medio de reacción, medida cuando otras condiciones de reacción que comprenden temperatura, disponibilidad de oxígeno, STR, y actividad de reacción se mantienen aproximadamente constantes. Así, 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 preferiblemente arriba de aproximadamente 1,100:1, y mucho más preferiblemente arriba de 4,000:1. Los inventores han descubierto que cuando la generación neta de ácido benzoico es negativa, la relación de la proporción de producción (en peso) de ácido 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 preferiblemente arriba de aproximadamente 1,00: (-1), y mucho más preferiblemente arriba de 5,000: (-1). Los inventores también han descubierto intervalos preferidos para la composición de la suspensión (liquido + sólido) retirada del medio de reacción y para la porción CTA sólida de la suspensión. La suspensión preferida y las composiciones de CTA preferidas son sorprendentemente superiores y útiles. Por ejemplo, el TPA purificado producido de este CTA preferido mediante la digestión oxidante tiene un nivel suficientemente bajo de impurezas totales1 y de impurezas coloreadas tal que el TPA purificado es adecuado, sin la hidrogenación de 4-CBA adicional y/o las impurezas coloreadas, para un amplio intervalo de aplicaciones • en las 9- fibras de PET y aplicaciones de envasado de EPT. Por ejemplo, la composición de suspensión preferida proporciona una fase líquida del medio de reacción que es relativamente baja en concentración de impurezas importantes y estas reducen importantemente la creación de otras impurezas aún más indeseables como divulgadas en la presente. Además, la composición de suspensión preferida importantemente ayuda al procesamiento subsecuente de liquido de la suspensión a llegar a ser el solvente reciclado adecuadamente puro, de acuerdo a otras modalidades de la presente invención. El CTA producido 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 i solvente reciclado. Las impurezas que pueden- estar presentes en el CTA incluyen lo siguiente. 4-carboxibenzaldehído (4-CBA), 4,4'-dicarboxistilbeno (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-carboxilico (9F-2CA), ácido 9-fluorenona-4-carboxilico (9F-4CA), 4 , 4 ' -dicarboxibifenil (4,4'-DCB), 2, 5, 4' -tricarboxibifenil (2,5,4' —TCB), ácido ftálico (PA), ácido isoftálico (IPA), ácido benzoico (BA) , ácido trimelítico (TMA), ácido para-toluico (PTAC), 2; 6-dicarboxibenzocumarina (2,6-DCBC), 4 , 4 ' dicarboxibencil (4,4'- DCBZ), 4, 4' -dicarboxibenzofenona (4,4'-DCBP), 2,5,4'-tpcarboxibenzofenona (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. i I TABLA 3 - Impurezas de CTA 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. Así, se prefiere que el CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presente invención tenga un por ciento de transmisión por ciento en 340 nanómetros (nm) de por lo menos aproximadamente 25 por ciento, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 50 por ciento, y I mucho mas preferiblemente de por lo menos 60 por ciento. Se I prefiere adicionalmente que el CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presente invención tenga un por ciento dé ¡ transmisión por ciento a 400 nanómetros (nm) de por lo menos I aproximadamente 88 por ciento, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 90 por ciento, y mucho más preferiblemente de por lo menos 92 por ciento. La prueba para el por ciento de 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 dimetiisulfóxido I (DMSO), 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, sé reporta directamente mediante la máquina. Los valores de transmisión por ciento en las longitudes de onda de luz dé 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 fase de suspensión (sólido + líquido) del medio de reacción se proporcionan enseguida en la Tabla 4.

TABLA 4 - Impurezas de la Suspensión Estas composiciones preferidas para la suspensión engloban la composición preferida de la fase líquida 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 I 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 varian 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. La medición de la concentración de los componentes de nivel bajo en el solvente, el solvente reciclado, CTA, suspensión del medio de reacción, 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 I comprende cromatografía líquida de alta presión (HPLC) i 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. Otra modalidad de la invención actual se relaciona a la oxidación parcial del compuesto oxidable aromático con el resto apropiado de la suspensión de las impurezas el resto apropiado de la suspensión de las impurezas aromáticas nocivas por una parte contra la producción del dióxido de carbono y monóxido de carbono, colectivamente (COx) , en la I | otra parte. Estos óxidos de carbono típicamente sales del recipiente de reacción en el gas de descarga, y corresponden a una pérdida destructiva del solvente y del compuesto oxidable, que incluyen los derivados oxidados fihalmentie i preferidos (por ejemplo, ácido acético, para-xileno y TPA) .

Los inventores han descubierto enlaces inferiores .para la I 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 bajjo son inevitablemente muy deficientes para ser de utilidad económica . Los inventores también han descubierto enlac s superiores de óxidos d.e carbono arriba de los cuales la generación de óxidos de carbono continúa a incrementarse cpn 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 intermediaos 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 trimelítico, 2,5,4;'-tricarboxibifenilo, y 2 , 5, 4 ' -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 e emplo, en la oxidación del para-xileno , de las especies intermedias aromáticas comprenden para- i tolualdehido, tereftaldehído, ácido paratoluico, 4-CBA, ácido I 4-hidroximetilbenzoico, y ácido alfa-bromo-para-toluico) . I La alimentación del compuesto oxidable aromático y las especies intermedias aromáticas que retienen grupos hidrocarbilo , no aromáticos, cuando están presentes en la fase liquida 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) .

I 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 carboxilico (por ejemplo, TPA) también está sujeto a la sobre oxidación a los óxidos de carbono cuando están presentes en la fase liquida del medio de reacción. También es importante apreciar que la presente invención se relaciona a reacciones en la fase liquida 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 1A1 I 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 i 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, la invención ha descubierto que en las conversiones de utilidad comercial de la producción de óxidos de carbono se relaciona fuertemente al nivel de la actividad de reacción completa a pesar de la amplia variación en la combinación específica 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. Así, surge un balance simultáneo importante para minimizar la creación de impurezas nocivas al incrementar la actividad de reacción y todavía minimizar la operación de los 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 carboxilico deseado (por ejemplo, TPA) y la presencia de otras especies aromáticas disueltas carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos un fulcro muy importante en este balance de óxidos de carbono contra las impurezas nocivas. El ácido carboxílico 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 varian 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 han 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 intermedios de reacción aromáticos (por ejemplo ácido para-toluico), del ácido carboxílico 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 respectos a la supresión adicional de los primeros dos grupos, la alimentación del compuesto aromático oxidable y los intermedios de reacción aromáticos. Por ejemplo, en una oxidación parcial del para-xileno al TPA, si se disuelve el TPA asciende a 7,000 ppmw en la fase líquida del medio de I reacción en condiciones dadas, el ácido benzoico 'disuelvo i asciende a 8,000 ppmw el ácido isoftálico disuelto asciende |a 6,000 ppmw y el ácido ftálico disuelto asciende a 2,Q0 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 líquida en el medio de reacción de las especies aromáticas que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos se altera muy poco al incrementar la actividad dé 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. Así, una modalidad de la presente invención proporciona intervalos preferidos de óxidos de carbono, enlazados sobre el extremo inferior mediante la actividad de reacción baja y la formación excesiva de impurezas nocivas y sobre el 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 controlan como sigue. La relación de moles de los óxidos de carbono totales producidos a moles de la alimentación de compuesto aromático oxidable es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.02:1, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.04:1, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.05:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.06:1. Al mismo tiempo, la relación de moles de los óxidos de carbono totales producidos a moles de la alimentación del compuesto aromático oxidable es preferiblemente menor que aproximadamente 0.24:1, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.22:1, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.19:1, y mucho más preferiblemente menor que 0.15:1. La relación de moles del dióxido de carbono producidos a moles de la alimenta'Ción de compuesto aromático oxidable es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.01:1, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.03:1, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.04:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.05:1. Al mismo tiempo, la relación de moles del dióxido de carbono producido a moles de la alimentación del compuesto aromático oxidable es preferiblemente menor que aproximadamente 0.21:1, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.19:1, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.16:1, y mucho más preferiblemente menor que 0.11:1. La relación de moles del monóxido de carbono producido a moles de la alimentación de compuesto aromático oxidable es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.005:1,' más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.010:1, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.015:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.020:1. Al mismo tiempo, la relación de moles del monóxido de carbono producido a moles de la alimentación del compuesto aromático oxidable es preferiblemente menor que aproximadamente 0.09:1, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.07:1, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.05:1, y mucho más preferiblemente menor qué 0.04:1. El contenido de dióxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.10 por ciento en mol, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.20 por ciento en mol, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.25 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente mayor que 0.030 por ciento en mol. Al mismo tiempo, el contenido de dióxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente menor que aproximadamente 1.5 por ciento en mol, más preferiblemente menor que aproximadamente 1.2 por ciento en mol, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.9 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente menor que 0.8 por ciento en mol. El contenido del monóxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.5 por ciento en mol, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.10 por ciento en mol, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.15 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente mayor que 0.18 por ciento en mol. Al mismo tiempo, el contenido de monóxido de carbono en el gas de descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente menor que aproximadamente 0.60 por ciento en mol, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.50 por ciento en mol, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.35 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente menor que 0.28 por ciento en mol. Los inventores han descubierto que un factor importante para reducir la producción de óxidos de carbono a estos intervalos preferidos es mejorar la pureza de material filtrado reciclado y la alimentación del compuesto oxidable para reducir la concentración de compuestos aromáticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos de acuerdo a 'las i descripciones de la presente invención - esto reduce i simultáneamente la formación de óxidos de carbpno 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 líquida, 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 beneficio importante de la operación dentro de los intervalos preferidos de la formación de óxido de carbono es que el uso del oxigeno molecular se puede reducir, aunque no a valores estoquiométricos . No obstante la formación de tapas 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 oxigeno 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 oxigeno molecular al peso del xileno es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.91:1.00, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.95:1.00, y mucho más preferiblemente mayor que 0.99:1.00. Al mismo tiempo, la relación de alimentación del peso del oxigeno molecular al peso del xileno es preferiblemente menor que aproximadamente 1.20:1.00, más preferiblemente menor que aproximadamente 1.12:1.00, y mucho más preferiblemente menor que 1.06:1.00. Específicamente para la alimentación de xileno, el contenido promediado en tiempo del oxigeno I molecular en el gas de descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.1 en mol, más preferiblemente mayor que aproximadamente 1 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente mayor que 1.5 por ciento en mol. Al mismo tiempo, el contenido promediado en tiempo del oxigeno molecular en el gas de descarga seco del reactor de oxidación es preferiblemente menor que aproximadamente 6 por ciento en mol, más preferiblemente menor que aproximadamente 4 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente menor que 3 por ciento en mol. Otro beneficio importante de la operación dentro 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 1 hora, más I preferiblemente 1 dia, y mucho más preferiblemente 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 sales del medio de reacción como compuestos aromáticos, aunque principalmente en formas oxidadas de los compuestos aromáticos entrantes, luego la relación de supervivencia molar tiene su valor máximo de 100 por ciento. Si exactamente una de cada cien 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 es preferiblemente mayor que aproximadamente 98 por ciento, más preferiblemente mayor que aproximadamente 98.5 por ciento, y mucho más preferiblemente menor que 99.0 por ciento. Al mimos tiempo y a fin de que la actividad de reacción completa suficiente, la relación de supervivencia molar para los compuestos aromáticos a través del medio de reacción es preferiblemente menor que aproximadamente 99.9 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente 99.8 por ciento, y mucho más preferiblemente menor que aproximadamente 99.7 por ciento cuando el xileno es la alimentación principal del compuesto aromático oxidable. 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 emplean para recuperarlo y/o para destruirlo antes de que libere el gas de descarga de regreso al medio ambiente. La formación de acetato de 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 que cada vez que la producción de acetato de metilo está tan baja que una proporción, luego la producción de óxidos de carbono también están tan bajos y la producción de las impurezas aromáticas nocivas son tan altas. Si la producción de acetato de metilo está en una proporción tal alta, luego la producción de óxidos de carbono también son innecesariamente altas que conducen a las pérdidas de rendimiento del solvente, del compuesto oxidable y el oxidante. Cuando el empleo de las modalidades preferidas divulgadas en la presente, la relación de producción de los moles del acetato de metilo producido a moles de la alimentación del compuesto aromático oxidable es 1 I preferiblemente mayor que aproximadamente 0.005:1, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.010:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.020:1. Al mismo tiempo, la relación de producción de moles del acetato de metilo producido a moles de la alimentación del compuesto aromático oxidable es preferiblemente menor que aproximadamente 0.09:1, I más preferiblemente menor que aproximadamente 0.07:1, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.05:1, ¡y mucho i más preferiblemente menor que 0.04:1. ' Ciertas modalidades de esta invención se pueden ilustrar adicionalmente por los siguientes ejemplos, auque se debe entender que estos ejemplos se incluyen meramente para propósitos de ilustración y no se proponen para limitar el alcance de la invención a menos que de otra manera se indique específicamente. ¡ EJEMPLOS 1-10 El Ejemplo 1 es un ejemplo calculado de un reactor de oxidación de columna de burbujeo para la oxidación del para-xileno en una fase líquida de un medio de reacción de tres fases. El reactor de columna de burbujeo del Ejemplo 1 representa un diseño industrial comprobado con una proporción de alimentación de para-xileno de 7,000 kilogramos por hora. Los ejemplos 2 al 10 son ejemplos calculados para los reactores de oxidación de columna de burbujeo que tienen capacidades de operación 7 veces más grandes que el reactor del Ejemplo 1. La FIG. 58 proporciona una tabla que resume los parámetros diferentes del reactor de oxidación de columna de burbujeo que son variados en los Ejemplos 1-10 EJEMPLO 1 Este ejemplo emplea un recipiente de reacción de columna de burbujeo que tiene una sección cilindrica, vertical con un diámetro interior que iguala 2:44 metros. La altura de la sección cilindrica es 32 metros desde la línea tangente inferior (TL) a la TL superior de la sección cilindrica. El recipiente se ajusta con cabezas elípticas 2:1 en la parte superior y fondo de la sección cilindrica. La altura desde el fondo del medio de reacción a la parte superior a la sección cilindrica es de aproximadamente 32.6 metros, y la altura total del recipiente de reacción es aproximadamente 33.2 metros. El nivel de operación es aproximadamente 25.6 metros arriba del fondo del medio de reacción . El para-xileno se alimenta al reactor en una proporción permanente de 7,000 kilogramos por hora. Un solvente de filtrado que comprende principalmente ácido acético se alimenta intimamente mezclado con el para-xileno en una proporción permanente de 70,000 kilogramos por hora. La alimentación se distribuye dentro del recipiente de reacción cerca de una elevación de 2 metros arriba del fondo del medio de reacción utilizando un montaje distribuidor horizontal diseñado para proporcionar una liberación sustancialmente uniforme de la alimentación sobre el área de la sección transversal que se ubica dentro de un radio de 0.45* (diámetro interior). La concentración de los componentes del catalizador en el solvente de filtrado es tal que la composición dentro de la fase liquida del medio de reacción es 1,800 ppmw de cobalto, 1,800 ppmw de bromo, y 100 ppmw de manganeso. Una corriente separada del solvente de reflujo se alimenta como gotitas en la zona de desacoplamiento de gas arriba del nivel de operación del medio de reacción en un estado permanente de 49,000 kilogramos por hora y se distribuye sobre esencialmente toda el área de sección transversal de la zona de desacoplamiento. Este solvente de reflujo está sin niveles significantes del componente de catalizador. El contenido de agua combinado de la alimentación del solvente de filtrado y de la alimentación del solvente de reflujo es tal que la concentración, de agua dentro de la fase liquida del medio de reacción es 6% en peso. La proporción de alimentación del aire es permanente en una proporción de 35,000 kilogramos por hora a través de un distribuidor de entrada de oxidante similar a uno mostrado en las FIGS. 12-15, y todos los agujeros de admisión de oxidante se localizan debajo de la TL inferior de la sección cilindrica. La presión de operación del gas de la parte de arriba del recipiente de reacción es permanentemente 0.52 megapascal manométrico. El recipiente de reacción se opera en una manera sustancialmente adiabática de modo que el calor de la reacción eleva la temperatura de las alimentaciones entrantes y evapora mucho del solvente entrante. La medición cerca de la elevación media del medio de reacción, la temperatura de operación es de aproximadamente 160°C. El medio de reacción que comprende ácido tereftálico crudo (CTA) se remueve del lado del recipiente de reacción en una elevación de 15 metros en una proporción permanente utilizando un recipiente de desaireación externo. La relación L:D es 13.4 y la relación H:W es 10.5. EL volumen ocupado por el medio de reacción es aproximadamente 118 metros cúbicos, y el recipiente de reacción contiene aproximadamente 58,000 kilogramos de suspensión. La relación de la masa de suspensión para la proporción de alimentación del para-xileno es aproximadamente 8.3 horas. La intensidad de reacción del tiempo espacio es aproximadamente 50 kilogramos de alimentación de para-xileno por metro cúbico del medio de reacción por hora. La diferencial de presión del fondo del medio de reacción al g s I de descarga de la parte de arriba que sale del recipiente de reacción es de aproximadamente 0.12 megapascal. La velocidad superficial de la fase de gas en la altura media de medio de l ¡ reacción3 es aproximadamente 0.8 metros por segundo. ! El áre'a de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es aproximadamente 197 metros cuadrados, que es aproximadamente 3.16*Wmin*H. la relación del volumen del medio de reacción al área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 0.60 'metros Bajo condiciones del ejemplo 1, se estima que la i descomposición de ácido acético en las cantidades del medio I de reacción a aproximadamente 0.03 kilogramos por kilogramo del CTA producido. Esto es un costo significante > en economía de producción total. Los indicadores útiles de las proporciones de flujo de lado a lado dentro del recipiente de columna de burbujeo son las velocidades hacia arriba promediadas en tiempo máximas de la suspensión y la fase de oxidante. < En un recipiente de reacción de columna de burbujeo cilindrico, estas velocidades hacia arriba máximas ocurren cerca del eje vertical de la simetría de la sección cilindrica. Calculado por un método derivado del modelo Gas-Liquid Recirculation of Gupta (referencia Churn-turbulent bubble columns; experiments and modeling; Gupta Puneet; Washington Univ., St . Louis, MO, USA. Avail. UMI, Order No. DA3065044; (2002), 357 pp. From: Diss. Abstr int., B 20032, 63(9). Dissertation written in English. CAN 140:130325 AN 2003:424187 CAPLUS) y utilizando una base de datos patentada, la velocidad hacia arriba promediada en tiempo máxima de la fase de gas cerca de la elevación media del medio de reacción es aproximadamente 3.1 metros por segundo. Similarmente calculada, la velocidad hacia arriba máxima, promediada en tiempo de la suspensión cerca de la elevación media del medio de reacción es aproximadamente 1.4 metros por segundo. Otro indicador útil de los gastos de flujo de lado a lado dentro del recipiente de reacción de columna de burbujeo es la velocidad hacia abajo promediada en tiempo máxima de la suspensión en las partes del recipiente de reacción localizados lejos del núcleo central. En un recipiente de reacción cilindrico, esta velocidad hacia abajo máxima típicamente ocurre en la región que yace fuera de un radio de 0.35 * (diámetro interno) del eje vertical de simetría de la sección cilindrica. Calculado mediante uri método derivado del modelo Gas-Liquid Recirculation of GuptaJ ' y que utiliza una base de datos propietaria, la velocidad hacia abajo promediada en tiempo máxima de la suspensión en el anillo externo cerca de la elevación media del medio de reacción es de aproximadamente 1.4 metros por segundo. EJEMPLO 2 En este ejemplo, el reactor de columna de burbujeo se alimenta de para-xileno en una proporción incrementada de 49,000 kilogramos por hora - 7 veces mayor que en el Ejemplo 1. La velocidad del gas superficial, frecuentemente considerado una variable de escala aumentado importante para las columnas de burbujeo se mantiene aproximadamente igual al ejemplo 1 al incrementar el área de sección del recipiente de reacción para ser aproximadamente 7 veces más grande que en el ejemplo 1. Las relaciones H:W y L:D, frecuentemente consideradas variables de escala aumentada importantes para las columnas de burbujeo, también se mantienen aproximadamente igual al Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentación se incrementan con la misma relación 7:1 al Ejemplo 1 las composiciones de la alimentación son las mismas como en el ejemplo 1., proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso dentro de la fase líquida del medio dé reacción como en el Ejemplo 1. La presión de operación del gas de la parte de arriba del recipiente de reacción es nuevamente 0.52 megapascal manométrico, y la temperatura de operación es nuevamente aproximadamente 160°C medida cerca dé la elevación media del medio de reacción. El medio de I reacción que comprende CTA se remueve del lado de recipiente de reacción en una elevación de 40 metros en una proporción permanente utilizando un recipiente de desaireación externo. El recipiente de reacción de columna de burbujeo comprende una sección cilindrica, vertical con un diámetro interior a 6.46 metros. La relación L:D se mantiene la misma con en el ejemplo 1, y la altura del fondo del medio de reacción a la parte superior de la sección cilindrica así es 86.3 metros. La parte superior y el fondo de la sección cilindrica se ajusta con 2:1 de cabezas elípticas, la altura total del recipiente de reacción es muy alto, de aproximadamente 88.0 metros. La alimentación se distribuye dentro del recipiente de reacción cerca de una elevación de 2 meros arriba del fondo del medio de reacción utilizando un montaje distribuidor horizontal diseñado para una liberación sobre el área de la sección transversal que yace dentro de un radio de 0.45* (diámetro interno). La alimentación del aire es nuevamente a través de un distribuidor de entrada de i oxidante similar a uno mostrado en las FIGS 12-15, y todo de los agujeros de los agujeros de admisión de oxidante se localizan abajo de la TL inferior de la sección cilindrica.

El solvente de reflujo se distribuye como gotitas sobre esencialmente toda el área de sección transversal de la zona de desacoplamiento.

La relación H:W del medio de reacción se .mantiene aproximadamente igual al Ejemplo 1, y asi el nivel de operación es aproximadamente 67.8 metros del medio de reacción. Esta deja una altura de desacoplamiento de aproximadamente 18.5 metros en la sección cilindrica mas aproximadamente 1.6 metros en la parte superior de la cabeza elíptica. Esta altura de desacoplamiento es excesiva por aproximadamente 10 metros. Así, la escalación del recipiente con el L:D constante produce una instalación mecánica que es excesivamente costos para el capital (por ejemplo, costos excesivos para el recipiente de presión, para los cimientos debido a la masa y carga del viento, para el acero estructural, para la tubería de proceso y utilizad, y/o para el cableado de instrumentos y eléctrico) . El volumen ocupado por el medio de reacción es aproximadamente 2,200 metros cúbicos, y el recipiente de reacción contiene aproximadamente 1,100,000 kilogramos de suspensión. La relación de la masa de suspensión 'para la proporción de alimentación del para-xileno es aproximadamente 22 horas, grandemente incrementada al Ejemplo 1. La intensidad de reacción de espacio tiempo es únicamente de 1 I aproximadamente 22 kilogramos de alimentación de para-xileno por metro cúbico del medio de reacción por hora, grandemente disminuida comparada al ejemplo 1. La diferencial de presión del fondo del medio de reacción al gas de descarga de la parte de arriba que sal del recipiente de reacción se eleva aproximadamente 0.33 megapascal, grandemente incrementada comparada al Ejemplo 1. El área de superficie vertical en con tacto con el medio de reacción es de aproximadamente 1,393 metros cuadrados que es aproximadamente 3.18*Wmin*H. La relación del volumen del medio de reacción al área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 1.58 metros, grandemente comparado al Ejemplo 1. Así, la escalación de las dimensiones del medio de reacción para mantener tanto la velocidad superficial y la relación H:W como aproximadamente constante entre este Ejemplo y el Ejemplo 1 ha producido cambios en las condiciones de reacción. En el resto, estos cambios son altamente desfavorables. Hay efectos positivos en este Ejemplo (por ejemplo más concentraciones de dilución de compuesto oxidable, demanda más baja" sobre la proporción de transferencia de masa por volumen unitario para el oxígeno molecular de la fase del gas al líquido, y así sucesivamente) que conduce a la producción de pocos subproductos coloreados, í indeseables por CTA unitario. Sin embargo, hay varias penalidades económicas que se relacionan a la descomposición del ácido acético y a la presión y energía requerida para suministrar aire al fondo del recipiente de reacción de volumen de burbujeo. La descomposición del ácido acético es aproximadamente proporcional a la masa del ácido acético en el medio de reacción, cada vez que la temperatura de operación y la composición de la fase líquida se mantienen aproximadamente constante y cuando el para-xileno se alimenta con un exceso de oxigeno molecular. Debido a que la masa mucho más grande de ácido acético en el recipiente de reacción comparada a la cantidad de CTA producido en este ejemplo, se estima que la descomposición de ácido acético se eleva aproximadamente 0.09 kilogramos por kilogramo de CTA producido. Además, el compresor de aire debe suministrar aire en medio de reacción con una presión que es de 0.85 megapascal manométrico en este ejemplo, mientras que la presión suministrada es 0. 64 megapascal manométrico en el Ejemplo 1. Para una proporción de suministro de aire de 245,000 kilogramos por hora y con indulgencia tipica para varias eficiencias de comprensión y suministro, el requerimiento de energía adicional para la presión de suministro más alta en este Ejemplo es aproximadamente 3,000 kilowatts, continuamente. Así, la reducción de escala del medio de reacción de este ejemplo con la velocidad de gas superficial aproximadamente constante y la relación H:W proporcionan economía inaceptable, a pesar de la buena calidad del CTA esperado. EJEMPLO 3 Este ejemplo escala el proceso del Ejemplo 1 utilizando la velocidad superficial y la intensidad de reacción espacio-tiempo. Esto conduce a la calidad del producto deficiente debido a que, en términos simples, los patrones de flujo de convección naturales inherentemente producen un perfil de reacción verticalmente deficiente. En este ejemplo, la proporción de alimentación del para-xileno es nuevamente 49,000 kilogramos por hora - 7 veces mayor que en el Ejemplo 1. La velocidad del gas superficial es nuevamente mantenida aproximadamente al Ejemplo 1, pero las relaciones L:D y H:W no se mantienen iguales. En cambio, el STR se mantiene aproximadamente igual al Ejemplo 1. Esta proporciona una presión de base de columna y una relación de descomposición de ácido acético que son aproximadamente igual al Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentación se incrementan con la misma relación 7:1 al Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas como en el Ejemplo 1, que proporcionan las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso dentro de la fase líquida del medio de reacción como en el Ejemplo. La presión de operación del gas de la parte de arriba de'l I recipiente de reacción es nuevamente 0.52 - megapascal manométrico, y la temperatura de operación es nuevamente d|e manera aproximadamente 160°C medida acerca de la elevación media del medio de reacción. El medio de reacción qug comprende CTA se remueve del lado del recipiente de reacción en una elevación de 15 metros en una proporción permanente utilizando un recipiente de desaireación externo. El recipiente de reacción de columna de burbujeo incluye una sección cilindrica, vertical con el diámetro interior igual a 6.46 metros, manteniendo la velocidad superficial de la fase de gas aproximadamente constante comparada a los Ejemplos 1 y 2. A fin de mantener la misma STR como en el Ejemplo 1, el nivel de operación se cambia ligeramente aproximadamente 26.1 metros del medio de reacción. La altura de la T inferior a la TL superior de la sección cilindrica es 32 metros, la misma como en el ejemplo 1 y que proporciona la misma altura de desacoplamiento de espacio libre entre la parte superior del medio de reacción y la salida de gas de la parte de arriba. La parte superior y el fondo de la sección cilindrica se ajusta con las cabezas elípticas 2:1 la altura del fondo del medio de reacción a la parte superior de la sección cilindrica es de aproximadamente i 33.6 metros, y la altura total del recipiente de reacción es de aproximadamente 35.2 metros. La alimentación nuevamente , se distribuye dentro del recipiente de reacción cerca de una elevación de 2 metros arriba del fondo del medio de reacción utilizando un montaje distribuidor horizontal diseñado para una liberación sustancialmente uniforme de la alimentación sobre el área de sección transversa que yace dentro de un radio de 0.45 * (diámetro interior). La alimentación de aire es nuevamente a través de un distribuidor de entrada de oxidante similar a uno mostrado en las FIGS. 12-15, y todos los agujeros de admisión de oxidante se localizan abajo de TL inferior de la sección cilindrica. El solvente de reflujo se distribuye como gotitas sobre esencialmente toda el área de sección transversal en la zona de desacoplamiento. La relación H:W del medio de reacción se disminuye marcadamente a 4.0. La relación L:D del recipiente de reacción se disminuye marcadamente a 5.2. El volumen ocupado por el medio de reacción es de aproximadamente 828 metros cúbicos, y el recipiente de reacción contiene aproximadamente 410,000 gramos de suspensión. La relación de la masa de suspensión para la proporción de alimentación del para-xileno es de aproximadamente 8.3 horas. El CTR es aproximadamente 59 kilogramos de la alimentación de para-xileno por metro cúbico del medio de reacción por hora. La diferencial de presión del fondo del medio de reacción al gas de descarga de la parte de arriba que sale del recipiente de reacción es de aproximadamente 0.12 megapascal. El área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 546 metros cuadrados que es aproximadamente 324 *Wmin*H. La relación del volumen del medio de reacción al área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 1.52 metros. Bajo condiciones de este ejemplo, se estima que la composición de ácido acético en el medio de reacción se regresa deseablemente al nivel interior del Ejemplo 1, aproximadamente 0.03 kilogramos por kilogramo del CTA producido. Sin embargo, el diámetro más del recipiente empleado en este ejemplo acoplado con su relación H:W más pequeña conduce a cambios muy indeseables en las velocidades de flujo, mezclado y formación de etapas dentro del medio de reacción. Esto conduce a un incremento significante en el pérdida del para-xileno en el gas de descarga de la parte de arriba y en la formación de subproductos coloreados, indeseables. Simplemente establecidas, las velocidades de flujo axial producidas por las fuerzas de convección naturales crecen más grandes en las columnas de burbujeo del diámetro más grande aun cuando la velocidad superficial se mantiene constante. Calculado por un método derivado del modelo Gas-Liquid Recirculation of Gupta y utilizando una base de datos propietaria, la velocidad hacia arriba máxima, promediada en tiempo, de la fase de gas cerca de la elevación media del medio de reacción es de aproximadamente 3.9 metros por segundo. Similarmente calculada, la velocidad hacia arriba promediada en tiempo máxima de la suspensión cerca dé la elevación media del medio de reacción es de aproximadamente 2.2 metros por segundo. Similarmente calculada, la velocidad hacia abajo promediada en ' tiempo máxima de la suspensión en el anillo externo cerca de la elevación media del medio de reacción es de aproximadamente 2.3 metros por segundo. Puesto que la altura del medio de reacción se cambia poco entre este ejemplo y el ejemplo 1, estas velocidades verticales promediadas en tiempo incrementadas causan los tiempos de mezclado de lado a lado que se reduzcan significantemente en este ejemplo como comparado al Ejemplo 1. Esto produce un incremento indeseable en la cantidad de la migración del para-xileno hacia la parte superior del recipiente antes de la oxidación. Esto conduce a una pérdida indeseable en el rendimiento del para-xileno que sale de la parte superiores del recipiente de reacción con el gas redescarga, y cambia más de la demanda para el oxígeno molecular disuelto a mas cerca de la parte superior de reactor donde la fracción en mol del oxígeno molecular se reduce relativamente dentro de la fase de gas. Además, la velocidad hacia abajo promediada en tiempo incrementada de la suspensión en las regiones hacia la pared del recipiente en este ejemplo causa más y burbujas más grande de la fase d¡2 gas para ser expulsadas hacia arriba contra su flotación natural en un campo gravitacional. Esto conduce a un incremento indeseable en la recirculación de la fase^ de gas parcialmente reducida del oxigeno molecular, que a , su vez conduce a la habilidad reducida del oxigeno disuelto en estas I regiones. Entre otros efectos, esta habilidad reducida del oxigeno disuelto en varias porciones del medio de reacción conduce a una relación de formación significantemente incrementada de subproductos coloreados, indeseables en este I ejemplo comparado el Ejemplo 1, y este nivel elevado de subproductos, indeseables vuelve el producto inusable para muchas aplicaciones en el PET. Asi, los Ejemplos 2 y 3 demuestran la insuficiencia de la técnica previa para diseñar columnas de burbujeo de oxidación de gran escala utilizando la velocidad de gas superficial primaria (Ug), la relación L:D, y la proporción de tiempo espacio promedio de la reacción (STR) . EJEMPLO 4 En este ejemplo, los miembros que contienen presión del recipiente de reacción de columna de burbujeo son los mismos como en el Ejemplo 3, pero las superficies verticales se adicionan dentro del medio de reacción para impartir arrastre vertical a fin de establecer los perfiles de formación de tapa de reacción más similares al Ejemplo 1, restaurando de esta manera la calidad del producto y el rendimiento del para-xileno, pero sin incrementar la relación de descomposición del ácido acético como en el Ejemplo 2. La proporción de alimentación del para-xileno es nuevamente 49,000 kilogramos por hora - 7 veces más grande que en el Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentación se incrementan con la misma relación 7:1 al Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas como en el ejemplo 1, que proporcionan las mismas concentraciones ¡de agua, cobalto, bromo y manganeso dentro de la fase líquida del medio de reacción como Ejemplo 1. la presión de operación del gas de la parte de arriba del recipiente de reacción es i nuevamente 0.52 megapascal manométrico, y la temperatura de operación es nuevamente de manera aproximada 160°C medida acerca de la elevación media del medio e reacción. El medio I | de reacción que comprende CTA se remueve del lado del recipiente de reacción en una elevación de 15 metros en una superior de la sección cilindrica es de 32 metro,s, y el ¡ nivel de operación es de aproximadamente 26.3 metros del medio de reacción. La parte superior y el fondo de la sección l l I cilindrica se ajustan con las cabezas elípticas de 2.1. La ! i altura del fondo del medio de reacción a la parte superior de la sección cilindrica es de aproximadamente 33.6 metros, y la altura total del recipiente de reacción es de aproximadamente 35.2 metros. La alimentación se distribuye nuevamente dentro del recipiente de reacción cerca de una elevación de 2 metros arriba del fondo del medio de reacción utilizando un montaje de distribuidor horizontal diseñado para una liberación i sustancialmente uniforme de la alimentación sobre el área de sección transversal que yace dentro de un radio de 0.45* (diámetro interior). La alimentación del aire nuevamente sección cilindrica del recipiente de reacción. Cada superficie plana inicia en una elevación inferior de 3 metros arriba del TL inferior y se extiende hacia arriba por 20 metros. Las dos superficies planas cada una se extiende sustancialmente de manera esencial completamente a la pared de la sección cilindrica (es decir, el ancho de cada una es igual a diámetro interior) y se soportan de la sección cilindrica. El espesor y soporte de las superficies planas se I diseña para soportar varias fuerzas que pueden ocurrir pn condiciones de operación normales y transformadas. Debido al volumen ocupado por el metal de placa, el nivel de operación se ajusta hacia arriba ligeramente a 26.3 metros arriba del fondo del medio de reacción a fin de mantener la misma STR como en el Ejemplo 1. ' Así, en este ejemplo, el medio de reacción se i subdivide en cuatro tamaños iguales y sub-volúmenes ¡formados para 20 metros fuera de la altura total del medio de I reacción. Estos cuatro sub-volúmenes se comunican entre sí tanto abajo como arriba de las superficies planas. Debido I la distribución relativamente uniforme de la alimentaciór I oxidante y para-xileno abajo de la extremidad inferior de lals superficies planas, cada uno de los 4 sub-volúmenes tiene una velocidad superficial similar de la fase de gas y un perfil de intensidad de reacción similar. Los 4 sub-volúmenes sé pueden a 4 recipientes de reacción de columna de burbujeo de tamaño más pequeños dentro de la coraza de un recipiente que ¡ I contiene presión. i La relación H:W del medio de reacción es 4:1. La I i relación L:D del recipiente de reacción es 5.2. El volumen ocupado por el medio de reacción es de aproximadamente 828 metros cúbicos, y el recipiente de reacción contiene aproximadamente 410,000 kilogramos de suspensión. La relación de la masa de suspensión a la proporción de alimentación del para-xileno es de aproximadamente 8.3 horas. La STR es de aproximadamente 59 kilogramos de alimentación de para-xileho por metro cúbico del medio de reacción por hora. La diferencia de presión del fondo del medio de reacción al gas i de descarga de la parte de arriba que sale del recipiente de reacción es de aproximadamente 0.13 megapascal. El área de I superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 1,066 metros cuadrados aproximadamente 6.29*Wmin*H. La relación del medio de reacción al área de superficie vertical con el medio de reacción es de aproximadamente Este valor es intermedio entre los Ejemplos 1 útilmente más cerca al Ejemplo 1. Bajo condiciones de este Ejemplo se estima que la descomposición de ácido acético en el medio de reacción deseablemente se regresa al nivel i inferior del Ejemplo 1, aproximadamente 0.03 kilogramos por kilogramo del CTA producido. Las velocidades hacia arriba y promediadas en tiempo máximo de la fase de suspensión se reducen en este ejemplo como es Ejemplo 3. Esto proporciona mejoras útiles en el perf l vertical del para-xileno, y conduce a la disponibilidad mejorada al oxígeno disuelto en la fase líquida cerca de las superficies de pared vertical. Conjuntamente, estos cambios' mejoran el rendimiento del para-xileno y reducen la formación de subproductos coloreados, indeseables en este ejemplo como es comparado al Ejemplo 3. EJEMPLO 5 En este ejemplo, los miembros que contienen presión del recipiente de reacción son los mismos como el Ejemplo 3, pero los miembros desviadores sin ensuciamiento se adicionan dentro del medio de reacción para reestablecer los perfiles de formación de etapas de reacción más similares al Ejemplo 1, restaurando de esta manera la calidad del producto y el I rendimiento del para-xileno, pero sin el incremento de la relación de descomposición del ácido acético como en el Ejemplo 2. I La proporción de alimentación del para-xileno es nuevamente 49,000 kilogramos por hora - 7 veces más grande que en el Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentación 'se incrementan con la misma relación 7:1 al Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas como en 'el ejemplo 1, que proporcionan las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso dentro de la fase líquida del medio de reacción como Ejemplo 1. La presión de operación del gas de la parte de arriba del recipiente de reacción es nuevamente 0.52 megapascal manométrico, y la temperatura de operación es nuevamente de manera aproximada 160°C medida acerca de la elevación media del medio de reacción. El medio de reacción que comprende CTA se remueve del lado del recipiente de reacción en una elevación de 15 metros en una proporción permanente utilizando un recipiente de desaireación externo. El recipiente de reacción de columna de burbujeo incluye una sección cilindrica, vertical, con el diámetro interior igual 6.46 metros. La altura del TL inferior al TL superior de la sección cilindrica es de 32 metros, y el nivel de operación es de aproximadamente 26.1 metros del medio de reacción. La parte superior y el fondo de la sección cilindrica se ajustan con las cabezas elípticas de 2:1. La altura del fondo del medio de reacción a la parte superior de la sección cilindrica es de aproximadamente 33.6 metros, y la altura total del recipiente de reacción es de aproximadamente 35.2 metros. La alimentación se distribuye nuevamente dentro del recipiente de reacción cerca de una elevación de 2 metros arriba del fondo del medio de reacción utilizando un montaje de distribuidor horizontal diseñado para una liberación sustancialmente uniforme de la alimentación sobre el área de sección transversal que yace dentro de un radio dé 0.45* (diámetro interior). La alimentación del aire nuevamente es a través de un distribuidor de entrada de oxidante 'similar a uno mostrado en las FIGS. 12-15, y todos los agujeros de admisión de oxidante se localizan abajo del TL inferior de la sección cilindrica. El solvente de reflujo se distribuye como gotitas sobre esencialmente toda el área de sección transversal de la zona de desacoplamiento. El recipiente de reacción de columna de burbujeo además incluye un montaje desviador horizontal localizado en la columna de burbujeo en una altura de 12 metros arriba del TL inferior del recipiente de reacción. Esto coloca el montaje desviador aproximadamente 13.6, 2.2 D arriba del fondo del medio de reacción. Este montaje desviador esta comprendido de 15 miembros desviadores individuales. Cada miembro desviador está comprendido de una forma de L extruído y fabricada en donde ambas extensiones de la forma L son 0.15 metros de ancho y el ángulo incluido entre las dos extensiones es de 90°. Las formas de L todas se arreglan horizontal, paralelas entre si, las esquinas que se dirigen hacia arriba y se localizan en la misma elevación. Los dos bordes terminales de cada forma L todos están en la misma elevación, abajo de las esquinas que se dirigen hacia arriba. Cuando se ven sobre el extremo, cada miembro surge como una forma B invertida. Asi, el porcentaje del montaje desviador que comprende superficies planas enfrentadas hacia ab¡ajo inclinadas menos que 5 grados del horizontal es efectivamente nada. El espacio entre los bordes inferiores de cada miembro y su vecino más cerca 0.21 metros. Lo más largo de los miembros tiene una longitud efectivamente igual al diámetro interior del recipiente cilindrico, que se extiende diametralmente a través del recipiente de pared a pared. Los otros 14 miembros desviadores individuales son todos necesariamente más cortos en longitud. Todos los miembros desviadores se soportan sobre cada extremo al extenderse completamente a la pare cilindrica y unirse a los mismos. Así, el área abierta en la elevación del montaje desviador es de aproximadamente 16 metros cuadrados/ que es aproximadamente 50 por ciento del área de sección transversal del recipiente de reacción en esa elevación. Los miembros desviadores se diseñan para soportas varias fuerzas que pueden ocurrir en condiciones de operación normales y trastornadas. Los miembros es construyen del mismo metal como los componentes de tubería utilizados en el ensamblada del tubo rociador de aire, lo cual el metal se selecciona apropiadamente para resistir la corrosión y erosión. Sin embargo, las superficies de los miembros desviadores se pueden a un acabado de superficie de 125 RMS o más fino.1 A pesar de la precipitación de aproximadamente 76 kilogramos por hora de ce dentro del recipiente de reacción, el montaje desviador no se ensucia excesivamente o desprende trozos: de sólidos. La relación H:W del medio de reacción es 4 : 0. i La relación L:D del recipiente de reacción es 5.2. El volumen ocupado por el medio de reacción es de aproximadamente '828 metros cúbicos, y el recipiente de reacción contiene aproximadamente 410,000 kilogramos de suspensión. La relación de la masa de suspensión a la proporción de alimentación del para-xileno es de aproximadamente 8.3 horas. La STR es de aproximadamente 59 kilogramos de alimentación de par'a-xileno por metro cúbico del medio de reacción por hora. La diferencia de presión del fondo del medio de reacción al gas de descarga de la parte de arriba que sale del recipiente de reacción es de aproximadamente 0.13 megapascal. El área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 546 metros cuadrados, que es aproximadamente 3.24*Wmin*H. La relación del volumen del medio de reacción al área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 1.52 metros. Bajo condiciones de este ejemplo se estima que la descomposición de ácido acético en el medio de reacción i deseablemente se regresa al nivel inferior del Ejemplo 1, aproximadamente 0.03 kilogramos por kilogramo del CTA i producido . i El efecto del montaje desviador horizontal, es para interrumpir la velocidad vertical y la fase de gas y la suspensión dentro del recipiente de reacción. Esto retarda 'el progreso del para-xileno hacia la superficie superior d¡el medio de reacción, conduciendo a una reducción benéfica en la pérdida de rendimiento en el para-xileno en el gas de descarga de la parte de arriba. Adicionalmente, la formación de etapas del oxido molecular y que compuesto oxidable se mejora proporcionando una reducción en la formación de subproductos coloreados, indeseables en este ejemplo como es comparado al Ejemplo 3. EJEMPLO 6 En este ejemplo, el recipiente de reacción s!e diseña para velocidades superficiales de gas muy altas y lo.s valores de contención de gas de acuerdo a la presente invención. El uso de un D más pequeño permite una relación de L:D más alta sin recurrir a un recipiente de reacción excesivamente alto y sin incurrir en la descomposición excesiva del solvente de ácido acético. La proporción de alimentación del para-xileno es nuevamente 49,000 kilogramos por hora - 7 veces más grande que en el Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentación se incrementan con la misma relación 7:1 al Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas como en el ejemplo 1, que proporcionan las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso dentro de la fase liquida del medio de reacción como Ejemplo 1. La presión de operación i del gas de la parte de arriba del recipiente de reacción es nuevamente 0.52 megapascal manométrico, y la temperatura dé operación es nuevamente de manera aproximada 160°C medida acerca de la elevación media del medio de reacción. El medio de reacción que comprende CTA se remueve del lado del recipiente de reacción en una elevación de 28 metros en una proporción permanente utilizando un recipiente de desaireación externo. El recipiente de reacción de columna de burbujeo incluye una sección cilindrica, vertical, con el diámetro interior igual 5.00 metros. La altura del TL inferior al TL superior de la sección cilindrica es de 70 metros. La parte superior y el fondo de la sección cilindrica se ajusta con las cabezas elípticas 2:1. La altura del fondo del medio de reacción a la parte superior de la sección cilindrica es de aproximadamente 71.3 metros, y la altura total del recipient de reacción es de aproximadamente 72.5 metros. El nivel de operación es de aproximadamente 61.3 metros arriba del fondo del medio de reacción. La alimentación nuevamente se distribuye dentro del recipiente de reacción cerca de una elevación de 2 metros arriba del fondo del medio de reacción utilizando un montaje distribuidor horizontal diseñado para i una liberación sustancialmente uniforme de la alimentación I I sobre el área de sección transversal que yace dentro de un radio de 0.45* (diámetro interior). La alimentación d'el aire i nuevamente es a través de un distribuidor de entrada de oxidante similar a uno mostrado en las FIGS. 12-15, y todos ¡ los agujeros de admisión de oxidante se localizan abajo del TL inferior de la sección cilindrica. El solvente de reflujo se distribuye como gotitas sobre esencialmente toda el área de sección transversal de la zona de desacoplamiento.

La relación H:W del medio de reacción es 12.3. La relación L:D del recipiente de reacción es 14.3. El volumen ocupado por el medio de reacción es de aproximadamente 1,190 metros cúbicos, y el recipiente de reacción contiene aproximadamente 420,000 kilogramos de suspensión. La relación de la masa de suspensión para proporción de alimentación del para-xileno es de aproximadamente 8.7 horas. La STR es de aproximadamente 419 kilogramos de alimentación de para-xileno por metro cúbico del medio de reacción por hora. La presión diferencial del fondo del medio de reacción al gas de descarga de la parte de arriba que sale del recipiente de reacción es de aproximadamente 0.21 megapascal. El área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 975 metros cuadrados, que es aproximadamente 3.18*Wmin*H. La relación del volumen del medio de reacción al área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 1.22 metros. El valor relativamente pequeño de D produce una velocidad superficial de la fase de gas en la altura media del medio de reacción que es aproximadamente 1.7 veces la velocidad superficial utilizada en los ejemplos 1 al 5. La contención del gas en la elevación media de medio de reacción es arriba de 0.6. Bajo condiciones del ejemplo 6 se estima que la descomposición de ácido acético en el medio de reacción deseablemente se reduce abajo de 0.03 kilogramos por kilogramo de CTA producido. Esto es debido a la cantidad reducida de suspensión, más específicamente ácido acético, en el recipiente de reacción comparado en el Ejemplo 3. En este ejemplo, la relación H:W es favorable para reducir el mezclado de extremo a extremo y para la formación de etapas benéfica del oxigeno molecular y el compuesto oxidable. Sin embargo, las velocidades axiales son más altas que en el Ejemplo 1, acelerando el mezclado de extremo para u H:W dado. Afortunadamente, la STR inferior reduce la demanda volumétrica para la transferencia de oxigeno molecular del gas al líquido y la contención del gas incrementado sirve para incrementar la capacidad para transferir el oxígeno molecular de gas al líquido. En el resto, el nivel de producción de los subproductos coloreados, indeseables, se estima que es comparable al Ejemplo 1. EJEMPLO 7 En este ejemplo, el recipiente de reacción se i diseña para todavía velocidades superficiales de gas más alta y valores de contención de gas de acuerdo a la presente invención. Una zona de desacoplamiento excedida, agrandada se utiliza para limitar la transportación de la suspensión en el I gas de descarga de la parte de arriba. La proporción de alimentación del para-xileno es nuevamente 49,000 kilogramos por hora - 7 veces más grande que en el Ejemplo 1. Los otro flujos de alimentación se incrementan con la misma relación 7: al Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas como en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso dentro de la fase líquida del medio de reacción como en el Ejemplo 1. La presión de operación del gas de la parte de arriba del recipiente de reacción es nuevamente 0.52 megapascal manométrico y la temperatura de operación es nuevamente de manera aproximada 160°C medida cerca de la elevación media del medio de reacción. El medio de reacción que comprende CTA se remueve del lado del recipiente de reacción en una elevación de 28 metros en una proporción permanecen utilizando un recipiente de desaireación externo. El recipiente de reacción de columna de burbujeo incluye una sección cilindrica, vertical, con el diámetro interior a 4.60 metros. La altura del TL inferior al extremó superior de la sección cilindrica es de 60 metros. En el extremo superior de esta sección cilindrica, un sección cónica diverge a un diámetro interior de 7 metros mientras que se eleva en altura por 2 metros. La inclinación de la I pared cónica es asi aproximadamente 31 grados del vertical. El exceso de la sección cónica es una sección cilindrica de desacoplamiento de gas con un diámetro interior de 7 metros.. La altura de la sección cilindrica superior es de 7 metros. El recipiente se ajusta con cabezas elípticas 2:1 en la parte superior y el fondo. Asi, ala altura combinada del recipiente de reacción es aproximadamente 71.9 metros. El nivel de operación es de aproximadamente 61.2 metros arriba del fondo del medio de reacción, colocándolo cerca de la unión del cuerpo cilindrico medio y la divergencia de la sección cónica. La alimentación nuevamente se distribuye dentro del recipiente de reacción cerca de una elevación de 2 metros arriba del fondo del medio de reacción utilizando un montaje distribuidor horizontal diseñado para una liberación sustancialmente uniforme de la alimentación sobre el área de la sección transversal que yace dentro de un radio 0.45* (diámetro interior). La alimentación de aire nuevamente es a través de un distribuidor de entrada de oxidante similar a uno mostrado en las FIGS 12-15, y todo los agujeros de admisión de oxida se localizan abajo de TL inferior de la sección cilindrica inferior. El solvente de reflujo se distribuye como gotitas sobre esencialmente toda el área de sección transversal del a sección desacoplamiento expandida. La relación H:W del medio de reacción y la relación L:D del recipiente de reacción son 13.3. La relación X:D del recipiente de reacción es 1.5. La relación L:Y del recipiente de reacción es 5.7. El volumen ocupado por el medio de reacción es de aproximadamente 320,000 kilogramos de suspensión. La relación de suspensión masa para la proporción de alimentación del para-xileno es de aproximadamente 6.5 horas. La STR es de aproximadamente 49 kilogramos de la alimentación de para-xileno por metro cúbico del medio de reacción por hora. La diferencial de presión del fondo del medio de reacción al gas de descarga de la parte de arriba que sale del recipiente de reacción es de aproximadamente 0.19 megapascal. El área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 896 metros cuadrados, que es aproximadamente 3.19*Wmin*H. La relación del volumen del medio de reacción al área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 1.12 metros. El valor relativamente pequeño de D produce una velocidad superficial de la fase de gas en la altura media del medio de reacción que es aproximadamente 2 veces la velocidad superficial utilizada en los Ejemplos 1 al 5. Sin embargo, la velocidad superficial en la sección de desacoplamiento expandida se reduce a aproximadamente 0.85 veces la velocidad superficial utilizada en los Ejemplos 1 al . La contención de gas en la elevación media del medio de reacción es de aproximadamente 0.7. Bajo condiciones de este Ejemplo se estima que la descomposición de ácido acético en i el medio de reacción se reduce deseablemente abajo de 0.03 kilogramos por kilogramo del CTA producido. Esto es debido a la cantidad reducida de suspensión, más específicamente ácido I acético, en el recipiente de reacción comparado al Ejemplo 3. se estima que el nivel de subproductos coloreados indeseables es menor que en el Ejemplo 6 debido a la formación de etapas mejoradas y la contención de gas más alta. EJEMPLO 8 En este ejemplo, el recipiente de reacción es el mismo como en el Ejemplo 7, pero el nivel de operación se eleva para ser aproximadamente 63.2 metros arriba del fondo del medio de reacción, colocándolo cerca de la unión de la sección cónica divergente y la sección cilindrica de desacoplamiento de gas expandida. Esto proporciona varias ventajas contra el control del nivel en la sección de cuerpo cilindrico medio, que incluye una tendencia reducida para la parte superior del medio de reacción para ser espumoso y de circulación muy deficiente. La proporción de alimentación del para-xileno es nuevamente 49,000 kilogramos por hora - 7 veces más grande que en el Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentación se incrementan con la misma relación 7:1 al Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas como en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso dentro de la fase liquida del medio de reacción como en el Ejemplo 1. La presión de operación del gas de la parte de arriba del recipiente de reacción es nuevamente 0.52 megapascal manométrico y la temperatura de operación es nuevamente de manera aproximadal 160°C medida cerca de la elevación media del medio de, reacción. El medio de reacción que comprende CTA se remueve del lado del recipiente de reacción en una elevación de 28 metros en una proporción permanecen utilizando un recipiente de desaireación externo. La relación H:W del medio de reacción es I aproximadamente 13.7, y la relación L:D del recipiente de reacción es 13.3. El volumen ocupado por el medio de reacción es de aproximadamente 1,060 metros cúbicos, y el recipiente de reacción contiene aproximadamente 330,000 kilogramos de suspensión. La relación de la suspensión masa para la proporción de alimentación del para-xileno es de aproximadamente 6.8 horas. La STR es de aproximadamente 46 kilogramos de alimentación de para-xileno por metro cúbico del medio de reacción por hora. La diferencia de presión del fondo del medio de reacción al gas de descarga de la parte de arriba que sale del recipiente de reacción es de aproximadamente 0.20 megapascal. El área de superficie I I vertical en contacto con el medio de reacción ' es de aproximadamente 953 metros cuadrados, que es aproximadamente 3.39*Wmin*H. La relación del volumen del medio de reacción al área de superficie vertical en contacto con el medio de, reacción es de aproximadamente 1.11 metros. La velocidad superficial en la fase de gas en la altura media del medio de> reacción es aproximadamente 2 veces la velocidad utilizada en los Ejemplos 1 al 5. La contención del gas en la elevación I media del medio de reacción es de aproximadamente 0.7. Bajo condiciones de este ejemplo, se estima que la descomposición de ácido acético en el medio de reacción deseablemente! se reduce abajo de 0.03 kilogramos por kilogramo del CTA producido. Esto es debido a la cantidad reducida de suspensión, más específicamente ácido acético,; en I el recipiente de reacción comparado al Ejemplo 3. se estima que el nivel de los subproductos coloreados indeseables es menor i que en el Ejemplo 6 debido a la formación de etapas1 mejorada y la contención de gas. EJEMPLO 9 En este ejemplo, los miembros que contienen presión del recipiente de reacción son los mismos como en el Ejemplo 7, pero los miembros internos utilizados para intro !'ducir e¡l oxidante y el para-xileno son modificados importantemente para proporcionar entradas verticalmente separadas múltiples para cada uno. La proporción de alimentación del para-xileno ejs nuevamente 49,000 kilogramos por hora - 7 veces más grandje que en el Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentación se incrementan con la misma relación 7:1 al Ejemplo ?l. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas comp en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua,l cobalto, bromo y manganeso dentro de la fase liquida delj medio de reacción como en el Ejemplo 1. La presión del í\ 289 i operación del gas de la parte de arriba del recipiente de reacción es nuevamente 0.52 megapascal manométrico y la temperatura de operación es nuevamente de manera aproximada 160°C medida cerca de la elevación media del medio de « 5 reacción. El medio de reacción que comprende CTA se remueve del lado del recipiente de reacción en una elevación de 28 metros en una proporción permanente utilizando un recipiente de desaireación externo. El recipiente de columna de burbujeo incluye el mismo distribuidor oxidante en la cabeza de fondo en el recipiente de reacción como en el Ejemplo 8. Sin embargo, I únicamente 70 por ciento de la corriente de oxidante de fase de gas total se introduce por la vía del distribuidor inferior. El otro 30 por ciento del oxidante en fase de gas se introduce por la via de un distribuidor de entrada I de oxidante elevado. Esta relación de flujo se impone mediante los serpentines de control de flujo que utilizan válvulas! de i control y transmisores de flujo convenientemente localizados i sobre los conductos de suministro para el aire comprimido externo al recipiente de reacción. El distribuidor de oxidante elevado comprende un conducto de flujo en forma1 de cuadro, mitrado, horizontal, antes que un octagonal como se utiliza en la cabeza elíptica inferior. El conducto en forma de cuadro convenientemente comprende materiales de 'tuberia Schedule IOS de 14 pulgadas nominales. La distancia ¡del centroide de un lado del centroide del lado opuesto es un metro. El distribuidor de oxidante elevado comprende aproximadamente 60 agujeros de liberación para el oxidante en fase de gas, todos de 0.03 metros en diámetro y cerca del fondo del conducto aproximadamente 14 metros arriba del fondo del medio de reacción. Este distribuidor de oxidante elevado sirve por lo menos dos funciones útiles. En primera, el flujo de oxidante inyectado hacia abajo en el medio de reacción interrumpe el perfil de velocidad axial que se eleva a lo largo del eje vertical de simetría de la sección cilindrica. Esto impone un desviador hidráulico útil para disminuir la extensión del para-xileno en las regiones superiores del medio de reacción, relacionándose a la pérdida de rendimiento de la parte de arriba y para reducir la demanda para el oxígeno disuelto en las regiones superiores. Pocos metros arriba de la entrada de oxidación elevada, el patrón de flujo de convención natural se reorganiza por sí mismo para correrse hacia arriba a lo largo del eje central de simetría, pero el desviador hidráulico no obstante es eficaz. En segundo término, la mayaría de calor de reacción es removido del medio de reacción por la via de la evaporación del solvente, y la mayoría de esta evaporación ocurre cerca de las ubicaciones de alimentación de oxidante. Por lai separación verticalmente de la ubicación de introducción de las partes de la corriente de oxidación en fase de gas, el perfil vertical de la temperatura en el medio de reacción se ajusta. i El recipiente de reacción de columna de burbujeo incluye dos distribuidores de entrada de par,a-xileno i i similares a uno en el Ejemplo 8. El distribuidor de, entrada de para-xileno inferior se localiza para proporcionar una liberación sustancialmente uniforme de 50 por ciento de la alimentación de fase liquida sobre el área de la sección ; I transversal que yace dentro de un radio de 0.45* (diámetro interior) en una elevación inferior de 2 metros arriba del fondo del de reacción. El distribuidor de entrada de para-xileno superior se localiza para proporcionar una liberación I sustancialmente uniforme de 50 por ciento de la alimentación de fase líquida sobre el área de la sección transversal que yace dentro de un dentro de un radio de 0.45* (diámetro interior) en elevación más alta de 10 metros arriba del fondo del medio de reacción. Esta relación de flujo se impone por los serpentines de control de flujo utilizando válvulas de control y transmisores de flujo convenientemente localizados sobre los conductos de suministro para la alimentación de fase líquida externa al recipiente de reacción. En este ejemplo, el nivel de operación se eleva para ser aproximadamente 63.7 metros arriba del fondo del' medio de reacción, colocándolo justo arriba de la secciónl cónica divergente y en la sección cilindrica de' desacoplamiento de gas expandida. La relación H:W del medio de reacción es aproximadamente 13.8, y la relación L:D del recipiente de reacción es 13.3. El volumen oc pado por el medio de reacción es aproximadamente 1.070 metros cúbicos, ¡y el recipiente de reacción contiene aproximadamente 340,000 kilogramos de suspensión. La relación de la suspensión masa a la proporción de alimentación de para-xileno ; es de aproximadamente 6.9 horas. La STR es de aproximadamente J36 i kilogramos de alimentación de para-xileno por metro cúbico del medio de reacción por hora. La diferencial de presión del fondo del medio de reacción al gas de descarga de la parte de arriba que sale del recipiente de reacción es de aproximadamente 0.20 megapascal. El área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción¡ es de aproximadamente 975 metros cuadrados, que es aproximadamente 3.47*3Wmin*H . La relación de volumen del medio de reacción al área de superficie vertical en contacto con el medio de i reacción es aproximadamente 1.10 metros.. La velocidad I superficial de la fase de gas en al altura media del medio de reacción es de aproximadamente 2 veces la velocidad superficial utilizada en los Ejemplos 1 al 5. EJEMPLO 10 En este ejemplo, el recipiente de reacción se diseña con tres diámetros cilindricos diferentes en diferentes elevaciones, con el diámetro de elevación media que es más pequeño. Esta configuración beneficia la sección cilindrica inferior, donde la corriente de alimentación liquida y el oxidante en fase de gas primero entra, con una masa relativamente más grande de fase de líquida para la dilución inicial y reacción del para-xileno donde el oxigeno todavía es más abundante; la sección cilindrica media, donde el oxígeno molecular se disminuye incrementadamente, con una contención de gas relativamente más grande y proporción de transferencia de masa de gas al líquido; y la parte superior cilindrica, que es una zona de desacoplamiento de gas, con velocidad de fase de gas relativamente reducida para limitar la transportación de la suspensión en el gas de descarga de la parte de arriba. La proporción de alimentación del para-xileno es nuevamente 49,000 kilogramos por hora - 7 veces más grande que en el Ejemplo 1. Los otros flujos de alimentación se incrementan con la misma relación 7:1 al Ejemplo 1. Las composiciones de las alimentaciones son las mismas como en el Ejemplo 1, proporcionando las mismas concentraciones de agua, cobalto, bromo y manganeso dentro de la fase liquida del medio de reacción como en el Ejemplo 1. La presión de operación del gas de la parte de arriba del recipiente d'e reacción es nuevamente 0.52 megapascal manométrico,, y l|a temperatura de operación es nuevamente de manera aproximada 160°C medida cerca de la elevación media del de reacción. El medio de reacción que comprende CTA se remueve del lado del recipiente de reacción en una elevación de 28 metros en una proporción permanente utilizando un recipiente de desaireación externo. ' ,? I La columna de burbujeo incluye tres secciones i cilindricas-, verticales de diámetros diferentes. La sección cilindrica más baja tiene un diámetro interior de 6.46 ¡ metros, dando una velocidad superficial de la fase de gas en i esta sección aproximadamente igual a la velocidad superficial del Ejemplo 1. La altura de esta sección cilindrica inferior • i del TL inferior al extremo superior es de 8 metros. En el I extremo superior de esta sección cilindrica inferior, un sección cónica converge a un diámetro interior de 4.5 etrojs mientras que se eleva en altura por un metro. La inclinación i de esta pared cónica es así aproximadamente 44 grados de la vertical, el exceso de la sección cónica inferior, la sección cilindrica media tiene un diámetro interior de 4.5 metros, dando una velocidad superficial de la fase de gas en esta sección arriba de 2 veces la velocidad superficial en la sección cilindrica más baja. La altura de la sección cilindrica media es de 45 metros. En el extremo superior de t la sección cilindrica media, una sección cónica diverge a un diámetro de 7 metros mientras que se eleva en altura por 2 metros. La inclinación de la pared cónica es así de aproximadamente 32 grados de la vertical, el exceso de la sección de divergencia cónica superior es una sección cilindrica de desacoplamiento de gas con un diámetro interior de 7 metros. La altura de la sección cilindrica superior es de 7 metros. El recipiente se ajusta con cabezas elípticas 2 : 1 en la parte superior y el fondo. Asi, la altura combinada del recipiente de reacción es de aproximadamente 66.4 metros. El nivel de operación es de aproximadamente 57.6 metros arriba del fondo del medio de reacción, colocándolo cerca de la unión de la sección cónica divergente y la sección cilindrica superior. La alimentación nuevamente se distribuye dentro del recipiente de reacción cerca de una elevación de 2 metros arriba del fondo utilizando un montaje distribuidor horizontal diseñado para una liberación sustancialmente uniforme de la alimentación sobre el área de sección transversal que yace dentro de un radio 0.45* (diámetro interior) . La alimentación de aire nuevamente es a través de un distribuidor de entrada de oxidante similar a uno mostrado en las FIGS 12-15, y todos los agujeros de admisión oxidante se localizan abajo de la TL inferior de la sección cilindrica más baja. El solvente de reflujo se distribuye como gotitas sobre esencialmente toda el área de sección transversal de la sección cilindrica superior. El volumen ocupado por el medio de reacción es de aproximadamente 1,080 metros cúbicos, y el recipiente de reacción contiene aproximadamente 400,000 kilogramos de suspensión. La relación de masa de suspensión a la proporción de alimentación de para-xileno es de aproximadamente 8 í 1 I horas. La STR es de aproximadamente 45 kilogramos de I alimentación de para-xileno por metro cúbico del medio de i I reacción por hora. La diferencial de presión desde el fondo del medio de reacción al gas de descarga de la parte de . I arriba que sale del recipiente de reacción ' es de aproximadamente 0.20 megapascal. El área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción e Is aproximadamente 944 metros cuadrados, que es aproximadamente 3.64*Wmin*H y aproximadamente 2.34*Wmax*H. La relación de'l volumen del medio de reacción al área de superficie vertical en contacto con el medio de reacción es de aproximadamente 1.14 metros. La relación de Li : Di es de aproximadamente 1.5:1. I La relación de Lu : Du es de aproximadamente 10:1. La relación I I I de L?:Lu es de aproximadamente 0.2:1. La relación de ' de X : Di es de aproximadamente 1.1:1. La relación de Lu:Y? es dé I aproximadamente 4.2:1. La relación de Lt:D? es de aproximadamente 0.15:1. ' I El diámetro más grande en la base del reactor I proporciona una masa de suspensión grande cerca de la ,zona de introducción para la alimentación del para-xileno, donde los flujos de líquido y el mezclado son muy importantes para proporcionar la dilución de alimentación para evitar las impurezas aromáticas coloreadas, acopladas. También, este diámetro más grande coloca una fracción más grande el medio de reacción bajo más presión de cabeza de la suspensión arriba, promoviendo la presión parcial de oxígeno y la transferencia de masa de oxígeno molecular del gas al líquido. La sección cilindrica media alargada, de diámetro más pequeño proporciona la formación de etapas del reactivo y la contención del gas alta; esto mejora la igualación de la demanda de reacción para el oxígeno disuelto con el suministro de transferencia de masa de la fase de gas que se eleva, en donde el oxigeno se consume incrementadamente y su presión parcial declina. La invención ha sido descrita en detalle con referencia particular a modalidades preferidas de la misma, pero será entendido que variaciones y modificaciones se pueden efectuar dentro del espíritu y alcance de la invención .

Claims

REIVINDICACIONES 1. Un proceso, caracterizado porque comprende: oxidar un compuesto oxidable en una fase líquida de un medio de reacción de fases múltiples contenido en un reactor de columna de burbujeo, en donde la diferencial de presión entre la parte superior y el fondo del medio de reacción es de por lo menos aproximadamente 1 bar.
2. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la velocidad superficial promediada en tiempo del medio de reacción en media altura es mantenida en el intervalo de aproximadamente 0.8 a aproximadamente 5 metros por segundo.
3. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el medio de reacción tiene una altura máxima (H) de por lo menos aproximadamente 30 metros, en donde el medio de reacción tiene un ancho máximo (W) , en donde el medio de reacción tiene una relación de H:W de por lo menos aproximadamente 6:1, en donde el volumen total del medio de reacción es mayor que aproximadamente 250 metros cúbicos.
4. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el reactor de columna de burbujeo produce ácido tereftálico en una proporción de por lo menos aproximadamente 400 toneladas por dia.
5. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la diferencial de presión entre la parte superior y el fondo del medio de reacción es de por lo menos aproximadamente 1.4 bars, en donde la velocidad superficial promediada en tiempo del medio de reacción én media altura es mantenida en el intervalo de aproxim damente i 0.9 a aproximadamente 3 metros por segundo.
6. El proceso de conformidad con la reivindicación i 5, caracterizado porque el medio de reacción tiene un ancho máximo (W) de por lo menos aproximadamente 3.25 metros y una relación de H:W en el intervalo de aproximadamente 8:1 ¡a aproximadamente 20:1, en donde el volumen total del medio de reacción es mayor que aproximadamente 500 metros cúbicos.
7. El proceso de conformidad con 1, caracterizado porque la velocidad supe en tiempo del medio de reacción en un cuarto de altura, media altura y tres cuartos de altura es mantenido en el intervalo de 1 a 2 metros por segundo. I
8. El p ^roceso de conformidad con la reivindicacióin 7, caracterizado porque el medio de reacción tiene un ancho máximo (W) y una relación de H:W en el intervalo de 9:1 a i 15:1, en donde el volumen total del medio de reacción es mayor que 1,000 metros cúbicos.
9. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el proceso además comprende introducir una corriente de alimentación predominantemente en fase líquida que comprende el compuesto oxidable en el reactor de columna de burbujeo.
10. El proceso de conformidad con la reivindicación 9, caracterizado porque el compuesto oxidable entra al reactor de columna de burbujeo en una proporción de flujo de masa de por lo menos aproximadamente 11,000 kilogramos por hora .
11. El proceso de conformidad con la reivindicación 9, caracterizado porque el compuesto oxidable entra al reactor de columna de burbujeo en una proporción de espacio-tiempo en el intervalo de aproximadamente 25 a aproximadamente 400 kilogramos por metro cúbico por hora.
12. El proceso de conformidad con la reivindicación 9, caracterizado porque el compuesto oxidable es para-xileno, i en donde el para-xileno entra al reactor de columna de burbujeo a una proporción de flujo de masa en intervalo de aproximadamente 20,000 a aproximadamente 100,000 kilogramos por hora, en donde el para-xileno entra al reactor de columna de burbujeo en una proporción de espacio-tiempo en el intervalo de aproximadamente 35 a aproximadamente 150 kilogramos por metro cúbico por hora, en donde el reactor de i columna de burbujeo produce ácido tereftálico en una proporción de por lo menos 700 toneladas por dia.
13. El proceso de conformidad con la reivindicación 9, caracterizado porque el proceso además comprende introducir una corriente de oxidante predominantemente en fase de gas que comprende oxigeno molecular en el reactor de columna de burbujeo.
14. El proceso de conformidad con la reivindicació'n 13, caracterizado porque la relación de la proporción de i I flujo de masa de la corriente de oxidante a la proporción de ! flujo de masa del compuesto oxidable esta en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 a aproximadamente 20:1. i
15. El proceso de conformidad con la reivindicación 13, caracterizado porque el medio de reacción tiene una altura máxima (H) , en donde por lo menos aproximadamente 30 i por ciento en peso del compuesto oxidable entra en lal zona de reacción dentro de aproximadamente 1.5H de la ubicación más baja en donde el oxigeno molecular entra en la ,zona de reacción.
16. El proceso de conformidad con la reivindicación 14, caracterizado porque el medio de reacción tiene una altura máxima (H) , en donde una mayoría de oxígeno molecular entra a la zona de reacción dentro de aproximadamente ! 0.025 ?H del fondo de la zona de reacción. ;
17. El proceso de conformidad con la reivindicación 16, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del compuesto oxidable entra a la zona de reacción dentro de aproximadamente 2.5H de la ubicación más baja donde el oxígeno molecular entra a la zona de reacción.
18. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el reactor de columna de burbujeo define una zona de desacoplamiento arriba del medio de reacción, en donde el medio de reacción tiene un anchó máximo (W) , en donde la zona de desacoplamiento tiene uh ancho I máximo (W) , en donde el reactor de columna de burbuj o tiene una relación de X:W en el intervalo de aproximadamente 0.8:1 a aproximadamente 4:1.
19. El proceso de conformidad con la reivindicación 18, caracterizado porque el reactor de columna de burbujeo tiene una relación de X:W en el intervalo de 1.1:1 a aproximadamente 2:1.
20. El proceso de conformidad con la reivindicación 18, caracterizado porque el reactor de columna de burbujeo comprende un distribuidor de reflujo localizado en la zona de desacoplamiento, en donde el proceso además comprende distribuir una corriente de reflujo de liquido en la zona de desacoplamiento por la vía del distribuidor de reflujo.
21. El proceso de conformidad con la reivindicación 20, caracterizado porque el distribuidor de reflujo distribuye la corriente de reflujo de liquido de una manera tal que la corriente de reflujo afecta por lo menos aproximadamente 75 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desacoplamiento.
22. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la presión en la parte superior del medio de reacción está en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20 barg.
23. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la presión en la parte superior del medio de reacción está en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 12 barg.
24. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la oxidación en el reactor de columna de burbujeo causa la formación de ácido tereftálico en el medio de reacción, en donde el proceso además comprende someter por lo menos una porción del ácido tereftálico a oxidación en un reactor de oxidación secundario.
25. El proceso de conformidad con la reivindicación 24, caracterizado porque la oxidación en el reactor de oxidación secundario se lleva a cabo a una temperatura promedio de por lo menos 10°C más grande que la oxidación en el reactor de columna de burbujeo.
26. El proceso de conformidad con la reivindicación 24, caracterizado porque la oxidación en el reactor de oxidación secundario se lleva a cabo a una temperatura i I promedio en el intervalo de aproximadamente 20 . a aproximadamente 80°C más grande que la temperatura promedio del reactor de columna de burbujeo, en donde la oxidación en el reactor de columna de burbujeo se lleva a cabo a una temperatura promedio en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180°C, en donde la oxidación en el reactor de oxidación secundario se lleva a cabo a una temperatura promedio en el intervalo de aproximadamente 180 a aproximadamente 220°C.
27. El proceso- de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la oxidación causa la formación de partículas de ácido tereftálico crudo en el medio de reacción, en donde una muestra representativa de las partículas de ácido tereftálico crudo tiene una o más de las siguientes características: (i) contiene menos de aproximadamente 12 ppmw de 4, 4-dicarboxiestilbeno (4, 4-DCS) , (ii) contiene menos de aproximadamente 800 ppmw de ácido isoftálico (IPA), (iii) contiene menos de aproximadamente 100 ppmw de 2, 6-dicarboxifluorenona (2, 6-DCF) , (iv) tiene un por ciento de transmitencia en 340 nanómetros (%T340) mayor que aproximadamente 25.
28. En un reactor de columna de burbujeo para hacer reaccionar una corriente de fase predominantemente dei fase líquida y una corriente predominantemente de fase de gas, la mejora caracterizada porque comprende: una coraza de recipiente que incluye uha sección de reacción y una sección de desacoplamiento, en donde la sección de reacción define una zona de reacción alargada que tiene un diámetro máximo (D) y una longitud máxima (L) de por lo menos aproximadamente 30 metros, en donde la zona de reacción presenta extremos normalmente superior y normalmente inferior espaciados entre si por la longitud (L) , en donde la sección de desacoplamiento está localizada arriba de la sección de reacción y define una zona. de desacoplamiento en comunicación fluida con la zona de¡ reacción, en donde la zona de desacoplamiento tiene un diámetro máximo (X) y una altura máxima (Y) , y en donde la coraza de recipiente tiene una relación de X:D de por lo menos aproximadamente 1.1:1. |
29. El reactor de columna de burbujeo de conformidad con la reivindicación 28, caracterizado porque la zona de reacción tiene una relación de L:D de por lo menos aproximadamente 6:1.
30. El reactor de columna de burbujeo' de conformidad con la reivindicación 28, caracterizado porque el reactor de columna de burbujeo tiene una relación de L:Y en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 24:1.
31. El reactor de columna de burbujeo de conformidad con la reivindicación 28, caracterizado porque la zona de reacción tiene .un volumen total de por lo menos aproximadamente 250 metros cúbicos.
32. El reactor de columna de burbujeo de conformidad con la reivindicación 28, caracterizado porque lal zona de reacción tiene una relación de L:D en el intervalo del aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1, en donde el reactor de columna de burbujeo tiene una relación de L:Y en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1, en donde la zona de reacción tiene un volumen total de por lo1 menos aproximadamente 500 metros cúbicos.
33. El reactor de columna de burbujeo de conformidad con la reivindicación 28, caracterizado porque la zona de reacción tiene un volumen total de por lo' menos aproximadamente 1,000 metros cúbicos.
34. El reactor de columna de burbujeo de conformidad con la reivindicación 28, caracterizado porque el reactor de columna de burbujeo además comprende un distribuidor de reflujo dispuesto en la sección de desacoplamiento y operable para descargar una corriente de reflujo de líquido hacia la zona de reacción.
35. El reactor de columna de burbuj¡eo de conformidad con la reivindicación 34, caracterizado porque el distribuidor de reflujo está configurado para descargar la corriente de reflujo de liquido de una manera tal que la corriente de reflujo de liquido descargada afecta por lo menos aproximadamente 75 por ciento del área de sección i transversal horizontal máxima de la zona de desacoplamiento. I
36. El reactor de columna de burbujeo dé conformidad con la reivindicación 28, caracterizado porque el reactor además comprende uno o más orificios de ga¡s para' introducir la corriente de fase de gas en la zona de reacción, en donde una mayoría del área abierta acumulativa definida por todos los orificios de gas está localizada dentro de aproximadamente 0.25D del extremo normalmente inferior de la zona de reacción.
37. El reactor. de columna de burbujeo de conformidad con la reivindicación 36, caracterizado porque sustancialmente toda el área abierta acumulativa definida por' todos los orificios de gas está localizada dentro de aproximadamente 0.022L y aproximadamente 0.25D del extremo normalmente inferior de la zona de reacción.
38. El reactor de columna de burbujeo de conformidad con la reivindicación 36, caracterizado porque el reactor además comprende uno o más orificios de liquido para introducir la corriente de fase líquida en la zona de1 reacción, en donde por lo menos aproximadamente 30 por ciento1 del área abierta acumulativa definida por todos los orificios, de liquido están localizados dentro de aproximadamente 1.5D del orificio de gas localizado más cercano al extremo normalmente inferior.
39. El reactor de columna de burbujeo de; conformidad con la reivindicación 36, caracterizado porque el reactor además comprende uno o más orificios de liquido para introducir la corriente de fase liquida en la zona de i reacción, en donde por lo menos dos de los orificios de1 liquido están espaciados entre sí por al menos1 aproximadamente 0.5D.